化工原理課程設(shè)計(jì)---分離苯—甲苯混合液的浮閥板式精餾塔工藝設(shè)計(jì)

1、<p><b>　　設(shè)計(jì)任務(wù)書</b></p><p>　　1設(shè)計(jì)題目：分離苯—甲苯混合液的浮閥板式精餾塔工藝設(shè)計(jì)</p><p><b>　　2設(shè)計(jì)參數(shù)</b></p><p>　　設(shè)計(jì)規(guī)模：苯——甲苯混合液處理量2 萬(wàn)t/a</p><p>　　生產(chǎn)制度：年開工330天，每天小時(shí)連續(xù)生

2、產(chǎn)</p><p>　　原料組成：苯含量為35%（質(zhì)量百分率，下同）</p><p>　　進(jìn)料狀況：含苯35%的苯——甲苯混合溶液20℃</p><p>　　分離要求：塔頂苯含量不低于98.5%，塔底甲苯含量不小于98%</p><p>　　建廠地區(qū)：大氣壓為760mmHg，自來(lái)水年平均溫度為20℃的鹽城市</p><p&

3、gt;<b>　　3設(shè)計(jì)要求和工作量</b></p><p><b>　　完成設(shè)計(jì)說明書一份</b></p><p>　　完成精餾塔工藝條件圖一張</p><p>　　4設(shè)計(jì)說明書主要內(nèi)容</p><p><b>　　目錄</b></p><p><

4、;b>　　摘 要1</b></p><p><b>　　緒 論2</b></p><p>　　設(shè)計(jì)方案的選擇和論證3</p><p><b>　　1 設(shè)計(jì)流程3</b></p><p><b>　　2 設(shè)計(jì)思路3</b></p>&

5、lt;p>　　第一章 塔板的工藝設(shè)計(jì)4</p><p><b>　　1.1物料衡算4</b></p><p>　　1.1.1塔的物料衡4</p><p>　　1.2.2平衡線方程的確定5</p><p>　　1.2.4求精餾塔的氣液相負(fù)荷6</p><p>　　1.2.5操作線方程

6、6</p><p>　　1.2.6用逐板法算理論板數(shù)6</p><p>　　1.2.7實(shí)際板數(shù)的求取7</p><p>　　1.3.1進(jìn)料溫度的計(jì)算8</p><p>　　1.3.2 操作壓強(qiáng)8</p><p>　　1.2.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算8</p><p>　　1.2.4平均密

7、度計(jì)算9</p><p>　　1.2.5液體平均表面張力計(jì)算10</p><p>　　1.3 精餾塔工藝尺寸的計(jì)算11</p><p>　　1.3.1塔徑的計(jì)算11</p><p>　　1.3.2精餾塔有效高度的計(jì)算12</p><p>　　1.4塔板主要工藝尺寸的計(jì)算13</p><p

8、>　　1.4.1溢流裝置計(jì)算13</p><p>　　1.5浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置14</p><p>　　1.6塔板流體力學(xué)驗(yàn)算15</p><p>　　1.6.1計(jì)算氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降15</p><p>　　1.6.2降液管中清夜層高度16</p><p>　　1.6.3計(jì)算霧沫夾帶

9、量16</p><p>　　1.7精餾段塔板負(fù)荷性能圖17</p><p>　　1.7.1霧沫夾帶上限線17</p><p>　　1.7.2液泛線18</p><p>　　1.7.3 液相負(fù)荷上限線19</p><p>　　1.7.4氣體負(fù)荷下限線（漏液線）20</p><p>　　

10、1.7.5液相負(fù)荷下限線20</p><p><b>　　1.8小結(jié)21</b></p><p>　　第二章 熱量衡算21</p><p>　　2.2.2 塔底熱量23</p><p>　　2.3焓值衡算24</p><p>　　第三章 輔助設(shè)備26</p><p&

11、gt;　　3.1冷凝器的選型26</p><p>　　3.1.1計(jì)算冷卻水流量27</p><p>　　3.1.2冷凝器的計(jì)算與選型27</p><p>　　3.2再沸器的選型28</p><p>　　第四章 塔附件設(shè)計(jì)29</p><p><b>　　4.1接管29</b></

12、p><p>　　4.1.1進(jìn)料管29</p><p>　　4.1.2回流管29</p><p>　　4.1.3塔底出料管29</p><p>　　4.1.4塔頂蒸汽出料管29</p><p>　　4.1.5塔底進(jìn)氣管30</p><p>　　4.2筒體與封頭30</p>&

13、lt;p>　　4.2.1筒體30</p><p>　　4.2.2封頭30</p><p><b>　　4.3除沫器30</b></p><p><b>　　4.4裙座31</b></p><p><b>　　4.5人孔31</b></p><

14、p>　　4.6塔總體高度的設(shè)計(jì)31</p><p>　　4.6.1塔的頂部空間高度31</p><p>　　4.6.2塔的底部空間高度31</p><p>　　4.6.3塔立體高度32</p><p><b>　　設(shè)計(jì)結(jié)果匯總33</b></p><p><b>　　設(shè)計(jì)

