化工原理和化工機械課程設(shè)計— 苯—-乙苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計

1、<p>　　化工原理及化工機械 課程設(shè)計</p><p>　　論文題目 苯—-乙苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計 </p><p>　　院 系 化學(xué)與環(huán)境工程學(xué)院 </p><p>　　專 業(yè)

2、 應(yīng)用化學(xué) </p><p>　　姓 名 </p><p>　　學(xué) 號 </p><p>　　指導(dǎo)

3、老師 </p><p>　　2010年6月25日</p><p><b>　　內(nèi)容摘要</b></p><p>　　精餾過程的實質(zhì)是利用混合物中各組分具有不同的揮發(fā)度。即在同一溫度下，各組分的飽和蒸汽壓不同這一性質(zhì)，使液相中的輕組分轉(zhuǎn)移到汽相中，汽相中的重組分

4、轉(zhuǎn)移到液相中，從而達到分離的目的。根據(jù)設(shè)計條件以及給出的數(shù)據(jù)描述出塔溫度的分布，求得最小回流比以及塔頂?shù)南鄬]發(fā)度、塔釜的相對揮發(fā)度、全塔平均相對揮發(fā)度，又根據(jù)物料平衡公式分別計算出精餾段和提餾段的汽、液兩相的流量。之后，計算塔板數(shù)、塔徑等。根據(jù)這些計算結(jié)果進行塔板結(jié)構(gòu)的設(shè)計。計算和設(shè)計這些之后進行有關(guān)的力學(xué)性能計算和一系列的校核。</p><p>　　關(guān)鍵詞：精餾 設(shè)計條件 塔板結(jié)構(gòu)的設(shè)計 校核</

5、p><p><b>　　Abstract</b></p><p>　　The essence of rectification process is using the characteristic of each component in the mixture with different volatility. In another word，the charact

6、er which the different of each component of saturated steam pressure makes the light phase that in the liquid transfers to the steam phase and the reorganization of vapor phase transfers to the liquid in the same tempera

7、ture, and thus achieved the purpose of separation. Firstly, we can describe the temperature distribution and based on the design</p><p>　　Keywords Rectification Design conditions Tower structure design&

8、lt;/p><p>　　Output test</p><p><b>　　目錄 </b></p><p><b>　　中文摘要3</b></p><p><b>　　英文摘要4</b></p><p><b>　　第1章 綜述8</b

9、></p><p>　　1.1精餾原理及其在工業(yè)生產(chǎn)中的運用8</p><p>　　1.1.1精餾原理8</p><p>　　1.1.2 在工業(yè)生產(chǎn)中的運用10</p><p>　　1.2精餾操作對塔設(shè)備的要求10</p><p>　　1.3設(shè)計任務(wù)及操作條件10</p><p>

10、;　　1.4常用板式塔類型及本設(shè)計的選型11</p><p>　　1.5本設(shè)計所選塔的特性11</p><p>　　第2章 塔的工藝計算12</p><p>　　2.1主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)12</p><p>　　2.2工藝計算及主體設(shè)備設(shè)計13</p><p>　　2.2.1物料衡算13</p>&

11、lt;p>　　2.2.2 塔板數(shù)的計算15</p><p>　　2.2.3 熱量平衡19</p><p>　　2.2.4 塔徑計算20</p><p>　　2.3塔板結(jié)構(gòu)22</p><p>　　2.4流體力學(xué)計算25</p><p>　　2.4.1 降液裝置25</p><p&g

12、t;　　2.4.2漏液驗算26</p><p>　　2.4.3液泛驗算26</p><p>　　2.4.4霧沫夾帶驗算26</p><p>　　第3章 塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計27</p><p><b>　　3.1塔頂27</b></p><p>　　3.1.1 塔頂空間27</p>

13、<p>　　3.1.2 塔頂蒸汽出口27</p><p><b>　　3.2塔底27</b></p><p>　　3.2.1 塔底空間27</p><p>　　3.2.2 塔底出口27</p><p><b>　　3.3 進口27</b></p><p&g

14、t;　　3.3.1 塔頂回流進口27</p><p>　　3.3.2 原料進口28</p><p><b>　　3.4 裙座28</b></p><p>　　3.4.1裙座的形狀28</p><p>　　3.4.2 裙座與塔殼的連接28</p><p>　　3.4.2 裙座與塔殼的連接

15、28</p><p><b>　　3.5 塔盤28</b></p><p>　　3.5.1 塔盤類型28</p><p>　　3.5.2 塔盤板形狀28</p><p>　　3.5.3 支持圈和支持板的尺寸28</p><p>　　3.6 塔高的計算29</p><p

16、>　　第4章 強度校核30</p><p>　　4.1設(shè)計條件30</p><p>　　4.2塔殼厚度計算30</p><p>　　4.3偏心載荷計算30</p><p>　　4.4質(zhì)量載荷計算30</p><p>　　4.4.1筒體圓筒、封頭、裙座質(zhì)量31</p><p>　

17、　4.4.2 塔內(nèi)構(gòu)件的質(zhì)量31</p><p>　　4.4.3 保溫層質(zhì)量31</p><p>　　4.4.4平臺扶梯質(zhì)量31</p><p>　　4.4.5 操作時塔內(nèi)物料質(zhì)量32</p><p>　　4.4.6附件質(zhì)量32</p><p>　　4.4.7充水質(zhì)量32</p><p&

18、gt;　　4.4.8 塔器的操作質(zhì)量32</p><p>　　4.4.9 塔器的最小質(zhì)量32</p><p>　　4.4.10 塔器的最大質(zhì)量32</p><p>　　4.5風(fēng)載荷和風(fēng)彎矩計算33</p><p>　　4.5.1 風(fēng)載荷33</p><p>　　4.5.2 風(fēng)彎矩33</p>

