化工原理課程設(shè)計(jì)--苯-甲苯分離過程浮閥精餾塔的設(shè)計(jì)

1、<p>　　苯-甲苯分離過程浮閥精餾塔的設(shè)計(jì)</p><p>　　摘要：本設(shè)計(jì)對苯-甲苯分離過程浮閥精餾塔裝置進(jìn)行了設(shè)計(jì)，主要進(jìn)行以下幾方面工作：1、精餾塔設(shè)計(jì)方案的確定。2、對生產(chǎn)的主要設(shè)備-浮閥塔進(jìn)行了工藝設(shè)計(jì)計(jì)算,其中包括：①精餾塔的物料衡算；②塔板數(shù)的確定；③精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；④精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；⑤精餾塔塔板的主要工藝尺寸的計(jì)算：⑥精餾塔塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算：⑦精餾塔塔

2、板的負(fù)荷性能圖；⑧塔頂冷凝器的冷凝熱和塔釜再沸器的汽化熱計(jì)算。3、繪制了生產(chǎn)工藝流程圖和精餾塔設(shè)計(jì)條件圖。4、對設(shè)計(jì)過程中的有關(guān)問題進(jìn)行了討論和評述。從本設(shè)計(jì)中，我們組的隊(duì)員學(xué)到了很多;團(tuán)隊(duì)合作，討論完善，總結(jié)思考能力得到了鍛煉。</p><p>　　關(guān)鍵詞：苯-甲苯；浮閥塔；工藝設(shè)計(jì)計(jì)算；流程圖；工藝條件簡圖</p><p><b>　　目錄</b></p&g

3、t;<p><b>　　前言</b></p><p><b>　　1、設(shè)計(jì)方案的確定</b></p><p>　　1.1設(shè)計(jì)流程的說明</p><p>　　1.2操作方案的說明</p><p>　　1.3本設(shè)計(jì)中符號的說明</p><p><b>　　

4、2、精餾塔物料衡算</b></p><p>　　2.1物料衡算示意圖</p><p><b>　　2.2全塔物料衡算</b></p><p><b>　　3、塔板數(shù)的確定</b></p><p>　　3.1理論塔板數(shù)NT的求取</p><p>　　3.1.1繪制苯

5、-甲苯物系x-y圖</p><p>　　3.1.2求精餾塔的氣、液相負(fù)荷</p><p>　　3.1.3操作線方程</p><p>　　3.1.4圖解法求理論塔板數(shù)</p><p>　　3.2實(shí)際塔板數(shù)的求取</p><p>　　4、精餾段有關(guān)物性數(shù)據(jù)以及主要工藝尺寸的計(jì)算</p><p>　　

6、4.1精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算</p><p>　　4.1.1操作壓力計(jì)算</p><p>　　4.1.2操作溫度計(jì)算</p><p>　　4.1.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　4.1.4平均密度計(jì)算</p><p>　　4.1.5液體平均粘度計(jì)算</p><p>　　4.1.6液體平

7、均表面張力計(jì)算</p><p>　　4.2精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算</p><p>　　4.2.1精餾段塔徑的計(jì)算</p><p>　　4.2.2精餾塔的有效高度的計(jì)算</p><p>　　4.3塔板主要工藝尺寸的計(jì)算</p><p>　　4.3.1溢流裝置計(jì)算</p><p><b>

8、;　　4.3.2塔板計(jì)算</b></p><p>　　4.4塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算</p><p>　　4.4.1塔板壓降的計(jì)算</p><p>　　4.4.2液面落差的計(jì)算</p><p>　　4.4.3液沫夾帶的計(jì)算</p><p>　　4.4.4漏液的計(jì)算</p><p>　　4.

9、5塔板負(fù)荷性能圖的繪制</p><p>　　4.5.1過量液沫夾帶線</p><p><b>　　4.5.2液泛線</b></p><p>　　4.5.3液相負(fù)荷上限線</p><p><b>　　4.5.4漏液線</b></p><p>　　4.5.5液相負(fù)荷下限線<

10、/p><p>　　4.5.6塔板負(fù)荷性能圖</p><p>　　4.6提餾段各參數(shù)匯總</p><p>　　4.7塔頂冷凝器的冷凝熱和塔釜再沸器的汽化熱的計(jì)算</p><p>　　4.7.1冷凝器的選型</p><p>　　4.7.2冷凝器的冷凝熱計(jì)算</p><p>　　4.7.3再沸器的汽化熱計(jì)

11、算</p><p><b>　　5、塔附件設(shè)計(jì)計(jì)算</b></p><p><b>　　5.1接管</b></p><p><b>　　5.2法蘭</b></p><p><b>　　5.3筒體與封頭</b></p><p><

12、;b>　　5.4裙座</b></p><p><b>　　5.5人孔數(shù)目</b></p><p><b>　　6、塔總體高度設(shè)計(jì)</b></p><p>　　7、浮閥精餾塔工藝設(shè)計(jì)結(jié)果討論</p><p><b>　　7.1漏液</b></p>