15、總結(jié)34</b></p><p><b>　　致謝35</b></p><p><b>　　參考文獻(xiàn)36</b></p><p><b>　　主要符號(hào)說明37</b></p><p><b>　　附 錄38</b></p>

16、;<p><b>　　摘 要</b></p><p>　　化工生產(chǎn)常需進(jìn)行二元液相混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝達(dá)到輕重組分分離目的的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對(duì)選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過程中的各種參數(shù)是非

17、常重要的。</p><p>　　塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類型之一。本次設(shè)計(jì)的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程，該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。</p><p>　　本設(shè)計(jì)書對(duì)苯和甲苯的分離設(shè)備─浮閥精餾塔做了較詳細(xì)的敘述，主要包括：工藝計(jì)算，輔助設(shè)備計(jì)算,塔設(shè)備等的附圖。</p

18、><p>　　采用浮閥精餾塔，塔高18.81米，塔徑1.0米，按逐板計(jì)算理論板數(shù)為29。算得全塔效率為0.539。塔頂使用全凝器，部分回流。精餾段實(shí)際板數(shù)為12，提餾段實(shí)際板數(shù)為17。實(shí)際加料位置在第13塊板(從上往下數(shù))，操作彈性為3.75。通過板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學(xué)驗(yàn)算，均在安全操作范圍內(nèi)。</p><p>　　塔的附屬設(shè)備中，所有管線均采用無(wú)縫鋼管。再沸器采用臥式浮頭式換

19、熱器。用140℃飽和蒸汽加熱，用20℃循水作冷凝劑。飽和蒸汽走管程，釜液走殼程。</p><p>　　關(guān)鍵詞：苯__甲苯、精餾、圖解法、負(fù)荷性能圖、精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu)</p><p><b>　　緒 論</b></p><p>　　化工生產(chǎn)中常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的。互溶液體混合物的分離有多種方法，蒸餾及精餾是其中最

20、常用的一種。蒸餾是分離均相混合物的單元操作之一，精餾是最常用的蒸餾方式，是組成化工生產(chǎn)過程的主要單元操作。為實(shí)現(xiàn)高純度的分離已成為蒸餾方法能否廣泛應(yīng)用的核心問題，為此而提出了精餾過程。精餾的核心是回流，精餾操作的實(shí)質(zhì)是塔底供熱產(chǎn)生蒸汽回流，塔頂冷凝造成液體回流。</p><p>　　我們工科大學(xué)生應(yīng)具有較高的綜合能力、解決實(shí)際生產(chǎn)問題的能力和創(chuàng)新的能力。課程設(shè)計(jì)是一次讓我們接觸并了解實(shí)際生產(chǎn)的大好機(jī)會(huì)，我們應(yīng)充分

21、利用這樣的機(jī)會(huì)去認(rèn)真去對(duì)待。而新穎的設(shè)計(jì)思想、科學(xué)的設(shè)計(jì)方法和優(yōu)秀的設(shè)計(jì)作品是我們所應(yīng)堅(jiān)持努力的方向和追求的目標(biāo)。</p><p>　　浮閥塔盤自20世紀(jì)50年代初期開發(fā)以來(lái)，由于制造方便及其性能上的優(yōu)點(diǎn)，很多場(chǎng)合已取代了泡罩塔盤。這類塔盤的塔盤板開有閥孔，安置了能在適當(dāng)范圍內(nèi)上下浮動(dòng)的閥片，其形狀有圓形、條形及方形等。由于浮閥與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負(fù)荷的變動(dòng)而自動(dòng)調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)荷范圍內(nèi)，均能保

22、持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時(shí)間長(zhǎng)，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。與泡罩塔盤相比，處理能力較大，壓力降較低，而塔板效率較高，缺點(diǎn)是閥孔易磨損，閥片易脫落。操作氣速不可能會(huì)很高，因?yàn)闀?huì)產(chǎn)生嚴(yán)重的霧沫夾帶，這就限制了生產(chǎn)能力的進(jìn)一步提高。</p><p>　　具有代表性的浮閥塔有F1型（V1型）浮閥塔板、重盤式浮閥塔、盤式浮閥、條形浮閥及錐心形浮閥等。</p><p>　

23、　設(shè)計(jì)方案的選擇和論證</p><p><b>　　1 設(shè)計(jì)流程</b></p><p>　　本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯__甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作

24、回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。</p><p><b>　　2 設(shè)計(jì)思路</b></p><p>　　在本次設(shè)計(jì)中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡(jiǎn)單蒸餾和平衡蒸餾只能達(dá)到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實(shí)現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實(shí)際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻

25、器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實(shí)現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，有時(shí)后可以考慮將余熱再利用，在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。</p><p>　　塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器連

26、種不同的設(shè)置。在這里準(zhǔn)備用全凝器，因?yàn)榭梢詼?zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計(jì)是在常壓下操作。 因?yàn)檫@次設(shè)計(jì)采用間接加熱，所以需要再沸器?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費(fèi)用之和最低。在設(shè)計(jì)時(shí)要根據(jù)實(shí)際需要選定回流比。</p><p>　　1、本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾操作方式。2、常壓操作。3、20℃進(jìn)料。4、間接蒸汽加熱。5、選R=2Rmin。6、塔頂選用全凝器。7、選用浮閥塔。</p>

