化工原理課程設(shè)計(jì) 苯-甲苯

1、武漢工程大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)課 程 設(shè) 計(jì) 說 明 書 武 漢 工 程 大 學(xué) 化工與制藥學(xué)院課程設(shè)計(jì)說明書課題名稱 苯-甲苯溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì) 專業(yè)班級(jí) 過程裝備與控制工程01班 學(xué)生學(xué)號(hào) 學(xué)生姓名 學(xué)生成績(jī) 指導(dǎo)教師 課題工作時(shí)間 11過控1班 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書一、 課程設(shè)計(jì)題目苯-甲苯溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)二、 課程設(shè)計(jì)的內(nèi)容1 設(shè)計(jì)方案的確定2 帶控制點(diǎn)的工藝流程圖的確定3 操作條件的選擇（包括操作壓強(qiáng)、進(jìn)料狀態(tài)、回流比等）4 塔的工藝計(jì)算（1） 全塔物料衡算（2） 最佳回流比的確定（3） 理論板及實(shí)際板的確定（4） 塔徑的計(jì)算（5） 降液管及溢流堰尺寸的確定（6） 浮閥數(shù)及排列方式

2、（篩板孔徑及排列方式）的確定（7） 塔板流動(dòng)性能的校核（8） 塔板負(fù)荷性能圖的繪制（9） 塔板設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表5 輔助設(shè)備工藝計(jì)算（1）換熱器的面積計(jì)算及選型（2）各種接管管徑的計(jì)算及選型（3）泵的揚(yáng)程計(jì)算及選型6塔設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)：（包括塔盤、裙座、進(jìn)出口料管）三、 課程設(shè)計(jì)的要求1、 撰寫課程設(shè)計(jì)說明書一份2、 工藝流程圖一張3、 設(shè)備總裝圖一張四、 課程設(shè)計(jì)所需的主要技術(shù)參數(shù)原料： 苯-甲苯溶液原料溫度： 30處理量： 9萬噸/年原料組成（苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：40%產(chǎn)品要求：塔頂產(chǎn)品中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)：94%塔頂產(chǎn)品中苯的回收率：99%生產(chǎn)時(shí)間： 300天（7200 h）冷卻水進(jìn)口溫度：30加熱介質(zhì)

3、： 0.6Mpa（表壓）飽和水蒸汽五、 課程設(shè)計(jì)的進(jìn)度安排1、 查找資料，初步確定設(shè)計(jì)方案及設(shè)計(jì)內(nèi)容，1-2天2、 根據(jù)設(shè)計(jì)要求進(jìn)行設(shè)計(jì)，確定設(shè)計(jì)說明書初稿，2-3天3、 撰寫設(shè)計(jì)說明書，總裝圖，答辯，4-5天六、 課程設(shè)計(jì)考核方式與評(píng)分方法指導(dǎo)教師根據(jù)學(xué)生的平時(shí)表現(xiàn)、設(shè)計(jì)說明書、繪圖質(zhì)量及答辯情況評(píng)定成績(jī)，采用百分制。其中： 平時(shí)表現(xiàn) 20%設(shè)計(jì)說明書 40%繪圖質(zhì)量 20%答辯 20%指導(dǎo)教師：呂仁亮 學(xué)科部負(fù)責(zé)人：杜治平 2014年 9月 1 日摘要本次設(shè)計(jì)是針對(duì)苯-甲苯的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程。我們對(duì)此塔進(jìn)行了工藝設(shè)計(jì)，包括它的進(jìn)出口管路的計(jì)

4、算，畫出了塔板負(fù)荷性能圖，并對(duì)設(shè)計(jì)結(jié)果進(jìn)行了匯總。此設(shè)計(jì)的精餾裝置包括精餾塔，再沸器，冷凝器等設(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，由塔頂產(chǎn)品冷凝器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。本文是精餾塔及其進(jìn)料預(yù)熱的設(shè)計(jì)，分離摩爾分?jǐn)?shù)為0.42的苯甲苯溶液，使塔頂產(chǎn)品苯的摩爾含量達(dá)到98%，塔底釜液摩爾分?jǐn)?shù)為3.5%。綜合工藝操作方便、經(jīng)濟(jì)及安全等多方面考慮，本設(shè)計(jì)采用了篩板塔對(duì)苯-甲苯進(jìn)行分離提純，塔板為碳鋼材料，按照逐板計(jì)算求得理論板數(shù)為14。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)式算得全塔效率為53.72%。塔頂使用全凝器，部分回流。精餾段實(shí)際板數(shù)為14，提餾段實(shí)際板數(shù)為14。實(shí)際加料位置在第15塊板。

