苯甲苯浮閥塔課程設計--年處理量3萬噸苯-甲苯混合液浮閥塔設計

1、<p><b>　　化工原理課程設計</b></p><p>　　設計題目：年處理量3萬噸苯-甲苯混合液浮閥塔設計</p><p>　　專 業(yè)： 化學工程與工藝 </p><p>　　班 級： XX級化學工程與工藝1班 </p>&l

2、t;p>　　學 號： XXXXXXXXXXXX </p><p>　　學生姓名： XXX </p><p>　　指導教師： XXX </p><p>　　XXXX年 X

3、X月 XX 日</p><p><b>　　板式塔設計任務書</b></p><p>　　一、設計題目 苯-甲苯混合液 浮閥 精餾塔設計</p><p><b>　　二、設計條件</b></p><p>　　1、年處理量：苯-甲苯混合液3.0 萬噸；</p><p&

4、gt;　　2、泡點進料，進料苯含量為40%（質量分率，下同）；</p><p>　　3、塔頂苯含量不低于98%；塔底苯含量不高于2%；全塔效率0.6； </p><p>　　4、塔頂壓力4Kpa（表壓）；單板壓降≤0.7Kpa；常壓操作（101.325kpa）；</p><p>　　5、回流比R /Rmin：1.5</p>&

5、lt;p>　　6、每年實際生產天數：300天（一年中有兩個月檢修）；</p><p>　　7、冷卻水進口溫度：30℃；</p><p>　　8、塔底加熱蒸汽壓力：0.4MPa；</p><p>　　9、設備型式：浮閥塔 </p><p>　　10、建廠地址：荊門地區(qū)</p><p><b>　　三、

6、設計任務</b></p><p>　　完成精餾塔工藝設計，運用最優(yōu)化方法確定最佳操作參數；精餾設備設計，有關附屬設備的設計和選用；繪制生產工藝流程圖，塔板結構簡圖和塔板負荷性能圖；編制設計說明書。</p><p>　　1、設計方案的確定及工藝流程的說明；</p><p>　　2、精餾塔的物料衡算；</p><p><b>

7、;　　3、塔板數的確定；</b></p><p>　　4、精餾塔的工藝條件及有關的物性數據的計算。</p><p>　　5、精餾塔塔體工藝尺寸的計算；</p><p>　　6、塔板主要工藝尺寸的計算；</p><p>　　7、塔板流體力學的驗算；</p><p>　　8、塔板負荷性能圖；</p>

8、<p>　　9、精餾塔接管尺寸計算；</p><p>　　10、塔頂冷凝器、塔底再沸器選型計算；</p><p>　　11、繪制生產工藝流程圖；</p><p>　　12、繪制塔板結構簡圖；</p><p>　　13、繪制精餾塔設計條件圖；</p><p>　　14、對設計過程的評述和有關問題的討論；&l

9、t;/p><p><b>　　四、設計要求</b></p><p>　　1、設計步驟詳細清楚，每項設計結束后列出計算結果明細表；</p><p>　　2、選用的計算公式、圖表、數據正確并注明來源，符號和單位要統(tǒng)一。</p><p>　　3、要求能用計算機軟件來輔助設計及繪圖。</p><p>　　4、

10、設計說明書要求字跡工整，裝訂成冊上交。</p><p><b>　　五、設計時間：兩周</b></p><p><b>　　序言</b></p><p>　　化工原理課程設計是綜合運用《化工原理》課程和有關先修課程（《物理化學》，《化工制圖》等）所學知識，完成一個單元設備設計為主的一次性實踐教學，是理論聯(lián)系實際的橋梁，在整

11、個教學中起著培養(yǎng)學生能力的重要作用。通過課程設計，要求更加熟悉工程設計的基本內容，掌握化工單元操作設計的主要程序及方法，鍛煉和提高學生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計算能力等。</p><p>　　精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑驅動下（有時加質量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混

12、合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移，實現原料混合液中各組分的分離。根據生產上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用恒沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。本設計的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾浮閥塔的設計，即需設計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設計一板式塔將其分離。 </p><p><b>　　目錄

13、</b></p><p>　　1、設計方案的確定與說明7</p><p>　　1.1苯-甲苯物性7</p><p>　　1.2 操作條件的確定7</p><p>　　1.2.1 操作壓力7</p><p>　　1.2.2 進料狀態(tài)8</p><p>　　1.2.3 加熱方式

14、8</p><p>　　1.2.4 冷卻劑與出口溫度8</p><p>　　1.2.5 熱能的利用9</p><p>　　1.3 確定設計方案的原則9</p><p>　　1.3.1 滿足工藝和操作的要求9</p><p>　　1.3.2 滿足經濟上的要求10</p><p>　　1

15、.4 本設計方案的流程和概述10</p><p>　　2、塔板的工藝設計11</p><p>　　2.1塔物料衡算11</p><p>　　2.1.1原料液及塔頂、塔頂產品摩爾分率的計算11</p><p>　　2.1.2原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量11</p><p>　　2.1.3 物料衡算11

16、</p><p>　　2.2塔板數的確定12</p><p>　　2.2.1揮發(fā)度的確定12</p><p>　　2.2.2回流比R的求取12</p><p>　　2.3 精餾塔的工藝條件及有關物性的計算13</p><p>　　2.3.1操作壓力計算13</p><p>　　2.3.