13、<p><b>　　7.2液泛</b></p><p><b>　　7.3液體停留時(shí)間</b></p><p><b>　　7.4流型</b></p><p><b>　　7.5板距與塔高</b></p><p><b>　　7.6回流

14、比的影響</b></p><p>　　7.7塔板效率的影響因素</p><p><b>　　7.8換熱器的選擇</b></p><p>　　7.9傳熱介質(zhì)的選擇</p><p><b>　　8、附錄</b></p><p>　　8.1精餾系統(tǒng)的物料流程圖</

15、p><p>　　8.2精餾塔的工藝條件簡圖</p><p><b>　　9、參考文獻(xiàn)</b></p><p><b>　　10、致謝</b></p><p><b>　　前言</b></p><p>　　化工生產(chǎn)中所處理的原料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干

16、組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)。生產(chǎn)中為了滿足儲(chǔ)存，運(yùn)輸，加工和使用的需求，時(shí)常需要將這些混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質(zhì)。芳香族化合物是化工生產(chǎn)中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。苯是化工工業(yè)和醫(yī)藥工業(yè)的重要基本原料，分子式C6H6，分子量78.11，相對密度0.8794g/cm3 (20℃)。沸點(diǎn)80.1℃在常溫常壓下是無色透明的液體，并具強(qiáng)烈的特殊芳香氣味，有毒。苯遇熱、明火易燃燒、爆炸。常態(tài)下，苯的蒸氣

17、密度為2.77，蒸氣壓13.33kPa(26.1℃)?？捎脕碇苽淙玖?，樹脂，農(nóng)藥，合成藥物，合成橡膠，合成纖維和洗滌劑等等；甲苯不僅是有機(jī)化工合成的優(yōu)良溶劑，而且可以合成異氰酸酯，甲酚等化工產(chǎn)品，其分子式CH3（C6H5），分子量92.14，相對密度0.866g/cm3(20℃)。沸點(diǎn)110.63℃。在常溫下呈液體狀，無色、易燃。可以用來制造三硝基甲苯，苯甲酸，對苯二甲酸，防腐劑，泡沫塑料，合成纖維等。 </p><

18、p>　　精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量計(jì)的驅(qū)動(dòng)下，使氣，液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各相分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移。實(shí)現(xiàn)原料混合物中各組成分離該過程是同時(shí)進(jìn)行傳質(zhì)傳熱的過程。本次設(shè)計(jì)任務(wù)為設(shè)計(jì)一定處理量的精餾塔，實(shí)現(xiàn)苯-甲苯的分離。分離苯與甲苯的生產(chǎn)工藝有：精餾法，膜分離法，萃取法。但苯-甲苯體系比較容易分

19、離，待處理料液清潔，因此采用精餾法。而浮閥塔漏液少，傳質(zhì)情況好，氣液負(fù)荷有較大的變動(dòng)余地，故采用浮閥精餾塔。</p><p>　　浮閥塔是20世紀(jì)50年代初開發(fā)的一種新塔型，其特點(diǎn)是在篩板塔基礎(chǔ)上，在每個(gè)篩孔處安置一個(gè)可上下移動(dòng)的閥片。當(dāng)篩孔氣速高時(shí)，閥片被頂起、上升，孔速低時(shí)，閥片因自重而下降。閥片升降位置隨氣流量大小作自動(dòng)調(diào)節(jié)，從而使進(jìn)入液層的氣速基本穩(wěn)定。又因氣體在閥片下側(cè)水平方向進(jìn)入液層，既減少液沫夾帶量

20、，又延長氣液接觸時(shí)間，故收到很好的傳質(zhì)效果。</p><p>　　浮閥塔的生產(chǎn)能力比泡罩塔約大20%-40%，操作彈性可達(dá)7-9，板效率比泡罩塔約高15%，制造費(fèi)用為泡罩塔的60%-80%，為篩板塔的120%-130%。</p><p>　　浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單、制造方便、造價(jià)低，塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大，其缺點(diǎn)是處理易結(jié)焦、高粘度的物料時(shí)，閥片易與塔板粘結(jié)；在操作過程中有時(shí)會(huì)發(fā)生閥片脫

21、落或卡死等現(xiàn)象，使塔板效率和操作彈性下降。</p><p><b>　　1、設(shè)計(jì)方案的確定</b></p><p>　　本課程設(shè)計(jì)體系為苯—甲苯混合物，采用常壓操作連續(xù)精餾流程，篩板塔， 總板效率ET=0.5；原料組成為冷液進(jìn)料，（苯的摩爾分率，下同），分離要求塔頂產(chǎn)品，塔釜產(chǎn)品，過冷液體進(jìn)料q=1.06，塔頂采用全凝器，冷凝液在泡點(diǎn)下部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷

22、卻器冷卻后送儲(chǔ)罐。R=3.2。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔釜產(chǎn)品冷卻后送儲(chǔ)罐。</p><p>　　1.1設(shè)計(jì)流程的說明</p><p>　　精餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，再沸器，冷凝器。釜液冷卻器和產(chǎn)品冷凝器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分汽化與與部分冷凝器進(jìn)行精餾分離，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，為此，在確定流程裝置時(shí)應(yīng)考慮余熱的利用，

