化工原理課程設(shè)計泡罩塔

1、目 錄 中文摘要7 英文摘要81 引言9 1.1 二元混合精餾概述9 1.2 泡罩塔簡介10 1.3 設(shè)計方案的確定10 1.4 操作流程10 1.5 精餾塔的設(shè)計步驟11 2 塔的工藝參數(shù)計算 12 2.1 主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 12苯和甲苯的物理性質(zhì) 12常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)12飽和蒸汽壓P0 12 2.1.4苯與甲苯的液相密度13液體表面張力13液體黏度13液體氣化熱13 2.2 精餾塔的物料衡算13原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率13原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量14物料衡算14 2.3 塔板數(shù)的確定14理論塔板數(shù)NT的求取14 2.3.1.1 yx圖及txy14最小回流比及操作回

2、流比16 2.理論板數(shù) NT16全塔效率ET16實(shí)際塔板數(shù)N162.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算172.4.1操作壓強(qiáng)Pm17操作溫度 tm172.4.3平均摩爾質(zhì)量Mm17平均密度m18氣相平均密度mV18液相平均密度計算182.4.5液體平均表面張力m192.4.6液體平均黏度Lm202.5氣液負(fù)荷計算213精餾塔的塔體及塔板工藝尺寸計算213.1泡罩?jǐn)?shù)計算223.2塔徑的計算223.3鼓泡面積22 3.4溢流裝置的計算233.4.1.堰長23堰上液層高度23堰高及等233.5降液管計算243.6塔盤布置244塔板的流體力學(xué)計算24 4.1液面落差25 4.2動液封hds26 4

3、.3壓降26 4.4霧沫夾帶驗(yàn)算29 4.5排空時間304.6塔板負(fù)荷性能曲線30霧沫夾帶線30液泛線31液體負(fù)荷上、下限線32 4.6.4漏液線（氣象脈動線）33液相負(fù)荷下限線335塔附件設(shè)計35 5.1接管35 5.1.1進(jìn)料管的管徑35 5.1.2回流管35 5.1.3塔釜出料管36 5.1.4塔頂蒸汽出料管36 5.1.5塔釜進(jìn)氣管36 5.1.6法蘭36 5.2 筒體封頭37 5.2.1筒體37 5.2.2封頭37 5.3除沫器37 5.4裙座38 5.5吊柱38 5.6人孔396塔總體高度的設(shè)計39 6.1塔的頂部空間高度39 6.2塔的底部空間高度39 6.3塔立體高度397附屬

4、設(shè)備設(shè)計40 7.1冷凝器的選擇40熱負(fù)荷QC的計算40冷卻水用量40總傳熱系數(shù)40泡點(diǎn)回流時的平均溫差40換熱面積40 7.2再沸器的選擇40熱負(fù)荷40 7.2.2 加熱蒸汽用量417.2.3平均溫差41 7.2.4換熱系數(shù)K418風(fēng)載荷和風(fēng)彎矩41 8.1 風(fēng)載荷 41 8.2 風(fēng)彎矩429 地震載荷的計算44 9.1塔的自震周期44 9.2地震載荷計算4410設(shè)計結(jié)果一覽表45心得體會48參考文獻(xiàn)49板式精餾塔設(shè)計摘要：本設(shè)計采用泡罩精餾塔分離苯-甲苯溶液。通過對原料產(chǎn)品的要求和物性參數(shù)的確定及對主要尺寸的計算，工藝設(shè)計和附屬設(shè)備結(jié)果選型設(shè)計，完成對苯-甲苯精餾工藝流程和主體備設(shè)計。苯-