17、2操作溫度的計算14</p><p>　　2.3.3平均摩爾質量的計算14</p><p>　　2.3.4平均密度的計算14</p><p>　　2.3.5液體的平均表面張力的計算15</p><p>　　2.3.6液體平均粘度計算16</p><p>　　2.4精餾塔的塔體工藝尺寸計算16</p&g

18、t;<p>　　2.4.1塔徑的計算16</p><p>　　2.4.2精餾塔有效高度的計算17</p><p>　　2.5塔板工藝結構尺寸的計算17</p><p>　　2.5.1溢流裝置計算17</p><p>　　2.5.2浮閥數目、浮閥排列及塔板布置19</p><p>　　2.6塔板流

19、體力學驗算20</p><p>　　2.6.1計算氣相通過浮閥塔板的壓降20</p><p>　　2.6.2液泛22</p><p>　　2.6.3計算霧沫夾帶量23</p><p>　　2.7精餾段塔板負荷性能圖24</p><p>　　2.7.1霧沫夾帶上限線24</p><p>

20、;　　2.7.2液泛線25</p><p>　　2.7.3液相負荷上限線27</p><p>　　2.7.4氣體負荷下限線（漏液線）27</p><p>　　2.7.5液相負荷下限線27</p><p>　　2.8浮閥塔設計結果匯總29</p><p>　　3、附屬設備及主要附件的選型計算30</p&

21、gt;<p>　　3.1接管尺寸計算30</p><p>　　3.1.1進料管30</p><p>　　3.1.2回流管30</p><p>　　3.1.3塔底出料管30</p><p>　　3.1.4塔頂蒸汽出料管30</p><p>　　3.1.5塔底進氣管31</p>&l

22、t;p>　　3.1.6筒體和封頭31</p><p>　　3.1.7除沫器31</p><p>　　3.1.8裙座32</p><p>　　3.1.9人孔32</p><p>　　3.2塔總體高度的設計32</p><p>　　3.2.1塔的頂部空間高度32</p><p>　

23、　3.2.2塔的底部空間高度33</p><p>　　3.2.3塔立體高度33</p><p>　　3.3冷凝器的設計33</p><p>　　3.3.1確定物性參數33</p><p>　　3.3.2計算總傳熱系數33</p><p>　　3.3.3工藝結構尺寸計算35</p><p&

24、gt;　　3.3.4換熱器核算34</p><p>　　3.3.5計算總傳熱系數35</p><p>　　3.3.6工藝結構尺寸計算35</p><p>　　3.4再沸器的設計41</p><p>　　3.4.1前期數據準備34</p><p>　　3.4.2估計設備尺寸35</p><

25、p>　　3.4.2傳熱系數的校核35</p><p>　　3.4.3換熱器核算34</p><p>　　3.4.4計算總傳熱系數35</p><p>　　3.4.5工藝結構尺寸計算35</p><p><b>　　設計小結43</b></p><p><b>　　參考文獻

26、44</b></p><p><b>　　附錄45</b></p><p><b>　　1、工藝流程圖 </b></p><p>　　2、浮閥塔工藝條件圖</p><p><b>　　3、塔板布置圖</b></p><p>　　4、弓形降

27、液板參數圖</p><p>　　1、設計方案的確定與說明</p><p><b>　　1.1苯-甲苯物性</b></p><p>　　苯的沸點為80.1℃，熔點為5.5℃，在常溫下是一種無色、味甜、有芳香氣味的透明液體，易揮發(fā)。苯比水密度低，密度為0.88g/ml，但其分子質量比水重。苯難溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一種良好的有機

28、溶劑，溶解有機分子和一些非極性的無機分子的能力很強。</p><p>　　甲苯是最簡單，最重要的芳烴化合物之一。在空氣中，甲苯只能不完全燃燒，火焰呈黃色。甲苯的熔點為-95 ℃，沸點為111 ℃。甲苯帶有一種特殊的芳香味（與苯的氣味類似），在常溫常壓下是一種無色透明，清澈如水的液體，密度為0.866克/厘米3，對光有很強的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯幾乎不溶于水(0.52g/l)，但可以和二硫化碳，酒精

29、，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多數其他常用有機溶劑中也有很好的溶解性。甲苯的粘性為0.6 mPa s，也就是說它的粘稠性弱于水。甲苯的熱值為40.940 kJ/kg，閃點為4 ℃，燃點為535 ℃。</p><p>　　分離苯和甲苯，可以利用二者沸點的不同，采用塔式設備改變其溫度，使其分離并分別進行回收和儲存。板式精餾塔、浮法塔都是常用的塔類型，可以根據不同塔各自特點選擇所需要的塔。</p>