23、注意節(jié)能。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波動(dòng)的影響。塔頂冷凝裝置根據(jù)生產(chǎn)狀況采用全凝器，以便于準(zhǔn)確地控制回流比。若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用全分凝器?？偠灾_定流程時(shí)要較全面，合理的兼顧設(shè)備，操作費(fèi)用操作控制及安全因素。</p><p>　　1.2操作方案的說明</p><p>　　本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯—甲苯混合物。對于二元混合

24、物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用冷液（溫度75℃）進(jìn)料。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝。冷凝器在泡點(diǎn)下一部分回流到塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送入儲(chǔ)罐。該物系屬于易分離物系，操作回流比為3.2。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品冷卻送到儲(chǔ)罐。</p><p>　　1.3本設(shè)計(jì)中符號的說明</p><p><b>　　2、精餾塔物料衡算</b></p>

25、<p>　　2.1物料衡算示意圖</p><p><b>　　2.2全塔物料衡算</b></p><p>　　已知：，，，F(xiàn)=180kmol/h</p><p>　　取XD=0.995,XW=0.005</p><p>　　總物料： F = D + W</p><p>　　易揮發(fā)組分：

26、 FXF = DXD + WXW</p><p>　　解得： D=53.64（kmol/h）</p><p>　　W=126.36（kmol/h）</p><p>　　表2.1精餾塔的物料衡算表</p><p><b>　　3、塔板數(shù)的確定</b></p><p>　　3.1理論塔板數(shù)NT的求取&

27、lt;/p><p>　　苯—甲苯物系屬理想物系，可采用圖解法求理論塔板數(shù)NT。</p><p>　　3.1.1繪制苯-甲苯物系x-y圖</p><p>　　由手冊查得，苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y 圖。</p><p>　　表3.1苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　圖3.1苯-甲苯物系的x-y圖&l

28、t;/p><p><b>　　原料液的汽化潛熱</b></p><p>　　rm= 0.30380kJ/(1kg/78kg/mol)＋</p><p>　　= 8892＋22862 = 31754 kJ/mol</p><p>　　知 xf = 0.30時(shí)，液體的泡點(diǎn)為98.6℃，則</p><p>

29、　　平均溫度℃= 359.95 K</p><p>　　查手冊得86.8℃下苯和甲苯的比熱為2.76kJ/(kgK)，</p><p>　　故原料液的比熱為：Cp = 2.760.378＋2.760.792</p><p>　　= 242.192 kJ/(kmolK)</p><p><b>　　∴</b></p&

30、gt;<p><b>　　得q線方程： </b></p><p>　　3.1.2求精餾塔的氣、液相負(fù)荷</p><p>　　L=RD=3.2×53.64=171.648 kmol/h</p><p>　　V=(R+1)D=(3.2+1)×53.64=225.228 kmol/h</p><p

31、>　　=L+q×F=171.648+1.18×180=384.048 kmol/h</p><p>　　=V+(q-1)×F=225.228+(1.18-1)×180=257.628 kmol/h</p><p>　　3.1.3操作線方程</p><p>　　Ⅰ、精餾段操作線方程</p><p>

32、　　Ⅱ、提餾段操作線方程</p><p>　　兩線交點(diǎn)坐標(biāo)：（0.3127，0.4753）</p><p>　　3.1.4圖解法求理論塔板數(shù)</p><p>　　采用圖解法求理論塔板數(shù)，如圖3.1所示。</p><p><b>　　求解結(jié)果：</b></p><p>　　總理論塔板數(shù)=24（包括塔

33、釜）</p><p>　　進(jìn)料位置：NF=13(包括塔釜)</p><p>　　3.2實(shí)際理論塔板數(shù)的求取</p><p>　?、瘛⒕s段實(shí)際塔板數(shù)</p><p>　　N精=（NT-NF）/ET=(24-13)/0.5=22</p><p>　?、颉⑻狃s段實(shí)際塔板數(shù)</p><p>　　N提=

34、（NF-1）/ET=(13-1)/0.5=24</p><p>　　實(shí)際板數(shù)為=22+24=46</p><p><b>　　進(jìn)料位置為24塊</b></p><p>　　4、精餾段有關(guān)物性數(shù)據(jù)以及主要工藝尺寸的計(jì)算</p><p>　　4.1.1操作壓力的計(jì)算</p><p><b>

35、　　Ⅰ、塔頂操作壓力：</b></p><p>　　取每層塔板壓降ΔP=0.7kPa</p><p><b>　?、?、進(jìn)料板壓力：</b></p><p>　　Ⅲ、精餾段平均壓力：</p><p>　?。?20.7+105.3）/2=113kPa</p><p><b>　　

36、Ⅳ、塔底壓力：</b></p><p>　　105.3+46×0.7=137.5kPa</p><p>　?、?、提餾段平均壓力：</p><p>　　（105.3+137.5）/2=121.4kPa</p><p>　　4.1.2操作溫度計(jì)算</p><p>　　依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法

