課程設計---苯-甲苯混合液分離精餾塔設計

1、<p>　　化 工 原 理 課 程 設 計</p><p>　　題目 苯-甲苯混合液分離精餾塔設計</p><p>　　教 學 院 化工與生物技術工程學院 </p><p>　　專業(yè)班級 化工1102 </p><p>　　學生姓名 </p>

2、;<p>　　學生學號 </p><p>　　指導教師 </p><p>　　2013年12月1日</p><p><b>　　課程設計任務書</b></p><p>　　適用于1102級化學工程與工藝專業(yè)：學號：21～40號</

3、p><p>　　1、設計題目：苯-甲苯混合液分離精餾塔設計</p><p><b>　　2、設計基本條件：</b></p><p>　?。?）操作壓力（塔頂）：常壓；</p><p>　?。?）進料溫度：tF=tB（泡點）；</p><p>　?。?）塔頂產(chǎn)品苯含量：xD=0.98 (質(zhì)量分率)；&l

4、t;/p><p>　　（4）塔釜液含苯含量不大于0.02（質(zhì)量分數(shù)）；</p><p>　?。?）年運行時間7200小時；</p><p>　　（6）塔板采用篩板；</p><p>　　（7）塔頂采用全冷凝、泡點回流；</p><p>　?。?）塔釜采用飽和蒸汽間接加熱；</p><p><b

5、>　　3、設計任務：</b></p><p>　?。?）完成精餾塔工藝設計計算、設備設計計算（物料衡算、能量衡算和設備計算）；</p><p>　?。?）精餾塔附屬設備的簡單計算和選用（換熱器、泵、貯罐等）；</p><p>　　（3）撰寫設計說明書（word文檔上機打?。?lt;/p><p>　?。?）繪制精餾塔工藝條件圖（

6、計算機繪圖軟件獨立設計繪制（A4圖紙，尺寸297 mm×mm 210）；組織并繪制苯/甲苯精餾工藝流程圖（手工繪制（A3圖紙，尺寸420mm×297mm）。</p><p>　　4、分組情況：按照苯質(zhì)量分率和年處理量不同分組如下，</p><p><b>　　目 錄</b></p><p>　　緒論............

7、.................................................6</p><p>　　第一節(jié) 概述………………………………………………………………………7 </p><p>　　1.1 精餾操作對塔設備的要求................................................7</p><p>　　1

8、.2 板式塔類型............................................................7 1.2.1 篩板塔 ................................................................7</p><p>　　1.2.2 浮閥塔....................................

9、......................7</p><p>　　1.3 精餾塔的設計步驟......................................................7</p><p>　　第二節(jié) 設計方案的確定8</p><p>　　2.1 操作條件的確定.....................................

10、...................8</p><p>　　2.1.1 操作壓力........................................................8</p><p>　　2.1.2 進料狀態(tài)........................................................8</p><p>

11、;　　2.1.3 加熱方式........................................................8</p><p>　　2.1.4 冷卻劑與出口溫度................................................8</p><p>　　2.1.5 熱能的利用..............................

12、........................8</p><p>　　2.2 確定設計方案的原則....................................................8</p><p>　　第三節(jié) 板式精餾塔的工藝計算9</p><p>　　3.1 物料衡算與操作線方程..............................

13、...................9</p><p>　　3.1.1常規(guī)塔........................................................10</p><p>　　3.1.2直接蒸汽加熱..................................................17</p><p>　　第四

14、節(jié) 板式塔主要尺寸的設計計算..................................20</p><p>　　4.1 塔的有效高度和板間距的初選..........................................20</p><p>　　4.1.1 塔的有效高度..................................................2

15、0</p><p>　　4.1.2 板間距的初選..................................................20</p><p>　　4.2 塔徑................................................................22 4.2.1 初步計算塔徑................

16、..........................................22</p><p>　　4.2.2 塔徑的圓整....................................................23</p><p>　　4.2.3 塔徑的核算....................................................24

17、</p><p>　　第五節(jié) 板式塔的結(jié)構.............................................28</p><p>　　5.1塔的總體結(jié)構28</p><p>　　5.2 塔體總高度..........................................................31 5.2

18、.1塔頂空間HD............................................................31</p><p>　　5.2.2 人孔數(shù)目.....................................................31</p><p>　　5.2.3 塔底空間HB...........................

19、..........................31</p><p>　　5.3 塔板結(jié)構.............................................................31</p><p>　　5.3.1 整塊式塔板結(jié)構................................................31</p>

20、<p>　　第六節(jié) 精餾裝置的附屬設備.......................................31</p><p>　　6.1 回流冷凝器..........................................................31</p><p>　　6.2 管殼式換熱器的設計與選型........................

