分離苯甲苯混合液的篩板精餾塔化工原理課程設(shè)計(jì)

1、 課程設(shè)計(jì)內(nèi)頁(yè)說(shuō)明書 設(shè)計(jì)題目：分離苯-甲苯混合液的篩板精餾塔 學(xué)院： 化學(xué)化工學(xué)院 專業(yè)班級(jí)：工藝104 設(shè)計(jì)者： 冀東瑛（1004500446） 指導(dǎo)老師：葛元元設(shè)計(jì)時(shí)間：2013年7月12日-16日前言不知不覺(jué)大三最后一個(gè)學(xué)期即將結(jié)束。經(jīng)過(guò)三年的學(xué)習(xí)，我們已經(jīng)系統(tǒng)掌握了關(guān)于化工專業(yè)各方面的基礎(chǔ)知識(shí)及專業(yè)知識(shí)；其中包括有機(jī)、無(wú)機(jī)、分析、物理化學(xué)四大化學(xué)、cad機(jī)械工程繪圖、化工儀表、化工設(shè)備基礎(chǔ)、化工熱力學(xué)、化工原理等課程?？梢哉f(shuō)知識(shí)越學(xué)越系統(tǒng)，越來(lái)越接近實(shí)際工程應(yīng)用。如今，在老師的指導(dǎo)下，我們進(jìn)行了關(guān)于化工原理的課程設(shè)計(jì)。本次設(shè)計(jì)的目的是為了把我們大學(xué)里所學(xué)過(guò)的理論知識(shí)連串起來(lái)，并將它們

2、運(yùn)用到實(shí)際應(yīng)用中，加深對(duì)知識(shí)的理解及應(yīng)用能力。本次設(shè)計(jì)的任務(wù)是設(shè)計(jì)用于分離苯-甲苯混合液的篩板式精餾塔。設(shè)計(jì)過(guò)程中，我們認(rèn)真分析研究，考慮到實(shí)際生產(chǎn)中的經(jīng)濟(jì)效益問(wèn)題及綠色環(huán)保問(wèn)題，經(jīng)過(guò)大量的工藝計(jì)算及理論確定，最終選用了篩板式精餾塔，并于常壓下用直接蒸汽加熱法進(jìn)行分離操作；設(shè)計(jì)出了一套比較接近實(shí)際的精餾塔裝置。在設(shè)計(jì)過(guò)程中，由于我們所掌握的知識(shí)比較有限，且時(shí)間比較緊迫，所以設(shè)計(jì)方案及方法難免有些缺陷，在此我們懇請(qǐng)老師給予理解及指導(dǎo)，以使我們更早更快掌握解決實(shí)際工程問(wèn)題的捷徑！目錄第一章 設(shè)計(jì)任務(wù)31.1.2 設(shè)計(jì)條件31.1.3 設(shè)計(jì)任務(wù)31.2 設(shè)計(jì)方案的確定41.2.1 選擇塔型41.2.

3、2 精餾方式41.2.3 操作壓力41.2.4 加熱方式41.2.5 工藝流程4第二章 篩板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)52.1 精餾塔的工藝計(jì)算52.1.1 苯和甲苯的汽液平衡組成52.1.2.精餾塔的物料衡算62.2回流比及理論塔板的確定72.3板效率及實(shí)際塔板數(shù)的確定92.4操作方程的確定92.5 精餾段物性數(shù)據(jù)計(jì)算102.5.1.定性組成122.5.2.平均分子量122.5.3.平均密度132.5.4. 精餾段液體表面張力132.5.5. 液體平均粘度142.5.6. 氣液體積流率的計(jì)算142.6 提留段物性數(shù)據(jù)計(jì)算142.6.1.定性組成142.6.2.平均分子量142.6.3.平均密度152

4、.6.4.提餾段液體表面張力152.6.5.液體平均粘度162.6.6. 氣液體積流率的計(jì)算16第三章 塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算163.1 塔板橫截面的布置計(jì)算163.1.1精餾段163.2 塔板負(fù)荷性能圖213.2.1 過(guò)量液沫夾帶線213.2.2溢流液泛線223.2.3液相下限線223.2.4漏液線（氣相負(fù)荷下限線）233.2.5液相下限線233.2.6操作線233.3提餾段243.2.1過(guò)量液沫夾帶線293.2.2溢流液泛線293.2.3液相上限線303.2.4漏液線（氣相負(fù)荷下限線）313.2.5液相下限線313.2.6操作線31第四章 精餾塔的附屬設(shè)備及選型324.1 輔助設(shè)備324

