化工原理課程設計(苯-氯苯分離精餾塔——浮閥塔設計)

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文檔簡介

1、　　課程設計說明書　　課程設計名稱化工原理課程設計 　　課程設計題目苯-氯苯混合液浮閥式精餾塔設計　　姓名 　　學號 </p&g

2、t;　　專業(yè) 　　班級 　　指導教師 　　提交日期 　　化工原理課程設計任務書　　(一)

3、設計題目苯-氯苯連續(xù)精餾塔的設計　　(二)設計任務及操作條件　　設計任務　　(1)原料液中含氯苯35% (質量)。　　(2)塔頂餾出液中含氯苯不得高于2％(質量)。　　(3)年產純度為9

4、9.8％的氯苯噸41000噸　　操作條件　　(1)塔頂壓強4KPa(表壓)，單板壓降小于0.7KPa。　　(2)進料熱狀態(tài) 自選。　　(3)回流比R=（1.1-3）Rmin。　　(4)塔底加

5、熱蒸汽壓強506 KPa(表壓) 　　設備型式　　F1型浮閥塔　　設備工作日：每年330天，每天24小時連續(xù)運行。　?。ㄈ┰O計內容

6、　　1）．設計說明書的內容　　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物性數(shù)據(jù)的計算；　　4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計算；　　5) 塔板主要工藝尺寸的計算； </p&

7、gt;　　6) 塔板的流體力學驗算； 　　7) 塔板負荷性能圖； 　　8) 對設計過程的評述和有關問題的討論。　　9) 輔助設備的設計與選型　　2．設計圖紙要求：　　1)

8、繪制工藝流程圖 　　2) 繪制精餾塔裝置圖 　?。ㄋ模﹨⒖假Y料　　物性數(shù)據(jù)的計算與圖表　　化工工藝設計手冊　　3．化工過程及設備設計

9、　　4．化學工程手冊　　5．化工原理　　苯、氯苯純組分的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù) 　　其他物性數(shù)據(jù)可查有關手冊。 　　目錄

10、　　前言6　　1．設計方案的思考6　　2.設計方案的特點6　　3．工藝流程的確定6　　一．設備工藝條件的計算8　　1．設計方案的確定及工藝流程的說明8</

11、p>　　2．全塔的物料衡算8　　2.1 料液及塔頂?shù)桩a品含苯的摩爾分率8　　2.2 平均摩爾質量8　　2.3 料液及塔頂?shù)桩a品的摩爾流率8　　3．塔板數(shù)的確定9　　3.1理論塔板數(shù)的求取9&

12、lt;/p>　　3.2 確定操作的回流比R10　　3.3求理論塔板數(shù)11　　3.4 全塔效率12　　3.5 實際塔板數(shù)（近似取兩段效率相同）13　　4．操作工藝條件及相關物性數(shù)據(jù)的計算13

13、4.1平均壓強13　　4.2 平均溫度14　　4.3平均分子量14　　4.4平均密度15　　4.5 液體的平均表面張力16　　4.6 液體的平均粘度17　　4.7 氣液相體積流

14、量18　　6 主要設備工藝尺寸設計19　　6.1 塔徑19　　7 塔板工藝結構尺寸的設計與計算20　　7.1 溢流裝置20　　7.2 塔板布置23<p

15、>　　二塔板流的體力學計算25　　1 塔板壓降25　　2 液泛計算27　　3霧沫夾帶的計算28　　4塔板負荷性能圖30　　4.1 霧沫夾

16、帶上限線30　　4.2 液泛線31　　4.3 液相負荷上限線32　　4.4 氣體負荷下限線（漏液線）33　　4.5 液相負荷下限線33　　三板式塔的結構與附屬設備35<