5、精餾段彈性操作為3.02,提餾段操作彈性為3.12。全塔塔徑為1.4m。通過板壓降、漏液、液泛、液沫夾帶的流體力學(xué)驗(yàn)算，均在安全操作范圍內(nèi)。確定了操作點(diǎn)符合操作要求。關(guān)鍵詞：苯-甲苯、精餾、熱量衡算、精餾塔設(shè)計(jì)、全塔效率、操作彈性目錄摘要第一章緒論11.1精餾流程設(shè)計(jì)方案的確定11.2設(shè)計(jì)思路11.2.1精餾方式的選定11.2.2加熱方式21.2.3操作壓力的選取21.2.4回流比的選擇21.2.5塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇21.2.6板式塔的選擇2第二章精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算32.1物料衡算32.1.1塔的物料衡算32.2物系常數(shù)的求解32.2.1溫度的求解32.2.2氣相組成的求解4

6、2.2.3平均分子式量的求解42.2.4物系中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)的求解42.2.5物系密度的求解52.2.6物系表面張力的求解62.2.7相對(duì)揮發(fā)度的求解72.3板數(shù)的確定72.3.1最小回流比及操作回流比的求解72.3.2理論板數(shù)的求解82.3.3物系黏度的求解92.3.4實(shí)際板數(shù)的求解102.4.塔氣液相負(fù)荷的求解102.4.1氣相密度的求解102.4.2塔氣液負(fù)荷的求解11第三章熱量衡算123.1物系熱量常數(shù)的求解123.1.1物系汽化潛熱的求解123.1.2物系熱容的求解123.2熱量衡算133.2.1原料預(yù)熱溫度的求解133.2.2熱量的求解14第四章精餾塔的初步設(shè)計(jì)154.1塔徑的計(jì)算與

7、選擇的求解154.2溢流裝置164.3塔板布置16第五章篩板流體力學(xué)驗(yàn)算185.1塔板壓降185.2.液面落差195.3.霧沫夾帶195.4.漏液195.5.漏液20第六章塔板負(fù)荷性能圖216.1.漏液線216.2.液沫夾帶線226.3.液相負(fù)荷下限236.4.液相負(fù)荷上限線236.5.液泛線236.6.負(fù)荷性能圖及操作彈性24第七章 塔總高度的計(jì)算267.1.塔頂封頭267.2.塔頂空間267.3.塔底空間267.4.人孔267.5.進(jìn)料板間距267.6.群座267.7.全塔總高26第八章塔的接管278.1.進(jìn)料管的計(jì)算與選擇278.2.回流管的計(jì)算與選擇278.3.塔底液相出塔管的計(jì)算與選

8、擇278.4. 塔頂蒸汽出料管的計(jì)算與選擇278.5.塔底蒸汽出料管的計(jì)算與選擇28計(jì)算結(jié)果匯總29符號(hào)說明30結(jié)束語32參考文獻(xiàn)33第一章緒論篩板精餾塔是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。它的出現(xiàn)僅遲于泡罩塔20年左右，當(dāng)初它長(zhǎng)期被認(rèn)為操作不易穩(wěn)定，在本世紀(jì)50年代以前，它的使用遠(yuǎn)不如泡罩塔普遍。其后因急于尋找一種簡(jiǎn)單而價(jià)廉的塔型，對(duì)其性能的研究不斷深入，已能作出比較有把握的設(shè)計(jì)，使得篩板塔又成為應(yīng)用最廣的一種類型。1.1精餾流程設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用氣液混合物進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至溫度后送

9、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(diǎn)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(chǔ)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1.45倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。流程參見附圖。1.2設(shè)計(jì)思路在本次設(shè)計(jì)中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡(jiǎn)單蒸餾和平衡蒸餾只能達(dá)到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實(shí)現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實(shí)際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是篩板式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在