37、計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽壓由安托因（Antoine）方程計(jì)算，計(jì)算過程略。 </p><p><b>　　安托因方程： </b></p><p>　　lgP0=A-B/(t+C)</p><p>　　由物性手冊查得苯（A）—甲苯（B）理想物系。二者的安托因方程分別為:</p><p>　　lgP0=6.90

38、6－1211/(t+220.8) （a）</p><p>　　lgP0=6.955－1345/(t+219.5) （b）</p><p>　　由試差法得：塔頂溫度：tD=81.42℃</p><p>　　進(jìn)料溫度：tF =75℃（已知）</p><p>　　塔底溫度：tW=119.76℃</p><p>　　精餾段平均

39、溫度：tm=（tD+tF）/2=(81.42+75)/2=78.21℃</p><p>　　提餾段平均溫度：（75+119.65）/2=97.325℃</p><p>　　4.1.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　Ⅰ、塔頂平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　由y1=xD=0.995（見圖3.1），得x1=0.987 </p>

40、<p>　　=0.995×78.11+（1-0.995）×92.14=78.18kg/kmol </p><p>　　=0.987×78.11+（1-0.987）×92.14=78.29kg/kmol</p><p>　?、颉⑦M(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量 </p><p>　　由圖解理論板（見圖3.1），由xF=0.320，

41、查得yF=0.480 </p><p>　　=0.480×78.11+（1-0.480）×92.14=85.41kg/kmol </p><p>　　=0.320×78.11+（1-0.320）×92.14=87.65kg/kmol</p><p>　　Ⅲ、塔底平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　yW=0

42、.005,xW=0.002</p><p>　　=0.005×78.11+（1-0.005）×92.14=92.07kg/kmol </p><p>　　=0.002×78.11+（1-0.002）×92.14=92.11kg/kmol</p><p>　?、簟⒕s段平均摩爾質(zhì)量 </p><p>　　

43、=（+）/2=（78.18+85.41）/2=81.80kg/kmol </p><p>　　=（+）/2=（78.29+87.65）/2=82.97kg/kmol</p><p>　?、?、提餾段平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　=（+）/2=（85.41+92.07）/2=88.74kg/kmol </p><p>　　=（+）/2=（87

44、.65+92.11）/2=89.88kg/kmol</p><p>　　4.1.4平均密度計(jì)算</p><p>　　1）氣相平均密度計(jì)算</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　2）液相平均密度計(jì)算 &l

45、t;/p><p>　　液相平均密度由下式計(jì)算：</p><p>　　①塔頂液相平均密度的計(jì)算： </p><p>　　由tD=81.42℃，查手冊得 </p><p>　　=805.50kg/m³； =807.5 kg/m³</p><p>　?、谶M(jìn)料板液相平均密度： </p><p

46、>　　由tF=75℃，查手冊得 </p><p>　　=810.50kg/m³；=812.6kg/m³ </p><p>　　進(jìn)料板液相質(zhì)量分率：</p><p>　?、劬s段液相平均密度：</p><p><b>　?、芩滓合嗥骄芏?lt;/b></p><p>　　由t

47、W=119.76℃,查得</p><p>　　=770.50kg/m³；=770.60kg/m³</p><p><b>　?、萏狃s段的平均密度</b></p><p>　　（770.60+812.04）/2=791.32kg/m³</p><p>　　4.1.5液相平均粘度計(jì)算</p

48、><p>　　液相平均粘度依下式計(jì)算，即 </p><p>　　1）塔頂液相平均粘度的計(jì)算 </p><p>　　由tD=81.42℃，查手冊得 </p><p>　　μA=0.295 mPa·s ；μB=0.321 mPa·s</p><p>　　= 0.995×lg(0.295)+ (1-

49、0.995)×lg(0.321)</p><p>　　=0.295mPa·s</p><p>　　2）進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算 </p><p>　　由tF=75℃，查手冊得 </p><p>　　μA=0.302 mPa·s ；μB=0.334 mPa·s</p><p>　　

50、= 0.995×lg(0.302)+ (1-0.995)×lg(0.334)</p><p>　　=0.302mPa·s</p><p>　　3)精餾段液相平均粘度為</p><p>　　4)提餾段液相平均粘度</p><p>　　由tW=119.76℃,查得</p><p>　　μA=0

51、.201 mPa·s ；μB=0.231mPa·s</p><p>　　= 0.005×lg(0.201)+ (1-0.005)×lg(0.231)</p><p>　　=0.231mPa·s</p><p><b>　　提餾段液相平均粘度</b></p><p>　?。?/p>

52、0.231+0.302）/2=0.2665mPa ?s</p><p>　　4.1.6 液體平均表面張力計(jì)算 </p><p>　　液相平均表面張力依下式計(jì)算，即</p><p>　　1)塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 </p><p>　　由tD=81.42℃，查手冊得 </p><p>　　=21.00mN/m； =2

53、1.25mN/m</p><p>　　=0.995×21.00+0.005×21.25=21.00mN/m</p><p>　　2)進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 </p><p>　　由tF=75℃，查手冊得 </p><p>　　=21.96mN/m； =22.11mN/m</p><p>　　=

