化工原理課程設計--苯——甲苯二元物系浮閥式式精餾塔的設計

1、<p>　　化 工 原 理 課 程 設 計</p><p>　　題目 苯----甲苯二元物系伏閥精餾塔設計</p><p>　　教 學 院 化工與材料工程學院 </p><p>　　專業(yè)班級 </p><p>　　學生姓名 </p><p>　　學生

2、學號 </p><p>　　指導教師 </p><p>　　2011年12月 16日 </p><p><b>　　目 錄</b></p><p><b>　　摘 要1</b></p><p><b>

3、　　緒 論2</b></p><p><b>　　設計方案的選擇3</b></p><p>　　第一章 塔板的工藝的計算3</p><p>　　§1.1精餾塔的物料衡算4</p><p>　　§1.2各段理論塔板數(shù)的計算5</p><p>　　1

4、.2.1相對揮發(fā)度的計算5</p><p>　　1.2.2最小回流比的計算............................................</p><p>　　1.2.3精餾塔氣液相負荷11</p><p>　　1.2.4操作線方程的確定11</p><p>　　1-3-6 精餾塔理論塔板數(shù)的計算11</

5、p><p>　　1-3-7 板效率的計算12</p><p>　　1-3-8 實際板數(shù)的計算及全塔效率的計算14</p><p>　　第二章 精餾塔主要工藝尺寸的設計8</p><p>　　§2.1精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算8

6、 </p><p>　　2.1.1操作壓力計算8</p><p>　　2.1.2操作溫度計算9</p><p>　　2.1.6平均密度的計算12</p><p>　　2.1.7液體平均表面張力的計算14</p><p>　　2.1.3平均摩爾質(zhì)量的計算9</p><p>　

7、　2.1.4熱量衡算10</p><p>　　2.1.8氣液負荷計算：14</p><p>　　§2.2塔體工藝尺寸的計算15</p><p>　　2.2.1精餾塔塔徑的計算15</p><p>　　2.2.2精餾塔有效塔高的計算16</p><p>　　§2.3塔板工藝尺寸的計算16&

8、lt;/p><p>　　2.3.1溢流裝置的設計16</p><p>　　2.3.2浮閥布置設計17</p><p>　　2.3.3浮閥板流體力學驗算19</p><p>　　§2.4塔板負荷性能圖22</p><p>　　2.4.1液沫夾帶線的繪制22</p><p>　　2.

9、4.2液泛線的繪制22</p><p>　　2.4.3漏液線（氣相負荷線的下限線23</p><p>　　2.4.4液相負荷的下限線的繪制24</p><p>　　2.4.5液相負荷的上限線的繪制24</p><p>　　2.4.6小結(jié)25</p><p>　　第三章 輔助設備及選型25</p>

10、<p>　　§3.1 接管的計算與選擇25</p><p>　　3.1.1進料管的選擇25</p><p>　　3.1.2回流管的選擇26</p><p>　　3.1.3釜底出口管路的選擇26</p><p>　　3.1.4塔頂蒸汽管26</p><p>　　3.1.5加料蒸汽管的選擇

11、27</p><p>　　3.1.6茼體與封頭的設計26</p><p>　　3.1.7裙座的計算26</p><p>　　3.1.8除沫器的設計26</p><p>　　3.1.9人孔的設計29</p><p>　　3.2.0法蘭的設計29</p><p>　　第四章 塔高的計算

12、30</p><p>　　4.1塔頂高度的計算30</p><p>　　4.2塔底高度的計算30</p><p>　　4.3塔總高度的計算30</p><p>　　第五章 附屬設備計算30</p><p>　　5.1冷凝器的選擇30</p><p>　　5.2再沸器的選擇31<

13、/p><p><b>　　總結(jié)語32</b></p><p>　　表3-1篩板塔的工藝設計計算結(jié)果匯總表</p><p><b>　　主要符號說明33</b></p><p><b>　　參考文獻35</b></p><p>　　化工原理課程設計教師

14、評分表36</p><p><b>　　摘 要</b></p><p>　　本次設計的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的傳質(zhì)設備。此設計針對二元物系的精餾問題進行分析、計算、核算、繪圖，是較完整的精餾設計過程，該設計方法被工程技術人員廣泛的采用。</p><p>　　本文設計了浮閥精餾塔及其附屬元件的尺寸、管線路線的鋪設，并對摩爾分數(shù)為0.5的苯

15、—甲苯二元溶液進行精餾過程，其中塔頂使用全凝器，部分回流。按逐板計算理論板數(shù)為16。由平均粘度得到全塔效率為50%，從而得到了塔的精餾段實際板數(shù)為15塊，提餾段實際板數(shù)為15。實際加料位置在第16塊板。確定了塔的主要工藝尺寸，塔板采用單溢流弓型降液管齒型堰如塔徑1.0米等。且經(jīng)過液泛線，漏液線，液相負荷上限，液相負荷下限的校核，確定了操作點符合操作要求。精餾段的操作彈性為4.77，提餾段的操作彈性為4.27，符合操作要求。</p&

16、gt;<p>　　關鍵詞： 苯 甲苯 精餾塔 浮閥 操作彈性</p><p><b>　　緒 論</b></p><p><b>　　1.精餾塔概述</b></p><p>　　精餾塔（fractionating column）是進行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔

17、兩種主要類型。根據(jù)操作方式又可分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔。</p><p>　　關于各種類型塔板的介紹</p><p>　　主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮閥塔板；篩孔塔板；舌形塔板（斜孔塔板）；網(wǎng)孔塔板；垂直浮閥；多降液管塔板；林德浮閥；無溢流塔板。</p><p><b>　?、?#160;泡罩塔板</b></p><p&

18、gt;　　泡罩塔板的氣體通道是由升氣管和泡罩構成的。升氣管是泡罩塔區(qū)別于其它塔板的主要結(jié)構特征。這種結(jié)構不僅結(jié)構過于復雜，制造成本高，而且氣體通道曲折多變、干板壓降達、液泛氣速低、生產(chǎn)能力小。 </p><p><b>　　⑵ 浮閥塔板</b></p><p>　　浮閥塔板是對泡罩塔板的改進，取消了升氣管，在塔板開孔上訪設置了浮閥，浮閥可根據(jù)氣體的流量自行調(diào)

19、節(jié)開度。氣量較小時可避免過多的漏液，氣量較大時可使氣速不致過高，降低了壓降。</p><p><b>　?、?#160;篩孔塔板</b></p><p>　　篩孔塔板是最簡單的塔板，造價低廉，只要設計合理，其操作彈性是可以滿足生產(chǎn)需要的，目前已成為應用最為廣泛的一種板型。</p><p><b>　?、?#160;舌形塔板 </

20、b></p><p>　　舌形塔板是為了防止過量液沫夾帶而設計的一種塔型，由舌孔噴出的氣流方向近于水平，產(chǎn)生的液滴幾乎不具有向上的初速度。同時從舌孔噴出的氣流，通過動量傳遞推動液體流動，降低了板上液層厚度和塔板壓降。 </p><p><b>　?、?#160;網(wǎng)孔塔板 </b></p><p>　　網(wǎng)孔塔板采用沖有傾斜開孔的薄板制造，具

21、有舌形塔板的特點，并易于加工。</p><p><b>　?、?#160;垂直浮閥 </b></p><p>　　垂直浮閥是在塔板上開有若干直徑為100-200mm的大圓孔，孔上設置圓柱形泡罩，泡罩下緣于塔板有一定的間隙，泡罩側(cè)壁開有許多篩孔。氣流噴射方向是水平的，液滴在垂直方向的初速度為零，液沫夾帶量很小。 </p><p><b>

22、;　?、?#160;多降液管塔板 </b></p><p>　　在普通浮閥上設置多根降液管以適應大液體量的要求，降液管為懸掛式。</p><p><b>　?、?#160;林德浮閥 </b></p><p>　　林德浮閥是專為真空精餾設計的高效低壓降塔板，在整個浮閥上布置一定數(shù)量的導向斜孔，并在塔板入口處設置鼓泡促進裝置。</

23、p><p><b>　?、?#160;無溢流塔板 </b></p><p>　　無溢流塔板是一種簡易塔板，只是一塊均勻開有一定縫隙或篩孔的圓形平板，無降液管，結(jié)構簡單，造價低廉。</p><p><b>　　2.儀器的選用</b></p><p>　　篩板精餾塔是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應用的汽

24、液傳質(zhì)設備。</p><p>　　它的結(jié)構特點是塔板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板和大孔徑篩板兩類。工業(yè)上以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場合（如分離難度大、易結(jié)焦的物系）。</p><p>　　篩板的優(yōu)點是結(jié)構簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大，氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高。合理的設計和適當?shù)牟僮髂軡M足要求的操作彈性，而且效率高。 篩板塔

25、制造維修方便，相同條件下生產(chǎn)能力比泡罩塔高10%—15%，板效率亦約高10%—15%，而每板壓力降則低30%左右，適用于真空蒸餾；塔板效率較高，但稍低于浮閥塔。具有較高的操作彈性，但稍低于泡罩塔。其缺點是小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液。</p><p><b>　　精餾框架簡圖</b></p><p>　　第 1 章 設 計 方 案&

26、lt;/p><p>　　1.1 裝置流程的確定</p><p>　　蒸餾裝置包括精餾塔，原料預熱器，蒸餾釜（再沸器），冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設。按過程按操作方式的不同，分為聯(lián)組整流和間歇蒸餾兩種流程。連續(xù)蒸餾有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)蒸餾為主。間歇蒸餾具有操作靈活，適應性強等優(yōu)點，適合于小規(guī)模，多品種或多組分物系的初步分離。</p><p&

27、gt;　　蒸餾通過物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝實現(xiàn)分離，熱量自塔釜輸入，由冷凝器中的冷卻質(zhì) 將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定裝置流程時應考慮余熱的利用。譬如，用余料作為塔頂產(chǎn)品（或釜液產(chǎn)品）冷卻器的冷卻介質(zhì)，既可以將原料預熱，又可以節(jié)約冷卻質(zhì)。</p><p>　　另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵這節(jié)送入塔原料外也可以用高位槽送料，以免受泵操作波動的影響。</p>

28、<p>　　塔頂冷凝裝置可采用全冷凝器，分冷凝器兩種不同的設置。甲醇和水不反應，且容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔頂出來的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無需進一步冷卻，此次分離也是希望得到甲醇，選用全凝器符合要求。</p><p>　　總之，確定流程時要較全面，合理地兼顧設備，操作費用，操作控制及安全諸因素。</p><p>　　1.2 操作壓力的選擇<