10、塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實(shí)現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，有時(shí)后可以考慮將余熱再利用，在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用 泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。回流比是精餾操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費(fèi)用之和最低。在設(shè)計(jì)時(shí)要根據(jù)實(shí)際需要選定回流比。1.2.1精餾方式的選定本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾操作方式，其特點(diǎn)是：連續(xù)精餾過程是一個(gè)連續(xù)定態(tài)過程，能小于間歇精餾過程，易得純度高的產(chǎn)品。1.2.2加熱方式 本設(shè)計(jì)采用間接蒸汽加熱，加熱設(shè)備為再沸器。本設(shè)計(jì)不易利用直接蒸汽加熱，因?yàn)橹苯诱羝募尤?，?duì)釜內(nèi)溶液起一定

11、稀釋作用，在進(jìn)料條件和產(chǎn)品純度，輕組分收率一定前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需在提餾段增加塔板以達(dá)到生產(chǎn)要求，從而又增加了生產(chǎn)的費(fèi)用，但也增加了間接加熱設(shè)備。1.2.3操作壓力的選取本設(shè)計(jì)采用常壓操作，一般，除了熱敏性物料以外，凡通過常壓蒸餾不難實(shí)現(xiàn)分離要求，循環(huán)水將餾出物冷凝下來的系統(tǒng)都應(yīng)采用常壓蒸餾。在化工設(shè)計(jì)中有很多加料狀態(tài)，這次設(shè)計(jì)中采用氣液混合物進(jìn)料q=0.96。1.2.4回流比的選擇對(duì)于一般體系最小回流比的確定可按常規(guī)方法處理，但對(duì)于某些特殊體系，如乙醇水體系則要特殊處理，該體系最小回流比Rmin的求取應(yīng)通過精餾段操作線與平衡線相切得到。而適宜回流比R的確定，應(yīng)體現(xiàn)最佳回流比選定原則

12、即裝置設(shè)備費(fèi)與操作費(fèi)之和最低,一般經(jīng)驗(yàn)值為R=(1.1-2.0)Rmin.1.2.5塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇塔頂選用全凝器，塔頂冷卻介質(zhì)采用自來水，方便、實(shí)惠、經(jīng)濟(jì)。1.2.6板式塔的選擇板式塔工藝尺寸設(shè)計(jì)計(jì)算的主要內(nèi)容包括：板間距、塔徑、塔板型式、溢流裝置、塔板布置、流體力學(xué)性能校核、負(fù)荷性能圖以及塔高等。其設(shè)計(jì)計(jì)算方法可查閱有關(guān)資料。塔板設(shè)計(jì)的任務(wù)是:以流經(jīng)塔內(nèi)氣液的物流量、操作條件和系統(tǒng)物性為依據(jù)，確定具有良好性能（壓降小、彈性大、效率高）的塔板結(jié)構(gòu)與尺寸。塔板設(shè)計(jì)的基本思路是：以通過某一塊板的氣液處理量和板上氣液組成，溫度、壓力等條件為依據(jù)，首先參考設(shè)計(jì)手冊(cè)上推薦數(shù)據(jù)初步確

13、定有關(guān)的獨(dú)立變量，然后進(jìn)行流體力學(xué)計(jì)算，校核其是否符合所規(guī)定的范圍，如不符合要求就必須修改結(jié)構(gòu)參數(shù)，重復(fù)上述設(shè)計(jì)步驟直到滿意為止。最后給制出負(fù)荷性能圖，以確定適宜操作區(qū)和操作彈性。塔高的確定還與塔頂空間、塔底空間、進(jìn)料段高度以及開人孔數(shù)目的取值有關(guān)，可查資料。第二章精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算2.1 精餾塔全塔物料衡算F：進(jìn)料量（kmol/s） ：原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）D：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/s） ：塔頂組成W：塔底殘液流量（kmol/s） ：塔底組成 苯的摩爾質(zhì)量：甲苯的摩爾質(zhì)量：2.1.1原料液、塔頂及產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)2.1.2原料液、塔頂產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 2.1.3物料衡算進(jìn)料處理量2.1

14、.4物料衡算總物料衡算(間接蒸汽加熱）：輕組分(苯）衡算：求解得到：D=65.61kmol/h W=79.81kmol/h 2.2物系常數(shù)的求解2.2.1溫度的求解表2-1苯甲苯平衡數(shù)據(jù)1（p=101.325kPa）溫度t/液相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)x%氣相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)y%溫度t/液相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)x%氣相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)y%109.911.002.590.1155.075.5108.793.007.1180.8060.079.1107.615.0011.287.6365.082.5105.0510.020.886.5270.085.7102.7915.029.485.4475.088.5100.75