21、....................33</p><p>　　6.2.1 流體流動阻力（壓強降）的計算...................................33 </p><p>　　6.3 再沸器..............................................................35</p><p>　　

22、6.4離心泵的選擇........................................................36結(jié)論.......................................................................39</p><p>　　主要符號說明.................................................

23、.............41</p><p>　　結(jié)束語.....................................................................43</p><p>　　參考文獻..................................................................44</p>&

24、lt;p>　　附錄.......................................................................45</p><p><b>　　摘 要</b></p><p>　　本次設計,主要以苯和甲苯為實驗物系，在給定的操作條件下對板式精餾塔進行物料和熱量衡算。并畫出了精餾塔的工藝流程圖和設備條件圖，此設計

25、針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設計過程。</p><p>　　本次設計采用的精餾裝置有精餾塔,蒸餾釜(再沸器),冷凝器等設備,熱量從塔釜輸入,物料在塔內(nèi)進行精餾分離,余熱由塔頂產(chǎn)品冷凝器中的冷卻介質(zhì)帶走,把塔底熱產(chǎn)品先與進料進行熱交換,然后再冷卻，最后完成傳熱傳質(zhì)。</p><p>　　綜合工藝操作方便、經(jīng)濟及安全等多方面考慮，本設計采用了篩板塔對

26、苯-甲苯進行分離提純，塔板為碳鋼材料，塔頂使用全凝器，部分回流。選取回流比為2Rmin， Drickamer 和bradford的精餾塔全塔效率關聯(lián)圖得到全塔效率為52%，設定每塊板壓降△P為，板間距0.4m， 確定了塔的主要工藝尺寸。精餾段實際板數(shù)為13，提餾段實際板數(shù)16。實際加料位置在第14塊板。通過板壓降、漏液、液泛、液沫夾帶的流體力學驗算，均在安全操作范圍內(nèi)。</p><p>　　本設計說明書的主要內(nèi)

27、容包括：物料衡算、熱量衡算、主體設備設計、主體設備選型和泵的設計等。塔頂冷凝裝置采用全凝器，以便于準確控制回流比。塔底再沸器采用蒸汽冷凝加熱，提供釜液再沸時所需熱量。輔助設備主要進行的有泵的選取，各處接管尺寸的計算并選型，同時考慮各處費用的節(jié)省等。</p><p>　　關鍵詞：苯—甲苯、篩板精餾、物料衡算、熱量衡算、流體力學驗算，實際板數(shù)，塔高。</p><p><b>　　緒論

28、</b></p><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)得到廣泛應用。它通過氣，液兩相多次直接接觸和分離，利用各組分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相傳遞，難揮發(fā)組分由氣相向液相傳遞，是汽液相之間的傳質(zhì)傳熱的過程。</p><p>　　根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)或間歇的;有些特殊的物系，還可以采用恒沸精餾或萃取精餾等特

29、殊方法進行分離。</p><p>　　精餾過程其核心為精餾塔，板式塔類型：氣－液傳質(zhì)設備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔為逐級接觸型氣－液傳質(zhì)設備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣－液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀五十年代

30、以后，隨著石油、化學工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內(nèi)外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔為逐級接觸型氣－液傳質(zhì)設備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣－液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔等。目前從國內(nèi)外實際使用情況看，

31、主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔。</p><p>　　本設計采用篩板精餾塔，進行苯-甲苯二元物系的分離，精餾塔，原料預熱器，蒸餾釜，再沸器及泵等附屬設備。 </p><p><b>　　概述</b></p><p>　　1.1精餾操作對塔設備的要求</p><p>　　精餾所進行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而

32、作為氣(汽)、液兩相傳質(zhì)所用的塔設備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質(zhì)效率。流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設備的壓力降小，這將大大節(jié)省動力消耗，從而降低操作費用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度。</p><p><b>　　1.2板式塔類型</b></p><p><b>　　1.2.1篩板塔&

33、lt;/b></p><p>　　篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設備，它的主要優(yōu)點有：</p><p>　　（1）結(jié)構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60％，為浮閥塔的80％左右。 </p><p>　　（2）處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％。 </p><p>　　（3）塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。壓降較低，

34、每板壓力比泡罩塔約低30％左右。 </p><p><b>　　篩板塔的缺點是：</b></p><p>　?。?）塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。</p><p>　　（2）操作彈性較小(約2～3)。 </p><p>　　（3）小孔篩板容易堵塞</p><p><b>　

35、　1.2.2浮閥塔</b></p><p>　　浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因為它具有下列特點：</p><p>　　（1）操作彈性大，一般約為5～9，比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。 </p><p>　?。?）塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。</p><p>　?。?）壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般為40

36、0～660N/m2。</p><p><b>　?。?）液面梯度小。</b></p><p>　?。?）使用周期長。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。</p><p>　　1.3精餾塔的設計步驟</p><p>　　本設計按以下幾個階段進行：</p><p>　?、旁O計方案確定和說明。