54、0.3×21.96+0.7×22.11=22.07mN/m</p><p>　　3)精餾段液相平均表面張力為</p><p>　　4)塔底液相表面張力</p><p>　　由tW=119.76℃,查得</p><p>　　=16.36mN/m； =17.36mN/m</p><p>　　=0.005

55、×16.36+0.995×17.36=17.355mN/m</p><p>　　提餾段液相平均表面張力</p><p>　　=（17.355+22.07）/2=19.7125mN/m</p><p>　　4.2 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 </p><p>　　4.2.1 精餾段塔徑的計(jì)算 </p><p

56、>　　精餾段的氣、液相體積流率分別為：</p><p>　　提餾段的氣、液相體積流率分別為：</p><p><b>　　,</b></p><p>　　C20由查圖的橫坐標(biāo)為</p><p>　　取板間距HT=0.40m，板上液層高度hL=0.06m ，則 </p><p>　　HT－h(huán)L

57、= 0.40－0.06 = 0.34m</p><p>　　由Smith關(guān)聯(lián)圖查得</p><p>　　C20=0.0754</p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　=</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔系數(shù)為： </p&

58、gt;<p>　　u=0.7umax=0.7×1.221=0.8547m/s</p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D＝1.6m </p><p><b>　　塔截面積為：</b></p><p><b>　　實(shí)際空塔氣速為:</b></p><p><b>　　

59、m/s</b></p><p>　　4.2.2 精餾塔的有效高度的計(jì)算 </p><p>　　1)精餾段有效高度為：</p><p>　　Z精=（N精-1）×HT=（22-1）×0.4=8.4m</p><p>　　2)提餾段有效高度為：</p><p>　　Z提=（N提-1）×

60、;HT=（24-1）×0.4=9.2m</p><p>　　所以精餾塔的有效高度為Z= Z精+ Z提+0.8=8.4+9.2=17.6m</p><p>　　4.3 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 </p><p>　　4.3.1 溢流裝置計(jì)算 </p><p>　　因塔徑D＝1.6m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：

61、 </p><p><b>　　1)堰長LW</b></p><p>　　取LW=0.66D=0.66×1.6=1.056m</p><p>　　2)溢流堰高度hw </p><p><b>　　hw=hL－h(huán)OW</b></p><p>　　選用平直堰，堰上層高度

62、hOW由下式計(jì)算</p><p><b>　　近似取E=1,則</b></p><p>　　取板上清液層高度hL=0.06m</p><p>　　故hw=hL－h(huán)OW=0.06-0.022=0.038m</p><p>　　3) 弓形降液管寬度Wd和截面積Af</p><p>　　由=0.66，查

63、弓形降液管參數(shù)圖得</p><p>　　=0.0722；=0.124</p><p>　　=0.0722=0.0722×2.01=0.1451m³</p><p>　　0.124D=0.124×1.6=0.1984m</p><p>　　驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間,即</p><p>&l

64、t;b>　?。?s</b></p><p><b>　　故降液管設(shè)計(jì)合理</b></p><p>　　4）降液管底隙高度h0</p><p><b>　　取，</b></p><p>　　0.038-0.03040=0.0076m>0.006m</p><

65、p>　　故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理</p><p>　　選用凹形受液盤，深度hw'=50mm</p><p>　　4.3.2塔板布置與浮閥數(shù)目及排列</p><p><b>　　1）塔板的分塊</b></p><p>　　因1400mmD1600mm,故塔板采用分塊式，查表4.2</p><

66、;p><b>　　表4.2塔板分布數(shù)</b></p><p><b>　　得塔板分為4塊</b></p><p>　　選用F1型重閥，閥孔直徑dO=39mm，底邊孔心距t=75mm</p><p><b>　　精餾段計(jì)算</b></p><p>　　取閥孔動(dòng)能因子FO=1

67、2</p><p><b>　　孔速</b></p><p><b>　　浮閥數(shù),取201個(gè)</b></p><p><b>　　2）邊緣寬度確定</b></p><p><b>　　取，</b></p><p><b>

68、　　3）開孔區(qū)面積計(jì)算</b></p><p><b>　　開孔區(qū)面積計(jì)算</b></p><p><b>　　其中</b></p><p><b>　　故</b></p><p>　　3）篩孔計(jì)算及其排列</p><p>　　浮閥排列方式采

69、用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0.075m</p><p><b>　　估算其排間距h</b></p><p><b>　　h=</b></p><p>　　考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各塊板的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，故取t＇=90mm=0.09m</p><

70、p>　　按t=0.075m, t＇=0.09m,以等腰三角形叉排方式，排得閥數(shù)203個(gè)</p><p>　　按N=203個(gè)重新核算孔速及閥控動(dòng)能因數(shù)</p><p><b>　　氣速</b></p><p><b>　　11.87<12</b></p><p>　　閥控動(dòng)能因數(shù)FO變化不

71、大，仍在9-12范圍內(nèi)</p><p><b>　　塔板開孔率：</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　堰長</b></p><p><b>　　取堰長</b></p><p><b&

