分離苯甲苯浮閥精餾塔的設(shè)計(jì)

1、濱州學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)濱 州 學(xué) 院化工原理課程設(shè)計(jì)題 目 分離苯-甲苯浮閥精餾塔的設(shè)計(jì) 系 （院） 化學(xué)與化工系 專(zhuān) 業(yè) 應(yīng)用化工技術(shù) 班 級(jí) 學(xué)生姓名 學(xué) 號(hào) 指導(dǎo)教師 職 稱(chēng) 講師 2013 年 12月 25 日化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)一、設(shè)計(jì)題目苯甲苯連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)二、原始數(shù)據(jù)及條件 生產(chǎn)能力：年處理苯甲苯混合液：F0=100000噸（開(kāi)工率7200小時(shí)/年） 原 料：苯的含量Xf0為50%（質(zhì)量百分比，下同）的常溫液體 分離要求：塔頂苯的含量Xd0不低于95% 塔底苯的含量Xw0不高于3% 建廠地址： 三、設(shè)計(jì)要求（一）編制一份設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)，主要內(nèi)容包括：1、前言2、流程的確定和說(shuō)明（

2、附流程簡(jiǎn)圖）3、生產(chǎn)條件的確定和說(shuō)明4、精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算5、附屬設(shè)備的選型和計(jì)算6、設(shè)計(jì)結(jié)構(gòu)列表7、設(shè)計(jì)結(jié)果的討論和說(shuō)明8、注明參考和使用的設(shè)計(jì)資料9、結(jié)束語(yǔ)（二）繪制一個(gè)帶控制點(diǎn)的工藝流程圖（三）繪制精餾塔的工藝條件圖2目 錄摘 要4第 1 章 緒論51.1 設(shè)計(jì)流程51.2 設(shè)計(jì)思路51.3 產(chǎn)品濃度的計(jì)算71.4 平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算71.5 最小回流比的計(jì)算和適宜回流比的確定81.6 物料衡算91.7 精餾段和提餾段操作線方程91.8 逐板法確定理論板數(shù)及進(jìn)料位置（編程）91.9 全塔效率、實(shí)際板數(shù)及實(shí)際加料位置10第 2 章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算112.1 物性數(shù)據(jù)計(jì)算112

3、.2 精餾塔主要工藝尺寸的計(jì)算132.3 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算152.4 塔板流體力學(xué)校核182.5 塔板符合性能圖20第 3 章 熱量衡算243.1 熱量衡算示意圖243.2 熱量衡算24第 4 章 塔附屬設(shè)備的計(jì)算284.1 筒體與封頭284.2 除沫器284.3 裙座284.4 手孔284.5 塔總體高度的設(shè)計(jì)284.6 換熱器（進(jìn)料預(yù)熱器或產(chǎn)品冷卻器）的設(shè)計(jì)計(jì)算294.7 進(jìn)料管的設(shè)計(jì)304.8 泵的選型304.9 貯罐的計(jì)算31第 5 章 結(jié)論325.1 結(jié)論325.2 主要數(shù)據(jù)結(jié)果總匯32結(jié)束語(yǔ)33參考文獻(xiàn)34附錄1主要符號(hào)說(shuō)明35附錄2 程序框圖 373濱州學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)

4、摘 要本次化工原理課程設(shè)計(jì)，設(shè)計(jì)出了苯甲苯得分離設(shè)備連續(xù)浮閥式精餾塔。進(jìn)料摩爾分?jǐn)?shù)為0.54，使塔頂產(chǎn)品苯的摩爾含量達(dá)到0.95，塔底釜液摩爾分?jǐn)?shù)為0.03。綜合工藝方便，經(jīng)濟(jì)及安全多方面考慮，本設(shè)計(jì)采用了浮閥式塔板對(duì)苯甲苯溶液進(jìn)行分離提純。按照逐板法計(jì)算理論塔板數(shù)為13塊，其中精餾段塔板數(shù)為5塊，提餾段塔板數(shù)為8塊。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)是算得全塔效率為0.544，塔頂使用全凝器，泡點(diǎn)回流。精餾段實(shí)際板數(shù)為9塊，提餾段實(shí)際板數(shù)為12塊，實(shí)際加料板位置在第9塊板。由精餾段的工藝計(jì)算得到塔經(jīng)0.3m，塔總高19.50m。通過(guò)流體力學(xué)驗(yàn)算表明此塔的工藝尺寸符合要求，由負(fù)荷性能圖可以看出此精餾塔有較好的操做性能，