5、.2 輔助設(shè)備的選型324.2.1塔頂冷凝器的選型324.2.2塔底冷卻器的選擇334.2.3再沸器的選型354.3管路計(jì)算364.3.1塔頂蒸氣管路364.3.2塔頂冷凝水管路364.3.3塔頂液相回流管路374.3.4加料管路374.3.5塔釜?dú)堃毫鞒龉?74.3.6塔頂餾出液管路384.4輸送泵的選取384.4.1泵的分類384.4.2選泵原則38第五章 塔高的設(shè)計(jì)計(jì)算395.1塔高的確定395.2塔頂空間的確定395.3塔底空間的確定395.4有效塔高的確定395.5塔頂封頭的確定405.6裙座高度的確定405.7人孔40第六章 篩板塔的主要設(shè)計(jì)參數(shù)工藝參數(shù)匯總406.1全塔工藝設(shè)計(jì)結(jié)

6、果總匯40參考文獻(xiàn)45第一章 設(shè)計(jì)任務(wù)1.1任務(wù)苯-甲苯精餾塔設(shè)計(jì)1.1.2 設(shè)計(jì)條件 處理量 4000kg/h 原料中苯的質(zhì)量分率 0.41 塔頂產(chǎn)品中苯的質(zhì)量分率 0.96 塔釜產(chǎn)品中苯的質(zhì)量分率 0.01 單板壓降 小于等于0.7kpa 進(jìn)料狀態(tài) 泡點(diǎn)進(jìn)料 回流比 r=1.7rmin 塔 型 篩板塔 塔操作壓力 4 kpa 年生產(chǎn)天數(shù) 300 天年產(chǎn)量 2800 噸/年全塔效率 et=62% 加熱類型 間接蒸汽加熱 精餾類型 連續(xù)型1.1.3 設(shè)計(jì)任務(wù) 單元設(shè)備設(shè)計(jì)的內(nèi)容和過(guò)程 過(guò)程方案設(shè)計(jì) 工藝流程設(shè)計(jì) 單元過(guò)程模擬計(jì)算 單元設(shè)備的工藝設(shè)計(jì) 工藝設(shè)計(jì)的技術(shù)文件 詳細(xì)設(shè)計(jì)課程設(shè)計(jì)的基本要

7、求 設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介 主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算 主要設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和機(jī)械設(shè)計(jì) 典型輔助設(shè)備的選型 工藝流程圖 主要設(shè)備的工藝條件圖 主要設(shè)備的總裝 配圖 編寫設(shè)計(jì)說(shuō)明書1.2 設(shè)計(jì)方案的確定1.2.1 選擇塔型精餾塔屬氣液傳質(zhì)設(shè)備。氣液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。該塔設(shè)計(jì)生產(chǎn)時(shí)日要求較大，由板式塔與填料塔比較1知：板式塔直徑放大時(shí)，塔板效率較穩(wěn)定,且持液量較大，液氣比適應(yīng)范圍大，因此本次精餾塔設(shè)備選擇板式塔。篩板塔是降液管塔板中結(jié)構(gòu)最簡(jiǎn)單的，它與泡罩塔相比較具有下列優(yōu)點(diǎn)：生產(chǎn)能力大10-15%，板效率提高15%左右，而壓降可降低30%左右，另外篩板塔結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，消耗金屬少，塔板的造價(jià)可減少4

8、0%左右，安裝容易，也便于清洗檢修2。因此，本設(shè)計(jì)采用篩板塔比較合適。1.2.2 精餾方式根據(jù)實(shí)際生產(chǎn)情況，本精餾塔采用連續(xù)精餾方式。1.2.3 操作壓力常壓操作可減少因加壓或減壓操作所增加的增、減壓設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用，提高經(jīng)濟(jì)效益, 在條件允許下常采用常壓操作，因此本精餾設(shè)計(jì)選擇在常壓下操作。1.2.4 加熱方式在本物系中，水不是難揮發(fā)液體，選用間接蒸汽加熱。1.2.5 工藝流程 原料經(jīng)預(yù)熱器預(yù)熱達(dá)到泡點(diǎn)溫度，經(jīng)管道直接送入下游精餾塔，即我們所設(shè)計(jì)的塔。精餾塔塔頂蒸汽經(jīng)全凝器全部冷凝，然后經(jīng)過(guò)分配器（屬于冷凝器的部分），一部分餾出液在泡點(diǎn)狀態(tài)下作為回流液回到精餾塔，一部分作為產(chǎn)品流出。由于塔

9、頂產(chǎn)品仍比較熱，所以經(jīng)過(guò)冷卻器冷卻。在塔釜，釜液經(jīng)再沸器間接蒸汽加熱，為精餾段提供物料。塔釜出來(lái)的產(chǎn)品經(jīng)水泵全部送出。第二章 篩板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)2.1 精餾塔的工藝計(jì)算2.1.1 苯和甲苯的汽液平衡組成表 2-1 苯和甲苯的汽液平衡組成溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945