27、<p>　　在此使用浮閥塔，浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的，它吸收了兩者的優(yōu)點(diǎn)，其突出優(yōu)點(diǎn)是可以根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度，這樣就可以避免過多的漏液。另外還具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，制造方便，塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點(diǎn)。浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備，其多用不銹鋼板或合金 。近年來(lái)所研究開發(fā)出的新型浮閥進(jìn)一步加強(qiáng)了流體的導(dǎo)向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動(dòng)接觸更加有效，可顯著提高操作彈性和效率。

28、</p><p>　　從苯—甲苯的相關(guān)物性中可看出它們可近似地看作理想物系。而且浮閥與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負(fù)荷的變動(dòng)而自動(dòng)調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時(shí)間長(zhǎng)，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。</p><p>　　第一章 塔板的工藝設(shè)計(jì)</p><p><b>　　1.1物料衡算</b

29、></p><p>　　1.1.1塔的物料衡</p><p>　?。?）苯的摩爾質(zhì)量：</p><p><b>　　甲苯的摩爾質(zhì)量：=</b></p><p>　　（2）原料液平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　=0.35/78/（0.35/78+0.65/92）=0.388</p&g

30、t;<p>　　=0.985/78/（0.985/78+0.015/92）=0.987</p><p>　　M=0.38878+(1-0.388) 92=86.568</p><p><b>　　（3）物料衡算</b></p><p><b>　　原料液流量：</b></p><p>

31、　　F=200001000/（792086.568）=29.17</p><p><b>　　總物料衡算：</b></p><p><b>　　即</b></p><p><b>　　D+W=29.17</b></p><p><b>　　即</b><

32、;/p><p>　　0.987D+ 0.0235W=29.170.388</p><p>　　解得：D=11.04，W=18.13 </p><p>　　1.2.2平衡線方程的確定</p><p>　　由文獻(xiàn)[1]中苯與甲苯的汽-液平衡組成可以找出算出。如</p><p>　　表1-6 苯—甲苯（101.3kPa）的t-

33、x-y相平衡數(shù)據(jù)</p><p><b>　　===</b></p><p><b>　　同理可算出其它的</b></p><p><b>　　從而推出</b></p><p><b>　　所以平衡線方程</b></p><p>　

34、　因?yàn)椋楸碇罕胶图妆降臒崛劬鶠?.83kJ/kg，，；</p><p><b>　　=</b></p><p>　　所以q線方程為：y=3.8x-1.26;和平衡線方程聯(lián)立求得：</p><p><b>　　取操作回流比。 </b></p><p>　　1.2.4求精餾塔的氣液相負(fù)荷</p

35、><p>　　L=RD =2.411.04=26.496</p><p>　　V=(R+1)D=(2.4+1) 11.0437.536</p><p>　　=L+qF =26.496+1.36 29.17=</p><p>　　1.2.5操作線方程</p><p>　　精餾段操作線方程為：</p><p

36、>　　提餾段操作線方程為：</p><p>　　1.2.6用逐板法算理論板數(shù)</p><p><b>　　同理可算出如下值：</b></p><p><b>　　所以第七塊為進(jìn)料板</b></p><p>　　所以總理論板數(shù)為12塊（不含再沸器），第7塊板上進(jìn)料。</p>&

37、lt;p>　　1.2.7實(shí)際板數(shù)的求取</p><p>　　由苯-甲苯體系的t-x（y）圖可知對(duì)應(yīng)的溫度為塔底溫度，查得為℃。</p><p><b>　　同理可查得：℃，</b></p><p>　　由它們的安托因方程[2] </p><p><b>　　平均塔溫為</b></p>

38、;<p><b>　　℃。</b></p><p><b>　　由經(jīng)驗(yàn)式[3]</b></p><p>　　式中，μ—相對(duì)揮發(fā)度；</p><p>　　—加料液體的平均粘度；</p><p>　　及μ為塔頂及塔底平均溫度時(shí)的數(shù)值。</p><p>　　在95.2

39、5℃苯的粘度：0.276厘泊。 甲苯的粘度：0.270厘泊。</p><p>　　加料液體的平均粘度：厘泊</p><p><b>　　。</b></p><p><b>　　精餾段實(shí)際板層數(shù)</b></p><p>　　提餾段實(shí)際板層數(shù)(不含再沸器)</p><p>　　1

40、.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算</p><p>　　1.3.1進(jìn)料溫度的計(jì)算</p><p>　　查苯-甲苯體系的t-x（y）圖可知：</p><p><b>　　精餾段平均溫度：</b></p><p><b>　　提餾段平均溫度：</b></p><p>　　1

41、.3.2 操作壓強(qiáng)</p><p>　　塔頂壓強(qiáng) =101.3kPa</p><p>　　取每層塔板壓降ΔP=0.7kPa，</p><p><b>　　進(jìn)料板壓強(qiáng)：</b></p><p>　　=101.3+12×0.7=109.7kPa</p><p><b>　　塔底壓強(qiáng)

42、：</b></p><p>　　=101.3+24×0.7=118.1 kPa </p><p>　　精餾段平均操作壓力：</p><p>　　提餾段平均操作壓力：</p><p>　　1.2.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算</p><p><b>　　精餾段平均摩爾分?jǐn)?shù)</b><