5、精餾段操作彈性為1.48。塔的附屬設(shè)備中，所有管線均采用無(wú)縫鋼管，預(yù)熱器采用管殼式換熱器。用100飽和水蒸氣加熱，飽和水蒸氣走殼程，進(jìn)料液走管程。關(guān)鍵詞：苯甲苯 浮閥精餾 逐板計(jì)算 負(fù)荷36第 1 章 緒論1.1 設(shè)計(jì)流程本設(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)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)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(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.6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。設(shè)計(jì)流程框圖如下：精餾塔主要

6、工藝尺寸的設(shè)計(jì)精餾塔的工藝設(shè)計(jì)熱量衡算塔的附屬設(shè)備及主要附件的選型繪制工藝流程圖和工藝條件圖任務(wù)書(shū)上規(guī)定的生產(chǎn)任務(wù)長(zhǎng)期固定，適宜采用連續(xù)精流流程。貯罐中的原料液用機(jī)泵加入精餾塔；塔釜再沸器用低壓蒸汽作為熱源加熱料液；精餾塔塔頂設(shè)有全凝器，冷凝液部分利用重力泡點(diǎn)回流；部分連續(xù)采出到產(chǎn)品罐。簡(jiǎn)易流程如下，具體流程見(jiàn)附圖。5432F1WDF2FF1-原料罐，2-進(jìn)料罐，3-苯、甲苯精餾塔，4-塔頂全凝器，5-再沸器1.2 設(shè)計(jì)思路本次課程設(shè)計(jì)的任務(wù)是設(shè)計(jì)苯甲苯精餾塔，塔型為浮閥式板塔，進(jìn)料為兩組份進(jìn)料，且苯與甲苯的揮發(fā)度有明顯差別，可用一個(gè)塔進(jìn)行精餾分離。要分離的組分在常壓下均是液體，因此操作在常壓

7、下即可進(jìn)行，進(jìn)料為泡點(diǎn)進(jìn)料，需預(yù)熱器。同時(shí)在塔頂設(shè)置冷凝器，在塔底設(shè)置再沸器，由于塔頂不許汽相出料，故采用全凝，又因所設(shè)計(jì)的塔較高，應(yīng)用泵強(qiáng)制回流。1.2.1加料方式本設(shè)計(jì)的加料方式為泡點(diǎn)進(jìn)料。1.2.2加熱方式本設(shè)計(jì)的加熱方式為塔底間接加熱。1.2.3回流比的選擇選擇操作回流比為最小回流比的1.6倍。1.2.4塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇冷凝方式為全凝,冷卻介質(zhì)為冷水。1.2.5設(shè)計(jì)流程圖連續(xù)精餾裝置一般包括精餾塔、冷凝器、再沸器以及原料預(yù)熱器,如圖。除此之外,還應(yīng)確定全凝器或是分凝器,再沸器采用直接加熱還是間接加熱,另外根據(jù)熱能的利用情況決定是否采用原料預(yù)熱器。精餾塔的工藝設(shè)計(jì)1.

8、3 產(chǎn)品濃度的計(jì)算M苯=78.11 ， M甲苯=92.14摩爾分?jǐn)?shù)XF=XD=XW=摩爾質(zhì)量MF=XFM苯+（1-XF）M甲苯=0.54kg/kmol 1.4 平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算溫度計(jì)算表2.1苯甲苯的氣液平衡與溫度的關(guān)系表1溫度/0C苯/%(mol分率)溫度/0C苯/%(mol分率)溫度/0C苯/%(mol分率)液相氣相液相氣相液相氣相110.60095.239.761.884.480.391.4106.18.821.292.148.971.082.390.395.7102.220.037.089.459.278.981.295.097.998.630.050.086.870.085.38

9、0.2100.0100.0用內(nèi)插法求得、 : : :故由上塔頂溫度氣相組成 進(jìn)料溫度氣相組成 塔底溫度氣相組成 由上溫度和氣相組成來(lái)計(jì)算相對(duì)揮發(fā)度則精餾段平均相對(duì)揮發(fā)度 提餾段平均相對(duì)揮發(fā)度1.5 最小回流比的計(jì)算和適宜回流比的確定2.2.1 最小回流比的計(jì)算由Antonie方程 ，溫度T時(shí)的飽和蒸汽壓T溫度，KA,B,CAntonie常數(shù)表2.2 1ABC苯16.01373096.52-53.67甲苯15.90082788.51-52.36則 ： 故 最小回流比即為2.2.2 適宜回流比的確定設(shè)計(jì)中令回流比1.6 物料衡算F : 進(jìn)料量（Kmol/s） =0.54 原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）