19、<p>　　4.6地震載荷及地震彎矩33 </p><p>　　4.7各種載荷引起的軸向應(yīng)力33 </p><p>　　4.7.1計算壓力引起的軸向拉應(yīng)力σ134</p><p>　　4.7.2最大彎矩引起的軸向應(yīng)力σ335</p><p>　　4.8塔體和裙座危險截面的強度與穩(wěn)定校核36</p><p

20、>　　4.8.1塔體的最大組合軸向拉應(yīng)力校核36</p><p>　　4.8.2 塔體與裙座的穩(wěn)定校核36</p><p>　　4.9塔體水壓試驗和吊裝時的應(yīng)力校核37</p><p>　　4.9.1.水壓試驗時各種載荷引起的應(yīng)力37</p><p>　　4.9.2水壓試驗時應(yīng)力校核37</p><p>

21、;　　4.10基礎(chǔ)環(huán)的計算38</p><p>　　4.10.1基礎(chǔ)環(huán)尺寸38</p><p>　　4.10.2基礎(chǔ)環(huán)的應(yīng)力校核38</p><p>　　4.10.3基礎(chǔ)環(huán)的厚度39</p><p>　　4.10.4地腳螺栓計算39</p><p>　　4.10.5地腳螺栓的螺紋小徑39</p>

22、<p>　　第5章 主要計算結(jié)果列表40</p><p><b>　　課程設(shè)計總結(jié)44</b></p><p><b>　　參考文獻45</b></p><p><b>　　致謝46 </b></p><p><b>　　第1章 綜述<

23、/b></p><p>　　1.1精餾原理及其在工業(yè)生產(chǎn)中的運用</p><p>　　1.1.1精餾原理：</p><p>　　蒸餾是提純液體物質(zhì)和分離混合物的一種方法，但它只能粗略地把多組分系統(tǒng)相對分離。若要高效率地使混合物得到較為完全的分離怎么辦呢？那就要采用精餾的方法。</p><p>　　利用混合物中各組分的沸點不同，揮發(fā)能力的

24、差異，通過液相和氣相的回流，使氣、液兩相逆向多級接觸，在熱能驅(qū)動和相平衡關(guān)系的約束下，使得易揮發(fā)組分（輕組分）不斷從液相往氣相中轉(zhuǎn)移，而難揮發(fā)組分卻由氣相向液相中遷移，使混合物得到不斷分離，稱該過程為精餾。其精餾塔如圖1所示。原料從塔中部適當(dāng)位置進塔，將塔分為兩段，上段為精餾段，不含進料，下段含進料板為提留段，冷凝器從塔頂提供液相回流，再沸器從塔底提供氣相回流。</p><p><b>　　圖1 精餾塔

25、</b></p><p>　　精餾實際上是多次簡單蒸餾的組合。在精餾段，氣相在上升的過程中，氣相低沸點組分不斷得到精制，在氣相中不斷地增濃，在塔頂獲得低沸點產(chǎn)品。在提餾段，其液相在下降的過程中，其低沸點組分不斷地提餾出來，使高沸點組分在液相中不斷地被濃縮，在塔底獲得高沸點產(chǎn)品，如圖2。</p><p><b>　　圖2 精餾過程</b></p>

26、<p>　　以苯、乙苯溶液進行精餾A(乙苯)，B(苯)為例，從塔的中間O點進料。在O點時，氣、液兩相的組成分別為x3 和y3 。如果把組成y3 氣相冷到T2,則氣相中沸點較高的組分將部分地冷凝為液體,得到組成為x2 的液相和組成為y2的氣相，依此類推。最后所得到的蒸氣的組成可接近純B，冷凝后即得純液體B。液相部分，對x3的液相加熱到T4，液相中沸點較低的組分部分氣化，得到組成為x4的液相和組成為y4的氣相，依此類推。最后得

27、到純A。</p><p>　　多次反復(fù)部分蒸發(fā)和部分冷凝的結(jié)果，使氣相組成沿氣相線下降，最后從塔底得到純丙醇，液相組成沿液相線上升，最后從塔頂?shù)玫胶惴谢旌衔铩?lt;/p><p>　　精餾過程與其他蒸餾過程最大的區(qū)別，是在塔兩端同時提供純度較高的液相和氣相回流，為精餾過程提供了傳質(zhì)的必要條件。提供高純度的回流，使在相同理論板的條件下，為精餾實現(xiàn)高純度的分離時，始終能保證一定的傳質(zhì)推動力。所以，

28、只要理論板足夠多，回流足夠大時，在塔頂可能得到高純度的低沸點產(chǎn)品，而在塔底獲得高純度的高沸點產(chǎn)品，因此精餾比簡單蒸餾的效率大大的提高了。所以它在工業(yè)上具有廣泛的應(yīng)用。</p><p>　　1.1.2 在工業(yè)生產(chǎn)中的運用：</p><p>　　塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。塔設(shè)備的設(shè)計和研究，已經(jīng)受到化工行業(yè)的極大重視。在化工生產(chǎn)中，塔設(shè)備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、生產(chǎn)

29、能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護等各個方面，都有非常重大的影響。</p><p>　　1.2精餾操作對塔設(shè)備的要求</p><p>　　精餾所進行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣(汽)、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求：</p><p&g

30、t;　　(１) 氣(汽)、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。</p><p>　　(２) 操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣(汽)、液負(fù)荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。</p><p>　　(３) 流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動力消耗，從而降低操作費

31、用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。</p><p>　　(４) 結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。</p><p>　　(５) 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。</p><p>　　(６) 塔內(nèi)的滯留量要小。</p><p>　　實際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，況

32、且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨特的優(yōu)點，設(shè)計時應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進行選型。</p><p>　　1.3設(shè)計任務(wù)及操作條件</p><p>　　1）進精餾塔的料液含乙苯40%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），其余為苯；</p><p>　　2）塔頂?shù)囊冶胶坎坏酶哂?%；</p><p>　　3）殘液的乙苯含量不得