15、20.037.284.4080.091.298.8425.044.283.3385.093.697.1330.050.782.2590.095.995.5835.056.681.1195.098.094.0940.061.980.6697.098.892.6945.066.780.2199.099.6191.4050.071.380.10100.0100.0利用上表中的數(shù)據(jù)，用數(shù)值插值法確定。2.2.2氣相組成的求解根據(jù)所求溫度，利用表2-1，采用插值法求得各氣相組成：塔頂氣相組成：利用表2-1直接查得進(jìn)料板處氣相組成：塔底氣相組成2.2.3平均分子式量的求解物料相對(duì)平均分子量：2.2.4物系

16、中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)的求解塔體主要部位液相組成中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)的計(jì)算：設(shè)苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為m%,其相應(yīng)液相的摩爾分率為x，分別把帶入求得：液相中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為2.2.5物系密度的求解表2-2 苯-甲苯密度18090100110120815803.9792.5780.3768.9810800.2790.3780.3770.0利用上表中數(shù)據(jù)利用數(shù)值差值法確定進(jìn)料溫度，塔頂溫度，塔底溫度下的苯與乙醇的密度：12.2.6物系表面張力的求解表2-3 苯-甲苯的表面張力1809010011012021.2720.0618.8517.6616.4921.6920.5919.9418.4117.31利用上表采用插值法求得

17、：2.2.7相對(duì)揮發(fā)度的求解 2.3板數(shù)的確定 2.3.1最小回流比及操作回流比的求解氣液相平衡方程為： 進(jìn)料線方程為：聯(lián)立兩方程求得交點(diǎn)e的坐標(biāo)為: 分析一定板數(shù)下的最小回流比可得：表2-4NTR122.855132.463142.188152.029161.869171.782181.710191.652201.609作圖可得： R=1.9Rmin=1.9×0.8854=1.682.3.2理論板數(shù)的求解精餾段操作線方程為：提餾段操作線方程為：氣液平衡線方程為：采用逐板法求解得：表2-5 塔板氣液相組成板上液相組成板上氣相組成X10.9518 Y10.9800 X20.9084 Y

18、20.9609 X30.8457 Y30.9315 X40.7635 Y40.8890 X50.6685 Y50.8333 X60.5730 Y60.7689 X70.4898 Y70.7042 X80.4259 Y80.6479 X90.3689 Y90.5917 X100.2960 Y100.5105 X110.2166 Y110.4067 X120.1435 Y120.2936 X130.0862 Y130.1896 X140.0465 Y140.1079 X150.0214 Y150.0514 精餾段理論板數(shù)為七，第八塊板為加料板，全塔板數(shù)為十五（包括塔底再沸器）2.3.3物系黏度的求

19、解表2-6 苯-甲苯的黏度180901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2450.228塔頂液相的黏度：加料板出液相的黏度：塔底液相的黏度：精餾段液相平均黏度：提餾段液相平均黏度：全塔液相平均黏度：2.3.4實(shí)際板數(shù)的求解精餾段效率：提餾段效率：全塔效率：精餾段實(shí)際板數(shù)：提餾段實(shí)際板數(shù)：全塔實(shí)際板數(shù)：有上述計(jì)算可知：精餾段實(shí)際板數(shù)取14，提餾段實(shí)際板數(shù)為14（包括塔底再沸器），全塔板數(shù)為28（包括塔底再沸器）2.4.塔氣液相負(fù)荷的求解2.4.1氣相密度的求解氣相密度的計(jì)算：取單板壓降為0.7kpa精餾段平均操作壓強(qiáng)為：提餾段平均

20、操作壓強(qiáng)為：精餾段氣體平均密度：提餾段氣體平均密度：2.4.2塔氣液負(fù)荷的求解第三章熱量衡算3.1物系熱量常數(shù)的求解3.1.1物系汽化潛熱的求解表3-1苯-甲苯汽化潛熱18090100110120394.1386.9379.3371.5363.2379.9373.8367.6361.2354.6利用上表采用插值法求解：塔頂溫度加料板處：3.1.2物系熱容的求解表3-2 苯-甲苯的熱容2溫度t/708090100110CPA/卡/（克分子·）31.53035.09835.76936.44137.292CPB/卡/（克分子·）41.11841.86642.61543.36344