10、D ：塔頂產(chǎn)品流量（Kmol/s） =0.957 塔頂組成W ：塔底殘夜流量（Kmol/s） =0.035塔底組成進(jìn)料量 ：物料衡算式為 ： 因R=1.78表2.3物料衡算結(jié)果表1物料流量（kmol/s）組成進(jìn)料F0.045苯 0.54甲苯 0.46塔頂產(chǎn)品D0.0246苯 0.957甲苯 0.043塔底殘夜W0.0204苯 0.035甲苯 0.965表2.4 物料衡算結(jié)果表2物料物流（kmol/s）精餾段上升蒸汽量0.0829提餾段上升蒸汽量0.0829精餾段下降液體量0.0582提餾段下降液體量0.10321.7 精餾段和提餾段操作線方程精餾段操作線方程 ：（1）提餾段操作線方程 ： （2

11、）1.8 逐板法確定理論板數(shù)及進(jìn)料位置（編程）因，得出相平衡方程或（3）又因?yàn)樗斢腥?，所以代入相平衡方程得代入?）式得再代入（3）式得 反復(fù)計(jì)算得將x6（2）式得y7=0.6544代入（3）得x7=0.4243 反復(fù)計(jì)算得y8=0.5406,x8=0.3300 y9=0.4097,x9=0.2201y10=0.2751,x10=0.1377y11=0.1628,x11=0.0732y12=0.0842,x12=0.036y13=0.0358,x13=0.0149<0.035總理論板數(shù)為13塊（包括再沸器），第6塊板加料，精餾段需5塊板，提餾段需8塊。1.9 全塔效率、實(shí)際板數(shù)及實(shí)

12、際加料位置板效率用奧康奈爾公式 計(jì)算塔頂與塔釜平均溫度為t=95.575時(shí)，由化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)查得則故即全塔效率則精餾段實(shí)際板數(shù) 提餾段實(shí)際板數(shù)故實(shí)際板數(shù)為，實(shí)際加料位置為第10塊塔板。第 2 章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算2.1 物性數(shù)據(jù)計(jì)算3.1.1 操作壓強(qiáng)的計(jì)算塔頂操作壓力取每層塔板壓降為進(jìn)料板壓力塔底壓力精餾段平均壓力提餾段平均壓力3.1.2 操作溫度的計(jì)算因則精餾段平均溫度 提餾段平均溫度3.1.3 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由相平衡方程得，則進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算精餾段平均摩爾質(zhì)量計(jì)算提餾段平均摩爾質(zhì)量計(jì)算3.1.4 液體平均粘度的計(jì)算液體平

13、均粘度依計(jì)算時(shí)，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得進(jìn)料板液體平均粘度的計(jì)算時(shí)，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得塔底液體粘度計(jì)算時(shí)，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得精餾段液相平均粘度為：提餾段液相平均粘度為：3.1.5 平均密度的計(jì)算（1）氣相平均密度的計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即精餾段提餾段（2）液相平均密度的計(jì)算液相平均密度依又時(shí)，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得進(jìn)料板，由加料板液相組成，則時(shí)，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得時(shí)，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得故精餾段平均液相密度為 提餾段平均液相密度為3.1.6 液相平均表面張力的計(jì)算有公式計(jì)算塔頂液相平均表面張力計(jì)算時(shí)，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得進(jìn)料板液相平均表面張力計(jì)算時(shí)，查化學(xué)化工

14、物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得塔底液相平均表面張力時(shí)，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得精餾段平均表面張力為提餾段平均表面張力為2.2 精餾塔主要工藝尺寸的計(jì)算3.2.1 塔徑的計(jì)算氣液相體積流量為精餾段：提餾段：則，精餾段由,C可由：則 ,圖3-1.史密斯關(guān)聯(lián)圖1查史密斯關(guān)聯(lián)圖得,取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=0.3m塔截面積為實(shí)際空塔氣速為同理提餾段：由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得，圖的橫坐標(biāo)為：取板間距板上液層高度,則，查史密斯關(guān)聯(lián)圖得取安全系數(shù)為0.7，則按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后塔截面積為實(shí)際空塔氣速為：3.2.2 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為提餾段有效高度為故精餾塔的有效高度為:2.3 塔板主要工