72、gt;　　出口堰高h(yuǎn)W</b></p><p>　　0.0118=42.48m ³/h</p><p>　　故采用平直堰:堰上高度</p><p><b>　　近似取E=1</b></p><p><b>　　所以=</b></p><p>　　故0.0

73、6-0.033=0.027m</p><p>　　降液管的寬度Wd與降液管的面積Af</p><p>　　由，查《化工設(shè)計(jì)手冊》得</p><p><b>　　，</b></p><p>　　故Wd=0.12D=0.12×1.6=0.192m</p><p>　　Af=0.076AT=0

74、.076××1.6²=0.1528m²</p><p>　　停留時(shí)間：>3-5s</p><p><b>　　降液管底隙高度hO</b></p><p>　　0.027-0.006=0.021m</p><p>　　塔板布置及浮閥數(shù)目，浮閥排列</p><

75、p>　　取閥孔動(dòng)能因子FO=12</p><p><b>　　孔速</b></p><p><b>　　浮閥數(shù),取216個(gè)</b></p><p><b>　　2）邊緣寬度確定</b></p><p><b>　　取，</b></p>

76、<p><b>　　3）開孔區(qū)面積計(jì)算</b></p><p><b>　　開孔區(qū)面積計(jì)算</b></p><p><b>　　其中</b></p><p><b>　　故</b></p><p>　　3）篩孔計(jì)算及其排列</p>

77、<p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0.075m</p><p><b>　　估算其排間距h</b></p><p><b>　　h=</b></p><p>　　考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各塊板的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，故取t＇=80mm=0.0

78、8m</p><p>　　按t=0.075m, t＇=0.08m以等腰三角形叉排方式，排得閥數(shù)239個(gè)</p><p>　　按N=239個(gè)重新核算孔速及閥控動(dòng)能因數(shù)</p><p><b>　　氣速</b></p><p><b>　　11.39<12</b></p><p

79、>　　閥控動(dòng)能因數(shù)FO變化不大，仍在9-12范圍內(nèi)</p><p><b>　　塔板開孔率：</b></p><p>　　4.4塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算</p><p>　　4.4.1塔板壓降的計(jì)算</p><p><b>　　1）精餾段</b></p><p>　　氣相通過

80、浮閥塔板的壓力降</p><p><b>　　干板阻力</b></p><p>　　計(jì)算塔板上含氣液層阻力</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>　　計(jì)算液體表面張力所造成的阻力</p><p>　　由于采用浮閥塔板，

81、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)。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降液柱高度為</p><p>　　換算成單板壓降(設(shè)計(jì)允許值)</p><p><b>　　2）提餾段</b></p><p>　　氣相通過浮閥塔板的壓力降</p><p><b>　　干板阻力</b></p&

82、gt;<p>　　計(jì)算塔板上含氣液層阻力</p><p>　　由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔铮扇〕錃庀禂?shù)，已知板上液層高度所以依式</p><p>　　計(jì)算液體表面張力所造成的阻力</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)。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降液柱高度為</p>&l

83、t;p>　　換算成單板壓降(設(shè)計(jì)允許值)</p><p>　　4.4.2液面落差的計(jì)算</p><p><b>　　1）精餾段</b></p><p>　　為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度</p><p>　　Hd≤φ(HT+hw) Hd=hp+hl+hd</p&

84、gt;<p>　　氣體通過塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊后w高度hp，前已算hp=0.078m</p><p>　　液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰</p><p><b>　　故 Hd=</b></p><p>　　板上液層高度，前已選定hl=0.06m</p><p>　　則Hd=0.078+0.06+0.

85、00061=0.1386m</p><p>　　取φ=0.5又已選定HT=0.4m，hw=0.038m，則</p><p>　　φ(HT+hw)=0.5×（0.4+0.038）=0.219m</p><p>　　可見Hd＜φ(HT+hw),符合防止淹塔的要求</p><p><b>　　2）提餾段</b><

86、;/p><p>　　為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度</p><p>　　Hd≤φ(HT+hw) Hd=hp+hl+hd</p><p>　　氣體通過塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊后w高度hp，前已算hp=0.087m</p><p>　　液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰</p><p>&

87、lt;b>　　故 Hd=</b></p><p>　　板上液層高度，前已選定hl=0.06m</p><p>　　則Hd=0.087+0.07+0.00043=0.16m</p><p>　　取φ=0.5又已選定HT=0.4m，hw=0.027m，則</p><p>　　φ(HT+hw)=0.5×（0.4+0.02

88、7）=0.2135m</p><p>　　可見Hd＜φ(HT+hw),符合防止淹塔的要求</p><p>　　4.4.3液沫夾帶的計(jì)算</p><p><b>　　1）精餾段</b></p><p>　　液沫夾帶按下式計(jì)算：</p><p>　　故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)</p&g

89、t;<p>　　泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式：</p><p><b>　　和</b></p><p><b>　　塔板上液體流程長度</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

90、.0,取泛點(diǎn)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</p><p>　　為避免液沫夾帶過量，對于大塔，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%，所以能滿足的工藝的要求。</p><p><b>　　2）提餾段</b></p><p>　　液沫夾帶按下式計(jì)算：</p><p>　　故在本