10、.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02.1.2.精餾塔的物料衡算 （1）、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 設(shè)苯以a表示，甲苯以b表示苯的摩爾質(zhì)量： 甲苯的摩爾質(zhì)量： 由 以為基準(zhǔn)，則：（2）、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 （3）、物料衡算由題意可知 總物料守恒 苯物料守

11、恒 由 、 得： 2.2回流比及理論塔板的確定相平衡方程為：求q線方程冷夜進(jìn)料，取q=1.2則：q線方程為由相平衡方程和q線方程交點(diǎn)（）求最小回流比回流比的確定取r=1.7*rmin=1.7*1.0856=1.8455最小理論板數(shù)的確定理論板數(shù)的捷算法由吉利蘭關(guān)聯(lián)圖讀出: = 0.4407 又 =7.9933代入上試得n=15.0796所以理論塔板數(shù)nt=16塊精餾段理論板數(shù)的確定由吉利蘭關(guān)聯(lián)圖讀出由吉利蘭關(guān)聯(lián)圖讀出又代入上試得nr=7.0006=8（塊）所以精餾段理論塔板數(shù)nr=8（塊）提餾段理論板數(shù)的確定由吉利蘭關(guān)聯(lián)圖讀出又 代入上試得ns=8.2188=9塊所以提餾段理論塔板數(shù)ns=9（

12、塊）最終以精餾段與提餾段理論板數(shù)的總和為全塔總理論板數(shù)，即為17塊。2.3板效率及實(shí)際塔板數(shù)的確定 求實(shí)際板數(shù)由 得精餾段實(shí)際板數(shù)： n精 =（塊）提餾段實(shí)際板數(shù)： n提 =（塊）即全塔實(shí)際板數(shù)為24塊 2.4操作方程的確定精餾段： v=(r+1)d=2.302721.43=49.3473提餾段：精餾段操作線方程： 提鎦段操作線方程： 2.5 精餾段物性數(shù)據(jù)計(jì)算圖2-1 苯-甲苯系的氣液相平衡圖由 查表2-1 苯甲苯的氣液相平衡得：計(jì)算塔頂、塔底、進(jìn)料處相對(duì)揮發(fā)度： 塔內(nèi)平均相對(duì)揮發(fā)度為：由苯甲苯在不同溫度下的汽液平衡數(shù)據(jù)作出組成溫度圖由圖2-2讀出塔頂、塔底、進(jìn)料溫度： t=81.82c t

13、=93.40c t=110.00c 圖2-2 苯和甲苯的組成溫度圖 操作壓強(qiáng)：p=105.325 kpa 平均溫度： t：t=81.82c t=93.4c t=110c tm=（t+ t）/2=(81.82+93.4)/2=87.61 2.5.1.定性組成(1)塔頂 y= x= 0.9659查平衡曲線得到 x=0.9221(2)進(jìn)料 y=0.682 x=0.4505 2.5.2.平均分子量 查附表8知:(1)塔頂：=0.965978.11+(1-0.9659)92.14=78.59（）=0.922178.11+(1-0.9221)92.14=79.20（）(2)進(jìn)料: =0.68278.11+

14、(1-0.682)92.14=82.57（）=0.450578.11+(1-0.4505)92.14=85.82（）平均分子量 =（） =() 2.5.3.平均密度由和：1/=a/+a/ ，a為苯 b為甲苯 塔頂：在81.82下：=811() =806() a=(0.9221*78.11)/0.9221*78.11+(1-0.9221)*92.13=0.9094 =0.9094/811+（1-0.9094）/806 則=810.77 ()進(jìn)料:在進(jìn)料溫度93.4c下：=802，=798 a=（0.4505*78.11）/0.4505*78.11+(1-0.4505)*92.13=0.4101

15、= 則=798.72即精餾段的平均液相密度：=(810.77+798.72)/2=804.745 ()平均氣相密度：=(105.325*80.58)/8.314*(87.61+273)=2.831 () 2.5.4. 精餾段液體表面張力 (1)塔頂: 查和求得在81.82下：= 20.8 =21.5=0.965920.8+（1-0.9659）21.5=20.824()(2)進(jìn)料: 在110下：=17.5() =18.4() =0.965917.5+（1-0.9659）18.4=17.531()則 =(+)/2=(20.824+17.531)/2=19.178() 2.5.5. 液體平均粘度液相

16、平均粘度依下式計(jì)算：(1) 塔頂:在81.82下：a是苯，b是甲苯 xd=0.9659 =0.305; =0.308; (2) lg=0.9659 lg0.305 + 0.0341 lg0.308則=0.597169()(3) 進(jìn)料: 在 93.4下 xf =0.4505 =0.270; =0.278lg=0.4505 lg0.270 + 0.5495 lg0.278則=0.5702557()=（+）/2=0.583713() 2.5.6. 氣液體積流率的計(jì)算由已知條件=70.29 =48.86 得 =(70.29*80.58)/(3600*2.831)=0.5557（） =0.00139()