43、;/p><p><b>　　精餾段平均摩爾質(zhì)量</b></p><p><b>　　提餾段平均摩爾分?jǐn)?shù)</b></p><p>　　提餾段平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　1.2.4平均密度計(jì)算</p><p>　?。?）氣相平均密度計(jì)算</p><p>

44、;　　理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即</p><p><b>　　精餾段氣相密度：</b></p><p><b>　　提餾段氣相密度：</b></p><p>　?。?）液相平均密度計(jì)算</p><p>　　由式 求相應(yīng)的液相密度。</p><p>　　對(duì)于塔頂：,查表化工原

45、理[14]得下列數(shù)據(jù)</p><p>　　對(duì)于進(jìn)料板：，查表求得下列數(shù)據(jù)</p><p>　　對(duì)于塔底：，查表求得下列數(shù)據(jù)</p><p><b>　　精餾段平均密度：</b></p><p><b>　　提餾段平均密度：</b></p><p>　　1.2.5液體平均表面張

46、力計(jì)算</p><p><b>　　液體表面張力σM</b></p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　由查手冊(cè)得</b></p><p><b>　　由℃ 查手冊(cè)得</b></p><p><b&g

47、t;　　由查手冊(cè)得</b></p><p>　　精餾段平均表面張力： </p><p>　　提餾段平均表面張力： </p><p>　　1.3 精餾塔工藝尺寸的計(jì)算</p><p>　　1.3.1塔徑的計(jì)算</p><p>　　精餾段氣液相體積流率為</p><p><b

48、>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p><b>　　精餾段塔徑計(jì)算</b></p><p>　　由（其中）由課程手冊(cè)108頁(yè)圖5-1查得，其橫坐標(biāo)為：</p><p>　　選板間距，取板上液層高度 =0.06m ，</p>

49、;<p><b>　　故</b></p><p>　　以為橫坐標(biāo)查圖5-1得到，因，很接近，故無(wú)需校正，即</p><p>　　取安全系數(shù)0.75，則空塔速度為</p><p><b>　　故塔徑</b></p><p>　?。?）提餾段塔徑計(jì)算</p><p>

50、;　　其中的C20查圖求得，圖的橫坐標(biāo)為</p><p><b>　　查圖5-1得到</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.75，則空塔速度為</p><p><b>　　故塔徑</b></p><p><b>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為。</b></p><

51、;p>　　根據(jù)上述精餾段和提餾段塔徑的計(jì)算，可知全塔塔徑為。</p><p><b>　　塔截面積為</b></p><p>　　以下的計(jì)算將以精餾段為例進(jìn)行計(jì)算：</p><p><b>　　空塔氣速</b></p><p>　　1.3.2精餾塔有效高度的計(jì)算</p><

52、;p><b>　　精餾段有效高度為</b></p><p><b>　　提餾段有效高度為</b></p><p>　　1.4塔板主要工藝尺寸的計(jì)算</p><p>　　1.4.1溢流裝置計(jì)算</p><p>　　因塔徑D=1.0m可采用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設(shè)進(jìn)口堰。<

53、;/p><p><b>　　各項(xiàng)計(jì)算如下：</b></p><p><b>　?。?）溢流堰長(zhǎng)</b></p><p>　　取堰長(zhǎng)為0.7D，即</p><p>　?。?）溢流堰堰高h(yuǎn)w</p><p>　　查1－10[1]圖得，取E=1.0，則</p><p

54、>　　取板上清液層高度 </p><p><b>　　故</b></p><p>　?。?）降液管的寬度Wd和降液管的面積</p><p><b>　　由，查圖得</b></p><p>　　計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間</p><p><b>　　故降液

55、管設(shè)計(jì)合理。</b></p><p>　?。?）降液管底隙高度h0</p><p>　　取液體通過降液管底隙的流速為0.13m/s依式1－56計(jì)算降液管底隙高度h0，即：</p><p>　　選用凹形受液盤，深度</p><p>　　1.5浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置</p><p><b>　　

56、（1）塔板的分塊</b></p><p>　　本設(shè)計(jì)塔徑為，因，故塔板采用分塊式。由文獻(xiàn)（一）查表5-3得，塔板分為4塊。</p><p>　　（2）邊緣區(qū)寬度確定 </p><p><b>　　取 。</b></p><p>　　（3）開孔區(qū)面積計(jì)算 </p><p><

57、;b>　　其中：</b></p><p><b>　　故</b></p><p>　?。?）浮閥數(shù)計(jì)算及其排列</p><p>　　預(yù)先選取閥孔動(dòng)能因子,由F0=可求閥孔氣速，即</p><p>　　每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為</p><p><b>　　個(gè)</b>

58、;</p><p>　　浮閥的排列，考慮到各分塊的支承與銜接要占去一部分鼓泡區(qū)面積，閥孔排列采用等腰三角形叉排方式?，F(xiàn)按的等腰三角形叉排方式排列，則設(shè)計(jì)條件下的閥孔氣速為</p><p><b>　　閥孔動(dòng)能因數(shù)為</b></p><p>　　所以閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在9~12的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實(shí)排數(shù)適用。</p><