29、/p><p>　　蒸餾過程中按操作壓力不同，分為常壓蒸餾，減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般地，除熱明性物系，凡通過常壓蒸餾能夠?qū)崿F(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的物系，都能采用常壓蒸餾；對熱敏性物系或者混合物泡點過高的物系，則宜采用減壓蒸餾；對常壓下餾出物冷凝溫度過低的物系，需提高塔壓或者采用深井水，冷凍鹽水作為冷卻劑；而常壓下呈氣態(tài)的物系必須采用加壓蒸餾。甲苯和苯在常壓下就能夠分離出來，所以本實驗在常壓下操

30、作就可以。</p><p>　　1.3 進料狀況的選擇</p><p>　　進料狀況一般有冷液進料，泡點進料。對于冷液進料，當組成一定時，流量一定對分離有利，節(jié)省加熱費用。采用泡點進料不僅對穩(wěn)定操作較為方便，且不受季節(jié)溫度影響。綜合考慮，設計上采用泡點進料。泡點進料時，基于恒摩爾流假定，精餾段和提餾段上升蒸汽的摩爾流量相等，故精餾段和提餾段塔徑基本相等，制造上較為方便。</p>

31、<p>　　1.4 加熱方式的選擇</p><p>　　加熱方式可分為直接蒸汽和間接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱直接由塔底進入塔內(nèi)。由于重組分是水，故省略加熱裝置。但在一定的回流比條件下，塔底蒸汽回流液有稀釋作用，使理論板數(shù)增加，費用增加。間接蒸汽加熱使通過加熱器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下來的冷液進行傳質(zhì)，其優(yōu)點是釜液部分汽化，維持原來的濃度，以減少理論塔板數(shù)，其缺點是增加加熱裝置。本設計塔釡采用間接

32、加熱蒸汽，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。</p><p>　　1.5 回流比的選擇</p><p>　　回流方式可分為重力回流和強制回流。對于小型塔，回流冷凝器一般安裝在塔頂。其優(yōu)點是回流冷凝器無需支持結(jié)構，其缺點是回流冷凝器回流控制較。如果需要較高的塔頂處理或塔板數(shù)較多時，回流冷凝器不宜安裝在塔頂。因為塔頂冷凝器不已安裝，檢修和清理。在這種情況下，可采用強制回流，塔頂上蒸汽采用冷凝器冷卻以冷

33、回流流入塔中。由于本次設計為小型塔，故采用重力回流。本設計物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比卻最小回流比的1.5倍。</p><p>　　第一章 塔板的工藝的計算</p><p>　　§1.1主要基礎物性參數(shù)</p><p>　　表1—1 苯和甲苯的物理性質(zhì)</p><p>　　表1—2 液相密度ρkg/m

34、3</p><p>　　表1—3 表面張力σmN/m</p><p>　　表1—4 粘度μLmPa</p><p>　　表1—5 汽化熱γkJ/kg</p><p>　　§1.2精餾塔實際塔板的計算</p><p>　　1.2.1精餾塔物料衡算</p><p>

35、;　　加料量：F=55Kmol/h 原料組成:XF=0.5 塔頂組成：XD=0.98 塔底組成:XW=0.03</p><p>　　總物料衡算 D+W=55</p><p>　　輕組分(苯)物料衡算 550.5=0.98D+0.03W </p><p>　　聯(lián)立兩式可解得

36、D=27.21kmol/h</p><p>　　W=27.79kmol/h</p><p>　　平均相對分子質(zhì)量:=78.11×0.5+92.14×﹙1-0.5﹚=85.13㎏／kmol =78.11×0.98﹢92.14×（1-0.98）=78.39㎏／kmol </p><

37、;p>　　=78.11×0.03+92.14×﹙1-0.03)=91.12㎏／kmol</p><p>　　故質(zhì)量流量：= D×=2132.9919㎏／h</p><p>　　=W×=2548.8988㎏／h</p><p>　　=F×=4682.15㎏／h</p><p><b&

38、gt;　　質(zhì)量分率：=</b></p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　=</b></p><p>　　1.2.2塔板數(shù)的確定</p><p>　　1.最小回流比及操作回流比的計算</p><p>　　(1)相對揮發(fā)度的計算</p

39、><p>　　查表3-21得常壓下苯---甲苯氣液平衡組成與溫度關系如下表：</p><p>　　利用表中數(shù)據(jù)由插值法可求得tF,tD,tW </p><p>　　得: tD =80.4℃</p><p>　　XF=0.5時 得tF =91.4℃</p><p>　　XW =0.03時 得

40、tW=108.79℃</p><p>　　1-2-2 相對揮發(fā)度m的計算</p><p>　　苯—甲苯的飽和蒸汽壓可用安托因方程求解，即：</p><p>　　Lg=A- 式中：t：物系溫度，單位：℃ .：飽和蒸汽壓/Kpa，</p><p>　　A,B,C,—Antoine常數(shù)，見如下表1-2：</p><p>

41、<b>　　表1-2</b></p><p>　　即：苯-甲苯的安托因方程分別為：</p><p><b>　　對于塔頂：℃，則：</b></p><p><b>　　同理塔底：℃，則：</b></p><p><b>　　相對揮發(fā)度</b></p&