30、<p>　　1.2 操作條件的確定</p><p>　　確定設計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設備的結構型式和某些操作指標。例如組分的分離順序、塔設備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式、余熱利用方案以及安全、調節(jié)機構和測量控制儀表的設置等。下面結合課程設計的需要，對某些問題作些闡述。</p><p>　　1.2.1 操作壓力</p><p

31、>　　蒸餾操作通常可在常壓、加壓和減壓下進行。確定操作壓力時，必須根據所處理物料的性質，兼顧技術上的可行性和經濟上的合理性進行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應在加壓下進行蒸餾。當物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當地提高操作壓力可以提高塔的處理能力。有時應用加壓蒸餾的原

32、因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。</p><p>　　1.2.2 進料狀態(tài)</p><p>　　進料狀態(tài)與塔板數、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產中進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾

33、段與提餾段的塔徑相同，為設計和制造上提供了方便。</p><p>　　1.2.3 加熱方式</p><p>　　蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。若塔底產物近于純水，而且在濃度稀薄時溶液的相對揮發(fā)度較大(如酒精與水的混合液)，便可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱；在釜內只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。這樣，可

34、節(jié)省一些操作費用和設備費用。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應較低，因而塔板數稍有增加。但對有些物系(如酒精與水的二元混合液)，當殘液的濃度稀薄時，溶液的相對揮發(fā)度很大，容易分離，故所增加的塔板數并不多，此時采用直接蒸汽加熱是合適的。</p><p>　　值得提及的是，采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以

35、便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。對于酒精水溶液，一般采用0.4~0.7KPa（表壓）。</p><p>　　飽和水蒸汽的溫度與壓力互為單值函數關系，其溫度可通過壓力調節(jié)。同時，飽和水蒸汽的冷凝潛熱較大，價格較低廉，因此通常用飽和水蒸汽作為加熱劑。但若要求加熱溫度超過180℃時，應考慮采用其它的加熱劑，如煙道氣或熱油。</p><p>　　當采用飽和水蒸汽作為加熱劑時，選用較高的蒸

36、汽壓力，可以提高傳熱溫度差，從而提高傳熱效率，但蒸汽壓力的提高對鍋爐提出了更高的要求。同時對于釜液的沸騰，溫度差過大，形成膜狀沸騰，反而對傳熱不利。</p><p>　　1.2.4 冷卻劑與出口溫度</p><p>　　冷卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決定。如果塔頂蒸汽溫度低，可選用冷凍鹽水或深井水作冷卻劑。如果能用常溫水作冷卻劑，是最經濟的。水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設計者確定。冷卻水

37、出口溫度取得高些，冷卻劑的消耗可以減少，但同時溫度差較小，傳熱面積將增加。冷卻水出口溫度的選擇由當地水資源確定，但一般不宜超過50℃，否則溶于水中的無機鹽將析出，生成水垢附著在換熱器的表面而影響傳熱。</p><p>　　1.2.5 熱能的利用</p><p>　　精餾過程是組分反復汽化和反復冷凝的過程，耗能較多，如何節(jié)約和合理地利用精餾過程本身的熱能是十分重要的。</p>

38、<p>　　選取適宜的回流比，使過程處于最佳條件下進行，可使能耗降至最低。與此同時，合理利用精餾過程本身的熱能也是節(jié)約的重要舉措。</p><p>　　若不計進料、餾出液和釜液間的焓差，塔頂冷凝器所輸出的熱量近似等于塔底再沸器所輸入的熱量，其數量是相當可觀的。然而，在大多數情況，這部分熱量由冷卻劑帶走而損失掉了。如果采用釜液產品去預熱原料，塔頂蒸汽的冷凝潛熱去加熱能級低一些的物料，可以將塔頂蒸汽冷凝潛熱

39、及釜液產品的余熱充分利用。</p><p>　　此外，通過蒸餾系統(tǒng)的合理設置，也可以取得節(jié)能的效果。例如，采用中間再沸器和中間冷凝器的流程，可以提高精餾塔的熱力學效率。因為設置中間再沸器，可以利用溫度比塔底低的熱源，而中間冷凝器則可回收溫度比塔頂高的熱量 。</p><p>　　1.3 確定設計方案的原則</p><p>　　確定設計方案總的原則是在可能的條件下，盡

40、量采用科學技術上的最新成就，使生產達到技術上最先進、經濟上最合理的要求，符合優(yōu)質、高產、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點：</p><p>　　1.3.1 滿足工藝和操作的要求</p><p>　　所設計出來的流程和設備，首先必須保證產品達到任務規(guī)定的要求，而且質量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應的措施。其次所定的設計方案需要有

41、一定的操作彈性，各處流量應能在一定范圍內進行調節(jié)，必要時傳熱量也可進行調整。因此，在必要的位置上要裝置調節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應考慮到生產上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應措施。</p><p>　　1.3.2 滿足經濟上的要求</p&

