化工原理課程設(shè)計(jì)61044.doc

湖南師范大學(xué)樹達(dá)學(xué)院2012級甲苯-乙苯的精餾工藝設(shè)計(jì)化工原理課程設(shè)計(jì) 指導(dǎo)老師： 趙偉良 學(xué)生姓名： 曾喜鳳 王梓 學(xué) 號： 11 15 年 級： 2012級 專 業(yè)： 化學(xué)工程與工藝 隊(duì)伍名稱： Only one 設(shè)計(jì)題目：甲苯-乙苯的精餾工藝2014 年 12 月 04 日目 錄化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書.- 1 -前 言 .- 2 -第一章 流程確定和說明 .- 3 -1.1. 進(jìn)料狀況.- 3 -1.2. 塔頂冷凝方式.- 3 -1.3. 加熱方式.- 3 -1.4. 再沸器型式.- 3 -第二章 精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算.- 5 -一 操作條件與基礎(chǔ)數(shù)據(jù) .- 5 -2.1.1. 操作壓力 . - 5 -2.1.2. 氣液平衡關(guān)系及平衡數(shù)據(jù) . - 5 -2.1.3. 相對揮發(fā)度的計(jì)算 . - 7 -2.1.4. 最小回流比及操作回流比的確定 . - 8 -二 精餾塔的工藝計(jì)算.- 8 -2.2.1. 熱量衡算 . - 8 -2.2.2. 理論塔板數(shù)的計(jì)算. - 13 -2.2.3. 全塔效率的估算.- 14 - 2.2.4. 實(shí)際塔板數(shù) .- 16 -3. 精餾塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算. - 16 -2.3.1. 塔和塔板設(shè)計(jì)的主要依據(jù)和條件 .- 16 -2.3.2. 塔體工藝尺寸的計(jì)算 .- 22 -2.3.3 篩板塔工藝尺寸計(jì)算與選取.- 23 -2.3.4 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 .- 27 -四.塔板負(fù)荷性能圖 . - 29 -2.4.1 液相下限線 .- 29 -2.4.2 液相上限線 .- 30 -2.4.3 漏液線 .- 30 -2.4.4 液沫夾帶線 .- 31 -2.4.5 液泛線 .- 32 -2.4.6 操作彈性 .- 34 -第3章 輔助設(shè)備及主要附件的選型設(shè)計(jì) .- 36 -3.1 冷凝器的選擇.- 36 -3.1.1 確定流體進(jìn)入的空間.- 36 -3.1.2 就算平均值的傳熱溫差.- 36 -3.1.3 選k值估算傳熱面積.- 36 -3.1.4 初選換熱器的規(guī)格.- 36 -3.2 再沸器的選擇. - 40 3.3 預(yù)熱器的選擇. - 433.4 塔頂蒸汽出口管 .- 44-3.4.1 進(jìn)料管徑 .- 44-3.4.2 回流管管徑 .- 44 -3.4.3 塔頂出料管管徑 .- 44-3.4.4 塔頂蒸汽接管直徑 .- 45-3.4.4 塔底出料管直徑 .- 453.5 儲罐的設(shè)計(jì).- 46-3.6 泵的選型計(jì)算.- 49 -3.7 手孔、裙座等附件設(shè)計(jì).- 53-3.8 精餾塔實(shí)際高度計(jì)算與設(shè)計(jì) .- 54 -第四章 設(shè)計(jì)結(jié)果的自我總結(jié)與評價. -55 - 4.1 設(shè)計(jì)結(jié)果的自我總結(jié)與評價 . - 554.2 精餾塔主要工藝尺寸與主要設(shè)計(jì)參數(shù)匯總表 . -56-附錄. - 57-一、符號說明. - 57-二、參考文獻(xiàn). - 58化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書（2012級）一、設(shè)計(jì)題目生產(chǎn)過程中欲建立一座乙苯回收塔，分離甲苯與乙苯形成的混合物，其組成為甲苯30%、乙苯70%（摩爾分率），擬采用板式精餾塔，以對其進(jìn)行精餾分離，塔頂?shù)玫胶妆?9.6%（摩爾分率）的甲苯。