21、.4971卡/克分子·=4.18585J/(mol·)=4.18585kJ/(kmol·)塔頂溫度3.2熱量衡算3.2.1原料預(yù)熱溫度的求解采用試差法求得原料的預(yù)熱溫度為：100.31表3-3 苯-甲苯汽化潛熱2溫度t/708090100110A/卡/克分子74827353721870776930B/卡/克分子84798349821680807939該溫度下通過試差法求得：以上數(shù)據(jù)參與熱量的計(jì)算。3.2.2熱量的求解第四章精餾塔的初步設(shè)計(jì)4.1塔徑的計(jì)算與選擇的求解（1）精餾段：插圖10-423可得：（2）提餾段：插圖10-423可得：4.2溢流裝置 插圖10-4

22、03可得：4.3塔板布置（1）取塔板分布數(shù)為：4（2）邊緣區(qū)寬度的確定： (3)開孔區(qū)面積計(jì)算故(4)篩孔數(shù)n與開孔率： 第五章篩板流體力學(xué)驗(yàn)算5.1塔板壓降（1）干板阻力計(jì)算干板阻力由式計(jì)算由，查干篩孔的流量系數(shù)圖得（2）氣體通過液層的阻力計(jì)算由式 ： 計(jì)算查10-47【10】液層充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得（3）液體表面張力的阻力計(jì)算氣體通過每層塔板的液柱高度 可按下式計(jì)算，即氣體通過每層塔板的壓降為 5.2.液面落差對(duì)于的篩板塔，液面落差很小，可忽略液面落差的影響。本設(shè)計(jì)的,故液面落差可忽略不計(jì)。5.3.霧沫夾帶液沫夾帶量由式計(jì)算故本設(shè)計(jì)液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)5.4.漏液對(duì)于篩板,

23、漏液點(diǎn)氣速 可由式：計(jì)算 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷內(nèi)不會(huì)產(chǎn)生過量漏液5.5.漏液為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高度 應(yīng)服從式 的關(guān)系苯-甲苯物系屬一般物系,取 則精餾段：提餾段：故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象.第六章塔板負(fù)荷性能圖6.1.漏液線由 得 ： 整理得 在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算值結(jié)果列于表中0.00100.00250.0040.00550.0070.00850.67320.69710.71570.73170.74600.7591整理得 0.00100.00250.0040.00550.0070.00850.60590.62890.64680.66210.67570.6882由上表數(shù)據(jù)

24、即可作出漏液線6.2.液沫夾帶線取 為極限,由 整理得：在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè) 值, 依上式計(jì)算 值結(jié)果列于表中0.00100.00250.0040.00550.0070.00852.36412.23082.12342.02901.94301.8629整理得：0.00100.00250.0040.00550.0070.00852.44992.31912.21392.12142.03701.9585由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線 6.3.液相負(fù)荷下限對(duì)于平直堰,取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn).由式取E=1,則由此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限.6.4.液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中

25、停留時(shí)間,由式 故由此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限6.5.液泛線由; 在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算結(jié)果列于表中0.00100.00250.0040.00550.0070.00852.38612.27342.15122.00771.83401.6183由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算結(jié)果列于表中0.00100.00250.0040.00550.0070.00852.27562.18622.10172.01421.91971.81576.6.負(fù)荷性能圖及操作彈性（1）根據(jù)以上各線方程,可做出篩板塔精餾段的負(fù)荷性能圖如圖所示：在負(fù)荷性能圖上,作出操作點(diǎn),

26、連接,即作出操作線.由圖可知 故精餾段操作彈性為： （2）篩板塔提餾段的負(fù)荷性能圖如圖所示：在負(fù)荷性能圖上,作出操作點(diǎn) , 連接 ,即作出操作線.由圖可知 故精餾段操作彈性為：第七章 塔總高度的計(jì)算7.1.塔頂封頭 本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，公稱直徑由附錄得： 內(nèi)表面及 容積則封頭高度 7.2.塔頂空間 取塔頂空間，考慮到需要安裝除沫器，所以取塔頂空間為1.0m.7.3.塔底空間 取釜液停留時(shí)間為5min，取塔底頁(yè)面至最下一層塔板之間的距離為1.0m,則： 所以 7.4.人孔 由于人孔，為安裝檢修需要，一般每隔68塊塔板設(shè)置一個(gè)人孔，本塔有塔板28塊，所以設(shè)置4個(gè)人孔，每個(gè)人孔直徑為450mm，設(shè)