42、gt;<p>　　要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當地利用塔頂、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設備費也有很大影響。</p><p>　　降低生產成本是各部門的經常性任務，因此在設計時，是否合理利用

43、熱能，采用哪種加熱方式，以及回流比和其他操作參數是否選得合適等，均要作全面考慮，力求總費用盡可能低一些。而且，應結合具體條件，選擇最佳方案。例如，在缺水地區(qū)，冷卻水的節(jié)省就很重要；在水源充足及電力充沛、價廉地區(qū)，冷卻水出口溫度就可選低一些，以節(jié)省傳熱面積。</p><p>　　1.3.3 保證安全生產</p><p>　　例如酒精屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發(fā)生火花的設

44、備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內壓力過大或塔驟冷而產生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。</p><p>　　以上三項原則在生產中都是同樣重要的。但在化工原理課程設計中，對第一個原則應作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。</p><p>　　1.4 本設計方案的流程和概述</p><p>　　塔設備是化工、煉油生

45、產中最重要的設備之一。塔設備的設計和研究，已經受到化工行業(yè)的極大重視。在化工生產中，塔設備的性能對于整個裝置的產品產量、質量、生產能力和消耗定額，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。精餾過程的實質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，使液相中的輕組分轉移到汽相中，汽相中的重組分轉移到液相中，從而達到分離的目的。因此精餾塔操作彈性的好壞直接關系到石油化工企業(yè)的經濟效益。擬設

46、計一臺年處理苯－甲苯混合液3.0萬噸(開工率300天/年)的浮閥精餾塔，要求塔頂餾出液中苯含量不低于98%，塔底釜液中含苯量不高于2%。先設計苯-甲苯混合液經預熱器加熱后，用泵送入精餾塔；塔頂上升蒸汽采用冷凝器冷凝后部分回流，其余作為塔頂產品冷卻后送至貯槽；塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產品經冷卻后送入貯槽。工藝流程圖見附圖1。操作壓力為常壓101.3 kPa，采取泡點進料。（流程圖見附圖）</p><p>&

47、lt;b>　　2、塔板的工藝設計</b></p><p><b>　　2.1塔物料衡算</b></p><p>　　2.1.1原料液及塔頂、塔頂產品摩爾分率的計算</p><p>　　苯的摩爾質量： </p>&l

48、t;p><b>　　甲苯的摩爾質量：</b></p><p>　　2.1.2原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量</p><p>　　MF=0.44×78+(1-0.44)×92=85.84kg/kmol</p><p>　　MD=0.98×78+(1-0.98)×92=64.24kg/kmol&l

49、t;/p><p>　　MW=0.023×78+(1-0.023)×92=91.678kg/kmol</p><p><b>　　2.1.3物料衡算</b></p><p>　　原料液的處理量 </p><p><b>　　總物料衡算</b></p>

50、<p>　　苯物料衡算45.84×0.44=0.98D+0.023W</p><p><b>　　聯(lián)立得 </b></p><p><b>　　2.2塔板數的確定</b></p><p>　　2.2.1揮發(fā)度的確定</p><p>　　苯的沸點為80.1 甲苯的沸點為1

51、10.6</p><p>　　當溫度為80.1℃時： ㏒°6.023</p><p><b>　　㏒°6.078</b></p><p>　　解得PA°=101.39kPa PB°=39.17kPa</p><p>　　當溫度為110.6℃時：㏒°=6.023-

52、</p><p><b>　　㏒°=6.078</b></p><p><b>　　解得° ° </b></p><p><b>　　則有 </b></p><p>　　2.2.2回流比R的求取</p><p>　　由于

53、是飽和液體進料得q=1，q線為一直線，故xq=xF=0.44</p><p><b>　　最小回流比為</b></p><p>　　取回流比為最小回流比的1.5倍 即操作線方程的確定</p><p>　　L=RD=2.18×21.18=43.17kmol/h </p><p>　　V=(1+R)D=3.1

54、821.18=67.35kmol/h</p><p>　　L’= =46.17+48.54=94.71kmol/h V=V’=67.35kmol/h</p><p><b>　　即精餾段操作線方程</b></p><p><b>　　提餾段操作線方程</b></p><p><b&g

55、t;　　氣液相平衡公式則</b></p><p><b>　　理論塔板數的確定</b></p><p>　　理論板（不包括再沸器）=17</p><p>　　實際精餾段板數 N精=</p><p>　　實際提餾段板數N提=</p><p>　　實際板數=13+15=28 </

56、p><p><b>　　進料位置為第9塊板</b></p><p>　　2.3 精餾塔的工藝條件及有關物性的計算</p><p>　　2.3.1操作壓力計算</p><p>　　塔頂操作壓力： </p><p>　　每層塔板壓降： </p><p>　　進料板操