17、2.6 提留段物性數(shù)據(jù)計(jì)算操作壓強(qiáng) p = 105.325溫度 t t=81.82c t=93.4c t=110c t=（t+ t）/2=(93.4+110)/2=101.7c 2.6.1.定性組成(1)塔釜 =0.0118查相平衡圖得到：=0.028(2)進(jìn)料 2.6.2.平均分子量 查附表8知: (1)塔斧：=0.02878.11+(1-0.028)92.14=91.75（） =0.011878.11+(1-0.0118)92.14=91.97（） (2)進(jìn)料: =0.68278.11+(1-0.682)92.14=82.57（） =0.450578.11+(1-0.4505)92.14=

18、85.82（） 平均分子量=（）=() 2.6.3.平均密度 由式：1/=a/+a/ 查和 塔釜：在110下：a-苯 b-甲苯 =778() =780() a = =0.01002/778+(1-0.01002)/780 則=779.98()進(jìn)料:在進(jìn)料溫度93.4c下：=802，=798 a=（0.4505*78.11）/0.4505*78.11+(1-0.4505)*92.13=0.4101 = 則=798.72即提餾段的平均液相密度=(779.98+798.72)/2=789.35() 平均氣相密度=2.9456() 2.6.4.提餾段液體表面張力(1)塔釜: 查和求得在110下：= 1

19、7.5 =18.4=0.965917.5+（1-0.9659）18.4=17.531 ()(2)進(jìn)料: 在93.4下：=19.6() =20.2() =0.965919.6+（1-0.9659）20.2=19.62()則 =(+)/2=(17.531+19.62)/2=18.575()2.6.5.液體平均粘度 a是苯，b是甲苯(1) 塔釜:在110下：xw=0.0118=0.233; =0.254; (2) lg=0.0118lg(0.233)+0.9882lg(0.254) 則= 0.551227()(3) 進(jìn)料:在 93.4下 =0.270; =0.278lg=0.4505 lg0.270

20、 + 0.5495 lg0.278則=0.5702557() 則= (+)/2 =0.560741()2.6.6. 氣液體積流率的計(jì)算由已知條件=79.6 =95.47 得 =() =()第三章 塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算3.1 塔板橫截面的布置計(jì)算3.1.1精餾段塔徑d的計(jì)算 參考化工原理下表10-1，取板間距h=0.45m 0.06mh-=0.45-0.06=0.39m 兩相流動(dòng)參數(shù)計(jì)算如下： = flv=0.0422 參考化工原理下圖10-42篩板的泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)得：c=0.082=u=()本物系不易起泡,取泛點(diǎn)百分率為80%，可求出設(shè)計(jì)氣速=0.81.368=1.095)m根據(jù)塔設(shè)備系列化規(guī)格

21、，將圓整到d=1m 作為初選塔徑，因此， 重新校核流速u：（）實(shí)際泛點(diǎn)百分率為： 塔板詳細(xì)設(shè)計(jì) 選用單溢流，弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰。因?yàn)楣谓狄汗芫哂休^大容積，又能充分利用塔面積，且單溢流液體流徑長(zhǎng)，塔板效率高，結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，廣泛用于直徑小于2.2米的塔中。4(1)溢流裝置取堰長(zhǎng)=0.7d=0.71=0.7m, 選擇平流溢流堰出口堰高 ,已取=0.06=2.84e由=5.004/0.72.5=12.206查化工原理下圖10-48得：e=1.032 =2.841.032(5.004/0.7)2/3=0.01087m =0.06-0.01087=0.04913m 取0.05是符合的。 hl=hw+ho

22、w=0.05+0.01087=0.06087m 修正后hl對(duì)un影響不大,故塔徑計(jì)算不用修正.(2) 降液管寬度wd與降液管面積af由/d=0.7查化工原理(下)圖10-40得: =0.1491=0.149m(3) 降液管底隙高度ho因物系較清潔,不會(huì)有臟物堵塞降液管底隙,取液體通過(guò)降液管底隙速度 =0.07m/s. h0=ls/(lw*)=0.00139/(0.7*0.07)=0.0284m 過(guò)小，取ho=0.04m（4）塔板布置 取安定區(qū)寬度=0.08m ，取邊緣區(qū)寬度=0.04m )(468.046.0271.0sin46.0180271.046.0271.0221222m=+-=-p(