33、低于98%；</p><p>　　4）生產(chǎn)能力為年產(chǎn)12000噸98%的乙苯產(chǎn)品；</p><p><b>　　5）操作條件：</b></p><p>　　a塔頂壓力 4kPa（表壓）</p><p><b>　　b進料熱狀態(tài)</b></p><p><b>　　c

34、回流比 自選</b></p><p>　　d加熱蒸汽壓力 0.5MPa（表壓）</p><p>　　e單板壓降<=0.7kPa</p><p>　　1.4常用板式塔類型及本設(shè)計的選型</p><p>　　板式塔通常是由一個呈圓柱形的殼體及沿塔高按一定的間距，水平設(shè)置的若干層塔板（或稱塔盤）所組成。在操作時，液體靠重力作用由頂

35、部逐板流向塔底排出，并在各層塔板的板面上形成流動的液層；氣體則在壓力差推動下，由塔底向上經(jīng)過均布在塔板上的開孔依次穿過各層塔板由塔頂排出。塔內(nèi)以塔板作為氣﹑液兩相接觸傳質(zhì)的基本構(gòu)件。氣﹑液兩相在塔內(nèi)進行逐級接觸，氣﹑液兩相的組成沿塔高呈階梯式變化，所以板式塔是逐級接觸型的氣液傳質(zhì)設(shè)備。</p><p>　　板式塔的類型很多，主要是在于塔內(nèi)所設(shè)置的塔板結(jié)構(gòu)不同。板式塔的塔板可分為有降液管及無降液管二大類。在有降液管

36、式的塔板上，有專供液體流通的降液管，每層板上的液層高度可以由適當(dāng)?shù)囊缌鲹醢逭{(diào)節(jié)之。在塔板上氣﹑液兩相呈錯流方式接觸。常用的板型有泡罩塔﹑浮閥塔﹑篩板塔、噴射型塔等。在無降液管式的塔板上，沒有降液管，氣﹑液兩相同時逆向通過塔板上的小孔，故又稱穿流板。這種塔板結(jié)構(gòu)簡單，在塔板上，氣﹑液兩相呈逆流方式接觸。常用的板型有穿流板塔等。</p><p>　　本設(shè)計的選型為篩板塔。</p><p>　　

37、1.5本設(shè)計所選塔的特性</p><p>　　本設(shè)計所選塔為篩板塔，它的主要優(yōu)點有：</p><p>　　(１) 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60％，為浮閥塔的80％左右。</p><p>　　(２) 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％。</p><p>　　(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。</

38、p><p>　　(４) 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30％左右。</p><p><b>　　篩板塔的缺點是：</b></p><p>　　(１) 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。</p><p>　　(２) 操作彈性較小(約2～3)。</p><p>　　(３) 小孔篩板容易堵塞。&l

39、t;/p><p>　　為了加強工業(yè)技術(shù)的競爭力，長期以來，各國都加大了塔的研究力度。如今在我國常用的板式塔中主要為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔和舌型塔等。填料種類出拉西、環(huán)鮑爾環(huán)外，階梯環(huán)以及波紋填料、金屬絲網(wǎng)填料等規(guī)整填料也常采用。更加強了對篩板塔的研究，提出了斜空塔和浮動噴射塔等新塔型。同時我國還進口一些新型塔設(shè)備，這些設(shè)備的引進也帶動了我國自己的塔設(shè)備的科研、設(shè)計工作，加速了我國塔技術(shù)的開發(fā)。</p>

40、<p>　　第2章 塔的工藝計算</p><p><b>　　2.1主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)</b></p><p>　　表1.苯和乙苯的物理性質(zhì)</p><p>　　飽和蒸汽壓為P×:苯和乙苯的飽和蒸汽壓可用Antoire方程計算 即㏑P×=A-其中P× 單位為mmHg,T 單位為K 表2.</p&

41、gt;<p>　　表3.苯和乙苯在某些溫度下的表面張力σ（mN/m）</p><p>　　表4.苯和乙苯在某些溫度下的粘度(mPa·s)</p><p>　　表5.苯和乙苯的液相密度ρL（kg/m3）</p><p>　　表6.液體氣化熱г（kj/kg）</p><p>　　表7.不同塔徑的板間距</p>

42、<p>　　2.2工藝計算及主體設(shè)備設(shè)計.</p><p><b>　　2.2.1物料衡算</b></p><p>　　苯的摩爾質(zhì)量:MA=78.11kg/kmol</p><p>　　乙苯的摩爾質(zhì)量:MB=106.16kg/kmol</p><p>　　將進料、塔頂和釜液的濃度以分子分?jǐn)?shù)表示為：</p

43、><p>　　XF =(60%/78.11)/[(60%/78.11)+(40%/106.16)]=0.672</p><p>　　XD =(98%/78.11)/[(98%/78.11)+(2%/106.16)]=0.985</p><p>　　XW =(2%/78.11)/[(2%/78.11)+(98%/106.16)]=0.027 </p><

44、;p>　　苯和乙苯在某些溫度t下蒸汽壓PA°,PB°及所對應(yīng)的α，對于理想溶液α=PA°/PB°</p><p><b>　　表8 </b></p><p>　　由上表數(shù)據(jù)作如圖2-1等壓曲線（t-x圖）</p><p>　　圖2-1 苯-乙苯的等壓曲線</p><p>　

45、　相對揮發(fā)度可取表8中x=0(=4.33)和x=1(=6.01)時的α的幾何平均值</p><p><b>　　= =5.101</b></p><p>　　根據(jù)圖2-1可確定它定、塔釜和進料溫度分別為：</p><p>　　塔頂溫度tD=80.50c,塔底溫度tw=129.50c,進料溫度tF=910c</p><p&g