37、根據(jù)給定任務，對精餾裝置的流程、操作條件、主要設備型式及其材質(zhì)的選取等進行論述。</p><p>　　⑵蒸餾塔的工藝計算，確定塔高和塔徑。</p><p>　?、撬逶O計：計算塔板各主要工藝尺寸，進行流體力學校核計算。接管尺寸、泵等，并畫出塔的操作性能圖。</p><p>　　⑷管路及附屬設備的計算與選型，如再沸器、冷凝器。</p><p>

38、<b>　　⑸抄寫說明書。</b></p><p>　?、世L制精餾裝置工藝流程圖和精餾塔的設備圖。</p><p><b>　　設計方案的確定</b></p><p>　　2.1操作條件的確定</p><p>　　2.1.1 操作壓力</p><p>　　本設計采用常壓操作，

39、一般，除了熱敏性物料以外，凡通過常壓蒸餾不難實現(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系統(tǒng)都應采用常壓蒸餾。在化工設計中有很多加料狀態(tài)，這次設計中采用氣液混合物進料。</p><p>　　2.1.2 進料狀態(tài)</p><p>　　進料方式一般有冷液進料、泡點進料、氣液混合進料、露點進料、加熱蒸汽進料等。</p><p>　　由于泡點進料時塔的制造比較方便

40、，而其他進料方式對設備的要求高，設計起來難度相對大，所以采用泡點進料。</p><p>　　2.1.3 加熱方式</p><p>　　采用間接加熱，因為對同一種進料組成，熱狀況及回流比得到相同的鎦出液組成及回收率時，間接加熱所需理論板數(shù)比直接加熱要少一些，本次分離苯和甲苯混合液，所以采用間接加熱。</p><p>　　2.1.4冷卻劑與出口溫度</p>

41、<p>　　選全凝器，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，無需再次冷凝，且本次分離苯和甲苯，制造設備較為簡單，為節(jié)省資金，選全凝器。</p><p>　　2.1.5熱能的利用</p><p>　　熱量衡算求取塔頂冷凝器、冷卻器的熱負荷和所需的冷卻水用量；再沸器的熱負荷和所需的加熱蒸氣用量；</p><p>　　2.2確定設計方案的原則&l

42、t;/p><p>　　本設計任務為分離苯-甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用氣液混合物進料，將原料液通過預熱器加熱至溫度后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分作為塔頂產(chǎn)品冷卻后送至儲罐。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(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。流程參見附圖。</p>&l

43、t;p>　　選擇的原則是使設備和操作費用之和最低。在設計時要根據(jù)實際需要選定回流比。</p><p>　　第三節(jié) 板式精餾塔的工藝計算</p><p>　　3.1 物料衡算與操作線方程</p><p><b>　?。?）.</b></p><p>　　苯的摩爾質(zhì)量=78.11 Kg/Kmol【1】</p&

44、gt;<p>　　甲苯的摩爾質(zhì)量=92.13 Kg/Kmol【1】</p><p>　　進料組成摩爾分數(shù)：＝0.4/78.11/(0.4/78.11+0.98/92.31)=0.44</p><p>　　餾出液組成摩爾分數(shù)：＝0.98</p><p>　　釜液組成摩爾分數(shù)：＝0.02/78.11/(0.02/78.11+0.98/91.13)=0.02

45、</p><p>　　原料的平均摩爾質(zhì)量 =0.44×78.11+(1-0.44)×92.13=85.96Kg/Kmol</p><p>　　=0.98×78.11+(1-0.98)×92.13=78.31Kg/Kmol</p><p>　　=0.02×78.11+(1-0.02)×92.13=91.85K

46、g/Kmol</p><p>　　原料的處理量 F=40000×1000/7200/85.96=64.63kmol/h </p><p>　　總物料衡算： 即D+W=64.63 （1） </p><p>　　易揮發(fā)組分物料衡算： </p><p>　　即 （2）</p&g

47、t;<p>　　由上述二式解得： </p><p>　　（2）. 操作線方程的確定</p><p><b>　　精餾段操作線方程：</b></p><p><b>　　得：</b></p><p><b>　　提餾段操作線方程

48、：</b></p><p><b>　　得：</b></p><p>　　相平衡方程：xn==</p><p><b>　　3.1.1常規(guī)塔</b></p><p>　　1.苯（A）與甲苯（B）的飽和蒸汽壓與溫度的關系可用安托尼方程表達。</p><p>　　即：

49、 </p><p>　　因為甲苯的正常沸點為110.6℃，苯的沸點為80.1℃。所以80.1℃＜t＜110.6℃。 此取10個溫度點：82℃、84℃、86℃、88℃、90℃、94℃、96℃、100℃、104℃、108℃分別代入下式：</p><p>　　苯： lg=6.032- </p><p>　　甲苯：lg=6.078-