5、甲苯溶液為理想物系，利用作圖法求出最小回流比為0.9753，理論板數(shù)為14塊，計算出全塔效率為52%，實(shí)際板數(shù)為27塊，其中精餾段10塊，提餾段17塊，進(jìn)料位置為第11塊。得到精餾塔的塔徑為2.6米，總高15.748米；精餾段操作彈性為2.59，提餾段操作彈性為3.77，通過泡罩塔的流體力學(xué)驗(yàn)算，證明各指標(biāo)數(shù)據(jù)均符合標(biāo)準(zhǔn)。強(qiáng)度校核表明，該精餾塔滿足強(qiáng)度、剛度及穩(wěn)定性等要求。關(guān)鍵詞：苯-甲苯溶液，精餾，泡罩塔設(shè)計，最小回流比Abstract:Ablister distillation tower is designed to separate Benzene and Toluene. The d

6、esign includes determination of the distillation process, optimal reflux ratio through economic accounting, calculation of the distillation column size and selection of auxiliary equipment. The Benzene-Toluene solution is aideal physical system. The minimum reflux ratio was 0.9753in mapping method.

7、The theoretical plate number was 14, the efficiency of the rectifying section is52%, the actual plate number was 27, of which the rectifying section 10 and the stripping section 17, the feeding location is the11th plate. The diameter of distillation tower is 2.6 meters, the total height of tower is

8、15.748 meters; the operating flexibility of the rectifying section is 2.59 and of the stripping section is3.77. Through calculating the fluid mechanics of the float valve tower every target and data is up to standard. Strength checking shows that the distillation tower meets the strength, stiffness

9、and stability requirement.Keywords: Benzene and Toluene，distillation，float valve tower， minimum reflux ratio1引言塔設(shè)備是是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可使氣液或液液兩相間進(jìn)行緊密接觸，達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的?？稍谒O(shè)備中完成常見的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、氣體的濕法凈制和干燥以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕、減濕等。在化工、石油化工、煉油廠中，塔設(shè)備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品質(zhì)量和環(huán)境保護(hù)等各個方面都有重大影響。塔設(shè)備的設(shè)計和

10、研究受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。根據(jù)板式精餾塔設(shè)計任務(wù)，我們選擇用泡罩板精餾塔，運(yùn)用化工設(shè)計的程序和方法，通過查閱資料、使用手冊，選用數(shù)據(jù)和公式，合理確定工藝流程，正確進(jìn)行工藝計算，并且用文字、數(shù)表、圖紙表達(dá)了設(shè)計成果。具體設(shè)計內(nèi)容如下：1.1 二元混合精餾概述在化工實(shí)際生產(chǎn)中，精餾是最常用的單元操作，是分離均相液體混合物的最有效方法之一。在化學(xué)工業(yè)中，總能耗的40用于分離過程，而其中的95是精餾過程消耗的，因此有必要開辟多種途徑來降低能耗，實(shí)現(xiàn)精餾節(jié)能。因此，對二元混合物連續(xù)精餾的研究無論是對節(jié)省投資，還是降低能耗，都具有非常重要的意義。雙組分混合液的分離是最簡單的精餾操作。典型的精餾設(shè)備

11、是連續(xù)精餾裝置，包括精餾塔、再沸器、冷凝器等。精餾塔供汽液兩相接觸進(jìn)行相際傳質(zhì)，位于塔頂?shù)睦淠魇拐羝玫讲糠掷淠糠帜鹤鳛榛亓饕悍祷厮?，其余餾出液是塔頂產(chǎn)品。位于塔底的再沸器使液體部分汽化，蒸汽沿塔上升，余下的液體作為塔底產(chǎn)品。進(jìn)料加在塔的中部，進(jìn)料中的液體和上塔段來的液體一起沿塔下降，進(jìn)料中的蒸汽和下塔段來的蒸汽一起沿塔上升。在整個精餾塔中，汽液兩相逆流接觸，進(jìn)行相際傳質(zhì)。液相中的易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相，汽相中的難揮發(fā)組分轉(zhuǎn)入液相。對不形成恒沸物的物系，只要設(shè)計和操作得當(dāng)，餾出液將是高純度的易揮發(fā)組分，塔底產(chǎn)物將是高純度的難揮發(fā)組分。進(jìn)料口以上的塔段，把上升蒸汽中易揮發(fā)組分進(jìn)一步提濃，稱