23、4) 篩孔數(shù)與開(kāi)孔率 初取， 呈正三角形排列 依下式計(jì)算塔板上的開(kāi)孔率 則每層塔板上的開(kāi)孔面積為 =板壓降的校核 (1) 干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?取板厚，,查化工原理下圖10-45得: co=0.72 =0.051 =液柱(2)氣體穿過(guò)板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮l 相應(yīng)的氣體動(dòng)能因子 查化工原理下圖10-46得：=0.7 液柱(3)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮 板壓降 m液柱 0.092m水柱= 0.0068m汞柱=6.8mmhg10mmhg 符合要求液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 液沫夾帶量的校核 汽0.0062234kg液

24、/kg氣0.1kg液/kg氣，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量液沫夾帶。溢流液泛條件的校核溢流管中的當(dāng)量清液高度可由式 計(jì)算液體沿篩板流動(dòng)時(shí),阻力損失很小,其液面落差可忽略不計(jì),即 。已知: 故降液管內(nèi)的當(dāng)量清液高度： 苯和甲苯混合液不易起泡,取=0.8,則降液管內(nèi)泡沫層高度：不會(huì)產(chǎn)生溢流液泛。液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的校核 =0.1522m降液管內(nèi)的停留時(shí)間 =s5s不會(huì)產(chǎn)生嚴(yán)重的氣泡夾帶。漏液點(diǎn)的校核 漏液點(diǎn)的孔速為：= =5.718(m/s)篩孔氣速= 塔板穩(wěn)定系數(shù) 表明具有足夠的操作彈性。根據(jù)以上各項(xiàng)流體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為設(shè)計(jì)的塔徑及各工藝尺寸合適。 3.2 塔板負(fù)荷性能圖注:以下計(jì)算常用得,e

25、 經(jīng)驗(yàn)計(jì)算,取e=1.0 則=2/3 3.2.1 過(guò)量液沫夾帶線依下式計(jì)算: =3.2 (2-1) 式中： = =(h+h)=令=0.1kg液/kg氣，由=19.17810, h=0.45代入式(2-1)得： 0.1=整理得： 在操作范圍中，任取幾個(gè)值，根據(jù)上式算出值列于表2-3中： 表230.0020.0040.0060.0081.3751.2881.2151.1503.2.2溢流液泛線由式 和 聯(lián)立求解。(1) =（）（）=（） =（）（） =（h+h）= 故 = =+ 0.03633(2)=0.153（）=（）= 則： +0.03633+0.04913+0.846+195.153整理得：

26、=2.02-9.259l-1255.62l （2-18）取若干值依(2-18)式計(jì)算值，見(jiàn)表2-4，作出液泛線(參見(jiàn)2-1圖)表2-400020004000600081.3671.3301.2931.2533.2.3液相下限線取液體在降液管中停留時(shí)間為4秒。則 ls =0.00777（）在ls =0.00777處作出垂線得液相負(fù)荷上限線，可知在圖上它為與氣體流量 無(wú)關(guān)的垂直線。(參見(jiàn)圖2-2)3.2.4漏液線（氣相負(fù)荷下限線）由h=h+h=0.04913+0.846，u=代入下式求漏液點(diǎn)氣速式： u=4.4c =-+2.831.804.74500194.08462.004913.013.000

27、56.077.04.432）（sl將=0.0472代入上式并整理得 v= 據(jù)上式，取若干個(gè)值計(jì)算相應(yīng)值，見(jiàn)表2-5，作漏液線(參見(jiàn)圖2-1) 表2524681.081.351.541.693.2.5液相下限線取平頂堰堰上液層高度=6，作為液相負(fù)荷下限條件，低于此下限,則不能保證板上液流分布均勻，則h=2.8410e（） 0.006=2.84101.02（）整理得： 3.2.6操作線p點(diǎn)為操作點(diǎn)，其坐標(biāo)為： ，op為操作線，op與液泛線的交點(diǎn)對(duì)應(yīng)氣相負(fù)荷為vs,max,與漏夜線的交點(diǎn)對(duì)應(yīng)氣相負(fù)荷為vs,min.可知：精餾段的操作彈性= 3.3提餾段塔徑d的計(jì)算 參考化工原理下表10-1，取板間距

28、h=0.45m 0.06mh-=0.45-0.06=0.39m 兩相流動(dòng)參數(shù)計(jì)算如下 = 參考化工原理下圖10-42篩板的泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)得：c=0.08=u=() 本物系不易起泡,取泛點(diǎn)百分率為80%，可求出設(shè)計(jì)氣速=0.81.288=1.03() 由精餾段知，將取到d=1m 作為初選塔徑，因此 ，重新校核流速u （m/s） 實(shí)際泛點(diǎn)百分率為 塔板詳細(xì)設(shè)計(jì) 選用單溢流，弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰。因?yàn)楣谓狄汗芫哂休^大容積，又能充分利用塔面積，且單溢流液體流徑長(zhǎng)，塔板效率高，結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，廣泛用于直徑小于2.2米的塔中。4(1)溢流裝置取堰長(zhǎng)=0.7d=0.71=0.7m, 選擇平流溢流堰出口堰高 ,已取=