42、gt;<p>　　從而得到相平衡方程:x= (1)</p><p>　　1-2-3 最小回流比的計算</p><p><b>　　最小回流比的確定：</b></p><p>　　操作回流比R=1.5Rmin=1.83 </p><p

43、>　　2.精餾塔的氣、液相負荷</p><p>　　精餾段 ：L=RD=1.83×27.21=49.79kmol/h</p><p>　　V=(R+1)D=(1.83+1)27.21=77kmol/h</p><p>　　提餾段： 49.79+155=104.79 kmol/h</p><p>　　77+0=77 kmol/h

44、</p><p>　　3.操作線方程的計算</p><p>　　精餾段操作線方程為： 提餾段操作線方程為：</p><p>　　4.精餾塔理論塔板的確定</p><p>　　由于塔頂是全凝器所以有</p><p>　　由精餾段操作線方程y=0.65x+0.35 得y2=0.9682</p><p&g

45、t;<b>　　由平衡線方程可得</b></p><p><b>　　同理可算出如下值：</b></p><p>　　所以總理論板數(shù)為16塊（包含再沸器）</p><p>　　精餾段理論板數(shù)為8，第9塊為進料板，提餾段理論板數(shù)為8（含再沸器） </p><p>　　1-3-7 板效率的計算：<

46、/p><p>　　對于進料，=91.4℃，由安托因方程可得：</p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　又℃， ℃</b></p><p><b>　　精餾段平均溫度：</b></p><p><b>　　提餾段平均溫度

47、：</b></p><p>　　根據(jù)液體平均粘度公式： 可求得不同溫度下苯和甲苯的粘度。</p><p>　　對于苯(A)，其中， 即：</p><p><b>　　℃時，</b></p><p><b>　　℃時，</b></p><p>　　對于甲苯(B)

48、，其中， 即：</p><p><b>　　℃時，</b></p><p><b>　　℃時，</b></p><p>　　又精餾段的液相組成：</p><p>　　提餾段的液相組成： </p><p>　　精餾段的平均液相粘度：</p><p>　

49、　提餾段的平均液相粘度：</p><p><b>　　精餾段的板效率</b></p><p><b>　　提餾段的板效率</b></p><p>　　1-3-8 實際板數(shù)的計算及全塔效率的計算</p><p>　　全塔所需實際塔板數(shù)：，實際加料板為第17塊板.</p><p>

50、;　　§2.1精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算</p><p>　　2.1.1操作壓力計算</p><p>　　塔頂壓強 =101.325kPa，</p><p>　　每層塔板壓降 ΔP=0.7kPa，</p><p>　　進料板壓力 =101.325+15×

51、0.7=111.8kPa，</p><p>　　塔底壓力 =101.325+30×0.7=122.3kPa</p><p>　　精餾段平均操作壓強 Pm=(101.3+111.8)/2=106.55kPa</p><p>　　提餾段平均操作壓強 pm’=(111.8+122.3)/2=117.05kPa</p>&

52、lt;p><b>　　全塔平均操作壓力</b></p><p>　　2.4.11 液相平均表面張力計算</p><p>　　液相平均表面張力計算依公式 = 計算</p><p>　　表2-8 液體表面張力 [1]</p><p>　　用內(nèi)插法求下苯，甲苯的表面張力。</p><p><

53、b>　　=81.4℃</b></p><p><b>　　=91.4℃，</b></p><p>　　= 108.79℃，</p><p>　　精餾段液相平均表面張力:</p><p>　　提餾段液相平均表面張力：</p><p><b>　　2.1.4熱量衡算<

54、/b></p><p><b>　　1.加熱介質(zhì)的選擇</b></p><p>　　選用飽和水蒸氣，溫度140℃，工程大氣壓為3.9atm.</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)相應減小，但蒸汽壓力不宜過高。</p><p>&

55、lt;b>　　熱量衡算：</b></p><p>　　由上面知道塔頂溫=80.4℃，=108.℃，=91.4℃</p><p>　　由不同溫度下苯和甲苯的摩爾汽化熱公式：Cp=a+bT+cT2</p><p>　　查表得，對于苯，a=-1.71,b=0.32477,c=-0.00011058</p><p>　　對于甲苯，a

56、=2.41,b=0.391177,c=-0.00013065</p><p>　　求得在、、下的苯和甲苯的汽化熱（單位：），和分別代表苯和甲苯的汽化熱。</p><p>　　tD=80.4℃ </p><p><b>　　=99.79 </b></p><p>　?。?tW=108.79℃</p&

57、gt;<p><b>　?。?lt;/b></p><p><b>　　=131.96</b></p><p>　　=91.8℃： </p><p><b>　　=115.09</b></p><p>　　=80.6℃: </p>

58、;<p><b>　　=</b></p><p>　　=393.49KJ/Kg</p><p>　　塔頂 </p><p><b>　　=</b></p><p>　?。?）0℃時塔頂氣體上升的焓&

59、lt;/p><p><b>　　塔頂以0℃為基準，</b></p><p><b>　?。?）回流液的焓</b></p><p>　　此為泡點回流，據(jù)圖查得此時組成下的泡點，用內(nèi)插法求得回流液組成下的=80.41℃,在此溫度下：</p><p><b>　　=</b></p&