設(shè)計(jì)要求料液的處理量為10000噸/年，塔底含甲苯6%（摩爾分率）的乙苯。二、操作條件1、常壓操作；2、回流液溫度為塔頂蒸汽的露點(diǎn)；3、間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為5kgf/cm2（絕壓）；4、冷卻水進(jìn)口溫度25，出口溫度45；5、設(shè)備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5；6、料液可視為理想物系。三、設(shè)計(jì)內(nèi)容（1）單元操作流程設(shè)計(jì)單元操作方案選擇及論證。根據(jù)指定的設(shè)計(jì)任務(wù)，查閱相關(guān)的資料，對可用的生產(chǎn)工藝進(jìn)行比較，篩選出技術(shù)先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)合理、安全可靠的操作流程。繪制出工藝流程簡圖，并對之進(jìn)行詳細(xì)說明。物料及熱量衡算計(jì)算。要求對過程中涉及到的物料平衡和能量平衡全部采用手工計(jì)算，不得使用各種模擬軟件（如Aspen等）；編制物料及熱量平衡計(jì)算書；繪制物料流程圖（PFD）。（2）設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算過程中所出現(xiàn)的各種設(shè)備（包括管線）均采用手工進(jìn)行工藝設(shè)計(jì)計(jì)算，不得使用各種模擬軟件（如Aspen等）獲得結(jié)果，并編制詳細(xì)的計(jì)算說明書；過程中的機(jī)、泵可作為標(biāo)準(zhǔn)設(shè)備出現(xiàn)，但要根據(jù)計(jì)算結(jié)果，進(jìn)行選型說明；編制設(shè)備一覽表。（3）繪制工程圖樣工藝流程簡圖一張；物料流程圖（PFD）一張，要求對管道進(jìn)行標(biāo)注；主體設(shè)備裝配圖一張，其他附屬設(shè)備使用條件圖，不繪制3D效果圖。設(shè)計(jì)說明書要求用MS-Word編輯，保存為DOC格式；所有的圖紙均用AutoCAD繪制（A3）。前 言在化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收、解吸、精餾、萃取等單元操作中，氣液傳質(zhì)設(shè)備必不可少。塔設(shè)備就是使氣液成兩相通過精密接觸達(dá)到相際傳質(zhì)和傳熱目的的氣液傳質(zhì)設(shè)備之一。塔設(shè)備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔，在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔與浮閥塔。而實(shí)驗(yàn)表明篩板塔的優(yōu)點(diǎn)是：結(jié)構(gòu)簡單，氣體壓降小，板上液面落差也較小，生產(chǎn)能力及板效率均較泡罩塔高。泡罩塔板由于齒封開度是固定的，因此其對蒸汽負(fù)荷變動的適應(yīng)性能不好。氣速小時，氣液接觸不好；氣速大時，又易使蒸汽吹開液體。多孔塔板雖然結(jié)構(gòu)簡單，處理能力大，但操作彈性比較小。對于篩板塔來說，塔板上開有許多均布的篩孔，篩孔在塔板上作正三角形排列。塔板上設(shè)置溢流堰，使板上能維持一定厚度的液層。操作時，上升氣流通過篩孔分散成細(xì)小的流股，在板上液層鼓泡而出，氣、液間密切接觸而進(jìn)行傳質(zhì)。在正常的操作氣速下，通過篩孔上升的氣流，應(yīng)能阻止液體經(jīng)篩孔向下泄漏。所以，篩板塔的效率較高，操作彈性較大，能較好的適應(yīng)進(jìn)料量的變化。此外，篩板塔還具有結(jié)構(gòu)簡單、處理能力強(qiáng)等優(yōu)點(diǎn)。由于篩板塔板的蒸汽是水平吸入液層的，因此氣液攪動較好、霧沫夾帶小、接觸時間長、傳質(zhì)效果好、其效率比泡罩塔板約高 15%。本次課程設(shè)計(jì)就是針對甲苯-乙苯體系而進(jìn)行的常壓二元篩板精餾塔的設(shè)計(jì)及相關(guān)設(shè)備選型。