29、0.06 =2.84e由 =10.764/0.0.72.5=26.256查化工原理下圖10-48得：e=1.035 =2.841.035(10.764/0.7)2/3=0.01818m =0.06-0.01818=0.04182m 取0.05是符合的。 hl=hw+how=0.05+0.01818=0.06818m修正后hl對(duì)un影響不大,顧塔徑計(jì)算不用修正.(2) 降液管寬度wd與降液管面積af 由/d=0.7查化工原理(下)圖10-40得: =0.1491=0.149m（3）降液管底隙高度ho因物系較清潔,不會(huì)有臟物堵塞降液管底隙,取液體通過(guò)降液管底隙速度 =0.07m/s. h0=/(l

30、w*)=0.00299/(0.7*0.07)=0.0610m 太大， 取ho=0.04m（4）塔板布置 取安定區(qū)寬度=0.08m ，取邊緣區(qū)寬度=0.04m )(468.046.0271.0sin46.0180271.046.0271.0221222m=+-=-p(5)篩板數(shù)與開(kāi)孔率 初取， 呈正三角形排列 = 依下式計(jì)算塔板上的開(kāi)孔率 則每層塔板上的開(kāi)孔面積為則每層塔板上的開(kāi)孔面積為 =板壓降的校核 （1）干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨热“搴瘢?查化工原理下圖10-45得: co=0.72 =0.051 =液柱(2)氣體穿過(guò)板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮l 相應(yīng)的氣體動(dòng)能因子 查化工原理下圖10-46

31、得：=0.6 液柱(3)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮 板壓降 m液柱 0.1089m水柱= 0.0080m汞柱=8mmhg 10mmhg 符合要求取安定區(qū)寬度=0.08m ，取邊緣區(qū)寬度=0.04m )(468.046.0271.0sin46.0180271.046.0271.0221222m=+-=-p液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。液沫夾帶量的校核 因?yàn)?.01082kg液/kg0.1kg液/kg氣，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量液沫夾帶。 溢流液泛條件的校核溢流管中的當(dāng)量清液高度可由式 計(jì)算液體沿篩板流動(dòng)時(shí),阻 力損失很小,其液

32、面落差可忽略不計(jì),即 。 已知: , ， 故降液管內(nèi)的當(dāng)量清液高度： 苯和甲苯混合液不易起泡,取=0.8,則降液管內(nèi)泡沫層高度： 不會(huì)產(chǎn)生溢流液泛。液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的校核 =0.2117m降液管內(nèi)的停留時(shí)間 =s3s不會(huì)產(chǎn)生嚴(yán)重的氣泡夾帶。漏液點(diǎn)的校核 漏液點(diǎn)的孔速為：= 篩孔氣速= 塔板穩(wěn)定系數(shù) 表明具有足夠的操作彈性。根據(jù)以上各項(xiàng)流體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為設(shè)計(jì)的塔徑及各工藝尺寸合適。 3.2.1過(guò)量液沫夾帶線注:以下計(jì)算常用得,e 經(jīng)驗(yàn)計(jì)算,取e=1.0 則 =2/3 依下式計(jì)算: =3.2 (2-1)式中： = =(h+h)= 令=0.1kg液/kg氣，由= 18.57510, h=0.

33、45 代入式(2-1)得：0.1=()整理得： 在操作范圍中，任取幾個(gè)值，根據(jù)上式算出值列于表2-6中： 表260.0020.0040.0060.0081.3621.2761.2041.140依表中數(shù)據(jù)在作出過(guò)量液沫夾帶線（1）(參見(jiàn)圖2-2) 3.2.2溢流液泛線由式 和 聯(lián)立求解。(1) =（）（）=（） =（）=0.1648=（h+h）= 故=+0.00192 =+ 0.02702(2)=0.153（）=（）= 則： + 0.02702+0.04182+0.846+ 整理得：=1.97-8.2136-1184.181 任取幾個(gè)值(2-18)式計(jì)算值，見(jiàn)表2-7，作出液泛線（3）(參見(jiàn)2-

34、2圖)表2-70.0020.0040.0060.0081.3551.3211.2871.3623.2.3液相上限線取液體在降液管中停留時(shí)間為4秒。則 =0.00777（）在=0.00777處作出垂線得液相負(fù)荷上限線，可知在圖上它為與氣體流量 無(wú)關(guān)的垂直線。3.2.4漏液線（氣相負(fù)荷下限線）由 h=h+h=0.04182+0.846 u=代入下式求漏液點(diǎn)氣速式： u=4.4c =將=0.0472代入上式并整理得：= 據(jù)上式，取若干個(gè)值計(jì)算相應(yīng)值,見(jiàn)表2-8，作漏液線(參見(jiàn)圖2-2) 0.0020.0040.0060.0081.051.311.491.643.2.5液相下限線取平頂堰堰上液層高度=