60、gt;<p><b>　　=100.32</b></p><p>　　回流液組成與塔頂組成相同</p><p>　?。?）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>　?。?）冷凝器消耗的焓</p><p><b>　　（5）進料口的

61、焓</b></p><p>　?。?）塔底殘留液的焓</p><p>　?。?）再沸器（全塔范圍列衡算式）</p><p><b>　　塔釜熱損失為，則</b></p><p>　　設再沸器損失能量損，損 </p><

62、p><b>　　加熱器實際熱負荷</b></p><p>　　表格1-5 熱量衡算表</p><p>　　2-1-3 平均摩爾質(zhì)量的計算</p><p>　　塔頂平均摩爾質(zhì)量的計算</p><p><b>　　由,可知： </b></p><p>　　進料板平均摩爾質(zhì)量

63、的計算</p><p><b>　　由，可知：</b></p><p>　　塔釜平均摩爾質(zhì)量的計算</p><p>　　由,由相平衡方程得:</p><p>　　精餾段平均摩爾質(zhì)量的計算</p><p>　　提餾段平均摩爾質(zhì)量的計算</p><p>　　2-1-4 平均密度

64、</p><p>　　2.4氣相平均密度計算</p><p>　　表2-5 苯和甲苯的不同溫度下密度[2]</p><p><b>　　已知混合液密度：。</b></p><p>　　用內(nèi)插法求得苯，甲苯在,，溫度下的密度。</p><p>　　=81.0020℃ </p>&

65、lt;p><b>　　℃</b></p><p><b>　　=108.79℃</b></p><p><b>　　所以精餾段:</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　氣相平均密度計算</b&

66、gt;</p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計算,即</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　?。?）精餾段的氣液體積流率：</p><p>　　由精餾段的氣液負荷：V=77Kmol/h， L=49.79K

67、mol/h 可得： </p><p>　?。?）提餾段的氣液體積流率： </p><p>　　由提餾段的氣液負荷V=77 Kmol/h L=104.79Kmol/h </p><p>　　2.2.1精餾塔塔徑的計算</p><p>　　（1）精餾

68、段塔徑 D 的計算</p><p>　　選板間距=0.40m，取板上液層高度 =0.06m ，故－=0.34m</p><p>　　查化工原理課程設計P 得 ，C20=0.078</p><p>　　依式校正到物系張力為20.7118mN/m時的C：</p><p>　　取安全系數(shù)為0.70 = 0.70=1.2120.70=0.848m

69、/s </p><p><b>　　則精餾段塔徑D=</b></p><p>　　按標準塔經(jīng)圓整為D=1.2m</p><p>　　則精餾段塔截面積為AT=</p><p><b>　　實際空塔氣速為U=</b></p><p>　　（2）提餾段塔徑D 的計算：</p&

70、gt;<p>　　選板間距=0.40m，取板上液層高度 =0.06m ，故－=0.34m</p><p>　　查化工原理課程設計P 得 ，C20=0.07 </p><p>　　依式校正到物系張力為19.3831mN/m時的C：</p><p>　　取安全系數(shù)為0.70 = 0.70=1.0830.70=0.781m/s </

71、p><p><b>　　提餾段塔徑D=</b></p><p>　　按標準塔經(jīng)圓整為D=1.0m</p><p>　　提餾段塔截面積為At=</p><p><b>　　實際空塔氣速為</b></p><p><b>　　U= </b></p>

72、;<p>　　2.2.2精餾塔有效塔高的計算</p><p>　　精餾段有效塔高的計算</p><p>　　Z精=（N精-1） HT=(15-1) 0.40=5.6m</p><p>　　提餾段有效塔高的計算</p><p>　　Z提＝（N提－1） HT=(15-1) 0.40=5.6m</p><p>

73、　　選取進料板上方、精餾段一處及提餾段一處各留一人孔且人孔高度h=0.8m</p><p>　　所以可知精餾塔有效塔高： Z=Z精+Z提+3h=5.6+5.6+3*0.8=13.6m</p><p>　　§2.3塔板工藝尺寸的計算</p><p>　　2.3.1溢流裝置的設計</p><p>　　由精餾段塔徑D=1.0m則溢流裝置

74、可采用單溢流，弓型降液管，平行受液盤及平直溢流堰，不設進口堰。各項計算如下：</p><p>　　溢流堰長 =0.70D=0.70×1.0=0.7m</p><p>　　出口堰高 h=h-h</p><p>　　式中 ：h ——板上液層高，取0.06m</p><p>　　h——板上方液頭高度</p><p&

75、gt;　　選用平行堰，則堰上液頭高度可由下式計算：</p><p>　　式中溢流收縮系數(shù)E可近似取為1</p><p><b>　　對于精餾段：</b></p><p>　　所以出口堰高：h=0.06-0.0011=0.049m</p><p><b>　　對于提餾段：</b></p>

76、<p>　　出口堰高：h=0.06-0.011=0.049m</p><p>　　降液管的寬度Wd與降液管的面積Af</p><p>　　由 查圖得 Wd/D=0.151，Af/AT=0.094</p><p>　　故 Wd=0.151×1.0=0.151m </p><p>