46、t;　　全塔平均溫度tm =(tD+tW+tF)/3 = 100.30c</p><p>　　平衡線方程：y= = </p><p>　　q線方程：x=0.672</p><p>　　而Rmin= =0.346</p><p>　　操作回流比：取R=1.5Rmin =1.5×0.346=0.52</p><

47、p><b>　　（1）精餾段</b></p><p>　　因為生產(chǎn)能力為年產(chǎn)10000噸98%的乙苯產(chǎn)品,且每年工作日為300天，每天24小時連續(xù)運行，所以W=（12000×1000kg）/(300×24h)=1667kg/h.</p><p>　　F=W(xD-xw)/(xD-xF)=1389×(98%-2%)/(98%-60%)

48、=4210.53kg/h</p><p>　　D=F-W=4210.53-1667=2544kg/h</p><p><b>　　液相流量：</b></p><p>　　L=R×D=0.52×2544=1323kg/h</p><p><b>　　氣相流量：</b></p&

49、gt;<p>　　V=(R+1) ×D=(0.52+1) ×2544=3866.88kg/h</p><p><b>　　(2)提餾段</b></p><p><b>　　液相流量：</b></p><p>　　L1=L+1×F=1323+4210.53=5533.53kg/h&

50、lt;/p><p><b>　　氣相流量：</b></p><p>　　V1=V=3866.88kg/h</p><p>　　2.2.2 塔板數(shù)的計算</p><p><b>　　差分方程法：</b></p><p>　　塔頂餾出物的平均分子量：</p><p

51、>　　M平均，D =0.985×78.11+0.015×106.16=78.5</p><p><b>　　塔頂餾出量：</b></p><p>　　D=2544/78.11=32.57kmol/h</p><p>　　L=RD=32.57×0.52=16.94kmol/h</p><p&

52、gt;　　V=L+D=49.5kmol/h</p><p>　　進料液的平均分子量：</p><p>　　M平均，F(xiàn)=0.672×78.11+0.328×106.16=87.33</p><p><b>　　進料量：</b></p><p>　　F=4210.53/87.33=48.21kmol/h&

53、lt;/p><p>　　L1=L+F=65.15koml/h</p><p><b>　　釜液的平均分子量：</b></p><p>　　M平均，w=0.027×78.11+(1-0.027)×106.16=105.4</p><p><b>　　釜液量：</b></p>

54、<p>　　W=F-D=15.64kmol/h</p><p>　　V1=V=49.5kmol/h</p><p><b>　　(1).精餾段：</b></p><p><b>　　塔頂?shù)南鄬]發(fā)度：</b></p><p><b>　　查表8可得</b><

55、/p><p>　　800c時苯的P0A為101.3Pa；840c時苯的P0A為114.1Pa</p><p>　　D=[（114.1-101.3）×0.5/4 + 101.3]/[(19.5-16.83) ×0.5/4 + 16.83]=5.995</p><p><b>　　塔釜的相對揮發(fā)度：</b></p>&

56、lt;p>　　1300c時苯的P0A為2835Pa；1250c時苯的P0A為2540Pa0c</p><p>　　w=[（2835-2540）×4.5/5 + 2540]/[(639-556) ×4.5/5 + 556]=4.448</p><p>　　則全塔的平均相對揮發(fā)度：</p><p><b>　　平均==5.164<

57、;/b></p><p><b>　　由下面公式</b></p><p>　　可得:a=-1.73；b=0.24；c=0.455</p><p>　　精餾段操作線與平衡線交點的橫坐標(biāo)由下面公式求得：</p><p>　　將a,b,c代入上式可得：xi=0.429</p><p>　　由于沸

58、點進料q=1，所以得：</p><p>　　xn=xiq=xf=0.672</p><p><b>　　由公式:</b></p><p>　　求得精餾段理論板數(shù)：n=3.698</p><p><b>　　(2).提餾段：</b></p><p><b>　　由下面

59、公式</b></p><p><b>　　b1=1/(-1)</b></p><p><b>　　求得：</b></p><p>　　a1=-1.037 </p><p><b>　　b1=0.24</b></p><p>　　c1=-0.0

60、0108</p><p>　　x1i=0.7984</p><p><b>　　塔板數(shù)近似計算</b></p><p>　　取x1iy=xiq=0.672;xm=xw=0.027</p><p><b>　　由公式:</b></p><p><b>　　，</

61、b></p><p>　　取提餾段理論塔板數(shù)（包括塔釜）：</p><p><b>　　m=3.494</b></p><p><b>　　則全塔理論板數(shù)為：</b></p><p>　　N=3.698+3.494=7.192（層）</p><p><b>　

62、　塔板數(shù)精確計算：</b></p><p>　?。?）取精餾段的理論板數(shù)為4層</p><p><b>　?。?）按公式計算</b></p><p>　　當(dāng)n=4時 公式變?yōu)橄旅嫘问剑?lt;/p><p>　　[(-1.73+0.429)/(0.24+0.429)]4</p><p>　　

63、=[(0.985-0.429)/(xn-0.429)] ×[(-1.73+0.24+0.429+xn)/(-1.73+0.24+0.429+0.985)]</p><p>　　可求得：xn=0.643</p><p><b>　?。?）由公式求得：</b></p><p>　　x1iy=(18.96×0.643+48.68&

64、#215;0.672)/67.64=0.664</p><p><b>　?。?）由公式</b></p><p>　　求得提餾段的理論塔板數(shù)：m=3.1121</p><p>　　精確計算的理論板數(shù)（全塔包括塔釜）為4+3.112=7.112（層）,取全塔理論板數(shù)為8層，扣除塔釜一層，則理論板數(shù)為7層。</p><p>