由于此次設(shè)計(jì)時間緊張，本隊(duì)水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇請老師指出以便修正。第一章 流程確定和說明1.1進(jìn)料狀況進(jìn)料狀況一般有冷液進(jìn)料和泡點(diǎn)進(jìn)料。對于冷液進(jìn)料，當(dāng)組成一定時，流量一定，對分離有利，省加熱費(fèi)用，但其受環(huán)境影響較大；而泡點(diǎn)進(jìn)料時進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制。此外，泡點(diǎn)進(jìn)料時，基于恒摩爾流假定，精餾段和提鎦段的塔徑基本相等，無論是設(shè)計(jì)計(jì)算還是實(shí)際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，故設(shè)計(jì)上采用泡點(diǎn)進(jìn)料。1.2 塔頂冷凝方式塔頂選用全凝器，因?yàn)楹罄^工段產(chǎn)品以液相出料。塔頂冷卻介質(zhì)采用江河，方便、實(shí)惠、經(jīng)濟(jì)1.3 加熱方式本次設(shè)計(jì)采用間接蒸汽加熱。1.4 再沸器型式選擇再沸器時，首先應(yīng)滿足工藝要求，即在相同的傳熱面積下要選擇體積小的，可以節(jié)省費(fèi)用。本次設(shè)計(jì)選用型立式虹吸式管式再沸器，這種再沸器具有傳熱系數(shù)高，結(jié)構(gòu)緊湊，安裝方便，釜液在加熱段的停留時間短，不易結(jié)垢，調(diào)節(jié)方便，占地面積小，設(shè)備及運(yùn)行費(fèi)用低等顯著優(yōu)點(diǎn)第2章 精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算一 操作條件與基礎(chǔ)數(shù)據(jù)2.1.1. 操作壓力精餾操作按操作壓力可分為常壓，加壓和減壓操作，精餾操作中壓力影響非常大。當(dāng)壓力增大時，混合液的相對揮發(fā)度將減小，對分離不利；當(dāng)壓力減小時，相對揮發(fā)度將增大，對分離有利。由于甲醇-水體系對溫度的依賴性不強(qiáng)，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費(fèi)用，操作壓力選為常壓。2.1.2. 氣液平衡關(guān)系及平衡數(shù)據(jù) 表1Antoine方程常數(shù)物質(zhì)ABC溫度范圍甲苯6.079541344.8219.4826137乙苯6.082081424.255213.0626163表2t/110.62113116119122101.3089108.3452117.7550127.7931138.487848.071251.761156.731862.077067.8163x1.00000.87550.73030.59690.4738y1.00000.93640.84900.75300.6477t/125128131134136.324149.8675161.9614174.7988188.4096199.504373.970080.559087.604495.1280101.2991x0.36010.25480.15710.06620.0000y0.53270.40740.27100.12310.0000(一)、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率及質(zhì)量分率甲苯的摩爾質(zhì)量MA=92.13 kg/kmol乙苯的摩爾質(zhì)量MB=106.16 kg/kmol 質(zhì)量分?jǐn)?shù)同理 =0.9954 =0.0525(二)、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 MF=0.392.13(10.3)106.16=101.95 /kmol MD=0.99692.13(10.996)106.16=92.19 kg/kmol MW=0.0692.13(10.06)106.16=105.32 kg/kmol(三）、物料衡算對于甲苯-乙苯雙組分的連續(xù)精餾塔，根據(jù)總物料衡算及甲苯的物料衡算可求得餾出液流率D及殘液流率W。