50、</p><p><b>　　將結(jié)果匯表得：</b></p><p><b>　　則全塔平均相對揮為</b></p><p><b>　　=2.49</b></p><p>　　2. 確定回流比及最小回流比Rmin。</p><p>　　泡點進料 q=1

51、 所以 代入相平衡方程得</p><p><b>　　故最小回流比為</b></p><p>　　3.求精餾塔氣液相負荷</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　4. 精餾塔理

52、論塔板數(shù)的計算</p><p>　　采用了相平衡方程與操作線方程式逐板計算法求理論板數(shù)：</p><p>　　泡點進料 q=1 </p><p>　　從第一塊板上升的氣體組成：</p><p>　　從第一塊板下降的液體組成： </p><p>　　有第二板上升的氣相組成用式求得</p>

53、<p>　　第二板下降的液體組成 y2=0.96 =0.91</p><p><b>　　如此反復計算 得</b></p><p>　　Y3=0.0.92 x3=0.822</p><p>　　∵<=0.44，∴第七塊理論板為進料板，精餾段共有7-1=6塊理論板。</p><p>

54、　　第6塊板上的氣相組成由提餾段操作線方程計算</p><p>　　=0.0304 =0.015<0.02</p><p>　　根據(jù)以上求解結(jié)果可得：總理論板數(shù)為：NT=14，提餾段理論板數(shù)為14-6=8塊板。</p><p><b>　　5. 溫度的計算</b></p><p>　　(1).由苯---甲

55、苯的氣液平衡關系表【2】可知：（101.3Kpa）</p><p>　　由上表的氣液平衡數(shù)據(jù)用內(nèi)插法求進料的溫度，用表示，</p><p>　　對于進料:=0.44,由內(nèi)插法得：</p><p>　　解得：=93.31℃</p><p>　　查液體粘度共線圖得苯和甲苯在=93.31體黏度為：</p><p>　　則進料

56、液的液體平均粘度 </p><p>　　∵在（0.1-705）范圍內(nèi)</p><p><b>　　∴</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　全塔所需實際塔板數(shù)：N=N1+N

57、2=28，實際加料板為第14塊板。</p><p><b>　　6.工藝條件的計算</b></p><p><b>　　6.1操作壓強Pa</b></p><p>　　一般情況，板式塔每個理論級的壓降為，取每層塔板的壓降為</p><p><b>　　則有 塔頂壓強：</b>&

58、lt;/p><p>　　進料板壓強 KPa</p><p>　　塔底壓強 KPa 則：</p><p>　　精餾段平均壓強 KPa</p><p>　　提餾段平均壓強 KPa</p><p><b>　　6.2操作溫度

59、</b></p><p>　　根據(jù)操作壓強，依下式試差計算操作溫度</p><p>　　表3-1 苯-甲苯的Antoine常數(shù) </p><p>　　安托尼方程： [1] 即：苯-甲苯的安托因方程分別為</p><p&

60、gt;<b>　　用試差計算：</b></p><p>　　假設塔頂溫度：時，由式[1]可得：</p><p><b>　　則</b></p><p><b>　　試求至時，</b></p><p><b>　　。所以</b></p><

61、;p><b>　　依此方法可求出，</b></p><p><b>　　，所以</b></p><p>　　，所以 則：</p><p>　　精餾段平均溫度： ℃</p><p>　　提餾段平均溫度： ℃</p><p><b&

62、gt;　　7物性數(shù)據(jù)計算</b></p><p>　　7.1平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　（1）塔頂平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　由 代入平衡線方程得</p><p><b>　　氣相</b></p><p><b>　　液相</b><

63、/p><p>　　（2）進料板平均摩爾質(zhì)量計算</p><p><b>　　則：</b></p><p>　?。?） 塔釜平均摩爾質(zhì)量計算</p><p><b>　　由 </b></p><p><b>　　Kg/mol</b></p>

64、<p><b>　　kg/mol</b></p><p>　　精餾段平均摩爾質(zhì)量為：</p><p>　　提餾段的平均摩爾質(zhì)量為：</p><p><b>　　7.2平均密度</b></p><p>　　(1)精餾段平均密度的計算</p><p>　?、贇庀嗥骄芏?/p>

65、計算：</p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計算即</p><p>　?、谝合嗥骄芏扔嬎悖?lt;/p><p>　　已知：混合液的密度: 【5】(為質(zhì)量分數(shù))</p><p><b>　　塔頂液的平均密度</b></p><p>　　塔頂溫度：tD=93.3℃ 機液體相對密度共線圖；得</p

66、><p>　　進料板的液的平均密度計算</p><p>　　由tF=93.31 有機液體相對密度共線圖</p><p>　　∴精餾段液相平均密度為：</p><p>　　（2）. 提餾段平均密度的計算</p><p><b>　?、贇庀嗥骄芏?lt;/b></p><p>　　由理