12、為精餾段；進(jìn)料口以下的塔段，從下降液體中提取易揮發(fā)組分，稱為提餾段。兩段操作的結(jié)合，使液體混合物中的兩個組分較完全地分離，生產(chǎn)出所需純度的兩種產(chǎn)品。當(dāng)使n組分混合液較完全地分離而取得n個高純度單組分產(chǎn)品時，須有n-1個塔。近年來人們逐漸重視對于將化學(xué)反應(yīng)和精餾過程結(jié)合起來的研究。這種伴有化學(xué)反應(yīng)的精餾過程稱為反應(yīng)精餾。按照反應(yīng)中是否使用催化劑可將反應(yīng)精餾分為催化反應(yīng)精餾過程和無催化劑的反應(yīng)精餾過程。催化反應(yīng)精餾過程按所用催化劑的相態(tài)又可分為均相催化反應(yīng)精餾和非均相催化精餾過程，非均相催化精餾過程即為通常所講的催化精餾。這種非均相催化精餾過程能避免均相反應(yīng)精餾中存在的催化劑回收困難，以及隨之帶來

13、的腐蝕、污染等一系列問題。1.2泡罩塔簡介板式精餾塔中溶液經(jīng)過一塊塔板即相當(dāng)于一次相平衡，塔板的數(shù)目越多則分離效果越明顯，但同時塔板費(fèi)用也越高，故需要根據(jù)實(shí)際的費(fèi)用及操作要求來確定塔板的數(shù)目。塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類，工業(yè)中以錯流式為主，常用的錯流式塔板有：泡罩塔板，篩孔塔板，浮閥塔板。泡罩塔是典型的板式塔，長期以來在蒸餾、吸收等單元操作所使用的塔設(shè)備中曾占有主要地位，近幾十年來由于塔設(shè)備有很大進(jìn)展，出現(xiàn)了許多性能良好的新塔型，才使泡罩塔的應(yīng)用范圍和在塔設(shè)備中所占的比重都有所減少。但泡罩塔并不因此失去重要性，因?yàn)槠渚哂幸韵聝?yōu)點(diǎn)：（1）塔板效率較高（2）操作彈性較大

14、，在負(fù)荷變動范圍較大時仍能保持較高的效率。（3）生產(chǎn)能力較大。（4）液氣比的范圍大。（5）不易堵塞，能適應(yīng)多種介質(zhì)。（6）操作穩(wěn)定可靠。泡罩塔的不足之處在于結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價高、安裝維修麻煩以及氣相壓力降較大。然而泡罩塔經(jīng)過長期的實(shí)踐，積累的經(jīng)驗(yàn)比其他任何塔型都豐富。常用的泡罩已經(jīng)標(biāo)準(zhǔn)化。1.3設(shè)計方案的確定設(shè)計方案選定是指確定整個精餾裝置的流程、主要設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和主要操作條件。所選方案必須：能滿足工藝要求，達(dá)到指定的產(chǎn)量和質(zhì)量；操作平穩(wěn)，易于調(diào)節(jié)；經(jīng)濟(jì)合理；生產(chǎn)安全。在實(shí)際的設(shè)計問題中，上述四項都必須兼顧考慮。課程設(shè)計方案選定所涉及的主要內(nèi)容有：操作壓力，進(jìn)料狀況，加熱方式及其熱能的利用。本設(shè)

15、計選用泡罩塔，采用泡點(diǎn)進(jìn)料，采用間接加熱塔釜加熱蒸汽壓力為0.2MPa（表壓）。1.4操作流程精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。苯-甲苯混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點(diǎn)溫度后送入精餾塔進(jìn)料板，在進(jìn)料板上與自塔上部下降的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程。操作時，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品，部分液體氣化，產(chǎn)生上升蒸汽，一起通過各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中被冷凝，并將部分冷凝液送