進(jìn)料流量F= 聯(lián)立解得D=3.49 kmol/h , W=10.13 kmol/h根據(jù)上表，利用內(nèi)插法求進(jìn)料、塔頂和塔底的溫度。由得進(jìn)料：塔頂：塔釜：由此可得進(jìn)料、塔頂和塔底混合物的溫度，以上計(jì)算結(jié)果見表 2-2.表 2-2 原料液、餾出液與釜?dú)堃旱暮颗c溫度名稱原料液（F）流出液（D）釜?dú)堃海╓）x （摩爾分?jǐn)?shù)）0.30.9960.06平均摩爾質(zhì)量(kg kmol )101.9592.19105.32溫度 t C126.71110.70134.222.1.3. 相對揮發(fā)度的計(jì)算根據(jù)表 2-2，利用內(nèi)插法計(jì)算精餾段和提餾段對應(yīng)的氣、液相摩爾分率，得：精餾段：解得：=61.002 =76.244提餾段：解得：=17.452 =29.459將x1、x2、y1、y2分別代入得=2.05 =1.98所以2.1.4. 最小回流比及操作回流比的確定1、由于是泡點(diǎn)進(jìn)料， q=1 xq = xF = 0.3解得：=0.463由于塔頂采用水冷方法，考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實(shí)際操作的回流比為最小回流比的1.5倍。即二 精餾塔的工藝計(jì)算2.2.1 熱量衡算1、塔頂冷凝器的熱量衡算目的：對塔頂冷凝器進(jìn)行熱量衡算以確定冷卻水的用量。以便于塔頂冷凝器的相關(guān)設(shè)計(jì)。（1）熱量衡算式如圖所示，根據(jù)熱量衡算式，有： QVQWQLQD式中 QV塔頂蒸氣帶入系統(tǒng)的熱量； QL回流液帶出系統(tǒng)的熱量； QD餾出液帶出系統(tǒng)的熱量； QW冷凝水帶出系統(tǒng)的熱量。（2）各股物流的溫度與壓力由塔頂蒸汽組成 xD=0.996，通過氣液平衡數(shù)據(jù)表，經(jīng)插值可知塔頂蒸汽溫度為110.7，由于蒸汽中甲苯的濃度很大，因此，該溫度也近似為回流液和餾出液的溫度。由給定條件知：塔頂?shù)牟僮鲏簭?qiáng)為 P101.3kPa（3）基準(zhǔn)態(tài)的選擇以101.3kPa、110.7的液態(tài)苯和甲苯為熱量衡算的基準(zhǔn)態(tài)，則：QLQD0（4）各股物流熱量的計(jì)算查的苯與甲苯在正常沸點(diǎn)下的汽化焓分別為：VHm甲苯（Tb）33.47kJ/mol VHm乙苯（Tb）=35.98kJ/mol正常沸點(diǎn)分別為： Tb乙苯409.4K Tb甲苯383.8K使用Watson公式計(jì)算乙苯和甲苯在110.7的汽化焓：式中 對比溫度； TC臨界溫度。查的乙苯和甲苯的臨界溫度分別為：TC乙苯=61603K TC甲苯593.9K對于乙苯： 對于甲苯： 由此可計(jì)算進(jìn)入塔頂冷凝器蒸氣的熱量為：代入到熱量衡算式中，可求得塔頂冷凝器帶走的熱量為：QW kJ/h（5）冷卻水的用量設(shè)冷卻水的流量為qm，則：QWqmCp(t2t1)已知：t125 t245以進(jìn)出口水溫的平均值為定性溫度：查得水在35時的比熱容為： Cpm4.08kJ/(kg.) 2、全塔的熱量衡算目的：確定再沸器的蒸汽用量。如圖所示，對精餾塔進(jìn)行全塔的熱量衡算。QFQWQDQLQWQV（1）熱量衡算式根據(jù)熱量衡算式，可得：由設(shè)計(jì)條件知： QL5%QV0.05QV QF0.95QVQDQWQW式中 QF進(jìn)料帶入系統(tǒng)的熱量； QV加熱蒸汽帶入系統(tǒng)的熱量； QD餾出液帶出系統(tǒng)的熱量； QW釜?dú)堃簬С鱿到y(tǒng)的熱量； QW冷卻水帶出系統(tǒng)的熱量； QL熱損失。（2）各股物流的溫度由各股物流的組成，根據(jù)氣液平衡數(shù)據(jù)表，可得各股物流的溫度分別為：tF126.71 tD110.7 tW134.22（3）基準(zhǔn)態(tài)的選擇以101.3kPa、110.7的液態(tài)乙苯和甲苯為熱量衡算的基準(zhǔn)態(tài)，且忽略壓力的影響，則：QD=0（4）各股物流熱量的計(jì)算由于溫度變化不大，采用平均溫度：的比熱容計(jì)算各股物流的熱量。