77、;　　Af=0.094×0.785=0.0738m2</p><p>　　計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積,即</p><p>　　故降液管設計符合要求。</p><p>　　降液管底隙高度h的計算</p><p>　　取液體通過降液管底隙的流速，則降液管底隙高度h可依下式計算：</p><p>　

78、　對于精餾段： </p><p><b>　　故有</b></p><p><b>　　對于提餾段：</b></p><p>　　所以可知降液底隙高度設計合乎要求，且選用凹形受液盤深度為50mm。</p><p>　　2.3.2浮閥布置設計</p><p>　　浮

79、閥的形式很多，如F1型、十字架型、V-4型、A型、V-O型等，目前應用最廣泛的是F1型（相當于國外V-1型）。F1型又分為重閥（代號為Z）和輕閥(代號為Q)兩種，分別由不同厚度薄板沖壓而成，前者重約32克，最為常用；后者阻力略小，操作穩(wěn)定性也略差，適用于處理量大并要求阻力小的系統(tǒng)，如減壓塔。V-4型基本上和F1型相同，除采用輕閥外，其區(qū)別僅在于將塔板上的閥孔制成向下彎的文丘里型以減小氣體通過閥孔阻力，主要用于減壓塔。兩種形式閥孔的直徑d

80、0均為39mm。</p><p>　　閥孔一般按正三角形排列，常用中心距有75、100、125、150mm等幾種，它又分為順排和錯排兩種，通常認為錯排時兩相接觸情況較好，采用較多。對于大塔，當采用分塊式結(jié)構時，不便于錯排，閥孔也可按等腰三角形排列。此時多固定底邊尺寸B,例如B為70、75、80、90、100、110mm等。如果塔內(nèi)氣相流量變化范圍大，可采用一排重閥一排輕閥方式相間排列，以提高塔的操作彈性。<

81、/p><p>　　當氣體流量已知時，由于閥孔直徑給定，因而塔板上浮閥的數(shù)目N即浮閥數(shù)就取決于閥孔的氣速,并可按下式求得：</p><p>　　閥孔的氣速常根據(jù)閥孔的動能因子來確定。反映密度為的氣體以速度通過閥孔時動能的大小。綜合考慮對塔板效率、壓力降和生產(chǎn)能力等的影響，根據(jù)經(jīng)驗可取=8～12，即閥孔剛?cè)_時比較適宜，由此可知適宜的閥孔氣速為</p><p><b&

82、gt;　?、偎宸謮K</b></p><p>　　因D=1000mm>800mm，故采用分塊塔板，查表的分為三塊。</p><p>　?、谶吘壈捕▍^(qū)寬度的確定</p><p>　　取WS=WS=0.10m WC=0.050m</p><p>　?、鄹￠y數(shù)目，閥孔排列及塔板布置</p><p>　　

83、預選取發(fā)空功能因子 F0=12</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　每層塔板上的浮閥數(shù)目</p><p>　　其中 R=D/2–WC=1.0/2–0.05=0.45m</p><p>　　x=D/2–（Wd+WS）=1.0/2–0.151=0.349m</p><p

84、><b>　　提餾段：</b></p><p>　　2.3.3浮閥板流體力學驗算</p><p>　　氣體通過浮閥塔板的靜壓頭降</p><p><b>　　因為,</b></p><p>　?、诎迳下幼枇?即塔板上含氣液層靜壓頭降</p><p>　　選充氣因數(shù) ε

85、0=0.5</p><p>　　==0.5×0.06=0.03m</p><p>　?、垡后w表面張力造成的靜壓頭降</p><p>　　對浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力阻力很小，計算時一般可以忽略。</p><p>　　所以氣體通過浮閥塔板的靜壓頭=0.049+0.03=0.079m</p><p>　　換

86、算成單板壓降 △Pf=hfg=0.079×807.4196×9.81=625.742Pa<700 Pa</p><p><b>　　提餾段： </b></p><p><b>　　因為,</b></p><p>　?、诎迳下幼枇?即塔板上含氣液層靜壓頭降</p><p

87、>　　選充氣因數(shù) ε0=0.5</p><p>　　==0.5×0.06=0.03m</p><p>　?、垡后w表面張力造成的靜壓頭降</p><p>　　對浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力阻力很小，計算時一般可以忽略。</p><p>　　所以氣體通過浮閥塔板的靜壓頭=0.0345+0.03=0.0645m</p>

88、;<p>　　換算成單板壓降 △Pf=hfg=0.0645×780.964×9.81=494.15Pa<700 Pa</p><p>　　降液管液面高度的計算</p><p>　　單層氣體通過塔板的壓降相當于液柱高度hp1=0.084m </p><p>　?、谝后w通過降液管的靜壓頭降</p>

89、<p>　　因不設進口堰，所以可用式</p><p><b>　　式中</b></p><p><b>　　m</b></p><p><b>　?、郯迳弦簩痈叨龋?lt;/b></p><p><b>　　hL=0.07m,</b></p>

90、;<p>　　從而可知，符合防止液泛的要求。</p><p>　　（2）提餾段： </p><p>　　單層氣體通過塔板的壓降相當于液柱高度hp2=0.0645m </p><p>　?、谝后w通過降液管的靜壓頭降</p><p>　　因不設進口堰，所以可用式</p><p><