35、6，作為液相負(fù)荷下限條件，低于此下限,則不能保證板上液流分布均勻，則h=2.8410e（） 0.006=2.84101.01（）整理得： 在圖上處作垂線即為液相下限線3.2.6操作線 p點(diǎn)為操作點(diǎn)，其坐標(biāo)為： ，op為操作線，op與液泛線的交點(diǎn)對(duì)應(yīng)氣相負(fù)荷為,與漏夜線的交點(diǎn)對(duì)應(yīng)氣相負(fù)荷為可知：提餾段的操作彈性=第四章 精餾塔的附屬設(shè)備及選型4.1 輔助設(shè)備蒸餾大多采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時(shí)也采用直接蒸汽，可以節(jié)省操作費(fèi)用，并省掉間接加熱設(shè)備。但是由于直接蒸汽的加入對(duì)釜液有一定的稀釋作用，導(dǎo)致釜液濃度降低，所以在此設(shè)計(jì)中采用間接蒸氣加熱方式。其附屬設(shè)備主要有蒸汽冷凝器、產(chǎn)品冷凝器、連接管

36、、泵、再沸器等（由于原料由上游而來(lái)，且進(jìn)料時(shí)溫度為93.4,故不需預(yù)熱。）列管換熱器具有結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn)單，加工制造比較容易，結(jié)構(gòu)堅(jiān)固，性能可靠，適應(yīng)面廣等優(yōu)點(diǎn)，被廣泛應(yīng)用與化工生產(chǎn)中，特別是列管式換熱器在現(xiàn)階段的化工生產(chǎn)中應(yīng)用最為廣泛，而且設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)和資料較為完善，技術(shù)上比較成熟。因此,以下的冷凝器采用列管換熱器。4.2 輔助設(shè)備的選型4.2.1塔頂冷凝器的選型 4.2.1.1確定流體通入的空間 利用水作為冷源，根據(jù)換熱器流體流經(jīng)管程或殼程的選擇原則，選擇物料走管程，水走殼程，這是因?yàn)楸绞怯卸疚镔|(zhì)，且溫度較高。 4.2.1.2確定流體的定性溫度及平均溫度差 設(shè)水進(jìn)口的溫度為t1=25，出口溫度為t2=

37、35。塔頂近似為純苯，t=81.82c 因此， 因此，則平均溫度差為4.2.1.3熱負(fù)荷及冷卻劑用量 塔頂近似為純苯，因此，t=td=81.82根據(jù)附錄基礎(chǔ)數(shù)據(jù)可以利用插值法求得， =392.66kj/kg。化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)（有機(jī)卷）p327苯的汽化熱數(shù)值如下。因此根據(jù)相關(guān)公式可以求得換熱時(shí)的熱負(fù)荷，即=5132.55 kg/h=559.8188 kj/s因此，冷卻劑水的流量為 (冷卻水在常溫與正常沸點(diǎn)之間比熱均取4.174kj/(kg. )=13.4120 kg/s4.2.1.4換熱器的面積及設(shè)備選型 根據(jù)化工原理上表6-8可知，k=(340 910)w / (m 2)，在這里，選擇k=

38、560w / (m2)。所以=19.3511 m2選擇浮頭式fa換熱器，其規(guī)格如下： 表10 塔頂冷凝器規(guī)格 公稱直徑（mm）公稱面積（m2）管長(zhǎng)（m）管程數(shù)管數(shù)400253.021384.2.2塔底冷卻器的選擇4.2.2.1確定流體通入的空間利用水作為冷源，根據(jù)換熱器流體流經(jīng)管程或殼程的選擇原則，選擇水走殼程,甲苯走管程。4.2.2.2確定流體的定性溫度及平均溫度差設(shè)水的進(jìn)口溫度為t1=25，出口溫度為t2=40。塔底近似為純甲苯，入口溫度為tw=110.0，出口溫度選擇為t3=45。因此，因此因此，取=0.75。4.2.2.3熱負(fù)荷及冷卻劑用量熱負(fù)荷為冷卻水的用量4.2.2.4換熱器的面積