據(jù)： CpmabTcT2dT3查得：（乙苯） a=4.3143 b=900.174103 c=1450.05106 d1433.6109 （甲苯） a=1.80826 b=812.223103 c=-1512.67106 d1630.01109故乙苯的比熱容為：甲苯的比熱容為：由此可求得進(jìn)料與釜?dú)堃旱臒崃糠謩e為： 將以上結(jié)果代入到熱量衡算式中：46177.330.95QV052453.27解得： QV730079.937kJ/h熱損失為： QL0.05QV0.05730079.93736503.997（kJ/h）（5）加熱蒸汽的用量設(shè)加熱蒸汽的用量為qm，則： QVqm.r已知蒸氣的壓力為5kgf/cm2（絕壓），查得該壓力下蒸汽的汽化熱為 r2113kJ/kg由此可求得再沸器的加熱蒸汽用量為：（6）熱量衡算表熱量衡算表 基準(zhǔn)：1h輸 入輸 出項(xiàng)目kJ項(xiàng)目kJ進(jìn)料46177.33餾出液0加熱蒸汽730079.937釜?dú)堃?2453.27冷卻水687300熱損失36503.997總計(jì)7762570267776257.2672.2.2. 理論塔板數(shù)的計(jì)算1、確定有關(guān)的流量精餾段：故回流液量 塔頂蒸汽量提餾段：回流液量 上升蒸汽量2、 求操作方程精餾段操作線方程為提餾段操作線方程為相平衡方程 精餾段操作線方程為則第14塊為加板，第15塊上升氣相由提餾段計(jì)算 則總理論塔板數(shù)(包括蒸餾釜）精餾段理論數(shù)為13，提餾段為7塊（包括蒸餾釜），第14塊為進(jìn)料板。2.2.3. 全塔效率的估算用康奈爾法（Ocnenell）對全塔效率進(jìn)行估算：甲苯、乙苯在某些溫度下的粘度（）溫度 T/60708090100粘度（mPas）甲苯0.3730.340.3110.2860.264乙苯0.4260.3880.3540.3250.3溫度 T/110120130140150粘度（mPas）甲苯0.2450.2280.2130.20.188乙苯0.2780.2590.2420.2260.213液相甲苯、乙苯在某些溫度下的密度溫度 T/60708090100 kg/m3甲 苯829.3819.7810800.2790.3乙 苯831.8822.8813.6804.5795.2溫度 T/110120130140150 kg/m3甲 苯780.3770759.5748.8737.8乙 苯785.8776.2766.6756.7746.6甲苯、乙苯在某些溫度下的表面張力（）溫度 T60708090100表面張力(mN/m)甲苯23.9422.8121.6920.5919.49乙苯25.0123.9622.9221.8820.85溫度 T110120130140150表面張力 (mN/m)甲苯18.4117.3416.2715.2314.19乙苯19.8318.8117.8116.8215.83全塔的平均溫度： 根據(jù)上表，利用內(nèi)插法計(jì)算得：甲苯：乙苯：全塔液體的平均黏度：全塔效率：2.2.4. 實(shí)際塔板數(shù)計(jì)算塔板實(shí)際塔板數(shù) 三.精餾塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算2.3.1. 塔和塔板設(shè)計(jì)的主要依據(jù)和條件2.3.1 塔頂條件下的流量及物性參數(shù)xD = 0.996 ， D = 3.49 kmol /h ， tD = 110.7 aD = 99.54%由第一節(jié)的計(jì)算已知液相平均相對分子質(zhì)量： M LD = 92.19 kg/kmol氣相平均相對分子質(zhì)量：（其中 yD 根據(jù)表 2-1 利用內(nèi)插法求得 yD = 99.79% ）氣相密度：根據(jù)上表，利用內(nèi)插法可以求得液相的密度、粘度和平均表面張力液相密度：液相黏度：液相平均表面：塔頂餾出液的摩爾流量：D=3.49K=kmol/h質(zhì)量流量：表 