91、設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)</p><p>　　泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式：</p><p><b>　　和</b></p><p><b>　　塔板上液體流程長度</b></p><p><b>　　塔板上液流面積</b></p><p>　　苯和甲苯

92、混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,取泛點(diǎn)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</p><p>　　為避免液沫夾帶過量，對于大塔，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%，所以能滿足的工藝的要求。</p><p>　　4.4.4漏液的計(jì)算</p><p>　　當(dāng)閥孔的動(dòng)能因數(shù)Fo低于5時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，前面已計(jì)

93、算，可見不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。</p><p>　　4.5塔板負(fù)荷性能圖的繪制</p><p>　　4.5.1過量液沫夾帶線</p><p><b>　　1）精餾段</b></p><p><b>　　按泛點(diǎn)率=80%計(jì)</b></p><p><b>　　上式整理得：

94、</b></p><p><b>　　2.884m³/s</b></p><p><b>　　2）提餾段</b></p><p><b>　　按泛點(diǎn)率=80%計(jì)</b></p><p><b>　　上式整理得：</b></p&g

95、t;<p><b>　　2.71m³/s</b></p><p><b>　　4.5.2液泛線</b></p><p><b>　　1）精餾段</b></p><p><b>　　化簡整理得： </b></p><p><b

96、>　　2）提餾段</b></p><p><b>　　化簡整理得： </b></p><p>　　4.5.3液相負(fù)荷上限線（ 精餾段、提餾段）</p><p>　　求出上限線液體流量的值</p><p>　　以降液管內(nèi)停留時(shí)間t=5s 則；</p><p>　　4.5.4漏液線

97、：對于F1型重閥</p><p>　　1）精餾段：由可得：=2.81</p><p>　　2）提餾段：由可得：=2.67</p><p>　　4.5.5液相負(fù)荷下限線(精餾段 、提餾段)</p><p>　　對于平直堰，取堰上液層高度=0.006作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)</p><p>　　4.5.6塔板負(fù)荷性能圖<

98、/p><p>　　將以上五條線標(biāo)繪在同一Vs～Ls直角坐標(biāo)系中，畫出塔板的操作負(fù)荷性能圖。</p><p><b>　　圖4塔板負(fù)荷性能圖</b></p><p>　　4.7塔頂冷凝器的冷凝熱和塔釜再沸器的汽化熱的計(jì)算</p><p>　　4.7.1冷凝器的選型</p><p>　　本設(shè)計(jì)冷凝器選用管

99、殼式全凝器</p><p>　　原因：因本設(shè)計(jì)冷凝器與被冷凝氣體走管間，對于蒸餾塔的冷凝器，一般選管殼式全凝器或空冷器，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t1=25℃(夏季)；冷卻水出口溫度一般不超過40℃，否則易結(jié)垢，取出口溫度t2=35

100、℃。</p><p>　　4.7.2冷凝器的冷凝熱計(jì)算</p><p><b>　　塔頂溫 冷凝水,</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　由=81.42℃ 查液體比汽化熱共線圖得</p><p><b>　　又氣體流量</

101、b></p><p><b>　　塔頂被冷凝量 </b></p><p><b>　　冷凝的熱量</b></p><p><b>　　取傳熱系數(shù)</b></p><p><b>　　則傳熱面積</b></p><p><

102、b>　　冷凝水流量</b></p><p>　　4.7.3再沸器的汽化熱計(jì)算</p><p>　　塔底溫度℃，，用℃的蒸汽，釜液出口溫度℃，則：</p><p><b>　　由，據(jù)內(nèi)插法算得：</b></p><p>　　又氣體流量提餾段密度</p><p><b>　

103、　則塔底被蒸發(fā)量</b></p><p><b>　　再沸器的蒸發(fā)熱</b></p><p><b>　　取傳熱系數(shù)</b></p><p><b>　　則傳熱面積</b></p><p><b>　　加熱蒸汽的質(zhì)量流量</b></p&g

104、t;<p><b>　　5、塔附件設(shè)計(jì)計(jì)算</b></p><p><b>　　5.1接管</b></p><p><b>　?。?）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、彎管進(jìn)料管、T形進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。F=180×85.63=1

105、5575.4kg/h , =812.04Kg/ </p><p>　　則體積流量 管內(nèi)流速</p><p><b>　　則管徑</b></p><p>　　取進(jìn)料管規(guī)格Φ63×1.5mm,則管內(nèi)徑d=60mm</p><p><b>　　進(jìn)料管實(shí)際流速</b></p>&

106、lt;p><b>　　(2)回流管</b></p><p>　　采用直管回流管，回流管的回流量D=53.64kmol/h,塔頂液相平均摩爾質(zhì)量,平均密度 則液體流量：</p><p><b>　　取管內(nèi)流速</b></p><p><b>　　則回流管直徑</b></p><

107、p>　　可取回流管規(guī)格Φ38×2.0mm,則管內(nèi)直徑d=34mm</p><p><b>　　回流管內(nèi)實(shí)際流速</b></p><p><b>　　(3)塔頂蒸汽接管</b></p><p><b>　　塔頂蒸氣密度：</b></p><p>　　塔頂氣相平均摩