16、回塔頂作為回流液，其余部分經(jīng)冷凝器冷凝后送出作為塔頂產(chǎn)品，經(jīng)冷凝器冷卻后送入貯槽。塔釜采用再沸器加熱。塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。1.5精餾塔的設(shè)計步驟本設(shè)計按以下幾個階段進(jìn)行： (1)設(shè)計方案確定和說明。根據(jù)給定任務(wù)，對精餾裝置的流程、操作條件、主要設(shè)備型式及其材質(zhì)的選取等進(jìn)行論述。 (2)蒸餾塔的工藝計算，確定塔高和塔徑。 (3)塔板設(shè)計：計算塔板各主要工藝尺寸，進(jìn)行流體力學(xué)校核計算。接管尺寸、泵等，并畫出塔的操作性能圖。 (4)管路及附屬設(shè)備的計算與選型，如再沸器、冷凝器。 (5)精餾塔主體設(shè)備的機(jī)械設(shè)計。(6)繪制精餾裝置工藝流程圖和精餾塔的設(shè)備圖。(7)編寫設(shè)計說明書。2 塔的工藝參數(shù)

17、計算2.1主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)2.1.1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項目分子式分子量M沸點(diǎn)（）臨界溫度tC（）臨界壓強(qiáng)PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.72.1.2常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.094

18、0.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02.1.3飽和蒸汽壓P0苯、甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程求算，即式中 t物系溫度，；P0飽和蒸汽壓，kPa； A、B、CAntoine常數(shù)，其值見下表：組分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6

19、.0781343.94219.582.1.4苯與甲苯的液相密度溫度()8090100110120苯,kg/815803.9792.5780.3768.9甲苯,kg/810800.2790.3780.3770.02.1.5液體表面張力溫度()8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，Mn/m21.6920.5919.9418.4117.312.1.6液體黏度溫度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.2282.1.7液體氣化熱溫度8

20、090100110120苯，kJ/kg394.1386.9379.3371.5363.2甲苯，kJ/kg379.9373.8367.6361.2354.62.2 精餾塔的物料衡算 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾質(zhì)量甲苯的摩爾質(zhì)量原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 物料衡算 原料處理量總物料衡算苯物料衡算聯(lián)立解得式中 F-原料液流量 D-塔頂產(chǎn)品量 W-塔底產(chǎn)品量2.3塔板數(shù)的確定2.3.1 理論塔板數(shù)NT的求取 苯一甲苯屬理想物系，可采M.T.圖解法求理論塔板數(shù)NT。根據(jù)苯、甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)作yx圖及txy，參見圖1及圖2圖1苯、甲苯的yx圖及圖解理論版圖2苯、甲苯的t-x-y

21、圖2.求最小回流比及操作回流比。 因泡點(diǎn)進(jìn)料，在圖2中作進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為yq=0.7475，xq=0.5412，此即最小回流比時操作線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)。依最小回流比計算式：取回流比2.求理論板數(shù)NT精餾段操作線如圖2所示，按常規(guī)M.T.作圖法解得：NT=14.5-1層（不包括釜）。其中精餾段理論板數(shù)為5層，提餾段為8.5層（不包括釜）。2.3.2全塔效率ET根據(jù)塔頂、塔底液相組成查圖3，求得塔平均溫度為95.43，該溫度下進(jìn)料液相黏度為：故2.3.3實(shí)際塔板數(shù)N精餾段提餾段2.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算2.4.1操作壓強(qiáng)Pm塔頂操作壓力PD101.3 kP