26 塔頂數(shù)據(jù)參數(shù)表M LDM VDDGD單位kg /kmol3kg/ mmPaS smN/ mKmol/ ht /h數(shù)據(jù)92.1992.162.93779.610.24418.3413.490.322.3.1 塔底條件下的流量及物性參數(shù)xW = 0.06，W = 10.13 kmol /h ， tW = 134.22， aW = 5.25%由第一節(jié)的計(jì)算已知液相平均相對分子質(zhì)量：M LW = 105.32kg /kmol氣相平均相對分子質(zhì)量：（其中 yW 根據(jù)上表 利用內(nèi)插法求得 yW = 11.14% ）氣相密度：根據(jù)上表，利用內(nèi)插法可以求得液相的密度、粘度和平均表面張力液相密度：液相黏度：液相平均表面張力：塔底釜?dú)堃旱哪柫髁浚篧=10.13kmol/h質(zhì)量流量：表 27 塔底數(shù)據(jù)參數(shù)表M LDM VDDGD單位kg /kmol3kg/ mmPaS smN/ mKmol/ ht /h數(shù)據(jù)105.32104.603.13403.510.23817.6310.131.072.3.1 進(jìn)料條件下的流量及物性參數(shù)xF = 0.3 ， F =13.62kmol/ h ， tF = 126.71 ， aF = 27.11%由第一節(jié)的計(jì)算已知液相平均相對分子質(zhì)量：M LF = 101.95kg /kmol氣相平均相對分子質(zhì)量：（其中根據(jù)上表 利用內(nèi)插法求得 = 30.01% ）氣相密度：根據(jù)上表，利用內(nèi)插法可以求得液相的密度、粘度和平均表面張力液相密度：液相黏度：液相平均表面張力：塔底釜?dú)堃旱哪柫髁浚篎=13.62kmol/h質(zhì)量流量：表 28 進(jìn)料數(shù)據(jù)參數(shù)表F單位kg /kmol3kg/ mmPaS smN/ mKmol/ ht /h數(shù)據(jù)101.95101.953.11767.910.23917.6913.621.392.3.1精餾段的流量及物性參數(shù)氣相平均相對分子質(zhì)量：液相平均相對分子質(zhì)量：氣相密度：液相密度：液相黏度：液相平均表面張力：氣相流量:(摩爾流量)（質(zhì)量流量）液相流量：（摩爾流量）（質(zhì)量流量）2.3.1 提餾段的流量及物性參數(shù)氣相平均相對分子質(zhì)量：液相平均相對分子質(zhì)量：氣相密度：液相密度：液相黏度：液相平均表面張力：氣相流量: (摩爾流量)（質(zhì)量流量）液相流量：（摩爾流量）（質(zhì)量流量）表 2-9 精餾段、提餾段數(shù)據(jù)參數(shù)表精餾段提餾段氣相平均相對分子質(zhì)量M V ( kg/ kmol )97.06103.28液相平均相對分子質(zhì)量M L ( kg /kmol )97.07103.643氣相密度 (kg/ m )3.023.123液相密度 (kg m )773.76585.71液相粘度 (mPa s)0.2420.2385液相平均表面張力(mN/ m)L18.0217.66氣相摩爾流量 ( kmol/ h)20.0120.61氣相質(zhì)量流量 (t/ h)2.002.13液相摩爾流量 ( kmol/ h)17.1230.74液相質(zhì)量流量 (t/ h)1.663.192.3.2. 塔體工藝尺寸的計(jì)算2.3.2 空塔氣速計(jì)算精餾段：取塔板間距 H T = 0.45m ,板上液層高度 hL = 50mm = 0.05m H T -hL=0.4m從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得提餾段：取塔板間距 H T = 0.45m ,板上液層高度 hL = 50mm = 0.05m H T -hL=0.4m從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得2.3.3 篩板塔工藝尺寸計(jì)算與選取2.3.3 塔板間距 H T 估算塔板間距直接影響塔高。