67、想氣體狀態(tài)方程得</p><p><b>　?、?液相平均密度 </b></p><p>　　查下表： 表3-2苯和甲苯的液相密度</p><p>　　查表3-2可得 ℃，查有機液體相對密度共線圖 </p><p>　　ρA＝789.8kg/m3 ρB=774.8kg/m3</p>

68、;<p><b>　　提餾段平均密度</b></p><p><b>　　7.3液體表面張力</b></p><p>　　液相平均表面張力依下式計算，即</p><p>　?。?） 塔頂液相平均表面張力的計算</p><p>　　tD=80.28℃ 查有機液體的表面張力共線圖得：

69、 </p><p>　?。?）進料板液相平均表面張力的計算</p><p>　　tF=93.31查有機液體表面張力共線圖得： =20.06 </p><p>　?。?）塔底液相平均表面張力計算 </p><p>　　tW=109.4℃查有機液體的表面張力共線圖得: </p><p&g

70、t;　　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>　　7.4 液體粘度</b></p><p>　　液相平均粘度依下式計算，即</p><p><b>　　【4】</b></p><p>　　塔頂液相平均粘度計算</

71、p><p>　　TD=80.2℃ 查有機液體粘度共線圖得 ： </p><p>　　進料板液相平均粘度計算</p><p>　　TF=93.31機液體粘度共線圖得： </p><p>　　塔底液相平均粘度計算</p><p>　　TW=109.91 查有機液體粘度共線圖得： </p><p&

72、gt;　　∴ 精餾段平均液相粘度：</p><p>　　精餾段平均液相粘度：</p><p>　　3.1.2直接蒸汽加熱 </p><p>　　選用飽和蒸汽加熱 選冷卻水冷凝</p><p>　　由汽液平衡

73、數(shù)據(jù)表3-1</p><p>　　tF=93.31℃ t=80.28℃;t=109.91℃</p><p>　　tD=80.28℃ 【1】</p><p>　　查液體比熱容共線圖可得</p><p>　　=1.96=153.1 </p><p>　　=1.97=181.8 </p><p&

74、gt;　　=115.86℃時：查液體比熱容共線圖</p><p>　　=1.96=153.1kJ/(kmol.k)</p><p>　　=1.97kJ/(kg.k)=181.8kJ/(kmol.k)</p><p>　　當℃時，查表可得=444.7kJ/kg </p><p><b>　　=</b></p&

75、gt;<p><b>　　塔頂</b></p><p>　　1. 0時塔頂氣體上升的焓QV</p><p><b>　　塔頂以0°為基準，</b></p><p><b>　　2.回流液的焓</b></p><p>　　此為泡點回流,查t-x-y圖查得此

76、時組成下泡點tD,用內(nèi)插法求得回流液組成下的</p><p>　　查的此溫度下: =153.1 =181.8</p><p>　　回流液組成與塔頂組成相同</p><p>　　3. 塔頂餾出液的焓</p><p>　　因餾出口與回流口組成一樣，則：</p><p>　　4. 冷凝器消耗的焓</p>&l

77、t;p><b>　　5.進料口的焓</b></p><p><b>　　溫度下;</b></p><p><b>　　所以</b></p><p><b>　　6. 塔底殘液的焓</b></p><p><b>　　7. 再沸器</b

78、></p><p>　　塔釜熱損失為10%則</p><p>　　設再沸器損失能量; </p><p><b>　　加熱器實際熱負荷</b></p><p>　　板式塔板主要尺寸的設計計算 </p><p>　　4.1塔的有效高度和板間距的初選</p><p>　　4

79、.1.1精餾塔的有效高度計算</p><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>　　在塔體的人孔處，應采用較大的板間距，一般不低于600mm</p><p><b>　　取其高度為0.8m</b><

80、/p><p>　　所以精餾塔的有效高度為m</p><p>　　4.1.2板間距的初選</p><p>　　由式中，可由史密斯關聯(lián)圖5-1查的</p><p>　　圖中橫坐標參數(shù) </p><p>　　常用板間距有300,350,400,450,500,600,800mm等幾種標準 </p><

81、;p>　　板上液層高度可取0.05~0.08m</p><p>　　精餾段的氣，液相體積流率為</p><p><b>　　5-1圖</b></p><p>　　取板間距，板上液層高度，</p><p><b>　　則</b></p><p><b>　　查圖

82、5-1，可得到</b></p><p>　　校正表面張力為 </p><p><b>　　液泛速度</b></p><p>　　安全系數(shù)范圍為0.6~0.8</p><p>　　取安全系數(shù)為0.70則空塔速度為 </p><p><b>　　塔徑 </b