39、及設(shè)備選型 根據(jù)化工原理上表6-8可知，k=(340 910)w / (m 2)，在這里，選擇k=560w / (m2)。所以選擇固定管換熱器，其規(guī)格如下： 表12 塔頂冷凝器規(guī)格 公稱直徑（mm）公稱面積（m2）管長(zhǎng)（m）管程數(shù)管數(shù)27383.02324.2.3再沸器的選型4.2.3.1確定流體通入的空間 利用水蒸汽作為熱源，根據(jù)換熱器流體流經(jīng)管程或殼程的選擇原則，水蒸汽走殼程，便于排出，甲苯走管程。3.2.3.2流體基本物性數(shù)據(jù) 甲苯的溫度為tw=110.0,.水蒸氣的絕壓為p=202.6kpa,溫度為t=120.56，。平均溫度差為4.2.3.3熱負(fù)荷及加熱劑用量由tw=110查甲苯密度

40、又氣體流量=0.654m3/s 加熱劑用量熱負(fù)荷為4.2.3.4換熱器的面積及設(shè)備選型 根據(jù)化工原理上表6-8可知，k=(340 910)w / (m 2)，在這里，選擇k=560w / (m2)。所以=113.87m2選擇固定管換熱器，其規(guī)格如下： 表13 塔頂冷凝器規(guī)格 公稱直徑（mm）公稱面積（m2）管長(zhǎng)（m）管程數(shù)管數(shù)6001256.012694.3管路計(jì)算4.3.1塔頂蒸氣管路近似取精餾段體積流率為塔頂蒸汽體積流率,則塔頂蒸汽直徑=選管: 選取 u=4.3.2塔頂冷凝水管路 設(shè)冷凝水進(jìn)口溫度為25 ,出口溫度為35。則在平均溫度30下： kj/kmolk-1lw =冷凝水管直徑選管:

41、 選取 u=(m/s)4.3.3塔頂液相回流管路已知回流液體流率為, 則回流管直徑選管: 選取 u=4.3.4加料管路=46.61 , 查和得在93.4下： 得：=0.410178.11+0.589992.14=86.386 kg/kmol選管: 選取 u=4.3.5塔釜?dú)堃毫鞒龉芤阎后w積流率查和在110下：a-苯 b-甲苯 =778() =780()a =由式：1/=a/+a/ 得得: =779.98()=0.922178.11+(1-0.9221)92.14=79.20（）=0.00139()釜液出口管直徑選管：選取 u=4.3.6塔頂餾出液管路=0.00068選管: 選取 u=0.7

42、941(m/s)4.4輸送泵的選取4.4.1泵的分類泵按作用與液體的原理一般分為葉片式和容積式, 本設(shè)計(jì)使用的離心泵在化工廠是很常見(jiàn)的，其性能普遍適用于一般的液體輸送。因此本設(shè)計(jì)選用離心泵輸送各液體。4.4.2選泵原則根據(jù)介質(zhì)物性,已經(jīng)確定的流量,揚(yáng)程,再?gòu)幕ぴ硐聝?cè)附表中選擇泵的具體型號(hào)，察看性能參數(shù)（包括流量、揚(yáng)程或壓差、效率、允許吸上高度或允許其容度）。(1)釜液泵的選型 釜液流量:從流程圖看不出所需揚(yáng)程，設(shè)輸送對(duì)揚(yáng)程的要求不高8.5m.查表選取冷卻泵 ,如下表所示：型號(hào)轉(zhuǎn)速()流量揚(yáng)程效率(%) 功率/kw軸功率電機(jī)功率 is50-32-16014503.751.048.535%0.

43、250.55(2) 餾出液冷卻水泵的選型 餾出液冷卻水流量為： w=1.89kg/s=1.89l/s從流程圖看不出所需揚(yáng)程，設(shè)輸送對(duì)揚(yáng)程的要求不高8.5m. 查表選取冷卻泵 ,如下表所示：型號(hào)轉(zhuǎn)速()流量揚(yáng)程效率(%) 功率/kw軸功率電機(jī)功率 is50-32-16014507.52.087.549%0.310.55第五章 塔高的設(shè)計(jì)計(jì)算5.1塔高的確定塔高h(yuǎn)主要由下列部分組成:塔頂空間，塔底空間,有效塔高,加料板空間高度及群座高度即: =+5.2塔頂空間的確定塔頂空間是指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)木嚯x。其距離取遠(yuǎn)高于板間距的值，本設(shè)計(jì)計(jì)算中板間距為0.45m，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)取塔頂空間=1.2m，（塔頂封頭1米）。5.3塔底空間的確定 塔底空間是指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值由塔底貯液取停留時(shí)間和塔底液面到最下層塔板間距（一般要有1-2m）決定。本塔設(shè)計(jì)取 則 =(m)5.4有效塔高的確定 =（n-1）*=24*0.45=10.35m其中：為實(shí)際塔板數(shù)；為板間距。5.5塔頂封頭的確定=(1/4)d=0.25m5.6裙座高度的確定 為了制作方便,裙座為圓形,hs/d=3m,所以hs=31.0=3.00m5.7人孔 本精餾塔中設(shè)計(jì)了4個(gè)人孔，孔徑