17、b>　　1 塔頂空間35　　2 塔底空間36　　3 人孔數(shù)目36　　4 塔高36　　浮閥塔總體設備結構簡圖：37</

18、p>　　5接管38　　5.1 進料管38　　5.2 回流管38　　5.3 塔頂蒸汽接管39　　5.4 釜液排出管39　　5.5 塔釜進氣管40</

19、p>　　6法蘭40　　7 筒體與封頭41　　7.1 筒體41　　7.2 封頭41　　7.3 裙座41&

20、lt;/b>　　8 附屬設備設計41　　8.1 泵的計算及選型41　　8.2 冷凝器42　　8.3 再沸器43　　四計算結果總匯44　　五結束語45

21、　　六符號說明：45　　前言　　1．設計方案的思考　　通體由不銹鋼制造，塔節(jié)規(guī)格Φ25～100mm、高度0.5～1.5m，每段塔節(jié)可設置1～2個進料口/測溫口，亦可結合客

22、戶具體要求進行設計制造各種非標產品。整個精餾塔包括：塔釜、塔節(jié)、進料罐、進料預熱器、塔釜液儲罐、塔頂冷凝器、回流比控制器、產品儲罐等。塔壓降由變送器測量，塔釜上升蒸汽量可通過采用釜液溫度或靈敏板進行控制，塔壓可采用穩(wěn)壓閥控制，并可裝載自動安全閥。為使塔身保持絕熱操作，采用現(xiàn)代化儀表控制溫度條件，并可在室溫～300℃范圍內任意設定。同時，為了滿足用戶的科研需要，每一段塔節(jié)內的溫度、塔釜液相溫度、塔頂氣相溫度、進料溫度、回流溫度、塔頂壓力、

23、塔釜壓力、塔釜液位、進料量等參數(shù)均可以數(shù)字顯示。　　2.設計方案的特點　　浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好，霧沫夾帶量小(因氣體水平吹出之故)，塔板效率較高，生產能力較大。浮閥塔應用廣泛，對液體負荷變化敏感，不適宜處理易聚合或者含有固體懸浮物的物料，浮閥塔涉及液體均布問題在氣液接觸需冷卻時會使結構復雜板式塔的設計資料更易得

24、到，便于設計和對比，而且更可靠。浮閥塔更適合，塔徑不是很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合真空操作。　　3．工藝流程的確定　　原料液由泵從原料儲罐中引出，在預熱器中預熱后送入連續(xù)板式精餾塔F1型浮閥塔），塔頂上升蒸汽流采用強制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產品經冷卻至后送至產品槽；塔釜采用熱虹吸立

25、式再沸器提供氣相流，塔釜殘液送至廢熱鍋爐。　　以下是浮閥精餾塔工藝簡圖　　一．設備工藝條件的計算　　1．設計方案的確定及工藝流程的說明　　本設計任務為分離苯-氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾過程。設計中采用泡點進料（q=1），將原料液通過預熱器加熱至泡點后

26、送入精餾塔內。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。　　2．全塔的物料衡算　　2.1 料液及塔頂?shù)桩a品含苯的摩爾分率&l

27、t;p>　　苯和氯苯的相對摩爾質量分別為78.11 kg/kmol和112.61kg/kmol。　　2.2 平均摩爾質量　　2.3 料液及塔頂?shù)桩a品的摩爾流率　　依題給條件：一年以330天，一天以24小時計，有： ,全塔物料衡算：　　釜液處理量 </

28、p>　　總物料衡算 　　苯物料衡算 　　聯(lián)立解得 　　3．塔板數(shù)的確定　　3.1理論塔板數(shù)的求取　　苯-氯苯物系屬于理想物系，可

29、采用梯級圖解法（M·T法）求取，步驟如下：　　1.根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點方程和露點方程求取　　依據(jù)，，將所得計算結果列表如下：　　表3-1 相關數(shù)據(jù)計算　　本題中，塔內壓力接近常壓（實際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因為操作壓力

30、偏離常壓很小，所以其對平衡關系的影響完全可以忽略。　　平均相對揮發(fā)度，則，汽液平衡方程為：　　3.2 確定操作的回流比R　　將表3-1中數(shù)據(jù)作圖得曲線。　　圖3-1 苯—氯苯混合液的x—y圖　　在圖上，因，查得，而，。故有：&l

31、t;/p>　　考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實際操作的回流比為最小回流比的2.485倍，即：　　求精餾塔的汽、液相負荷　　3.3求理論塔板數(shù)　　精餾段操作線：&l