65、　　現(xiàn)取全塔效率為50％，則實際板數(shù)為：N實=7/0.5=14 取14（層）</p><p>　　精餾段的實際板數(shù)為：N精=4/0.5=8（層）</p><p>　　取8（層）提餾段的實際板數(shù)為：N提=14-8=6（層）第7層塔板為加料板。</p><p>　　2.2.3 熱量平衡</p><p><b>　　塔底熱量衡算</

66、b></p><p>　　tw=129.40c，塔底苯蒸汽的摩爾潛熱r1v1=355.6kj/kg</p><p>　　塔底乙苯蒸汽的摩爾潛熱：</p><p>　　r1v2=341.9kj/kg</p><p>　　所以塔底上升蒸汽的摩爾潛熱：</p><p>　　r1v=r1v1yw+r1v2（1-yw）&l

67、t;/p><p>　　=355.6×0.027+341.9×（1-0.027）</p><p>　　=324.27kj/kg</p><p><b>　　故再沸器熱流量：</b></p><p>　　Qr=4350.696×342.27/3600=413.64kj/s</p>&l

68、t;p>　　因為設(shè)備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5%，且加熱蒸汽潛熱rr=2177.6kj/kg,故所需蒸汽的質(zhì)量流量Gv=Qr/rR=413.64×(1+0.05)/2177.6=0.1909kg/s</p><p><b>　　塔頂熱量衡算</b></p><p>　　tD=80.50c，塔頂苯蒸汽的摩爾潛熱：</p><p>

69、　　rv1=379.3kj/kg</p><p>　　塔頂乙苯蒸汽的摩爾潛熱：</p><p>　　rv2=359.3kj/kg</p><p>　　所以塔頂上升蒸汽的摩爾潛熱：</p><p>　　rv=rv1yD+rv2（1-yD）</p><p>　　=379.3×0.985+359.3×（1

70、-0.985）</p><p><b>　　=379kj/kg</b></p><p><b>　　故冷凝器的熱流量：</b></p><p>　　Qc=Vsρ×rv2=2.9345×0.415×379=461.55kj/s</p><p>　　因為水的定壓比熱容：Cc

71、=4.174kj/（kg×K）,冷卻水進口溫度為300c，出口溫度為450c所以所需冷卻水的質(zhì)量流量：</p><p>　　Gc=461.55/[4.174×（45-30）]=7.372kg/s</p><p>　　2.2.4 塔徑計算</p><p>　　由公式ρ=A+BT+CT2+DT3+ET4，其中T單位為K，其中常數(shù)為：</p>

72、;<p><b>　　由此計算得</b></p><p><b>　　(1)精餾段</b></p><p>　　ρL=xDρ苯+（1-xD）ρ乙苯=0.985××813.85+（1-0.985）×812.96=813.84kg/m3</p><p>　　ρG=PM/（RT）=10

73、1.3××78.11/（8.314×353.5）=2.68kg/m3</p><p>　　取板間距，板上清液層高度為hL=0.05（米），</p><p>　　則分離空間HT-hL=0.35（米）</p><p><b>　　液體的體積流量：</b></p><p>　　L體積=L/ρL=1

74、323/813.84=1.63 m3/h=4.5×10-4 m3/s</p><p>　　V體積=V/ρG=3866.88/2.68=1442.9 m3/h =0.400 m3/s</p><p>　?。↙體積/ V體積）×（ρL/ρG）1/2</p><p>　　=（4.5×10-4/0.400）×（813.84/2.68）

75、1/2</p><p><b>　　=0.0196</b></p><p>　　查表得C20=0.075</p><p>　　苯在80.5攝氏度時的表面張力為σ=21.2（達因/厘米）</p><p>　　由公式C20/Cσ=（20/σ）0.2可得：</p><p>　　Cσ=0.075/（20/

76、21.2）0.2=0.0655</p><p>　　由公式uF=C×[（ρL-ρG）/ρG]1/2可得</p><p>　　uF=0.0655×[（813.84-2.68）/2.68]1/2=1.1395m/s</p><p><b>　　取適宜空塔速度：</b></p><p>　　u=0.8 uF

77、=0.8×1.1395=0.912m/s</p><p><b>　　塔徑由公式求得：</b></p><p>　　D=[0.400/（0.785×0.912）]1/2=0.794m</p><p><b>　　(2)提餾段</b></p><p>　　ρ1L=xDρ苯+（1-x

78、D）ρ乙苯=0.027×754.545+（1-0.027）×764.07=763.81kg/m3</p><p>　　ρ1G=PM/（RT）=101.3×105.4/（8.314×402.65）=3.189kg/m3</p><p>　　取板間距，板上清液層高度為hL=0.05（米），則分離空間HT-hL=0.35（米）</p><

79、;p><b>　　液體的體積流量：</b></p><p>　　L1體積=L1/ρ1L=5533.53/763.8=7.245 m3/h=2.09×10-3 m3/s</p><p>　　V1體積=V1/ρ1G=3866.88/3.189=1212.57 m3/h =0.337 m3/s</p><p>　　（L1體積/ V1體

80、積）×（ρ1L/ρ1G）1/2</p><p>　　=（2.09×10-3/0.337）×（763.81/3.189）1/2</p><p><b>　　=0.0853</b></p><p>　　查表的C120=0.072</p><p>　　乙苯129.5攝氏度時的表面張力為σ=15.9

81、（達因/厘米）</p><p>　　由公式C20/Cσ=（20/σ）0.2可得：</p><p>　　Cσ=0.072/（20/15.9）0.2=0.0688</p><p>　　由公式uF=C×[（ρL-ρG）/ρG]1/2可得</p><p>　　uF1=0.0688×[（763.81-3.189）/3.189]1/2