57、作壓力: </p><p>　　精餾段平均壓力: </p><p>　　塔底壓力: </p><p>　　塔底平均壓力: </p><p>　　2.3.2操作溫度的計算</p><p>　　塔頂由查手冊經內插法可得:塔頂溫度 ℃ 進料溫度 ℃　　</p>&l

58、t;p><b>　　塔底溫度 ℃</b></p><p>　　精餾段平均溫度：℃ </p><p>　　提餾段平均溫度：℃ </p><p>　　2.3.3平均摩爾質量的計算</p><p>　　塔頂： x1=0.923</p><p>　　進料板：Yf=0.61 Xf=0.44&

59、lt;/p><p><b>　　精餾段: </b></p><p><b>　　塔底: </b></p><p><b>　　提餾段: </b></p><p>　　2.3.4平均密度的計算</p><p><b>　　精餾段：</b&g

60、t;</p><p><b>　　氣相平均密度計算</b></p><p>　　理想氣體狀態(tài)方程計算，即</p><p><b>　　精餾段氣相密度：</b></p><p><b>　　提餾段氣相密度度；</b></p><p><b>　　

61、液相平均密度計算</b></p><p>　　由式 求相應的液相密度。</p><p>　　當=80.24℃時,用內插法求得下列數據</p><p>　　對于進料板：℃時用內插法求得下列數據</p><p><b>　　對于塔底：℃</b></p><p><b>　　精

62、餾段平均密度： </b></p><p><b>　　提餾段平均密度： </b></p><p>　　2.3.5液體的平均表面張力的計算</p><p>　　塔頂℃ 由查手冊可知 </p><p>　　進料位置℃時 </p><p>　　精餾段液相平均表面張力：<

63、/p><p>　　同理提餾段的平均表面張力：</p><p>　　2.3.6液體平均粘度計算</p><p>　　塔頂℃查手冊得 </p><p>　　lglg0.310+0.02lg0.312</p><p>　　進料℃ 查手冊得： </p><p>　　㏒= 0.40lg0.295

64、 + 0.60lg0.247可得：</p><p>　　精餾段液相平均粘度為：</p><p>　　塔底℃ 查手冊： </p><p>　　㏒= 0.2lg0.245 + 0.98lg0.247 可得： </p><p>　　同理 可求提餾段的液相平均密度:</p><p>　　2.4精餾塔的塔體工藝

65、尺寸計算</p><p>　　2.4.1塔徑的計算</p><p>　　精餾段的氣、相體積流量為：</p><p>　　同理可求提餾段的 </p><p><b>　?。ㄓ墒剑?lt;/b></p><p>　　由手冊查圖的橫坐標為</p><p>　　取板間距HT=0

66、.45m 板上液層高度H1=0.06m</p><p>　　查圖可知C20=0.07 可得C=0.07</p><p><b>　　0.07</b></p><p>　　取安全系數為0.7，則空塔氣速為</p><p><b>　　塔徑 D=</b></p><p>　

67、　按標準塔徑圓整后 D=1.0m</p><p>　　同理可得提餾段塔徑 </p><p><b>　　0.07</b></p><p>　　取安全系數為0.7，則空塔氣速為 </p><p><b>　　塔徑D=</b></p><p>　　按標準塔徑圓整

68、后 =1.0m</p><p><b>　　塔截面積 </b></p><p>　　2.4.2精餾塔有效高度的計算</p><p>　　精餾段的有效高度為 </p><p>　　提餾段的有效高度為為 </p><p>　　在進料板上方開一人孔，氣高度為 0.8m</p

69、><p>　　故精餾塔的有效高度為：m</p><p><b>　　2.5溢流裝置計算</b></p><p>　　因塔徑D=1.0可采用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設進口堰。</p><p><b>　　各項計算如下：</b></p><p><b>　

70、?。?）溢流堰長</b></p><p>　　取堰長為0.66D，即 </p><p>　?。?）溢流堰堰高hw</p><p>　　查圖得，取E=1.0，則</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　取板液層高度 </p><p&

71、gt;<b>　　故 </b></p><p><b>　　提餾段：</b></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><

72、;p><b>　　故 </b></p><p>　　計算液體在降液管中停留時間</p><p>　　精餾段:故降液管設計合理。</p><p>　　提餾段： 故將液管設計合理。</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0.11m/s

73、依式1－56計算降液管底隙高度h0，即：</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　因為不小于18mm，故降液管底隙高度設計合理</p><p>　　選用凹形受液盤，深度</p><p>　　2.5.2浮閥

74、數目、浮閥排列及塔板布置</p><p><b>　　(1)塔板的分塊</b></p><p>　　本設計塔徑為D=1.0 m，因，故塔板采用分塊式。由文獻（一）查表得，塔板分為3塊。</p><p>　　(2)邊緣區(qū)寬度確定 </p><p><b>　　取 。</b></p>

75、<p>　　(3)開孔區(qū)面積計算 </p><p><b>　　其中：</b></p><p><b>　　故 </b></p><p>　　(4)浮閥數計算及其排列</p><p>　　精餾段：預先選取閥孔動能因子,由F0=可求閥孔氣速，</p><p>&l