32、t;b>　　提餾段操作線：　　提餾段操作線為過和兩點的直線。　　采用圖解法求理論板層數(shù),在x-y圖上作平衡曲線和對角線，并依上述方法作精餾段操作線和提鎦段。從開始，在精餾段操作線與平衡線之間繪由水平線和鉛垂線構成的梯級。當梯級跨過兩操作線交點時，則改在提鎦段與平衡線之間繪梯級，直至梯級的鉛垂線達到或越過點為止。用Excel作圖，

33、各梯級的坐標如下：　　表3-2 相關數(shù)據(jù)計算　　圖3-2 苯-氯苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖解　　按上法圖解得到：　　總理論板層數(shù) 塊（包括再沸器）　　加料板位置 &l

34、t;/p>　　3.4 全塔效率　　選用公式計算。該式適用于液相粘度為0.07~1.4mPa·s的烴類物系，式中的為全塔平均溫度下以進料組成表示的平均粘度。　　查圖一，由=0.986 =0.00288查得塔頂及塔釜溫度分別為：　　=80.4

35、3℃ =138.48℃，　　全塔平均溫度 =(+)/2=(80.43+138.48)/2=109.5℃　　根據(jù)表3-4　　表3-4 苯-氯苯溫度粘度關系表　　利用差值法求得：，。

36、　　3.5 實際塔板數(shù)（近似取兩段效率相同）　　精餾段：塊，取塊　　提餾段：塊，取塊　　總塔板數(shù)塊　　4．操作工藝條件及相關物性數(shù)據(jù)的計算

37、　　4.1平均壓強　　取每層塔板壓降為0.7kPa計算。　　塔頂：　　加料板：　　塔底： <

38、/p>　　精餾段平均壓強　　提鎦段平均壓強　　4.2 平均溫度　　利用表3-1數(shù)據(jù)，由拉格朗日差值法可得　　塔頂

39、溫度 ,　　加料板，　　塔底溫度，　　精餾段平均溫度 ℃　　提鎦段平均溫度 　　4.3平

40、均分子量　　精餾段： ℃　　液相組成：，　　氣相組成：，　　所以<

41、p>　　提鎦段：℃　　液相組成：，　　氣相組成：，　　所以 　　4.4平均密度</b

42、>　　4.4.1 液相平均密度　　表4-1 組分的液相密度（kg/m3）　　純組分在任何溫度下的密度可由下式計算　　苯：推薦：　　氯苯：推薦：<

43、b>　　式中的t為溫度，℃　　塔頂：　　進料板：　　塔底： 　　精餾段：

44、　　提鎦段：　　4.4.2汽相平均密度　　精餾段：　　提鎦段：　　4.5 液體的平均表面張力

45、表5-1 組分的表面張力σ　　液體平均表面張力依下式計算，即　　塔頂液相平均表面張力的計算　　由，用內插法得　　，　　, </b

46、>　　進料板液相平均表面張力的計算　　由，用內插法得　　，　　, 　　塔底液相平均表面張力的計算</p&

47、gt;　　由，用內插法得　　，　　, 　　精餾段液相平均表面張力為　　提鎦段液相平均表面張力為

48、　　4.6 液體的平均粘度　　表三不同溫度下苯—氯苯的粘度 　　液相平均粘度可用表示　　4.6.1 塔頂液相平均粘度　　，　　，

49、　　，　　4.6.2 進料板液相平均粘度　　，　　，　　，

50、;　　4.6.3 塔底液相平均粘度　　， 　　，　　,　　4.7 氣液相體積流量　　精餾段：<

51、;/b>　　汽相體積流量　　汽相體積流量　　液相體積流量　　液相體積流量

52、　　提鎦段：　　汽相體積流量　　汽相體積流量　　液相體積流量　　液相體積流量<

53、;/p>　　6 主要設備工藝尺寸設計　　6.1 塔徑　　精餾段：　　初選塔板間距及板上液層高度，則：　　按Smith法求取允許的空塔氣速（即泛點氣速）

54、;　　查Smith通用關聯(lián)圖得　　負荷因子　　泛點氣速：m/s　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 　　精餾段的塔徑 </p&g