22、a每層塔板壓降 P0.7 kPa進(jìn)料板壓力101.3+0.7×10108.3kPa塔底操作壓力=101.3+27×0.7=120.2kPa精餾段平均壓力 P m精（101.3+108.3）/2104.8 kPa提餾段平均壓力P m提 =（120.2+108.3）/2 =114.25 kPa操作溫度tm依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結(jié)果如下： 塔頂溫度，進(jìn)料板溫度 塔底溫度精餾段平均溫度提餾段平均溫度2.4.3平均摩爾質(zhì)量Mm塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由代入相平衡方程得進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算 由上面理論

23、板的算法，得塔底平均摩爾質(zhì)量計算由xw=0.0118,由相平衡方程，得yw=0.029精餾段平均摩爾質(zhì)量 提餾段平均摩爾質(zhì)量平均密度m氣相平均密度mV由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即 提餾段的平均氣相密度液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，即 塔頂液相平均密度的計算 由tD81.1，查手冊得 LAD=813.7kgm3，LBD=809.5kgm3塔頂液相的質(zhì)量分率 aAD=0.94求得LmD=813.4kgm3進(jìn)料板液相平均密度的計算 由tF=93.1，查手冊得 LAF=800.1kgm3,LBF=796.9kgm3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 aAF=0.5求得LmF=798.5

24、kgm3塔底液相平均密度的計算 由tW=116.0，查手冊得 LAW=774.1kgm3，LBW=773.5kgm3塔底液相的質(zhì)量分率 aAW=0.01求得LmW=773.5kgm3精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為2.4.5液體平均表面張力m液相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tD=81.1，查手冊得 A=21.13mNm，B=21.55mNm進(jìn)料板液相平均表面張力的計算 由tF=93.1，查手冊得 A=19.71mNm，B=20.40mNm塔底液相平均表面張力的計算 由tW=116.0，查手冊得 A=16.94mNm，B=17.73mNm精餾段液相平均表面

25、張力為 提餾段液相平均表面張力為 2.4.6液體平均黏度Lm液相平均黏度依下式計算，即 塔頂液相平均黏度的計算 由 tD=81.1，查手冊得 A=0.305mPa·s,B=0.308mPa·s進(jìn)料板液相平均黏度的計算 由tF=93.1，查手冊得 A=0.272mPa·s，B=0.279mPa·s塔底液相平均黏度的計算 由tW=116.0，查手冊得 A=0.222mPa·s.B=0.238mPa·s精餾段液相平均黏度為 提餾段液相平均黏度為 2.5 氣液負(fù)荷計算 精餾段：提餾段：3 精餾塔的塔體及塔板工藝尺寸計算選取泡罩塔尺寸齒縫高度

26、h=30mm齒縫寬度b1=5mm齒縫數(shù) n=32升氣管直徑齒縫總面積F4=48cm2泡罩底面積升氣管凈面積3.1泡罩?jǐn)?shù)計算對精餾段：對提餾段：為了排列方便，我們選取泡罩?jǐn)?shù)為245個3.2塔徑的計算塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)。對精餾段：取泡罩中心距鼓泡面積根據(jù)t/查圖可得鼓泡總面積各泡罩的底面積之和塔徑 所以取2.6m符合要求對提餾段：塔徑D也為2.6m3.3鼓泡面積塔板總鼓泡面積：3.4溢流裝置的計算3.4.1.堰長本塔采用單溢流，常用弓形降液管的溢流堰長取值范圍為取堰上液層高度本設(shè)計采用平直堰設(shè)出口堰，不設(shè)進(jìn)口堰,堰

27、上液層高度按下式計算精餾段：堰高及等初選動液封hds=0.06m靜液封堰高泡罩下緣距塔板間距0.01m泡罩帽緣高度0.005m取0.081m考慮降液管底部液封為12mm，則管底通道寬度提餾段:堰高：初選動液封hds=0.06m靜液封堰高泡罩下緣距塔板間距0.01m泡罩帽緣高度0.005m取0.062m考慮降液管底部液封為12mm，則管底通道寬度3.5降液管計算對于弓形降液管，堰長一經(jīng)確定之后，降液管寬和面積可按下圖計算.圖3，查圖可得：,驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時間，應(yīng)用公式精餾段：提餾段：停留時間，故降液管可用。3.6塔盤布置塔盤面積分為鼓泡面積、降液面積、穩(wěn)定區(qū)和無效區(qū)。由上面數(shù)據(jù)得：鼓泡區(qū)：降液