76、t;b>　　即</b></p><p>　　每層塔板上浮閥個數為</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按的等腰三角形叉排方式排列，則設計條件下的閥孔氣速為：</p><p><b>　　閥孔動能因數為</b></p><p>

77、　　所以閥孔動能因子變化不大，仍在9~12的合理范圍內，故此閥孔實排數適用。</p><p>　　此開孔率在5%~15%范圍內，符合要求。所以這樣開孔是合理的</p><p>　　提餾段：預先選取閥孔動能因子,由F0=可求閥孔氣速，</p><p><b>　　即</b></p><p>　　每層塔板上浮閥個數為<

78、/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按的等腰三角形叉排方式排列，則設計條件下的閥孔氣速為</p><p><b>　　閥孔動能因數為</b></p><p>　　所以閥孔動能因子變化不大，仍在9~12的合理范圍內，故此閥孔實排數適用。</p><p>

79、;　　此開孔率在5%~15%范圍內，符合要求。所以這樣開孔是合理的</p><p>　　2.6塔板流體力學驗算</p><p>　　2.6.1計算氣相通過浮閥塔板的壓降</p><p>　　每層塔板壓降可按式計算。</p><p>　　精餾段：(1)計算干板壓降</p><p>　　由式可計算臨界閥孔氣速，即</

80、p><p>　　，可用算干板靜壓頭降，即</p><p>　　（2）計算塔板上含氣液層壓降</p><p>　　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，已知板上液層高度 所以依式 </p><p>　　（3）計算液體表面張力所造成的壓降</p><p>　　由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很

81、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</p><p><b>　　換算成單板壓降</b></p><p>　　提餾段：(1)計算干板壓降</p><p>　　由式可計算臨界閥孔氣速，即</p><p>　　，可用算干板靜壓頭降，即</p><p>　　(2)計算塔板上含氣液層

82、靜壓頭降</p><p>　　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，已知板上液層高度 所以依式 </p><p>　　(3)計算液體表面張力所造成的靜壓頭降</p><p>　　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</p><p><b>　　

83、換算成單板壓降</b></p><p><b>　　2.6.2液泛</b></p><p><b>　　前式</b></p><p>　　(1)計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降</p><p><b>　　已計算 </b></p><p&g

84、t;　　(2)計算溢流堰（外堰）高度</p><p><b>　　前已計算 </b></p><p>　　(3)液體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><b>　　式中</b></p><p><b>　　m<

85、;/b></p><p>　　(4)塔板上液面落差</p><p>　　由于浮閥塔板上液面落差很小，所以可忽略。</p><p><b>　　(5)堰上液流高度</b></p><p><b>　　前已求出</b></p><p><b>　　這樣 </

86、b></p><p>　　為了防止液泛，按式：，取校正系數，選定板間距,，</p><p>　　從而可知，符合防止液泛的要求。</p><p>　　(6) 液體在降液管內停留時間校核</p><p>　　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</p><p><b&

87、gt;　　>5 s</b></p><p>　　可見，所夾帶氣體可以釋出。</p><p>　　2.6.3計算霧沫夾帶量</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　?。?）霧沫夾帶量</b></p><p>　　判斷霧沫夾帶量是

88、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：</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

89、，取物性系數K值，K=1.0,在從泛點負荷因數圖中查得負荷因數,將以上數值分別代入上式，得泛點率F1為</p><p><b>　　及</b></p><p>　　為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結果可知，其泛點率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。</p><p>　　提餾段：（1）霧沫夾帶量</

90、p><p>　　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：</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>

91、<p>　　苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數K值，K=1.0,在從泛點負荷因數圖中查得負荷因數,將以上數值分別代入上式，得泛點率F1為</p><p><b>　　及</b></p><p>　　為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結果可知，其泛點率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。</p>&l

92、t;p><b>　　（2）嚴重漏液校核</b></p><p>　　當閥孔的動能因數低于5時將會發(fā)生嚴重漏液，前面已計算，可見不會發(fā)生嚴重漏液。</p><p>　　2.7精餾段塔板負荷性能圖</p><p>　　2.7.1霧沫夾帶上限線</p><p>　　對于苯—甲苯物系和已設計出塔板結構，霧沫夾帶線可根據霧沫

93、夾帶量的上限值所對應的泛點率 (亦為上限值),利用式</p><p>　　和便可作出此線。由于塔徑較大，所以取泛點率，依上式有</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　整理后得0.0615Vs+1.0227Ls=0.0682</p><p>　　即Vs=1.137-17.045Ls 即為負荷性

94、能圖中的線(1)</p><p>　　此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應一條直線。所以在操作范圍內任取兩個值便可依式Vs=1.137-17.045Ls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。</p><p>　　0.001 0.003 0.005 0.007</p><p>　　Vs 1.120　