59、;p>　　此開孔率在10%~14%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的。</p><p>　　1.6塔板流體力學(xué)驗(yàn)算</p><p>　　1.6.1計(jì)算氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降</p><p>　　每層塔板靜壓頭降可按式計(jì)算。</p><p>　　(1)計(jì)算干板靜壓頭降</p><p>　　由式可計(jì)算臨界閥孔

60、氣速，即</p><p><b>　　，</b></p><p>　　可用算干板靜壓頭降，即</p><p>　　(2)計(jì)算塔板上含氣液層靜壓頭降</p><p>　　由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)，已知板上液層高度所以依式</p><p>　　(3)計(jì)算液體表面張力所造成的

61、靜壓頭降</p><p>　　由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。</p><p>　　這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為</p><p><b>　　換算成單板壓降</b></p><p><b>　　(設(shè)計(jì)允許值)</b></p><p&g

62、t;　　1.6.2降液管中清夜層高度</p><p>　　(1)計(jì)算氣相通過一層塔板的靜壓頭降</p><p><b>　　前已計(jì)算</b></p><p>　　(2)液體通過降液管的靜壓頭降</p><p>　　因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式</p><p><b>　　故</b>

63、;</p><p>　　為了防止液泛，按式：，取校正系數(shù)，選定板間距,</p><p>　　從而可知，符合防止液泛的要求。</p><p>　　(3) 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間校核</p><p>　　應(yīng)保證液體早降液管內(nèi)的停留時(shí)間大于3~5 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。本設(shè)計(jì)</p><p><b>　　

64、>5 s</b></p><p>　　可見，所夾帶氣體可以釋出。</p><p>　　1.6.3計(jì)算霧沫夾帶量</p><p><b>　?。?）霧沫夾帶量</b></p><p>　　判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過計(jì)算泛點(diǎn)率來(lái)完成的。泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式：</p>

65、<p><b>　　和</b></p><p><b>　　塔板上液體流程長(zhǎng)度</b></p><p><b>　　塔板上液流面積</b></p><p>　　苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,在從泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點(diǎn)率F1為

66、</p><p><b>　　和</b></p><p>　　為避免霧沫夾帶過量，對(duì)于大塔，泛點(diǎn)需控制在80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。</p><p><b>　?。?）嚴(yán)重漏液校核</b></p><p>　　當(dāng)閥孔的動(dòng)能因數(shù)低于5時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)

67、重漏液，前面已計(jì)算，可見不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。</p><p>　　1.7精餾段塔板負(fù)荷性能圖</p><p>　　1.7.1霧沫夾帶上限線</p><p>　　對(duì)于苯—甲苯物系和已設(shè)計(jì)出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值所對(duì)應(yīng)的泛點(diǎn)率 (亦為上限值),利用式</p><p>　　便可作出此線。由于塔徑較大，所以取泛點(diǎn)率，依上式有：&l

68、t;/p><p>　　即 即為負(fù)荷性能圖中的線(1)</p><p>　　此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對(duì)應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值便可算出相應(yīng)的。利用兩點(diǎn)確定一條直線，便可在負(fù)荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。</p><p><b>　　1.7.2液泛線</b></p><p><b>　　由式&l

69、t;/b></p><p><b>　　聯(lián)立，即</b></p><p><b>　　式中 ，</b></p><p><b>　　板上液層靜壓頭降 </b></p><p>　　從式知，表示板上液層高度，</p><p><b>　

70、　所以</b></p><p>　　液體表面張力所造成的靜壓頭和液面落差可忽略</p><p>　　液體經(jīng)過降液管的靜壓頭降可用式</p><p><b>　　則</b></p><p>　　式中閥孔氣速U0與體積流量有如下關(guān)系</p><p>　　式中各參數(shù)已知或已計(jì)算出即</

71、p><p><b>　??；；代入上式。</b></p><p>　　整理后便可得與的關(guān)系，即</p><p>　　此式即為液泛線的方程表達(dá)式。在操作范圍內(nèi)任取若干值，可得如下表所示結(jié)果：</p><p>　　用上述坐標(biāo)點(diǎn)便可在負(fù)荷性能圖中繪出液泛線</p><p>　　1.7.3 液相負(fù)荷上限線<

72、;/p><p>　　為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時(shí)間分離出，液體在降液管中停留時(shí)間不應(yīng)小于3～5s。所以對(duì)液體的流量須有一個(gè)限制，其最大流量必須保證滿足上述條件。</p><p>　　由式可知，液體在降液管內(nèi)最短停留時(shí)間為3～5秒。取為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，所對(duì)應(yīng)的則為液體的最大流量,即液相負(fù)荷上限，于是可得</p><p>　　顯然由式所得到的液相上限

73、線是一條與氣相負(fù)荷性能無(wú)關(guān)的豎直線。</p><p>　　1.7.4氣體負(fù)荷下限線（漏液線）</p><p>　　對(duì)于F1型重閥，因<5時(shí)，會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，故取計(jì)算相應(yīng)的氣相流量</p><p>　　1.7.5液相負(fù)荷下限線</p><p>　　取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線。