55、t;　　按標準塔徑圓整取　　提鎦段：　　初選塔板間距及板上液層高度，則：　　按Smith法求取允許的空塔氣速（即泛點氣速）　　查Smith通用關聯(lián)圖得

56、　　負荷因子　　泛點氣速：m/s　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為　　精餾段的塔徑　　按標準塔徑圓整取

57、;　　7 塔板工藝結構尺寸的設計與計算　　7.1 溢流裝置　　因塔徑為1.6m，所以采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盤，且不設進口內堰。　　7.1.1 溢流堰長（出口堰長）&

58、lt;b>　　取　　精餾段堰上溢流強度,滿足強度要求。　　提鎦段堰上溢流強度,滿足強度要求。　　7.1.2出口堰高　　對平直堰

59、　精餾段：由及，查化工原理課程設計圖5-5得，　　于是：　?。M足要求）　　驗證： (設計合理)　　提鎦段：由及，查化工原理課程設計圖5-5得，于是：&

60、lt;b>　　（滿足要求）　　驗證： (設計合理)　　7.1.3 降液管的寬度和降液管的面積　　由，查化工原理課程設計P112圖5-7得，即：　　，，。　　液體在降

61、液管內的停留時間　　精餾段：（滿足要求）　　提鎦段：（滿足要求）　　7.1.4 降液管的底隙高度　　精餾段：取液體通過降液管底隙的流速，則有：　　（不宜小于0.02~0.025m，本結果滿足要求）<p

62、>　　故合理　　提鎦段：取液體通過降液管底隙的流速，則有：　?。ú灰诵∮?.02~0.025m，本結果滿足要求）　　故合理　　選用凹形受液盤，深度&

63、lt;b>　　7.2 塔板布置　　7.2.1 塔板的分塊　　本設計塔徑為，故塔板采用分塊式，塔板分為4塊。　　7.2.2 邊緣區(qū)寬度確定 　　取 　　7.2.3

64、開孔區(qū)面積計算 　　其中：　　故 　　7.2.4 浮閥數(shù)計算及其排列　　精餾段：　　預先選取閥孔動能因子,由F0

65、=可求閥孔氣速，　　即　　F-1型浮閥的孔徑為39mm，故每層塔板上浮閥個數(shù)為　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心　　則排間距　　考慮到塔

66、徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用0.071m,而應小一點，故取，按，以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)　　實際孔速 　　閥孔動能因數(shù)為　　所以閥孔動能因子變化不大，仍在9~14的合理范圍內

67、，故此閥孔實排數(shù)適用。　　此開孔率在5%~15%范圍內，符合要求。所以這樣開孔是合理的。　　提鎦段：　　預先選取閥孔動能因子,由F0=可求閥孔氣速　　即

68、　F-1型浮閥的孔徑為39mm，故每層塔板上浮閥個數(shù)為　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心　　則排間距　　考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用0.066m,而應小一點，故取，按，以等腰三角叉排方式作圖得

69、閥孔數(shù)　　實際孔速 　　閥孔動能因數(shù)為　　所以閥孔動能因子變化不大，仍在9~14的合理范圍內，故此閥孔實排數(shù)適用。　　此開孔率在5%~15%范圍內，符合要求。所以這樣開孔是合理的。</

70、p>　　閥孔排列　　二塔板流的體力學計算　　1 塔板壓降　　精餾段　?。?）計算干板靜壓頭降<p&

71、gt;　　由式可計算臨界閥孔氣速，即　　，可用算干板靜壓頭降，即　?。?）計算塔板上含氣液層靜壓頭降　　由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)，已知板上液層高度所以依式　?。?）計算液體表面張力所造成的靜壓頭降

72、　由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經一層，浮閥塔板的靜壓頭降為　　提鎦段：　　(1)計算干板靜壓頭降　　由式可計算臨界閥孔氣速，即　　，可用算干板靜壓頭降，即<

73、;p>　　(2)計算塔板上含氣液層靜壓頭降　　由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)，已知板上液層高度所以依式　　(3)計算液體表面張力所造成的靜壓頭降　　由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經一層，浮閥塔板的靜壓頭降為<