82、=1.063m/s</p><p><b>　　取適宜空塔速度：</b></p><p>　　u1=0.8 u1F=0.8×1.063=0.8504m/s</p><p><b>　　塔徑由公式</b></p><p><b>　　求得：</b></p>

83、<p>　　D=[0.337/（0.785×0.8504）]1/2=0.753m</p><p>　　根據(jù)計算，精餾段和提餾段塔徑選用D=0.8(米)</p><p>　　將D=0.8m代人公式算得此時兩段的實際空塔速度為：</p><p>　　u=0.897m/s</p><p>　　u1=0.754m/s</p

84、><p>　　相應(yīng)的空塔動能因數(shù)為：</p><p><b>　　均屬正常操作范圍。</b></p><p><b>　　，2.3 塔板結(jié)構(gòu)</b></p><p>　　根據(jù)塔徑和液體的流量，選用弓形降液管，塔板采用電流程和分塊式組裝。</p><p><b>　　降液

85、裝置</b></p><p><b>　　1.偃長</b></p><p><b>　　取</b></p><p><b>　　2.偃高</b></p><p><b>　　由公式 求得</b></p><p><

86、b>　?。?）精餾段</b></p><p>　　=44.35（毫米）</p><p><b>　?。?）提餾段</b></p><p><b>　　=35.5（毫米）</b></p><p>　　上下兩段偃高均選用40毫米。</p><p><b&g

87、t;　　3.降液管面積</b></p><p><b>　　當(dāng)時，由查表得：</b></p><p>　　塔的相對操作面積為：</p><p>　　4.液體在降液管中的停留時間</p><p>　　Ls=(L+L1)/2=(4.5×10-4+2.09×10-3)/2 = 1.299

88、5;10-3m3/s</p><p>　　Vs=(V+V1)/2=(0.400+0.379)/2=0.415m3/s</p><p>　　由公式求各段的停留時間：</p><p><b>　?。?）精餾段</b></p><p><b>　?。?）提餾段</b></p><p&g

89、t;　　5.降液管下端與下層塔板間的距離</p><p><b>　　由公式可求得</b></p><p>　　h0=Ls/(Lw×uL)=1.299×10-3/(0.52×0.026)=0.096m</p><p>　　上下兩段均選用h0=96mm</p><p>　　參考表11-1中所列

90、的推薦數(shù)字估定規(guī)格為：A=0.785×0.82=0.5024m2</p><p>　　降液管總截面積Ad=0.068A=0.034 m2</p><p>　　塔凈截面積An=（1-0.068）A=0.4682 m2</p><p>　　塔板工作總面積Aa=（1-2×0.068）A=0.4341 m2</p><p>　　孔

91、總面積A0=0.1A=0.05024 m2</p><p><b>　　孔徑d0=3mm</b></p><p>　　板厚tp=2.5mm</p><p><b>　　堰高hw=40mm</b></p><p>　　孔個數(shù)N=A0/（0.785×d02）=7111.11</p>

92、<p><b>　　取整為7112個</b></p><p>　　2.4 流體力學(xué)計算</p><p>　　2.4.1塔板壓力降</p><p><b>　　(1)精餾段</b></p><p>　　干板壓力降由公式h0=（u0/c0）2ρG/（2gρL）得：</p>&

93、lt;p>　　h0=（0.897/0.0655）2×2.68/（2g×813.84）=0.0315m</p><p><b>　　Lw=0.52m</b></p><p>　　VL=1.829m3/h=5.08×10-4 m3/s</p><p>　　VL/Lw0.25=6.0×10-4</p

94、><p><b>　　查表得Fw=1.0</b></p><p><b>　　hw=0.04m</b></p><p>　　how=0.0028×Fw×（ VL/Lw）2/3=0.0065m</p><p>　　uaρG1/2=1.7</p><p><

95、b>　　查表得β=0.6</b></p><p>　　He=β（hw+how）=0.6×（0.04+0.0065）=0.0279m</p><p>　　ΔHt=h0+he=0.0315+0.0279=0.0594</p><p>　　即ΔP=ρgh=0.593kPa〈0.7kPa 符合題意</p><p><

96、;b>　　(2)提餾段</b></p><p>　　干板壓力降由公式h0=（u0/c0）2ρG/（2gρL）得：</p><p>　　h0=（0.754/0.0688）2×3.189/（2g×763.81）=0.0256m</p><p><b>　　Lw=0.52m</b></p><

97、p>　　V1L=7.515m3/h=2.09×10-3 m3/s</p><p>　　V1L/Lw0.25=2.46×10-3</p><p>　　查表得F1w=1.0</p><p><b>　　h1w=0.04m</b></p><p>　　h1ow=0.0028×Fw×

98、（ V1L/Lw）2/3=0.0166m</p><p>　　u1aρ1G1/2=1.56</p><p>　　查表得β1=0.62</p><p>　　h1e=β1（h1w+h1ow）=0.62×（0.04+0.0166）=0.035m</p><p>　　ΔH1t=h10+h1e=0.061m</p><p&

99、gt;　　即ΔP1=ρgh=0.595kPa〈0.7kPa 符合題意</p><p>　　2.4.2漏液驗算：</p><p>　　取能動因素F0=5，相應(yīng)的氣相最小負(fù)荷Vsmin=(3.14/4)d02Nu0min</p><p>　　其中u0min=F0/（ρG）1/2=3.05m/s，Vsmin=0.1533m/s</p><p>　

100、　可見不會產(chǎn)生過液漏液</p><p>　　2.4.3液泛驗算：</p><p>　　Hd=ΔHt+hw+how+hd</p><p><b>　　其中</b></p><p>　　ΔHt=0.0593m</p><p><b>　　hw=0.04m</b></p&

101、gt;<p>　　how=0.0065m</p><p>　　hd=1.39×（VL/Ada）2/g</p><p>　　Ada=0.096×0.52=0.04992m2</p><p>　　hd=1.39（1.299×10-3/0.04992）2/9.81=9.6×10-6m</p><p&

102、gt;　　Hd=0.0593+0.04+0.0065+9.6×10-6=0.1m</p><p>　　為防止液泛，通常Hd不大于Φ（HT+hw），Φ取0.5</p><p>　　Φ（HT+hw）=0.5×（0.4+0.0064）=0.2m</p><p>　　hd 〈Φ（HT+hw）</p><p><b>　　

103、故不會產(chǎn)生液泛。</b></p><p>　　2.4.4霧沫夾帶驗算：</p><p>　　泛點率F1=[Vs×(ρG/ρL-ρG)1/2+1.36LsZ]/(kCFAb)</p><p><b>　　其中k=1.0</b></p><p>　　Z=D-2wd=0.8-2×0.096=0.