74、 </p><p><b>　　代入的值則可求出為</b></p><p>　　按上式作出的液相負(fù)荷下限線是一條與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線。所得負(fù)荷性能圖如下：</p><p><b>　　1.8小

75、結(jié)</b></p><p>　　從塔板負(fù)荷性能圖中可看出，按生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點(diǎn)P在適宜操作區(qū)的適中位置，說明塔板設(shè)計(jì)合理。</p><p>　　因?yàn)橐悍壕€在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。</p><p>　　按固定的液氣比，從負(fù)荷性能圖中可查得</p><p>

76、;　　精餾段：氣相負(fù)荷上限 =0.92 m3/s,氣相負(fù)荷下限 =0.298 m3/s，所以可得</p><p>　　塔板的這一操作彈性在合理的范圍(3～5)之內(nèi)，由此也可表明塔板設(shè)計(jì)是合理的。</p><p><b>　　第二章 熱量衡算</b></p><p>　　2.1相關(guān)介質(zhì)的選擇</p><p>　　2.1.1

77、加熱介質(zhì)的選擇</p><p>　　選用飽和水蒸氣，溫度140℃,工程大氣壓為3.69。</p><p>　　原因：水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道。飽和水蒸氣冷凝放熱值大，而水蒸氣壓力越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相應(yīng)減少，但水蒸氣壓力不宜太高。</p><p><b>　　2.1.2冷凝劑</b></p><p>　

78、　選冷卻水，溫度20℃，溫升15℃。</p><p>　　原因：冷卻水方便易得，清潔不易結(jié)垢，升溫線越高，用水量越小，但平均溫差小，傳熱面積大，綜合考慮選擇15℃。</p><p><b>　　2.2蒸發(fā)潛熱衡算</b></p><p>　　表2—1苯—甲苯的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度</p><p>　　2.2.1 塔頂熱量&

79、lt;/p><p><b>　　其中 </b></p><p><b>　　由于0C </b></p><p><b>　　對(duì)于苯: </b></p><p><b>　　蒸發(fā)潛熱</b></p><p><b>　　對(duì)于

80、甲苯: </b></p><p><b>　　蒸發(fā)潛熱</b></p><p>　　2.2.2 塔底熱量</p><p><b>　　其中 </b></p><p><b>　　由于0C</b></p><p><b>　　對(duì)于

81、苯: </b></p><p><b>　　蒸發(fā)潛熱</b></p><p><b>　　對(duì)于甲苯: </b></p><p><b>　　蒸發(fā)潛熱</b></p><p><b>　　2.3焓值衡算</b></p><p&

82、gt;　　由前面的計(jì)算過程及結(jié)果可知：塔頂溫度℃，塔底溫度℃，進(jìn)料溫度℃。</p><p>　　在℃下查得Cp1=100.00，Cp2=125.00</p><p><b>　　在℃下查得，</b></p><p><b>　　在℃下查得，</b></p><p>　　(1)0℃時(shí)塔頂氣體上升的焓Q

83、V</p><p><b>　　塔頂以0℃為基準(zhǔn)。</b></p><p><b>　　(2)回流液的焓</b></p><p>　　注：此為泡點(diǎn)回流，據(jù)t-x(y)圖查得此時(shí)組成下的泡點(diǎn),用內(nèi)插法求得回流液組成下的℃。得到此溫度下：</p><p>　　注：回流液組成與

84、塔頂組成相同。</p><p>　　(3)塔頂餾出液的焓</p><p>　　因餾出口與回流口組成一樣，所以</p><p>　　(4)冷凝器消耗的焓</p><p>　　=2366878.16-319835.69-177466.68</p><p>　　=1869557.79kJ/h</p><p

85、><b>　　(5)進(jìn)料口的焓</b></p><p>　　在℃下：=135.69，=160.40</p><p><b>　　所以</b></p><p><b>　　(6)塔底殘液的焓</b></p><p>　　(7)再沸器(全塔范圍內(nèi)列衡算式)</p>

86、<p>　　塔釜熱損失為10%，則=0.9</p><p><b>　　設(shè)再沸器損失能量，</b></p><p><b>　　加熱器實(shí)際熱負(fù)荷</b></p><p>　　=1869557.8++-</p><p>　　=1968401.59kJ/h</p><p

87、>　　=2072652.11/0.9=2302946.79KJ/h</p><p><b>　　第三章 輔助設(shè)備</b></p><p><b>　　3.1冷凝器的選型</b></p><p>　　本設(shè)計(jì)冷凝器選用重力回流直立或管殼式冷凝器</p><p>　　原因：因本設(shè)計(jì)冷凝器與被冷凝氣體

88、走管間，對(duì)于蒸餾塔的冷凝器，一般選管殼式冷凝器或空冷器，螺旋板式換熱器，以便及時(shí)排出冷凝液。冷凝水循環(huán)與氣體之間方向相反，當(dāng)逆流式流入冷凝器時(shí)，起液膜減少，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費(fèi)用。</p><p>　　取進(jìn)口（冷卻水）溫度為℃(夏季)</p><p>　　冷卻水可來(lái)自自來(lái)水，冷卻水出口溫度一般不超過40℃，否則易結(jié)垢，取出口溫度℃。</p><p>