28、區(qū)：無效區(qū)：1-62.13%-14.44%=23.43%4 塔板的流體力學(xué)計算4.1 液面落差對精餾段：先按塔徑計算液流強(qiáng)度，根據(jù)hw及hT由下圖求出未校正的每排泡罩的液面落差：查表得圖4計算氣動因子Fp：從上圖求出校正系數(shù),在算出校正后的每排泡罩的液面落差。有關(guān)計算式如下：查上表得對提餾段：查表得計算氣動因子Fp：從上圖求出校正系數(shù),在算出校正后的每排泡罩的液面落差。有關(guān)計算式如下：查上表得4.2 動液封hds對精餾段：初選動液封則靜液封對提餾段：初選動液封則靜液封4.3 壓降對精餾段：屏保壓降hc由已知得，取KC=0.25液層阻力h1式中：按液流面積計算的氣速圖5查圖得全塔總壓降對提餾段：

29、由已知得，取KC=0.25液層阻力h1式中：按液流面積計算的氣速查圖得全塔總壓降4.4 霧沫夾帶驗(yàn)算檢驗(yàn)液泛：對精餾段：所以不發(fā)生液泛。對提餾段：同理可得所以不發(fā)生液泛。檢查霧沫夾帶：對精餾段：hf=0.0432Fb2+1.89hw-0.0406=0.2866mS=HT-hf=0.45-0.2866=0.1643mWG=VsAT-2Af=5.445.3089-2×0.3833=1.1976msWGS=7.2893ua=VsAT-Af=1.1044msev=5.7×10-6uaHT-hf3.2=0.07970<0.1所以不發(fā)生霧沫夾帶對提餾段：同理求得ev=0.0129

30、<0.1所以不發(fā)生霧沫夾帶。4.5 排空時間對精餾段：采用排空孔徑，取孔數(shù)取4個對提餾段：采用排空孔徑，取孔數(shù)取4個4.6 塔板負(fù)荷性能曲線4.6.1 霧沫夾帶線：精餾段近似取故已知所以整理得提餾段與精餾段同理可得整理得液泛線：令求出關(guān)系式精餾段將，帶入得：提餾段，帶入得：4.6.3 液體負(fù)荷上、下限線精餾段齒縫度計算：齒縫全開時氣量負(fù)荷上限負(fù)荷上限為106.98%負(fù)荷下限：負(fù)荷下限負(fù)荷下限為67.66%提餾段齒縫度計算：齒縫全開時氣量負(fù)荷上限負(fù)荷上限為100.56%負(fù)荷下限：負(fù)荷下限負(fù)荷下限為63.60%上限線：精餾段提餾段4.6.4 漏液線（氣象脈動線）：由精餾段將代入得：提餾段將各

31、種參數(shù)代入得：4.6.5 液相負(fù)荷下限線精餾段提餾段由以上（1）（5）做出塔板負(fù)荷性能圖，按固定的液氣比，由圖可查出塔板的氣相負(fù)荷上限和下限：圖6精餾段塔板負(fù)荷性能圖圖7 提餾段塔板負(fù)荷性能圖精餾段：提餾段：所以精餾段操作彈性，提餾段操作彈性5 塔附件設(shè)計塔的外殼多用鋼板焊接，如外殼采用鑄鐵鑄造，則往往以每層塔板為一節(jié)，然后用法蘭連接。 板式塔除內(nèi)部裝有塔板、降液管及各種物料的進(jìn)出口之外，還有很多附屬裝置，如除沫器、人（手）孔、基座，有時外部還有扶梯或平臺。此外，在塔體上有時還焊有保溫材料的支承圈。為了檢修方便，有時在塔頂裝有可轉(zhuǎn)動的吊柱。一般說來，各層塔板的結(jié)構(gòu)是相同的，只有最高一層，最低一