74、;p>　　2 液泛計算　　式　　精餾段　　(1)計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降　　前已計算

75、　　(2)液體通過降液管的靜壓頭降　　因不設進口堰，所以可用式　　式中　　(3)板上液層高度：　　則 　　為了防止液泛，按式：，取

76、安全系數(shù)，選定板間距,　　從而可知，符合防止液泛的要求　　(4) 液體在降液管內停留時間校核　　應保證液體早降液管內的停留時間大于3~5 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。本設計　　可見，所夾帶氣體可以釋出。　　提

77、鎦段　　(1)計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降　　前已計算　　(2)液體通過降液管的靜壓頭降　　因不設進口堰，所以可用式　　式中<

78、/p>　　(3)板上液層高度：，則　　為了防止液泛，按式：，取安全系數(shù)，選定板間距,　　從而可知，符合防止液泛的要求　　(4) 液體在降液管內停留時間校核　　應保證液體早降液管內的停留時間大于3~5 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。本設計<

79、;/p>　　可見，所夾帶氣體可以釋出。　　3霧沫夾帶的計算　　判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內，是通過計算泛點率來完成的。泛點率的計算時間可用式：　　和<

80、;b>　　塔板上液體流程長度　　塔板上液流面積　　精餾段：　　苯和氯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),將以上數(shù)值分別代入上式<p

81、>　　及　　提鎦段：　　苯和氯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),將以上數(shù)值分別代入上式　　及　　為

82、避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結果可知，其泛點率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。　　4塔板負荷性能圖　　4.1 霧沫夾帶上限線　　對于苯—氯苯物系和已設計出塔板結構，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值所對應的泛點率 (亦為上限值),

83、利用式　　和便可作出此線。由于塔徑較大，所以取泛點率，依上式有　　精餾段：　　整理后得　　即即為負荷性能圖中的線(y1)　　此式便為霧沫夾帶的上限線方

84、程，對應一條直線。所以在操作范圍內任取兩個值便可依式算出相應的。利用兩點確定一條直線，便可在負荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。　　0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 　　2.4312.345 2.236 2.128 2.0199 1.912

85、　　提鎦段：　　整理后得　　即即為負荷性能圖中的線(y1’)　　0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 　　2

86、.6192.534 2.429 2.323 2.219 2.113 　　4.2 液泛線　　由式，， 　　聯(lián)立。即　　式中，

87、，板上液層靜壓頭降 　　從式知，表示板上液層高度，。所以板上　　液體表面張力所造成的靜壓頭和液面落差可忽略　　液體經過降液管的靜壓頭降可用式　　則　　式中閥孔氣速與體積流量有如下關系 <

88、;/p>　　精餾段：　　式中各參數(shù)已知或已計算出，即　?。?；代入上式。　　整理后便可得與的關系，即　　此式即為液泛線的方程表達式。在操作范圍內任取若干值，依</p

89、>　　0 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 　　3.41 3.13 2.86 2.522.03 1.25 　　用上述坐標點便可在負荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(y2)。<b

90、>　　提鎦段：　　；；代入上式　　整理后便可得與的關系，即　　0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 　　3.2433.051 2.792

91、 2.455 1.983 1.221 　　用上述坐標點便可在負荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(y2’)。　　4.3 液相負荷上限線　　為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時間分離出，液體在降液管中停留時間不應小于3～5s。所以對液體的流量須有一個限制，其最大流量必須保證滿足上述條件。</p

92、>　　由式可知，液體在降液管內最短停留時間為3～5秒。取為液體在降液管中停留時間的下限，所對應的則為液體的最大流量,即液相負荷上限，于是可得　　精餾段：所得到的液相上限線是一條與氣相負荷性能無關的豎直線，即負荷性能圖中的線(y3)。　　提鎦段：

93、所得到的液相上限線是一條與氣相負荷性能無關的豎直線，即負荷性能圖中的線(y3’)。　　4.4 氣體負荷下限線（漏液線）　　對于F1型重閥，因<5時，會發(fā)生嚴重漏液，故取計算相應的氣相流量　　精餾段：,即負荷性能圖中的線(y4)。　　提鎦段：,即負荷性能圖中的線(y4