83、></p><p>　　常用標準塔徑為400，500，600，700，800，1000，1200，1400，1600，2000，2200mm</p><p>　　取標準塔徑：D=2m 橫截面積：</p><p>　　精餾實際空塔氣速為 </p><p><b>　　4.2塔徑</b></p>

84、<p>　　4.2.1初步計算塔徑</p><p>　　1.提餾段塔徑的計算　</p><p>　　由上面可知提餾段 =137.18kmol/h =100.78kmol/h </p><p>　　提餾段的氣、液相體積流率為</p><p>　　式中，負荷因子由史密斯關聯(lián)圖 C20再求</p><p>　

85、　圖中橫坐標參數(shù) </p><p>　　常用板間距有300,350,400,450,500,600,800mm等幾種標準 </p><p>　　板上液層高度可取0.05–0.08m</p><p>　　取板間距，板上液層高度，</p><p><b>　　則</b></p><p>&l

86、t;b>　　查圖5-1，可得到</b></p><p>　　校正表面張力為 </p><p><b>　　液泛速度</b></p><p>　　安全系數(shù)范圍為0.6~0.8取安全系數(shù)為0.70則空塔速度為 </p><p><b>　　塔徑 </b></p&g

87、t;<p>　　常用標準塔徑為400，500，600，700，800，1000，1200，1400，1600，2000，2200mm</p><p>　　取標準塔徑：D=2m 橫截面積：</p><p><b>　　實際空塔氣速為：</b></p><p>　　u=0.6212/3.14=0.40m/s</p>

88、<p>　　4.2.2塔徑的圓整</p><p><b>　　1.溢流裝置計算</b></p><p>　　因塔徑，可選用單溢流，弓型降液管，凹行受液盤。</p><p><b>　　2.溢流堰長</b></p><p><b>　　精餾段取 提溜段取</b>&l

89、t;/p><p><b>　　3.堰流堰高度</b></p><p><b>　　由</b></p><p>　　選用平直堰，堰上液高度由弗蘭西斯公式 計算</p><p><b>　　近似取，則</b></p><p><b>　　精餾段：<

90、;/b></p><p>　　取板上清液層高度 （0.05~0.1m）</p><p>　　故 符合要求</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　取板上清液層高度 （0.05~0.1m）</p><p>　　故 符合要求</p>

91、<p>　　4.弓形降液管的寬度與降液管的面積</p><p>　　由 查弓形降液管參數(shù)圖得，</p><p><b>　　故 </b></p><p>　　計算液體在降液管中停留時間</p><p><b>　　精餾段 ，</b></p><p>&l

92、t;b>　　提餾段 </b></p><p>　　停留時間>5s,故降液管設計合理。</p><p><b>　　5.降液管底隙高度</b></p><p><b>　　精餾段: </b></p><p><b>　　取，則</b></p>

93、<p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　取，則</b></p><p>　　故降液管底隙高度設計合理</p><p>　　選凹形受液盤，深度 </p><p>　　4.2.3塔徑的核算</p><p><b>　　1.漏液&l

94、t;/b></p><p>　　對于篩板塔，漏液點氣速uo,min可由公式</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　Uo,min=4.4Co[(0.0056+0.13 hL-hσ)/ρL /ρV]1/2=</p><p><b>　　m/s</b></p>

95、<p>　　實際孔速為Ｕo=21.50m/s＞Uo,min</p><p>　　穩(wěn)定系數(shù)為 Ｋ=Uo/Uo,min=3.54＞1.5</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　Uo,min=4.4Co[(0.0056+0.13 hL-hσ)/ρL /ρV]1/2=</p><p>

96、;<b>　　m/s</b></p><p>　　實際孔速為Ｕo=20.56m/s＞Uo,min</p><p>　　穩(wěn)定系數(shù)為 Ｋ=Uo/Uo,min=3.64＞1.5</p><p>　　故在本設計中無明顯漏液。</p><p><b>　　2.液泛</b></p><p

97、>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度Hd應服從式子</p><p>　　Hd≤ψ(HT＋hw)</p><p><b>　　精餾段</b></p><p>　　苯和甲苯屬于一般物系，取安全系數(shù)ψ= 0.5，則</p><p>　　ψ(HT＋hw)=0.5（0.40+0.045）=0.224m</p>

98、<p>　　而Hd=hp+hL+hd</p><p>　　板上不設進口堰，則有</p><p>　　hd=0.153(uo’)2=0.153×(0.08)2=0.001m液柱</p><p>　　Hd=hp+hL+hd=0.077+0.06+0.001=0.138m液柱</p><p><b>　　提餾段&l

99、t;/b></p><p>　　取安全系數(shù)ψ= 0.5，則</p><p>　　ψ(HT＋hw)=0.5（0.40+0.046）=0.223m</p><p>　　板上不設進口堰，則有</p><p>　　hd=0.153(uo’)2=0.153×(0.15)2=0.003m液柱</p><p>　　H