108、爾質(zhì)量</p><p><b>　　則整齊體積流量 </b></p><p><b>　　取管內(nèi)蒸汽流速</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　可取回流管規(guī)格Φ377×13.5mm,則實(shí)際管徑d=350mm</p><

109、p>　　塔頂蒸汽接管實(shí)際流速</p><p><b>　　(4)釜液排出管</b></p><p>　　塔底W=126.36kmol/h,平均密度</p><p><b>　　平均摩爾質(zhì)量</b></p><p><b>　　體積流量 </b></p>&l

110、t;p><b>　　取管內(nèi)流速 </b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　可取回流管規(guī)格Φ57×2mm,則實(shí)際管徑d=53mm</p><p>　　塔頂蒸汽接管實(shí)際流速 </p><p><b>　　(5)塔釜進(jìn)氣管</b></

111、p><p>　　V′=257.628kmol/h,塔底液相平均摩爾質(zhì)量，</p><p><b>　　塔釜蒸汽密度：</b></p><p>　　塔底氣相平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　則塔釜蒸汽體積流量 </p><p><b>　　取管內(nèi)蒸汽流速 </b></p>

112、;<p><b>　　則</b></p><p>　　可取回流管規(guī)格Φ377×13.5mm,則實(shí)際管徑d=350mm</p><p>　　塔底蒸汽接管實(shí)際流速</p><p><b>　　5.2法蘭</b></p><p>　　由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，板式平焊

113、法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭</p><p>　　進(jìn)料管接管法蘭：PL65-1.6RF HG 20592-97</p><p>　　回流管接管法蘭：PL32-1.6RF HG 20592-97</p><p>　　塔釜出料管接法蘭：PL50-1.6RF HG 20592-97</p><p>　　塔頂蒸汽管法蘭：PL350-1.6RF

114、 HG 20592-97</p><p>　　塔釜蒸汽進(jìn)氣管法蘭：PL350-1.6RF HG 20592-97</p><p><b>　　5.3筒體與封頭</b></p><p><b>　　(1)筒體 </b></p><p>　　向上圓整為，所用材質(zhì)為16MnR</p>&

115、lt;p><b>　　(2)封頭</b></p><p>　　封頭采用橢圓形封頭，由公稱直徑DN=1600mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 h1=400mm，直邊高度h0=25mm,</p><p>　　選用封頭 DN1600×6，J13-1154</p><p><b>　　(3)進(jìn)料位置</b>&l

116、t;/p><p><b>　　第24塊板</b></p><p><b>　　5.4裙座</b></p><p>　　由于裙座內(nèi)徑>800mm，故裙座壁厚取16mm</p><p><b>　　基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：</b></p><p><b>　

117、　基礎(chǔ)環(huán)外徑：</b></p><p><b>　　圓整 </b></p><p>　　基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm 考慮到再沸器,裙座高度取2.2m，地角螺栓直徑取M22采用Q-235B</p><p><b>　　5.5人孔數(shù)目</b></p><p>　　人孔數(shù)目根據(jù)塔板

118、安裝方便和物料的清洗程度而定。對于處理不需要經(jīng)常清洗的物料，可隔8～10塊塔板設(shè)置一個(gè)人孔；對于易結(jié)垢、結(jié)焦的物系需經(jīng)常清洗，則每隔4～6塊塔板開一個(gè)人孔。人孔直徑通常為600mm，本設(shè)計(jì)選擇DN600mm人孔，其中人孔處塔板間距為3520mm，人孔數(shù)一共5個(gè)。</p><p><b>　　6塔總體高度的設(shè)計(jì)</b></p><p>　　塔的頂部空間高度為1200mm

119、（取除味器到第一塊板的距離為600mm）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，取塔底空間為1.45m</p><p><b>　　塔總體高度</b></p><p>　　H=H底+H有效+H裙+H封+h頂=1.45+17.6+2.2+0.65+1.2=23.1m</p><p><b>　　7</b>

120、</p><p><b>　　8、附錄</b></p><p>　　8.1精餾系統(tǒng)的物料流程圖</p><p>　　8.2精餾塔的工藝條件簡圖</p><p><b>　　9參考文獻(xiàn)</b></p><p>　　管國鋒，趙汝溥.化工原理[M].第三版.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2

121、008</p><p>　　匡國柱，史啟才.化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)（第二版）[M].北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2007.10</p><p>　　賈紹義，柴誠敬.化工原理課程設(shè)計(jì)[M].天津：天津大學(xué)出版社，2002.8</p><p>　　夏清，賈紹義.化工原理（上冊）[M].天津：天津大學(xué)出版社，2012.1</p><p>　　夏清，賈

122、紹義.化工原理（下冊）[M].天津：天津大學(xué)出版社，2012.1</p><p>　　時(shí)鈞等.化學(xué)工程手冊[M].第二版.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1996</p><p>　　劉光啟，馬連湘，劉杰.化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊（有機(jī)卷）[M].北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002</p><p>　　劉光啟，馬連湘，劉杰.化工物性算圖手冊[M].北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002<