89、;　　泡點(diǎn)回流溫度℃，℃；</p><p>　　被冷凝的氣體的平均溫度，冷凝水的平均溫度。在此前提下，</p><p>　　3.1.1計(jì)算冷卻水流量</p><p>　　3.1.2冷凝器的計(jì)算與選型</p><p>　　冷凝器選擇列管式，逆流方式。</p><p><b>　　設(shè)K=450W/</b&g

90、t;</p><p>　　取裕度系數(shù)為0.8,則實(shí)際傳熱面積為</p><p>　　按雙管程計(jì)時(shí)，初步選定換熱器，其具體參數(shù)見表3-2：</p><p><b>　　3.2再沸器的選型</b></p><p>　　本設(shè)計(jì)再沸器采用立式列管換熱器。</p><p>　　原因：因本設(shè)計(jì)飽和蒸汽走管內(nèi)，

91、混合液體走管間。對(duì)于蒸餾塔的再沸器，一般選立式列管換熱器。飽和蒸汽循環(huán)與冷液體之間方向相反，當(dāng)逆流式流入再沸器時(shí)，起液膜減少，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費(fèi)用。</p><p>　　取進(jìn)口飽和蒸汽溫度140℃，氣化潛熱r=2148.7kJ/kg，℃</p><p>　　3.3.1計(jì)算飽和蒸汽流量</p><p>　　3.3.2再沸器的計(jì)算與選型</p&

92、gt;<p>　　選擇立式列管式，逆流方式。</p><p><b>　　設(shè)K=450W/</b></p><p>　　取裕度系數(shù)為0.8,則實(shí)際傳熱面積為</p><p>　　按雙管程計(jì)時(shí)，初步選定換熱器，其具體參數(shù)見表</p><p><b>　　第四章 塔附件設(shè)計(jì)</b><

93、/p><p><b>　　4.1接管</b></p><p><b>　　4.1.1進(jìn)料管</b></p><p>　　進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、T型進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管，管徑計(jì)算如下：</p><p><b>　　取， </b></p>

94、<p><b>　　4.1.2回流管</b></p><p>　　采用直管回流管，取。</p><p>　　4.1.3塔底出料管</p><p><b>　　取，直管出料</b></p><p>　　4.1.4塔頂蒸汽出料管</p><p>　　直管出氣，取出口氣

95、速。</p><p>　　4.1.5塔底進(jìn)氣管</p><p><b>　　采用直管取氣速，則</b></p><p><b>　　4.2筒體與封頭</b></p><p><b>　　4.2.1筒體</b></p><p>　　壁厚選6mm，所用材質(zhì)為

96、A3</p><p><b>　　4.2.2封頭</b></p><p>　　封頭分為橢圓形封頭、蝶形封頭等幾種，本樣封設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱直徑D=1000mm，可查得曲面高,直邊高度，內(nèi)表面積，容積。選用封頭，JB1154-73。</p><p><b>　　4.3除沫器</b></p><p&

97、gt;　　在空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。本設(shè)計(jì)采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、質(zhì)量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點(diǎn)。</p><p><b>　　設(shè)計(jì)氣速選?。?</b></p><p><b>　　除沫器直徑</b></p&g

98、t;<p>　　選取不銹鋼除沫器 類型：標(biāo)準(zhǔn)型；規(guī)格：40-100；材料：不銹鋼絲網(wǎng)（1Cr18Ni19Ti）；絲網(wǎng)尺寸：圓絲φ0.23。</p><p><b>　　4.4裙座</b></p><p>　　塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內(nèi)徑,故裙座壁厚取

99、16mm。</p><p><b>　　基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：</b></p><p><b>　　基礎(chǔ)環(huán)外徑：</b></p><p>　　經(jīng)圓整后裙座取，；基礎(chǔ)環(huán)厚度考慮到腐蝕余量去1.2m；考慮到再沸器，裙座高度取2.2m，地腳螺栓直徑取M22。</p><p><b>　　4.5人孔<

100、/b></p><p>　　人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于人進(jìn)出任何一層塔板。由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲度難以達(dá)到要求，一般每隔10~20塊板才設(shè)一個(gè)孔，本塔中共24塊板，需設(shè)置2個(gè)人孔，每個(gè)人孔直徑為450mm，板間距為600mm,裙座上應(yīng)開2個(gè)人孔，直徑為450mm，人孔深入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形狀及墊片用材

101、，一般與塔的接管法蘭相同，本設(shè)計(jì)也是如此。</p><p>　　4.6塔總體高度的設(shè)計(jì)</p><p>　　4.6.1塔的頂部空間高度</p><p>　　塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為600mm，塔頂部空間高度為1200mm。</p><p>　　4.6.2塔的底部空間高度</p&g

102、t;<p>　　塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時(shí)間取5min。</p><p><b>　　=</b></p><p>　　4.6.3塔立體高度</p><p><b>　　4.7泵的選型</b></p><p><b>　　4.7.1進(jìn)

103、料泵</b></p><p>　　進(jìn)料流量Q=5.25m3/h則選擇泵的型號(hào)為IS-32-125</p><p>　　轉(zhuǎn)速n/2900r/min;揚(yáng)程H/22m；效率η/47%；軸功率N/0.96%;</p><p>　　(NPSH)2.0/m;</p><p>　　4.7.2回流液輸送泵</p><p>