94、’)。　　4.5 液相負荷下限線　　取堰上液層高度作為液相負荷下限條件，作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直線。 　　、代入的值則可求出和

95、　　精餾段：　　按上式作出的液相負荷下限線是一條與氣相流量無關的豎直線，見圖中的線(5).　　提鎦段：　　按上式作出的液相負荷下限線是一條與氣相流量無關的豎直線，見圖中的線(y5’).　　精餾段負荷性能圖如下：&l

96、t;/p>　　在操作性能圖上，作出操作點A，連接OA，即為操作線。由圖8-1可知，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。　　按固定的液氣比，從負荷性能圖中可查得氣相負荷上限,氣相負荷下限，所以可得　　提餾段負荷性能圖如下：　　在操作性能圖

97、上，作出操作點A，連接OA，即為操作線。由圖8-2可知，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。　　按固定的液氣比，從負荷性能圖中可查得氣相負荷上限,氣相負荷下限所以可得　　三板式塔的結構與附屬設備　　1 塔頂空間</p&

98、gt;　　塔的頂部空間指塔內最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度HD是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，通常取HD為（1.5～2.0）HT。取除沫器到第一塊板的距離為。　　故取塔頂空間為：　　2 塔底空間

99、　　塔底空間是指塔內最下層塔板到塔底間距。塔底儲液空間是依儲存液量停留10～15min而定的，塔底液面至最下層塔板之間保留1～2m。以保證塔底料液不致流空。塔的底部空間高度HB是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離：　　取　　3 人孔數(shù)目

100、;　　人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于進入任何一層塔板，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，對于D≥1000mm的板式塔，每隔6～8塊塔板設置一個人孔；且裙座處取2個人孔。本塔中共20塊塔板，因此，在精餾段和提留段各設置一個人孔。每個孔直徑為，厚，高52mm。在設置人孔處，板間距為600mm，裙座上應開個人孔，直徑為，人孔伸入塔內部應與塔內壁修平

101、，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設計也是如此　　4 塔高　　板式塔的塔高如圖9-1所示，塔體總高度由下式決定： 　　式中 HD——塔頂空間，m；　　HB—

102、—塔底空間，m；　　HT——塔板間距，m；　　HT’——開有人孔的塔板間距，m； 　　HF——進料段板間距，m； 　　Np——實際塔板數(shù)；　　S ——人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間的人孔）</

103、p>　　H1——封頭高度；m　　H2——裙座高度；m　　塔體總高度：　　浮閥塔總體設備結構簡圖：　　5接管

104、　5.1 進料管　　進料管的結構類型很多，有直管進料管、T型進料管、彎管進料管。本設計采用直管進料管，管徑計算如下：, ,　　則體積流量 　　取管內流速

105、　則管徑　　查無隙鋼管標準，取進料管規(guī)格Φ70×3 　　則管內徑d=64mm　　進料管實際流速　　5.2 回流管　　采用直

106、管回流管，回流管的回流量,平均密度，　　塔頂液相平均摩爾質量　　則液體流量　　取管內流速，則回流管直徑　　查無隙鋼管標準，取回流管規(guī)格Φ60×4 　　則管內直徑d=52mm&l

107、t;/p>　　回流管內實際流速　　5.3 塔頂蒸汽接管　　塔頂汽相平均摩爾質量　　塔頂汽相平均密度　　則蒸汽體積流量：</p

108、>　　取管內蒸汽流速　　則　　查無隙鋼管標準，取回流管規(guī)格Φ299×12 　　則實際管徑d=275mm　　塔頂蒸汽接管實際流速<

109、;p>　　5.4 釜液排出管　　塔底，塔頂汽相平均摩爾質量　　平均密度　　體積流量：　　取管內流速</p&

110、gt;　　則　　查無隙鋼管標準，取回流管規(guī)格　　則實際管徑d=33mm　　塔頂蒸汽接管實際流速　　5.5 塔釜進氣管　　，塔頂汽相平

111、均摩爾質量 　　塔釜蒸汽密度　　則塔釜蒸汽體積流量：　　取管內蒸汽流速　　則　　可取回流管規(guī)格Φ299×1

112、0 　　則實際管徑d=280mm　　塔頂蒸汽接管實際流速　　6法蘭　　由于常壓操作，設計壓力為0.4MPa，故選擇法蘭時，以0.6MPa作為其公稱壓力，即PN=0.6　　根據(jù)HG5010-5