104、608</p><p>　　Ab=AT-2Af=0.785×0.82-2×0.785×0.82×0.068=0.434</p><p>　　查《化工工藝設(shè)計手冊》可知CF=0.08</p><p>　　可求F1=0.76〈80%</p><p>　　可見霧沫夾帶在允許范圍內(nèi)。</p>&l

105、t;p>　　第3章 塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計</p><p><b>　　3.1塔頂</b></p><p>　　3.1.1 塔頂空間</p><p>　　塔頂空間一般取HD=1.2～1.5米，在此，我們?nèi)∷斂臻g為HD=1.5米。</p><p>　　3.1.2 塔頂蒸汽出口</p><p><

106、b>　　管內(nèi)蒸汽流速</b></p><p>　　uG=4Ls/(3.14×N×d02)</p><p>　　=4×0.415×10-3/(3.14×7112×9×10-6)</p><p>　　=8.259m/s，</p><p>　　由公式u21/2g

107、 +p1/ρg = u22/2g +p2/ρg可得u2=2Δp/ρ + uG2</p><p>　　u=52.86m/s</p><p><b>　　d==0.3m</b></p><p>　　則塔頂蒸汽管直徑：0.3m</p><p>　　塔頂蒸汽管尺寸為300mm的標(biāo)準(zhǔn)管。</p><p>

108、;　　選用法蘭為DN為300mm的帶頸平焊鋼質(zhì)管法蘭（HG20594-97）。</p><p><b>　　3.2塔底</b></p><p>　　3.2.1 塔底空間</p><p>　　塔底空間一般取HD=1.2～1.5米，在此，我們?nèi)∷涂臻g為HD=1.5米。</p><p>　　3.2.2 塔底出口</p&

109、gt;<p>　　取釜液出口管尺寸為0.15m的標(biāo)準(zhǔn)管。法蘭為DN為150mm的帶頸平焊鋼制管法蘭（HG20594-97）。</p><p><b>　　3.3 進口</b></p><p>　　3.3.1 塔頂回流進口</p><p>　　回流液由泵輸送時，速度可取1.5～2.5（米/秒），現(xiàn)取2m/s。</p>

110、<p>　　uL=4Ls/（3.14×N×d02）=4×1.299×10-3/（3.14×7112×9×10-6）=0.026m/s</p><p>　　由u1d21=u2d22可得：</p><p><b>　　d==0.09m</b></p><p>　　取塔頂

111、回流進口管尺寸為100mm的標(biāo)準(zhǔn)管。法蘭為DN為100mm的帶頸平焊鋼制管法蘭（HG20594-97）。</p><p>　　3.3.2 原料進口</p><p>　　料液由泵輸送時速度可取1.5～2.5（米/秒），現(xiàn)取2m/s</p><p>　　由u1d21=u2d22可得：</p><p><b>　　=0.06m</b

112、></p><p>　　取原料進口管管徑為80mm的標(biāo)準(zhǔn)管。法蘭為DN為80mm的帶頸平焊鋼制管法蘭（HG20594-97）。</p><p><b>　　3.4 裙座</b></p><p>　　選材：Q235-B，裙座高3m</p><p>　　3.4.1裙座的形狀</p><p>　　

113、為了制作的方便，裙座我們選用圓筒形裙座。</p><p>　　3.4.2 裙座與塔殼的連接</p><p>　　裙座與塔殼的連接采用對接接頭形式。</p><p><b>　　3.5 塔盤</b></p><p>　　3.5.1 塔盤類型</p><p>　　為了方便在塔的內(nèi)部進行拆裝工作，因此我

114、們選用分塊式塔盤。</p><p>　　3.5.2 塔盤板形狀</p><p><b>　　選用矩形塔板</b></p><p>　　3.5.3 支持圈和支持板的尺寸</p><p>　　支持圈寬度為40mm，</p><p>　　支持板寬度為40mm，</p><p>　

115、　材料為碳鋼，厚度為6mm</p><p><b>　　3.6 塔高的計算</b></p><p>　　已知實際塔板數(shù)為N=14塊，塔板距HT=0.4m，由于料液清潔，無須經(jīng)常清洗，可取每七層設(shè)一人孔，則人孔數(shù)為三個。</p><p>　　選擇DN450mm人孔，其中人孔處塔板間距為800mm，位置分別為：人孔1位于1塔板下，人孔2位于加料板8

116、下，人孔3位于14塔板上。</p><p>　　進料處板空間高度為HF=0.8m。</p><p>　　全塔高度H0=1.5+0.8×4+10×0.4+1.5=10.2m</p><p><b>　　第4章 強度校核</b></p><p><b>　　4.1設(shè)計條件</b>&