32、層和進(jìn)料層的結(jié)構(gòu)有所不同。最高一層塔板與塔頂?shù)木嚯x常大于一般塔板間距，以便能良好的除沫。最低一層塔板到塔底的距離較大，以便有較大的塔底空間貯液，保證液體能有1015min的停留時間，使塔底液體不致流空。塔底大多是直接通入由塔外再沸器來的蒸汽，塔底與再沸器間有管路連接，有時則再塔底釜中設(shè)置列管或蛇管換熱器，將釜中液體加熱汽化。若是直接蒸汽加熱，則在釜的下部裝一鼓泡管，直接接入加熱蒸汽。另外，進(jìn)料板的板間距也比一般間距大。5.1 接管5.1.1 進(jìn)料管的管徑計算進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)種類很多，有直管進(jìn)料管，彎管進(jìn)料管，T型進(jìn)料管。本設(shè)計采用直管進(jìn)料管，管徑計算如下：選取進(jìn)料管料液體積流量5.1.2 回流管冷

33、凝器安裝在塔頂，一般流速為0.200.50m/s，故取，則5.1.3 塔釜出料管釜液流出速度一般范圍為0.501.00m/s，故取塔底平均摩爾質(zhì)量為塔釜排液管的體積流量：故5.1.4 塔頂蒸汽出料管由于是常壓精餾，允許氣速為12.0020.00m/s，故取，則5.1.5塔釜進(jìn)氣管本塔采用直管進(jìn)氣，取出口氣速為則5.1.6 法蘭 由于常壓操作，所以法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用法蘭。(1)蒸氣出口管法蘭：HG 20593 法蘭 PL400-1.6RF Q235-A(2)回流管法蘭：HG 20593 法蘭 PL80-1.6RF Q235-A(3)進(jìn)料管法蘭：HG 20593

34、 法蘭 PL65-1.6RFQ235-A(4)釜液排出管法蘭：HG 20593 法蘭 PL40-1.6RF Q235-A(6)塔釜蒸氣進(jìn)氣法蘭：HG 20593 法蘭 PL300-1.6RF Q235-A5.2 筒體和封頭5.2.1 筒體筒體厚度式中：; 塔體焊縫為雙面對接焊，局部無損探傷，查表得=0.85；鋼板厚度負(fù)偏差，估計筒體厚度在825mm范圍內(nèi)，查表得；腐蝕裕量，根據(jù)已知工藝條件，；按鋼度要求，筒體所需最小厚度：故按鋼度條件，筒體厚度僅需6mm?？紤]到此塔較高，風(fēng)載荷較大，而塔的內(nèi)徑不太大，故適當(dāng)增加厚度，現(xiàn)假設(shè)塔體厚度，則假設(shè)的塔體有效厚度5.2.2 封頭故取封頭厚度5.3 除沫器

35、空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫器，以液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、絲網(wǎng)除沫器以及程流除沫器。本設(shè)計采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、重量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點(diǎn)。設(shè)計氣速選?。簞t除沫器直徑故取不銹鋼除沫器選取不銹鋼除沫器。類型：標(biāo)準(zhǔn)型；規(guī)格：60；材料：不銹鋼絲（1Gr18Ni9Ti）；絲網(wǎng)尺寸：圓絲。5.4 裙座塔底采用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)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(nèi)徑300mm，故裙座壁厚取12mm?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：