91、b>　　式中</b></p><p><b>　　m</b></p><p><b>　　③板上液層高度：</b></p><p><b>　　hL=0.07m,</b></p><p>　　從而可知，符合防止液泛的要求</p><p>

92、;<b>　　液沫夾帶量計算</b></p><p>　　判斷液沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率F1來完成的。泛點</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><b>

93、;　　m2</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,在從泛點負荷因數(shù)圖中查得負荷因數(shù)CF=0.127,將以上數(shù)值 分別代入上式，得泛點率F1為</p><p>　　為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足<0.1kg(液)/kg(干氣體)的要求。&

94、lt;/p><p>　　提餾段：取系數(shù)k=1.0,泛點負荷系數(shù)CF=0.131</p><p>　　由以上計算可知，符合要求</p><p>　　根據(jù)以上塔板的各項流體力學驗算，可以認為精餾段塔徑和各項工藝尺寸是合適的。</p><p>　　§2.4塔板負荷性能圖</p><p>　　2.4.1液沫夾帶線的繪制&

95、lt;/p><p>　　液沫夾帶線上線時，ev=0.10Kg液/Kg干氣，泛點是80%.</p><p>　　則有 = </p><p><b>　?。?）精餾段：</b></p><p><b>　　整理可得：</b></p><p><b>　

96、　（2）提餾段：</b></p><p><b>　　整理得：</b></p><p>　　2.4.2液泛線的繪制</p><p>　　當降液管中泡沫總高度=（HT+）時將出現(xiàn)液沫</p><p><b>　　由此確定液泛線</b></p><p>　　而式中閥孔

97、氣速U0與體積流量有如下關系。即</p><p><b>　　對于精餾段：</b></p><p><b>　　解得液泛方程 </b></p><p><b>　　對于提餾段： </b></p><p><b>　　解得液泛方程</b></p>

98、;<p>　　2.4.3漏液線的繪制</p><p>　　精餾段計算 取動能因數(shù)F=5 </p><p><b>　　提餾段計算</b></p><p>　　因此不會產(chǎn)生漏液現(xiàn)象m3/s</p><p>　　2.4.4液相負荷的下限線的繪制</p><p>　　對于平直堰，取堰上

99、液層高度=0.006m作為最小液體符合標準</p><p><b>　　==0.006</b></p><p>　　式中 E=1 </p><p>　　2.4.5液相負荷的上限線的繪制</p><p>　　液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于3-5秒，液體在降液管中停留時間為</p><

100、;p>　　以 t=5s座為液體在降液管中停留時間的下限</p><p><b>　　圖表1</b></p><p><b>　　圖表 2</b></p><p><b>　　2.4.6小結(jié)</b></p><p>　　從塔板負荷性能圖中可看出，按生產(chǎn)任務規(guī)定的氣相和液相流

101、量所得到的操作點P在適宜操作區(qū)的適中位置，說明塔板設計合理。</p><p>　　因為液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負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，從負荷性能圖中可查得</p><p>　　精餾段氣相負荷上限Vsmax=1.05 m3/s,氣相負荷下限Vsmin=0.22 m3/s，所以可得</p&

102、gt;<p>　　精餾段氣相負荷上限Vsmax=1.00475 m3/s,氣相負荷下限Vsmin=0.28 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計是合理的。</p><p>　　第三章 輔助設備及選型</p><p>　　§3.1 接管的計算與選擇</p>&

103、lt;p>　　3.1.1進料管的選擇</p><p><b>　　進料的質(zhì)量流率：</b></p><p><b>　　進料的體積流率：</b></p><p>　　則進料管的直徑可由以下公式計算：</p><p>　　式中：為料液在進液管內(nèi)的流速，且取=1.6m/s</p>&

104、lt;p>　　同時設置兩個進料管不同時間內(nèi)進料，且每個進料管的進料量均為：</p><p>　　3.1.2回流管的選擇</p><p>　　冷凝器安裝在塔頂時，回流液在管道中的流速一般不能過高，否則冷凝器高度也要相應提高。 </p><p><b>　　即回流管設計如下：</b></p><p><b>

105、　　回流管的質(zhì)量流率：</b></p><p>　　回流管直徑依下式計算：</p><p>　　式中：為液料在回流管內(nèi)的流速，且取=1.6m/s</p><p>　　3.1.3釜底出口管路的選擇</p><p><b>　　釜底料液的質(zhì)量流量</b></p><p>　　釜底料液的體積

106、流量 </p><p>　　釜底出口管直徑依下式計算：</p><p>　　式中：為液料在釜底出口管內(nèi)的流速，且取=1.6m/s</p><p>　　3.1.4塔頂蒸汽管</p><p>　　從塔頂至冷凝器的蒸汽管，尺寸必須適合，以免產(chǎn)生過大壓降，特別在減壓過程中，過大壓降會影響塔的真空度。</p><p>　　即

107、塔頂蒸汽管設計如下：</p><p>　　塔頂蒸汽管直徑依下式計算：</p><p>　　式中：為液料在塔頂蒸汽管內(nèi)的流速，且取=20m/s；</p><p>　　近似取為精餾段的體積流率，且=0.6。</p><p>　　3.1.5 加料蒸汽管的選擇</p><p>　　加料蒸汽管直徑依下式計算：</p>

108、<p>　　式中：為液料在塔頂蒸汽管內(nèi)的流速，且取=23m/s；</p><p><b>　　3.1.6封頭</b></p><p>　　(2) 封頭的設計</p><p>　　封頭分為橢圓形封頭、蝶形封頭等幾種，本設計采用橢圓形封頭，由公稱直徑D=1000mm，可查得曲面高hl=250mm,直邊高度h0=40mm，內(nèi)表面積1.