100、d=hp+hL+hd=0.09+0.06+0.003=0.153m液柱</p><p>　　則有： Hd≤ψ(HT＋hw)</p><p>　　于是可知本設計不會發(fā)生液泛</p><p><b>　　3.塔板負荷性能圖</b></p><p><b>　　3.1漏液線</b></p>

101、<p>　　Uo,min=4.4Co[(0.0056+0.13 hL-hσ)/ρL /ρV]1/2</p><p>　　Uo,min=Vs, min/Ao</p><p>　　hL= h w +hOW</p><p>　　hOW =2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)</p><p>　　精餾段Vs

102、, min =4.4Co Ao{[0.0056+0.13( hW+2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3))- hσ]ρL /ρV }1/2</p><p>　　=4.20?(0.01014+0.097 Ls2/3) 1/2</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值計算結(jié)果列于下表</p><p>　　提溜段V

103、s, min =4.4Co Ao{[0.0056+0.13( hW+2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3))- hσ]ρL /ρV }1/2</p><p>　　=4.20?(0.01014+0.097 Ls2/3) 1/2</p><p>　　3.2 液沫夾帶線</p><p>　　ev =0.1kg液/kg氣為限，求Vs—Ls關系

104、如下：</p><p>　　ev=5.7×10-6/σL×[ ua/(HT－h(huán)f)]3.2</p><p>　　ua=Vs/(AT-Af)=0.973 Vs</p><p>　　hf=2.5hL=2.5(hw+ how)</p><p>　　精餾段hw=0.048</p><p>　　how=2.8

105、4/1000×E×(Lh/lw)(2/3)</p><p>　　hf=2.5(0.0417+ 0.93 Ls2/3)=0.12+1.88Ls2/3</p><p>　　HT－h(huán)f=0.40-0.12-1.88 Ls2/3=0.28-1.88 Ls2/3</p><p>　　ev=5.7×10-6/37.97×10-3[0.97

106、3 Vs /(0.28-1.88 Ls2/3)]3.2 =0.1</p><p>　　整理得 Vs=1.82-12.14 Ls2/3</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值計算結(jié)果列于下表</p><p>　　提餾段hw=0.050</p><p>　　how=2.84/1000×E×(

107、Lh/lw)(2/3)</p><p>　　hf=2.5(0.05+ 0.93 Ls2/3)=0.125+1.88 Ls2/3</p><p>　　HT－h(huán)f=0.40-0.125-1.88 Ls2/3=0.275-1.88 Ls2/3</p><p>　　ev=5.7×10-6/19.17×10-3[0.973 Vs /(0.275-1.88

108、Ls2/3)]3.2 =0.1</p><p>　　整理得 Vs=1.74-11.90 Ls2/3</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值計算結(jié)果列于下表</p><p>　　3.3 液相負荷下限線</p><p>　　對于平流堰，取堰上液層高度how=0.006m為最小液體負荷標準，由式</p&g

109、t;<p>　　how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3) =0.006</p><p>　　Ls,min=0.00072m/s</p><p>　　據(jù)此可做出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線</p><p>　　3.4 液相負荷上限線</p><p>　　以θ=4s作為液體在降液管中停留時

110、間的下限，由下式</p><p>　　θ=（Af×HT）/Ls=4</p><p>　　故Ls,max=（Af×HT）/4=（0.283×0.40）/4=0.0283 m3/s</p><p>　　據(jù)此可以作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限</p><p><b>　　3.5液泛線</b>

111、</p><p>　　令Hd=ψ(HT＋hw)</p><p>　　Hd=hp+hL+hd</p><p>　　hP=hc+hl+hσ</p><p><b>　　hl=βhL</b></p><p>　　hL= h w +hOW</p><p>　　聯(lián)立得 ψHT＋(

112、ψ-β-1)hw=(β+1) hOW+ hc + hd + hσ</p><p>　　忽略hσ，將hOW與Ls、hd和Ls、hc與Vs的關系代入上式，得</p><p>　　精餾段a’ V2s=b’-c’ Ls2-d’ Ls2/3 式中</p><p>　　a’=[0.051/(Aoco)2]×（ρv/ρl）</p><p>　　

113、b’=ψHT＋(ψ-β-1)hw</p><p>　　c’=0.153/(lwhO)2</p><p>　　d’=2.84×10-3×E×( 1+β)(3600/lw)(2/3)</p><p><b>　　將有關數(shù)據(jù)代入,得</b></p><p>　　a’=[0.051/(0.101&#

114、215;0.719×0.76)2]×（2.85/810.53）=0.059</p><p>　　b’=0.5×0.4＋(0.5-0.58-1)×0.045=0.151</p><p>　　c’=0.153/(0.84×0.031)2=225.6</p><p>　　d’=2.84×10-3×1&#