104、　　回流液流量Q=2.1m3/h，則選擇泵的型號(hào)同上。</p><p><b>　　設(shè)計(jì)結(jié)果匯總</b></p><p>　　浮閥塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總表</p><p><b>　　設(shè)計(jì)總結(jié)</b></p><p>　　經(jīng)過這段時(shí)間的查閱文獻(xiàn)、計(jì)算和整理，使我們對(duì)以往學(xué)過的知識(shí)有了進(jìn)一步的認(rèn)識(shí)，

105、同時(shí)培養(yǎng)了我們理論聯(lián)系實(shí)際的能力，這次精餾塔設(shè)計(jì)加深了我們對(duì)化工生產(chǎn)過程的理解和認(rèn)識(shí)，并鍛煉了我們的邏輯思維能力，同時(shí)也讓我們深深地感受到工程設(shè)計(jì)的復(fù)雜性以及我們了解的知識(shí)的狹隘性。</p><p>　　此次設(shè)計(jì)培養(yǎng)了我們的自學(xué)能力，設(shè)計(jì)中的許多知識(shí)都需要查閱資料和文獻(xiàn)，并要求加以歸納、整理和總結(jié)。通過自學(xué)及老師的指導(dǎo)，不僅鞏固了所學(xué)的化工原理知識(shí)，更極大地拓寬了我們的知識(shí)面，讓我們更加認(rèn)識(shí)到實(shí)際化工生產(chǎn)過程和理

106、論的聯(lián)系和差別，這對(duì)將來(lái)工作無(wú)疑將起到重要的作用。</p><p>　　在此次計(jì)過程中，我們的收獲很大，感觸也很深，更覺得學(xué)好基礎(chǔ)知識(shí)的重要性。同時(shí)通過這次設(shè)計(jì)，我們深深地體會(huì)到與交流的重要性。通過與同學(xué)或者是老師的交換看法很容易發(fā)現(xiàn)自己認(rèn)識(shí)的不足，從而讓自己少走彎路。</p><p><b>　　致謝</b></p><p>　　感謝我們的化

107、工原理老師****和CAD制圖老師***，同時(shí)感謝****老師和**老師在課下給予的輔導(dǎo)。老師們認(rèn)真輔導(dǎo)使我們?cè)谠O(shè)計(jì)過程中方向明確，加深了我們對(duì)化工原理這門可認(rèn)識(shí)。老師們及時(shí)指出我們?cè)O(shè)計(jì)過程中出現(xiàn)的一些錯(cuò)誤，讓我們少走許多彎路。這不僅節(jié)約了我們的設(shè)計(jì)時(shí)間，更使我們加深了印象，在以后的設(shè)計(jì)過程中不至于再犯同樣的錯(cuò)誤。經(jīng)過老師們的指導(dǎo)，我們學(xué)習(xí)到很多在書本中學(xué)不到的知識(shí)，提高了運(yùn)用理論知識(shí)解決實(shí)際問題的能力，自身的綜合素質(zhì)也不斷提升。<

108、;/p><p>　　感謝老師為我們提供這次將所學(xué)理論知識(shí)轉(zhuǎn)化為實(shí)踐運(yùn)用的機(jī)會(huì)，為我們提供了鍛煉自己平臺(tái)。在此，對(duì)老師們表達(dá)誠(chéng)摯的謝意！</p><p><b>　　參考文獻(xiàn)</b></p><p>　　[1]陳敏恒,從德滋,方圖南等.化工原理(上冊(cè)第二版).北京:化學(xué)工業(yè)出版社,1999</p><p>　　[2]陳敏恒,從

109、德滋,方圖南等.化工原理(下冊(cè)第三版).北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2006</p><p>　　[3]劉光啟,馬連湘,劉杰.化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)(有機(jī)卷).北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2002</p><p>　　[4]賈紹義,柴誠(chéng)敬.化工原理課程設(shè)計(jì).天津:天津大學(xué)出版社,2002</p><p>　　[5]張受謙.化工手冊(cè)(上卷).濟(jì)南:山東科學(xué)技術(shù)出版社,1986<

110、;/p><p>　　[6]張受謙.化工手冊(cè)(下卷).濟(jì)南:山東科學(xué)技術(shù)出版社,1984</p><p>　　[7]路秀林，王者相.塔設(shè)備.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2004</p><p>　　[8]唐倫成.化工原理課程設(shè)計(jì)簡(jiǎn)明教程.哈爾濱：哈爾濱工程大學(xué)出版社,2005</p><p>　　[9]王國(guó)勝.化工原理課程設(shè)計(jì)（第二版）.大連:大連理工大

111、學(xué)出版社，2006</p><p>　　[10]王靜康.化工設(shè)計(jì).北京:化學(xué)工業(yè)出版社,1995</p><p>　　[11]AutoCAD 2002培訓(xùn)教程.北京:電子工業(yè)出版社,2003</p><p>　　[12]周大軍,揭嘉.化工工藝制圖.北京:化學(xué)工業(yè)出版社教材出版中心,2005</p><p>　　[13]賀匡國(guó).化工容器及設(shè)備簡(jiǎn)