109、2096，容積V=0.1623</p><p>　　3.1.9人孔的設計</p><p>　　人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于人進出任何一層塔板。由于設置人孔處塔間距離大，且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求，一般每隔6-8塊板開設一個孔，本塔分別在第8、14、21塊板處（從上往下數(shù)）開設一個人孔，即可。在設置人孔處，每個人孔直徑為450mm，板間距為80

110、0mm,人孔深入塔內(nèi)部應與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓。3.2.0 法蘭</p><p>　　由于近似常壓操作，所有法蘭均采用標準管法蘭，帶頸平焊鋼管法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應的法蘭。</p><p>　　進料管接管法蘭：DN15PN105HG20592-97</p><p>　　回流管接管法蘭：DN15PN105HG20592-97</p>

111、<p>　　塔底出料管法蘭：DN20PN105HG20592-97</p><p>　　塔頂蒸汽管法蘭：DN150PN105HG20592-97</p><p>　　塔釜蒸汽進氣法蘭：DN150PN105HG20592-97</p><p>　　第五章 附屬設備計算</p><p>　　即代 入已得數(shù)據(jù)可得 H=14.98m

112、第五章 附屬設備設計</p><p>　　5.1 冷凝器的選擇</p><p>　　有機蒸氣冷凝器設計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為500-1500kcal/(℃)本設計取℃）=2926kJ/(℃)</p><p>　　出料液溫度：80.4℃（飽和氣）80.4℃（飽和液）</p><p>　　冷卻水溫度：20℃35℃</p>

113、<p><b>　　逆流操作：</b></p><p>　　傳熱面積：根據(jù)全塔熱量衡算，得</p><p><b>　　設備型號：</b></p><p>　　5.2 再沸器的選擇</p><p>　　選用120℃飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取。</p><p>　　料

114、液溫度：80.4℃100℃,水蒸汽溫度120℃120℃</p><p><b>　　逆流操作： ℃</b></p><p><b>　　℃</b></p><p>　　換熱面積：根據(jù)全塔熱量恒算，得 </p><p><b>　　設計結(jié)果匯總表：</b></p>

115、<p><b>　　總結(jié)語</b></p><p>　　經(jīng)過這段時間的查閱文獻、計算數(shù)據(jù)和上機敲電子版，化工原理課程設計的基本工作已經(jīng)完成，并得出了可行的設計方案，全部計算過程已在前面的章節(jié)中給以體現(xiàn)。</p><p>　　首先我要再這里十分感謝我的指導教師張福順老師和張振坤老師以及幫助過我的同學們，在你們的幫助下使我對化工原理單元操作有了更深刻的認識，使我

116、通過自己動手動腦的設計過程對工程師有了新的體驗。也更一步憧憬那樣的工作。非常感謝你們。</p><p>　　課程設計是對以往學過的知識加以檢驗，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實際的能力，尤其是這次精餾塔設計更加深入了對化工生產(chǎn)過程的理解和認識，使我們所學的知識不局限于書本，并鍛煉了我們的邏輯思維能力，同時也讓我深深地感受到工程設計的復雜性以及我了解的知識的狹隘性。所有的這些為我今后的努力指明了具體的方向。</p>

117、<p>　　設計過程中培養(yǎng)了我的自學能力，設計中的許多知識都需要查閱資料和文獻，并要求加以歸納、整理和總結(jié)。通過自學及老師的指導，不僅鞏固了所學的化工原理知識,更極大地拓寬了我的知識面，讓我更加認識到實際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差別，這對將來的畢業(yè)設計及工作無疑將起到重要的作用.</p><p>　　在此次化工原理設計過程中，我的收獲很大,感觸也很深，更覺得學好基礎知識的重要性。同時通過這次課程設計

118、，我深深地體會到與人討論的重要性。因為通過與同學或者是老師的交換看法很容易發(fā)現(xiàn)自己認識的不足，從而讓自己少走彎路。 </p><p><b>　　感謝您的閱讀。</b></p><p>　　主要符號說明號說明主要符號說明主要符號說明</p><p><b>　　參考文獻文獻</b></p><p>

119、　　[1]. AutoCAD 2002培訓教程.北京:電子工業(yè)出版社,2003。</p><p>　　[2]. 譚天恩，麥本熙，丁惠華等?；ぴ恚ㄉ希?，附表，北京：化學工業(yè)出版社，1984</p><p>　　[3]. 顧毓珍：化學工程3.3（1936）。</p><p>　　[4]. 天津大學化工原理教研室，化工原理(上，下)，天津：天津科學技術出版社，1994

120、。</p><p>　　[5]. 盧煥章，石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊，北京：化學工業(yè)出版社，1982。</p><p>　　[6]. 天津大學化工原理教研室，化工原理課程設計，天津：天津大學出版社，1995。</p><p>　　[7]. 張受謙.化工手冊(上卷).濟南:山東科學技術出版社,1986。</p><p>　　[8]. 張受謙.化工手冊

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