113、8標準，均選擇標準管法蘭，平焊法蘭，結果如下：　　進料管接管法蘭：PN0.6DN70 HG 5010　　回流管接管法蘭：PN0.6DN50 HG 5010　　塔釜出料管接法蘭：PN0.6DN80 HG 5010　　塔頂蒸汽管法蘭：PN0.6DN500 HG 5010<

114、;/p>　　塔釜蒸汽進氣管法蘭：PN0.6DN500 HG 5010　　7 筒體與封頭　　7.1 筒體 　　精餾段D=1600mm，取壁厚，材質：Q235　　提餾

115、段D=1600mm，取壁厚，材質：Q235　　7.2 封頭 　　封頭采用橢圓形封頭。　　塔頂：由公稱直徑DN=1600mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 hi=400mm，直邊高度h0=25mm，內表面積F=2.901m2 容積V=0.8586m3

116、　　選用封頭 DN1600×8，JB/T 4746-2002　　塔釜：由公稱直徑DN=1600mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 hi=400mm，直邊高度h0=25mm，內表面積F=2.901m2 容積V=0.8586m3　　選用封頭 DN1600×8，JB/T 4746-2002&l

117、t;p>　　7.3 裙座　　由于裙座內徑>800mm，故裙座壁厚取16mm　　基礎環(huán)內徑：　　基礎環(huán)外徑：　　圓整 </

118、b>　　基礎環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm 考慮到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直徑取M30　　8 附屬設備設計　　8.1 泵的計算及選型　　進料溫度 <

119、p>　　已知進料量　　取管內流速，則　　則管徑　　故可采用故可采用Φ68×3的離心泵。　　則內徑d=62mm，得：&l

120、t;p>　　取絕對粗糙度為：； 　　則相對粗糙度為：　　摩擦系數(shù)λ 　　由 　　∴λ=0.0107&l

121、t;/p>　　進料口位置高度：h=（14-1）×0.45+2.1+0.4+3=11.35m　　∴　　揚程：　　可選擇泵為IS50-32-125

122、;　　8.2 冷凝器　　塔頂溫度tD=80.43℃ 冷凝水t1=20℃ t2=30℃ 　　則　　由tD=80.43℃ 查液體比汽化熱共線圖得　　塔頂被冷凝量 <

123、;/p>　　冷凝的熱量　　取傳熱系數(shù)　　則傳熱面積　　冷凝水流量　　選型：G436Ⅱ-2.5

124、-59.24　　8.3 再沸器　　塔底溫度tw=138.48℃ 用t0=150℃的蒸汽，釜液出口溫度t1=142℃　　則　　由tw=138.48℃ 查液體比汽化熱共線圖得

125、　　則　　取傳熱系數(shù) 　　則傳熱面積　　加熱蒸汽的質量流量　　選用熱虹吸式再沸器() G600Ⅱ-

126、2.5-164.6　　四計算結果總匯　　五結束語　　對于設計過程我們通過查閱各種文獻得到數(shù)據(jù)，公式最后匯總，通過給出的設計任務書進行計算，使我們的自學能力，匯總能力都得到了提高。　　在這之中，

127、我覺得難處主要有三點：　　一是查找資料。找資料其實不難，關鍵是如何去辨別找到的資料是否有用，有時會找到兩套不同的數(shù)據(jù)，然后就得自己去辨別了。比如查找苯和氯苯的安托因常數(shù)，就找到了兩組不同的數(shù)據(jù)，只能自己將數(shù)據(jù)代入計算看哪一個合理，所以很是麻煩。　　二是計算。計算是個很磨練人耐心的事情，稍一不小心就會算錯，而且有可能當時還不知道，到頭來發(fā)現(xiàn)不對就得改好多東