95、　　 1.086 1.052 1.018 </p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　整理后得0.063+1.02=0.068</p><p>　　即 即為負荷性能圖中的線(1)</p><p>　　此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應一條直線

96、。所以在操作范圍內任取兩個值便可依式Vs=1.137-17.045Ls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。</p><p>　　0.001 0.003 0.005 0.007</p><p>　　Vs 1.063　　 1.030 0.998 0.966 </p&

97、gt;<p><b>　　2.7.2液泛線</b></p><p><b>　　由式，， </b></p><p><b>　　聯(lián)立。即</b></p><p>　　式中， ，板上液層靜壓頭降 </p><p><b>　　精餾段：</b>

98、</p><p>　　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。</p><p>　　液體經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系 </p><p>　　式

99、中各參數已知或已計算出，即</p><p>　　U0=5.85m/s；h0=0.018m；代入上式。</p><p>　　整理后便可得與的關系，即</p><p>　　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><p>　　0.001 0.003 0.005 0.007</p>

100、<p>　　1.630 1.540 1.466 1.367</p><p>　　用上述坐標點便可在負荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(2)。</p><p>　　提餾段：整理后得與Ls的關系：</p><p>　　0.001 0.003 0.005 0.007</p><p

101、>　　2.365 2.1933 1.9853 1.728</p><p>　　2.7.3液相負荷上限線</p><p>　　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><p>　　由式可知，液體在降液管內最短停留

102、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(3)。</p><p>　　2.7.4氣體負荷下限線（漏液線）</p><p>　　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</p><p><b>　　

103、精餾段;</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　2.7.5液相負荷下限線</p><p>　　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。

104、 </p><p>　　、代入的值則可求出為</p><p><b>　　上式后得</b></p><p>　　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).</p><p><b>　　精餾段負荷性能圖：</b></p>&l

105、t;p><b>　　提餾段負荷性能圖：</b></p><p>　　從塔板負荷性能圖中可看出，按生產任務規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點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

106、能圖中可查得氣相負荷上限 =1.48m3/s（1.39m3/s）,氣相負荷下限 ≤0.31m3/s（0.30m3/s），所以可得</p><p><b>　　所以精餾段</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　2.8浮閥塔設計結果匯總</p><p>　　3、附屬設備

107、及主要附件的選型計算</p><p><b>　　3.1接管尺寸計算</b></p><p><b>　　3.1.1進料管</b></p><p>　　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：</p><p><b>　　取， <

108、;/b></p><p><b>　　查表取</b></p><p>　　3.1.2回流管 </p><p>　　采用直管回流管，取。</p><p><b>　　查表取</b></p><p>　　3.1.3塔底出料管</p><p><

109、;b>　　取，直管出料</b></p><p><b>　　查表取</b></p><p>　　3.1.4塔頂蒸氣出料管</p><p>　　直管出氣，取出口氣速。</p><p>　　3.1.5塔底進氣管</p><p><b>　　采用直管取氣速，則</b&g

110、t;</p><p>　　3.1.6筒體和封頭</p><p><b>　　（1）筒體</b></p><p>　　壁厚選6mm，所用材質為A3</p><p><b>　　（2）封頭</b></p><p>　　封頭分為橢圓形封頭、蝶形封頭等幾種，本樣封設計采用橢圓形封頭，

111、由公稱直徑D=1400mm，可查得曲面高,直邊高度，內表面積，容積。選用封頭，JB1154-73。</p><p><b>　　3.1.7除沫器</b></p><p>　　在空塔氣速較大，塔頂帶液現象嚴重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設備的正常操作。本設計采用絲網除沫器，其具有比表面積大、質量輕、

112、空隙大及使用方便等優(yōu)點。</p><p><b>　　設計氣速選?。?</b></p><p><b>　　除沫器直徑</b></p><p>　　選取不銹鋼除沫器 類型：標準型；規(guī)格：40-100；材料：不銹鋼絲網（1Cr18Ni19Ti）；絲網尺寸：圓絲φ0.23。</p><p><b

113、>　　3.1.8裙座</b></p><p>　　塔底常用裙座支撐，裙座的結構性能好，連接處產生的局部阻力小，所以它是塔設備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內徑,故裙座壁厚取16mm。</p><p><b>　　基礎環(huán)內徑：</b></p><p><b>　　基礎環(huán)外徑：</b>

114、</p><p>　　經圓整后裙座取，；基礎環(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>　　3.1.9人孔</b></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

115、達到要求，一般每隔10~20塊板才設一個孔，本塔中共28塊板，需設置2個人孔，每個人孔直徑為450mm，板間距為600mm,裙座上應開2個人孔，直徑為450mm，人孔深入塔內部應與塔內壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形狀及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設計也是如此。</p><p>　　3.2塔總體高度的設計</p><p>　　3.2.1塔的頂部空間高度</p&g

116、t;<p>　　塔的頂部空間高度是指塔頂第一層塔盤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>　　3.2.2塔的底部空間高度</p><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，釜液停留時間取5min。</p><p><b>　　=</b>