27、置人孔處塔板間距為。7.5.進(jìn)料板間距考慮進(jìn)口處安裝防沖設(shè)施，取進(jìn)料板處間距為HF=800mm。7.6.群座塔底常用裙座支撐，本設(shè)計(jì)采用圓筒形裙座，裙座內(nèi)徑>800mm，故裙座壁厚取16mm基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整后：=1200mm =2000mm 考慮到再沸器：7.7.全塔總高塔體總高度：第八章塔的接管8.1.進(jìn)料管的計(jì)算與選擇 取 故： 所以由附錄得，輸送液體用無縫鋼管常用規(guī)格品種，選取規(guī)格的熱軋無縫鋼管。8.2.回流管的計(jì)算與選擇采用直管回流，取 則:選取規(guī)格的熱軋無縫鋼管8.3.塔底液相出塔管的計(jì)算與選擇采取直管出料，取 則：選取規(guī)格的熱軋無縫鋼管8.4. 塔頂蒸汽出料管的計(jì)

28、算與選擇采取直管出料，取 則：選取規(guī)格的熱軋無縫鋼管8.5.塔底蒸汽出料管的計(jì)算與選擇采用直管進(jìn)氣，取 則：選取規(guī)格的熱軋無縫鋼管計(jì)算結(jié)果匯總項(xiàng)目符 號(hào)單 位計(jì)算數(shù)據(jù)備注精餾段提餾段各段平均壓力PmkPa106.225115.675各段平均溫度tm86.865101.47平均流量氣 相Vsm3/s1.4921.272液 相Lsm3/s0.003120.00536實(shí)際塔板數(shù)N塊1414板間距HTm0.340.34塔的有效高度Zm14.85塔的實(shí)際高度Hm18.87塔徑Dm1.61.6實(shí)際空塔氣速um/s0.940.81溢流裝置堰長(zhǎng)lWm1.0561.056單溢流弓形降液管平形受液盤平形溢流堰堰高

29、hWm0.0460.04堰液層高度Howm0.01330.016降液管的寬度Wdm0.1740.174降液管的面積Afm20.1110.111降液管底隙高度h0m0.0220.004板上清液層高度hLm0.060.06孔徑d0m0.0050.005正三角形排列孔間距tm0.0150.015孔數(shù)n個(gè)7844開孔面積A0m20.1540.154篩孔氣速u0m/s9.6908.260塔板壓降hPkPa0.0670.0622液體在降液管停留時(shí)間s64穩(wěn)定系數(shù)K1.7621.60霧沫夾帶evkg液/kg氣0.10.1液相負(fù)荷下限線Ls,minm3/s0.0009080.000908相液負(fù)荷上限線Ls,m

30、axm3/s0.01110.0111氣相最大負(fù)荷Vs，maxm3/s2.031.87氣相最小負(fù)荷Vs，minm3/s0.60.67操作彈性3.023.12符號(hào)說明Aa塔板開孔區(qū)面積，m2； Af降液管截面積，m2； A0篩孔總面積，m2； AT塔截面積，m2； C0流量系數(shù)，無因次； C計(jì)算umax時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，m/s；Cs氣相負(fù)荷因子，m/s； d0篩孔直徑，m；D塔徑，m；eV液沫夾帶量,kg(液)/kg(氣)； E液流收縮系數(shù)，無因次;F氣相動(dòng)能因子，kg1/2/(s·m1/2)； F0篩孔氣相動(dòng)能因子，kg1/2/(s·m1/2)； hl進(jìn)口堰與降液管間的水平距離，m； hc與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱； hd與液體流過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺： hl與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m； hL板上清液層高度，m； h0降液管的底隙高度，m； how堰上液層高度，m； hw溢流堰高度，m； hw進(jìn)口堰高度，m； h與克服的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m； H板式塔高度; Hd降液管內(nèi)清液層高度，m； HT塔板間距，m； K穩(wěn)定系數(shù)，無因次； lW堰長(zhǎng)，m； Lh液體體積流量，m3/h； LS液體體積流量，m3/s； n篩孔數(shù)目； NT理論板層數(shù)； P操作壓力，Pa； P壓力降，Pa；