128、西，所以說這確實要有耐心。不能太粗心，做錯了也得認真的改過來，不發(fā)脾氣爭取不再出錯。　　三是畫圖。因為以前沒有學習過CAD制圖，所以在制作塔設備圖大家都去學習CAD的基本作圖知識，在大家的一起交流合作下才成功把圖做好。　　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過程的理解和認識，使我們所學的

129、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。　　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。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過程和理論的聯(lián)系和差別，這對將來的畢業(yè)設計

130、及工作無疑將起到重要的作用.　　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，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。 　　在此，特別感謝化工原理教研室的陳鴻雁老師以及我的小組成員們，通過與他/她們的交流使得設計工作得以圓滿完成

131、。在此我向他/她們表示衷心的感謝！　　六符號說明：　　Aa——塔板開孔區(qū)面積，m2　　Af——降液管截面積，m2　　A0——閥孔總面積，m2　　At——塔截面積，m2

132、　　c0——流量系數(shù)，無因次　　C——計算umax時的負荷系數(shù)，m/sd ——填料直徑，md0——篩孔直徑，mD ——塔徑，mDL——液體擴散系數(shù)，m2/sDV——氣體擴散系數(shù)，m2/s　　ev——液沫夾帶量，kg(液)/kg(氣)E——液流收縮系數(shù)，無因次　　ET——總板效率，無因

133、次　　F——氣相動能因子，kg1/2/(s.m1/2)　　F0——閥孔氣相動能因子，　　g——重力加速度，9.8m/s2h——填料層分段高度，m　　h1——進口堰與降液管間的水平距離，m　　hc——與干板壓降相當?shù)囊褐叨?，m液

134、柱　　hd——與液體流過降液管的壓降相當?shù)囊褐叨?，m　　hf——塔板上鼓泡層高度，m　　hl——與板上液層阻力相當?shù)囊褐叨?，m液柱　　hL——板上清液層高度，m　　hmax——允許的最大填料層高度，m&

135、lt;p>　　h0——降液管的低隙高度，m　　hOW——堰上液層高度，m　　hW——出口堰高度，m　　h’W——進口堰高度，m　　hδ——與克服表面張力的壓降相當?shù)囊褐叨?，m液柱H——板式塔高度，m　　HB——塔底空間高

136、度，m　　Hd——降液管內清液層高度，m　　HD——塔頂空間高度，m　　HF——進料板處塔板間距，mHOG——氣相總傳質單元高度，m　　HP——人孔處塔板間距，m　　HT——塔板間距，m

137、　　H1——封頭高度，　　H2——裙座高度，　　lW——堰長，m　　Lh——液體體積流量，m3/hLs——液體體積流量，m3/hLw——潤濕速率，m3/（m?h）m——相平衡常數(shù)，無因次n——

138、閥孔數(shù)目　　NT——理論板層數(shù)P——操作壓力，Pa△P——壓力降，Pa　　△PP——氣體通過每層篩板的壓降，Pa　　r——鼓泡區(qū)半徑，m　　u——空塔氣速，m/s　　uF——泛點氣速，m/s<p&

139、gt;　　u0——氣體通過閥孔的速度，m/s　　u0，min——漏液點氣速，m/s　　u’0——液體通過降液管底隙的速度，m/sVh——氣體體積流量，m3/h　　Vs——氣體體積流量，m3/hwL——液體質量流量，㎏/hwV——氣體質量流量，㎏/h　　Wc——邊緣無

140、效區(qū)寬度，m　　Wd——弓形降液管寬度，m　　x——液相摩爾分數(shù)X——液相摩爾比y——氣相摩爾分數(shù)Y——氣體摩爾比Z——填料層高度，mβ——充氣系數(shù)，無因次；ε——空隙率，無因次θ——液體在降液管內停留時間，sμ——粘度，Pa?sρ——密度，kg/m3σ——表面張力，N/mφ——開孔率或孔流系數(shù)，無因次Φ——填料因子，l/mψ

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化工原理課程設計(苯-氯苯分離精餾塔——浮閥塔設計)

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