117、;</p><p>　　3.2.3塔立體高度</p><p><b>　　3.3冷凝器設計</b></p><p><b>　　確定流體流動空間：</b></p><p>　　冷卻水走管程，飽和蒸汽走殼程，有利于蒸汽的散熱和冷凝。選用的碳鋼管，管內流速取。</p><p>　

118、　3.3.1確定物性參數</p><p>　　苯和甲苯：在 =80.5 ℃時，，，</p><p><b>　　。</b></p><p><b>　　苯的導熱系數：</b></p><p><b>　　甲苯的導熱系數：</b></p><p><

119、b>　　總的導熱系數：</b></p><p><b>　　苯的汽化潛熱：</b></p><p><b>　　甲苯的汽化潛熱：</b></p><p><b>　　總的汽化潛熱：</b></p><p>　　冷卻水入口溫度℃，出口溫度℃。</p>

120、<p>　　冷卻水的定性溫度：℃</p><p>　　水在定性溫度下的，,</p><p><b>　　,</b></p><p>　　3.3.2計算總傳熱系數</p><p>　　蒸汽的質量流量： (kmol/h)， kg/kmol</p><p><b>　　熱負荷：&

121、lt;/b></p><p><b>　　有效平均傳熱溫差</b></p><p>　　采用逆流傳熱方式，T 80.5℃ → 80.5℃</p><p>　　t 40℃ ← 30℃</p><p><b>　　℃</b></p><p><

122、b>　　冷卻水用量</b></p><p><b>　?。?）總傳熱系數K</b></p><p><b>　?、俟艹虃鳠嵯禂?lt;/b></p><p><b>　　雷諾數：</b></p><p><b>　　（湍流）</b></p

123、><p>　　假設殼程的傳熱系數W/℃</p><p><b>　?、谖酃笩嶙?lt;/b></p><p><b>　　℃/W，℃/W</b></p><p>　　管壁的導熱系數 ℃</p><p>　　總傳熱系數：，壁厚，</p><p><b>

124、;　　管平均直徑，計算：</b></p><p><b>　　℃</b></p><p><b>　?。?）計算傳熱面積</b></p><p>　　考慮到15%的面積裕度</p><p>　　3.3.3工藝結構尺寸計算</p><p><b>　　管徑

125、和管內流速</b></p><p>　　選用的碳鋼管，管內流速取</p><p><b>　　管程數和傳熱管數</b></p><p>　　先確定其單程傳熱管數：</p><p><b>　　所需的傳熱管長度</b></p><p>　　可見按單程計算，傳熱管過長

126、，所以采用多管程結構。取換熱管長度，</p><p><b>　　則該換熱器管程數為</b></p><p><b>　　傳熱管總根數</b></p><p>　　傳熱管排列和分程方法</p><p>　　采用單殼程方式：為了最大增大傳熱系數，采用組合排列法，即每程內均按正三角形排列，隔板兩側采用正

127、方形排列。</p><p><b>　　取管心距</b></p><p>　　隔板中心離其最近一排管中心的距離</p><p>　　各程相鄰管子的管心距為</p><p>　　橫過管束中心線的管數</p><p><b>　　殼體內徑</b></p><p

128、>　　采用多管程結構，取管板利用率，則殼體內徑為：</p><p><b>　　圓整可取</b></p><p><b>　　支撐板</b></p><p>　　因為殼程為相變化，所以無需設折流板，但由于傳熱管較長需要設支撐板。</p><p>　　取圓缺高度為殼體內徑的25%，則切去的圓缺高

129、度為：</p><p><b>　　支撐板間距</b></p><p>　　支撐板數傳熱管長/支撐板間距-1=3000/350-1=8塊</p><p><b>　　支撐板圓缺水平裝配</b></p><p><b>　?。?）接管</b></p><p&g

130、t;　　在殼程蒸汽入口處需安裝防沖板，，以減少蒸汽對管束的直接沖擊。其截面與蒸汽入口管截面積相同。其動壓，所以入口最大速度</p><p>　　殼程流體進出口接管：</p><p>　　取管程接管入口蒸汽速度，則接管內徑為：</p><p><b>　　取標準管徑為。</b></p><p>　　殼程流體進出口接管：取接

131、管內水流速為，則接管內徑為：</p><p><b>　　取標準管徑為。</b></p><p>　　3.3.4換熱器核算</p><p><b>　　熱量核算</b></p><p><b>　?、贇こ虒α鱾鳠嵯禂?lt;/b></p><p>　　因為選取

132、的為臥式殼程冷凝器，殼程為苯和甲苯飽和蒸汽冷凝為飽和液體后離開換熱器?？砂凑羝谒焦芡饫淠挠嬎愎接嬎?。</p><p>　　假設管外壁溫℃，則℃ 得：</p><p><b>　　℃</b></p><p><b>　　管程對流傳熱系數</b></p><p><b>　　管路流通截