117、lt;/p><p>　　武漢地區(qū)的基本風(fēng)壓值250N/m2；地震設(shè)防烈度為4—5級，小于等于6級；塔內(nèi)裝有14層篩板塔盤，每塊塔盤存留的介質(zhì)高為70mm，介質(zhì)密度為800公斤/立方米；塔殼外表面保溫層厚度為100mm ，保溫層材料密度為300公斤/立方米；塔上每隔5m安裝一層操作平臺，寬1m操作平臺共2層，單位質(zhì)量為150公斤/平方米,包角為180度；塔內(nèi)設(shè)計壓力為0.5MPa，設(shè)計溫度為150，塔殼厚度附加量為2m

118、m，裙座厚度附加量為2mm，裙座高為3m；焊縫系數(shù)取0.9；塔全高為13.2m。</p><p><b>　　4.2塔殼厚度計算</b></p><p>　　塔體材料選用16MnR、設(shè)計條件下的許用應(yīng)力為：150MPa。查表4—8，局部無損檢測，ф=0.8</p><p><b>　　塔體厚度計算：</b></p&g

119、t;<p>　　δ=pcDi/（2[σ]tф-pc）=0.5×800/(2×150×0.8-0.5)=1.67mm</p><p>　　考慮厚度附加量C=2mm，經(jīng)圓整，δn=6mm</p><p>　　選用標(biāo)準(zhǔn)橢圓形封頭，所以K=1</p><p><b>　　封頭厚度計算：</b></p&g

120、t;<p>　　δ=pcDi/（2[σ]tф-0.5pc）=0.5×800/(2×150×0.8-0.25)=1.668mm</p><p>　　考慮厚度附加量C=2mm，經(jīng)圓整，δn=6mm</p><p>　　4.3 偏心載荷計算</p><p>　　塔體與裙座間懸掛一臺再沸器，其操作質(zhì)量為me1=4000kg，偏心距

121、e1=2000mm；塔頂懸掛一臺冷凝器，其操作質(zhì)量me2=1000kg，偏心距e2=2000mm，</p><p>　　Me=mege=（4000+1000）×2000×9.81=9.81×107N·mm</p><p><b>　　4.4質(zhì)量載荷計算</b></p><p>　　4.4.1筒體圓筒、封頭

122、、裙座質(zhì)量m01：</p><p>　　筒體圓筒質(zhì)量：m1=238.4×10.2=2431.68kg</p><p>　　封頭質(zhì)量:m2=175.2×2=350.4kg</p><p>　　裙座質(zhì)量:m3=23804×3=71502kg</p><p>　　m01=m1+m2+m3=3497.28kg</p

123、><p>　　說明：1、塔體圓筒總高度為H0=10.2m</p><p>　　2、查的DN800，厚度為6mm的圓筒質(zhì)量為238.4kg/m</p><p>　　3、查得DN800，厚度為6mm的橢圓形封頭質(zhì)量為175.2kg/m</p><p>　　4、裙座高度為3000mm，厚度為6mm</p><p>　　4.4.2

124、 塔內(nèi)構(gòu)件的質(zhì)量m02</p><p>　　m02=0.785Di×65×14=0.785×0.82×65×14=457.42（千克）</p><p>　　4.4.3 保溫層質(zhì)量m03</p><p>　　m03=0.785×[(Di+2δn+2δ)2-(Di+2δn)2]H0ρ2+2m03’</p&

125、gt;<p>　　=0.785×[(0.8+2×0.006+2×0.1)2-(0.8+2×0.006)2]×10.2×300+2×(0.177-0.075)×300</p><p><b>　　=533kg</b></p><p>　　說明：保溫層厚度為100mm ，保溫層材

126、料密度為300公斤/立方米，橢球的體積為abc=0.4×0.4×0.2=0.075m3，加保溫層后體積為0.177m3.</p><p>　　4.4.4平臺扶梯質(zhì)量m04</p><p>　　m04=0.785×[(Di+2δn+2δ+2B)2-(Di+2δn+2δ)2]×0.5×nqp+qF×HF</p><

127、p>　　=0.785×[(0.8+2×0.006+2×0.1+2×0.9)2-(0.8+2×0.006+2×0.1)2]×0.5×2×150+40×10=1210.9kg</p><p>　　說明：查表8-1得，平臺質(zhì)量qp=150kg/m2，籠式扶梯質(zhì)量：qF=40kg/m，</p><

128、p>　　籠式扶梯總高度為10m，平臺數(shù)量為n=2個。平臺寬度B=900mm，高度為1000mm。</p><p>　　4.4.5 操作時塔內(nèi)物料質(zhì)量m05</p><p>　　m05=0.785Di2hwNρ1 + 0.785Di2h0ρ1 + V fρ1</p><p>　　=0.785×0.82×0.04×800×1

129、4+0.785×0.82×1.8×800+0.0754×800</p><p>　　=1346.75kg</p><p>　　說明：物料密度ρ1=800kg/m3，封頭容積Vf=0.754m3，塔釜圓筒部分深度h0=1.8m，塔板層數(shù)N=14，塔板上液層高度hw=0.04m</p><p>　　4.4.6附件質(zhì)量ma</

130、p><p>　　按經(jīng)驗取附件質(zhì)量為ma=0.25m01=874.32kg</p><p><b>　　4.4.7充水質(zhì)量</b></p><p>　　mw=0.785Di2H0ρw+2Vρw</p><p>　　=0.785×0.82×10.2×1000+2×0.754×10

131、00=5275.28kg</p><p>　　4.4.8 塔器的操作質(zhì)量</p><p>　　m0=m01+m02+m03+m04+m05+ma+me</p><p>　　=3497.28+457.42+533+1210.9+1346.75+874.32+5000</p><p>　　=12919.6kg</p><p&g

132、t;　　4.4.9 塔器的最小質(zhì)量</p><p>　　mmin=m01+0.2m02+m03+m04+ma+me</p><p>　　=3497.28+0.2×457.42+533+1210.9+874.32+5000</p><p><b>　　=11207kg</b></p><p>　　4.4.10 塔