此外，塔間距 HT 與塔的生產(chǎn)能力、操作彈性及塔板效率有關(guān)。在一定得生產(chǎn)任務(wù)下，采用較大的板間距，能允許較高的空塔氣速，因而塔徑可以小些，但塔高要增加。反之，采用較小的板間距，只能允許較小的空塔氣速，塔徑就要增加，但塔高可以小些。對于板數(shù)較多的精餾塔，往往采用較小的板間距。適當(dāng)加大塔徑以降低塔高。本設(shè)計(jì)采用板間距為0.8m。2.3.3 塔有效高度根據(jù)給定的分離任務(wù)，求出理論板數(shù)后，可按下式計(jì)算塔有效段高度。2.3.3 塔徑與實(shí)際空塔氣速精餾段：提餾段：因取上下塔徑相同，故按精餾段塔徑圓整后為 D=0.6m實(shí)際空塔氣速為：精餾段：提餾段：2.3.3溢流裝置溢流裝置計(jì)算本設(shè)計(jì)采用單溢流弓形降壓管降液管的截面積應(yīng)保證液體能在降液管內(nèi)有足夠的停留時間，使溢流液體夾帶的氣體能及時分離。因此，提餾時間應(yīng)不小于 3 5s 。故降液管設(shè)計(jì)合理。兩者皆不小于 0.02m ，故 h0 滿足要求。表 2-10 溢流裝置工藝尺寸列表項(xiàng)目 lw (m)hw (m)Wd (m)2Af (m )h0 (m)精餾段 0.420.420.0840.02230.02提餾段 0.420.040.0840.02230.032.3.3塔板分布 塔板布置因?yàn)?D 800mm ，故塔板采用整塊式。 邊緣區(qū)寬度確定 開孔區(qū)面積計(jì)算2.3.3(6) 篩孔計(jì)算及排列本次設(shè)計(jì)所處理的物系無腐蝕性，故可用 = 3mm 碳鋼板，取篩孔直徑 =5mm 。篩孔按正三角形排列。取孔中間距 t = 3d0 = 3 5 = 15mm = 0.015m2.3.4 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算2.3.4干板阻力 計(jì)算2、 氣體通過液層的阻力的計(jì)算3、 液柱表面張力阻力 計(jì)算氣體通過每層塔板的壓降2.3.4液面落差對于篩板塔液面落差很小，且本設(shè)計(jì)塔徑和流量均不大，故可以忽略落差的影響。2.3.4液沫夾帶量所以本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量符合要求2.3.4 漏液對篩板塔，漏液點(diǎn)氣速 u0，min 由下式計(jì)算2.3.4液泛為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，應(yīng)保證將液泡中的泡沫液體中高度不超過上層塔板的出口堰。板上不設(shè)進(jìn)口堰：故本設(shè)計(jì)不發(fā)生液泛現(xiàn)象4. 塔板負(fù)荷性能圖2.4.1 液相下限線對于平直堰，取堰上液層高度 hOW = 0.006m 作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，2.4.2 液相上限線據(jù)此可得出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線（圖 2-3、2-4：線 2）2.4.3 漏液線由 = 在操作范圍內(nèi)，任取兩個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：，m3/s1030.33Vs了，min，m3/s0.084270.08432依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線 (線3)同理可得提餾段： = 在操作范圍內(nèi)，任取兩個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：，m3/s1030.33Vs了，min，m3/s0.068840.00688依據(jù)表中數(shù)可得提餾段據(jù)作出漏液線 (線3)2.4.4 液沫夾帶線式中 代入數(shù)據(jù)得簡化得：在操作范圍內(nèi)，任取兩個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：，m3/s1030.33Vs了，min，m3/s0.51530.4399依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線 (線4)同理可得提餾段：代入數(shù)據(jù)得簡化得：，m3/s1030.33Vs了，min，m3/s0.51530.4399依據(jù)表中數(shù)可得提餾段據(jù)作出漏液線 (線4)2.4.5 液泛線 聯(lián)立得：忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式整理得 式中 代入數(shù)據(jù)得 在操作范圍內(nèi)，任取兩個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：，m3/s1030.33Vs了，min，m3/s0.41610.3850依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線 (線5)同理可得提餾段：在操作范圍內(nèi)，任取兩個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：，m3/s1030.33Vs了，min，m3/s0.35780.3315依據(jù)表中數(shù)可得提餾段據(jù)作出漏液線 (線5)將所得上述五個方程繪制成提餾段塔板負(fù)荷性能圖如下：2.4.6. 操作彈性在負(fù)荷性能圖上，5條線所圍區(qū)域?yàn)椴僮鲄^(qū)， 由圖可知 故：=0.4041/0.1074=3.76=0.3458/0.08216=4.21項(xiàng) 目符 號單 位計(jì) 算 結(jié) 果精餾段提餾段板間距HTm0.450.5塔徑Dm0.60.6空塔氣速m/s0.93030.765塔板液流型式單流型單流型堰長m0.420.42堰高h(yuǎn)Wm0.0420.04底隙高度m0.020.03孔徑d0mm55孔間距tmm1515孔數(shù)n個827827開孔面積Aam20.53530.5353篩孔氣速uom/s11.0711.68塔板壓降PpkPa0.07390.09496液體在降液管中的停留時間s19.4313.86降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.12460.1457負(fù)荷上限Ls.maxm3/s0.40410.3458負(fù)荷下限Ls.minm3/s0.10740.08216操作彈性3.764.21第三章 輔助設(shè)備及主要附件的選型設(shè)計(jì)3.1 冷凝器的選擇3.1.1 確定流體的進(jìn)入空間 蒸汽應(yīng)走殼程，能夠很好的散熱。冷卻水冷凝走管程，確定流體的定性溫度，物性數(shù)據(jù)，并選擇換熱器的型號。3.1.2 計(jì)算平均值的傳熱溫差按逆流計(jì)算的平均溫差3.1.3 選k值估算傳熱面積取k=5003.1.4 初選換熱器的規(guī)格 公稱直徑 (mm)公稱壓力（PN)公稱面積2 (m )管程數(shù)管子尺寸 (mm)管長（m）管子總數(shù)管子排列方法3256.46.04 240正三角形排列溫度定壓比熱容（kJ/kg）粘度（Pas）殼程流體110.7778.5612.020.00023930.113119管程359944.080.626 1、殼程液流量 由精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算可知： 汽相摩爾流率：V=20.61kmol/h 塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量：MVDM=97.06kg/kmol 殼程液流量 ：ms1=VMVDM=2000.4kg/h 2、傳熱管排列和分程方法 采用組合排列法，即每程內(nèi)均按正三角形排列，隔板兩側(cè)采用正 方形排列。取管心距t=1.25 do，則t=1.2525=31.2532(mm) 3、殼體內(nèi)徑 采用單管程結(jié)構(gòu)，取管板利用率0.7，則殼體內(nèi)徑為 圓整可取D300 mm取折流板間距B0.3D，則B0.330090mm， 4、熱量核算 殼程