36、 基礎(chǔ)環(huán)外徑： 圓整： ，基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm，考慮到再沸器，裙座高度取1.5m。地角螺栓直徑取M30。5.5 吊柱對于較高的室外無框架的整體塔，在塔頂設(shè)置吊柱，對于補(bǔ)充和更換填料、安裝和拆卸內(nèi)件，既經(jīng)濟(jì)又方便的一項實(shí)施，一般取15 m以上的塔物設(shè)吊柱，本設(shè)計中塔高度較大，因此設(shè)吊柱。本設(shè)計塔徑D=2600 mm，可選用吊柱500 kg。S=800 mm，L=3150 mm，H=900 mm。材料為A3。5.6 人孔人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)變于進(jìn)入任何一層塔板，由于設(shè)置人空處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達(dá)到要求，一般每隔68塊板

37、才設(shè)一個人孔，本設(shè)計每降7層板設(shè)置一個人孔，本塔中共27塊板，塔上人孔數(shù)： 在設(shè)置人孔處，板間距為700mm，人孔直徑為450mm。裙座上開2個人孔，直徑為450mm。6 塔總體高度的設(shè)計6.1 塔的頂部空間高度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，塔頂部空間高度為1200mm。6.2塔的底部空間高度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10min，6.3塔立體高度塔的總高度：7 附屬設(shè)備設(shè)計7.1 冷凝器的選擇7.1.1、熱負(fù)荷QC的計算塔頂溫度，該溫度下苯的汽化潛熱為393.27kJ/kg,甲苯的汽

38、化潛熱為379.21kJ/kg,平均汽化潛熱為：7.1.2、冷卻水用量取冷卻水的進(jìn)口溫度為20，出口溫度為45，水的比熱容為,則7.1.3總傳熱系數(shù)查表，取7.1.4泡點(diǎn)回流時的平均溫差7.1.5換熱面積7.2 再沸器的選擇7.2.1熱負(fù)荷塔底溫度7.2.2加熱蒸汽用量選用0.25MPa(表壓)的飽和蒸汽加熱，溫度為T=138.8，r=2152kJ/kg考慮10的熱損失，7.2.3平均溫差7.2.4換熱系數(shù)K查手冊，取換熱面積考慮10的熱損失，8 風(fēng)載荷和風(fēng)彎矩8.1 風(fēng)載荷將塔分成五段，每段十米其中塔高,假定在合肥郊區(qū)建廠，則如下: 3-10m 1020m 2030m 3040m 4050m

39、 50-60m 60-70m 塔體各段風(fēng)力:3-10m 10-20m20-30m3040m 4050m 50-60m 60-70m8.2 風(fēng)彎矩截面劃分為00截面為裙座基座截面，11截面為裙座人孔處截面，22截面為裙座塔體焊縫處截面00截面彎矩：式中：-裙座底部到標(biāo)高十米處的距離=10m-對應(yīng)于段的風(fēng)力11截面彎矩：式中：-塔體11截面到標(biāo)高10m處的距離=10-1=9m-對應(yīng)于段的風(fēng)力22截面彎矩：式中：-塔體22截面到標(biāo)高10m處的距離=10-3=7m-對應(yīng)于段的風(fēng)力9 地震載荷的計算9.1 塔的自震周期其中： H-塔的總高度，mE-塔殼體材料在設(shè)計溫度下的彈性模量，MPa-塔殼的有效高度，m-塔殼內(nèi)徑，m9.2 地震載荷計算查得地震烈度為7時，地震影響系數(shù)的最大值類場地上：由于H/D46s>1s,故塔體任意點(diǎn)的x地震載荷為C結(jié)構(gòu)系數(shù)，小于1，取C0.5（立式設(shè)備）必須考慮高振影響。確定危險截面：00截面為裙座基座截面 11截面為裙座人孔處截面 22 截面為塔底焊縫處截面00截面地震彎矩：11截面地震彎矩： 22 截面地震彎矩:10設(shè)計結(jié)果一覽表 泡罩塔工藝設(shè)計結(jié)果項目數(shù)值塔徑D/m2.6板間距HT/m0.45板上液層高度hL/m0.06空塔氣速精餾塔u/(m