115、215;( 1+0.58)(3600/0.84)(2/3)=1.18 故</p><p>　　V2s=2.64-4028.5Ls2-21.07L2/3s</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs的值，計算結(jié)果如下表</p><p>　　在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖二可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為

116、漏控制。由圖查得</p><p>　　Vs,max= 3.40m3/s Vs,min=0.450 m3/s</p><p><b>　　故操作彈性為</b></p><p>　　Vs,max/ Vs,min=3.40/0.450=7.56</p><p>　　提溜段a’=[0.051/(0

117、.101×0.719×0.76)2]×（3.20/788.38）=0.068</p><p>　　b’=0.5×0.4＋(0.5-0.58-1)×0.046=0.150</p><p>　　c’=0.153/(0.84×0.033)2=199.1</p><p>　　d’=2.84×10-3

118、15;1×( 1+0.58)(3600/0.84)(2/3)=1.18 故</p><p>　　V2s=2.12-2885.5Ls2-17.1L2/3s</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs的值，計算結(jié)果如下表</p><p>　　在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖二可看出，該篩板的操作上限為液泛控

119、制，下限為漏控制。由圖查得</p><p>　　Vs,max= 1.87m3/s Vs,min=0.250 m3/s</p><p><b>　　故操作彈性為</b></p><p>　　Vs,max/ Vs,min=1.87/0.250=7.48</p><p>　　第五節(jié) 板式塔的結(jié)構

120、</p><p><b>　　5.1塔的總體結(jié)構</b></p><p>　?。?）.塔頂蒸汽出料管</p><p>　　操作壓力為常壓，蒸汽速度可取，本設計取15m/s。</p><p><b>　　表5-1</b></p><p><b>　　（2）.塔釜出料管

121、</b></p><p>　　塔釜流出液體的速度一般去0.5~1.0m/s,</p><p><b>　　取</b></p><p><b>　　表5-2</b></p><p><b>　?。?）.回流管</b></p><p>　　回流管

122、一般取速度為0.2~0.5m/s，</p><p><b>　　本設計取</b></p><p><b>　　表5-3</b></p><p><b>　?。?）.進料管</b></p><p>　　本次加料選用泵加料可取1.5~2.5m/s 本設計取 </p>

123、<p><b>　　表5-4</b></p><p><b>　?。?）.塔底進氣管</b></p><p><b>　　取</b></p><p><b>　　表5-5</b></p><p><b>　　（6）.筒體與封頭<

124、/b></p><p>　　根據(jù)《材料與零部件》（上、中冊）查得以下數(shù)據(jù)</p><p><b>　　1. 筒體：</b></p><p>　　根據(jù)壓力，根據(jù)公稱直徑</p><p>　　查得筒體壁厚為5mm,所用材質(zhì)為A3。</p><p><b>　　2. 封頭：</b&

125、gt;</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，查得曲面高度，直邊高度，內(nèi)表面積，容積。選用封頭。</p><p><b>　　3. 裙座</b></p><p>　　塔底采用圓筒形裙座支撐。由于裙座內(nèi)徑，故裙座壁厚取16</p><p><b>　　基礎環(huán)內(nèi)徑

126、：</b></p><p><b>　　基礎環(huán)外徑：</b></p><p>　　圓整：基礎環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取，考慮到再沸器，裙座高度取，地角螺栓直徑取。</p><p><b>　　5.2塔體總高度</b></p><p>　　實際塔板數(shù)N=28 人孔</p>

127、;<p>　　塔板間距 進料板處間距</p><p>　　人孔處板間距 裙座高度</p><p><b>　　封頭高度</b></p><p><b>　　所以總高度。</b></p><p>　　5.2.1塔的頂部空間高度</p><p>　

128、　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，塔頂空間高度。</p><p><b>　　5.2.2人孔</b></p><p>　　一般隔10~20層板設一個人孔，人孔直徑一般為450~600mm，其伸出塔體的筒體長為200~250mm，人孔中心距操作平臺800~1200mm，設人孔的板間距至少為600mm，共26塊

129、板，可設3個人孔。</p><p>　　5.2.3塔底空間結(jié)構</p><p>　　塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔板到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間為5min.裝料系統(tǒng)0.5</p><p>　　H=（t×L’×60-R）/+0.6=(5×0.0042×60-0.142)/1.130+0.6=1.5m</p>

130、;<p><b>　　5.3塔板結(jié)構</b></p><p>　　5.3.1整塊板式塔結(jié)構</p><p>　　因，故塔板采用分塊式。查表5-10得塔板分為三塊</p><p><b>　　邊緣區(qū)寬度確定</b></p><p>　　取Ws=W’s= 75mm , Wc=40mm&l