15、藝尺寸的計(jì)算3.3.1 溢流裝置計(jì)算選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)，各項(xiàng)計(jì)算如下：(1)堰長(zhǎng)取(2)溢流堰高度精餾段：由,選用平直堰，堰上液層高度近似取E=1，則取板上層清液高度,則：提餾段：取(3)弓形降液管高度和截面積精餾段：由，圖3-2.弓形降液管的寬度和面積5查弓形降液管的參數(shù)圖得：驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即：故降液管設(shè)計(jì)合理提餾段：因則，故降液管設(shè)計(jì)合理。（4）降液管底隙高度取降液管底隙的流速，則精餾段：提餾段： 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理，選用凹形受液盤(pán)，深度3.3.2 塔板布置本設(shè)計(jì)塔徑取閥孔動(dòng)能因子,則精餾段孔速取每層塔板上浮閥數(shù)目為：取邊緣區(qū)寬度,破沫區(qū)寬度計(jì)算塔板上

16、的鼓泡區(qū)面積，即：同理提餾段孔速每層塔板上的浮閥數(shù)目為：取邊緣區(qū)寬度為，破沫區(qū)寬度因故塔板上的鼓泡區(qū)面積取孔心距t=75mm，采用正三角形叉排繪制排列圖的浮閥數(shù)功能因數(shù),則：精餾段:塔板開(kāi)孔率為：提餾段:塔板開(kāi)孔率為：2.4 塔板流體力學(xué)校核3.4.1 干板阻力氣體通過(guò)塔板的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，依?jù)計(jì)算塔板壓降精餾段：因，故：提餾段：因，故：3.4.2 塔板清液層阻力，克服表面張力由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)，已知板上液層高度，所以則，精餾段換算成單板壓強(qiáng)降提餾段換算成單板壓降3.4.3 淹塔（液泛）為了防止發(fā)生淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度，單層氣體通過(guò)塔板壓降

17、所相當(dāng)?shù)囊褐叨龋壕s段：提餾段：液體通過(guò)降液管的壓頭損失：精餾段：提餾段：板上液層高度：精餾段，則提餾段，則：取已選定則，精餾段,所以符合防止淹塔的要求提餾段,所以符合防止淹塔的要求。3.4.4 物沫夾帶由公式：泛點(diǎn)率=板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度：板上液流面積：圖3-3 泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)1則精餾段：取物性系數(shù)K=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖查得，帶入公式有：泛點(diǎn)率提餾段：取系數(shù)K=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖查得泛點(diǎn)率物沫夾帶是指下層塔板上產(chǎn)生霧滴被上升氣流帶到上層塔板上的現(xiàn)象，物沫夾帶將導(dǎo)致塔板效率下降。為了避免物沫夾帶過(guò)量，應(yīng)使每千克上升氣體中帶到上層塔板的液體量控制在一定范圍內(nèi)，才能保證一定的生產(chǎn)能力和塔板效率

18、。物沫夾帶量應(yīng)滿足小于0.1kg(液)/kg(干氣體)的要求。對(duì)于大塔徑泛點(diǎn)需控制在80%以下，從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率低于80%，所以物沫夾帶滿足要求。2.5 塔板符合性能圖3.5.1 物沫夾帶線泛點(diǎn)率=據(jù)此可做出負(fù)荷性能圖的物沫夾帶線。按泛點(diǎn)率80%計(jì)算：精餾段整理得： 由上式可知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)取兩個(gè)：表3-1物沫夾帶曲線表100.010.0680.012提餾段整理得：在操作范圍內(nèi)取兩個(gè):表3-2物沫夾帶曲線表200.010.0620.0103.5.2 液泛線由此確定液泛線，忽略式中精餾段整理得提餾段 整理得在操作范圍內(nèi)，任取若干個(gè)值，算出相應(yīng)的值表3-3液泛線精餾

19、段提餾段00.14300.1340.00020.1380.00020.1300.00050.1260.00050.1260.00080.1050.00080.121 3.5.3 液相負(fù)荷上限液體的最大流量應(yīng)保證激昂也管中停留時(shí)間不低于3-5s液體降液管內(nèi)停留時(shí)間-5s以=5s為液體在降液管中停留時(shí)間的下限,則= 3.5.4 漏液線對(duì)于型重閥,依=5作為規(guī)定氣體最小符合的標(biāo)準(zhǔn)，則 精餾段 提餾段 3.5.5 液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度=0.006m，作為液相負(fù)荷下限條件，依=0.006，計(jì)算出的下限值以此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣體流量無(wú)關(guān)的豎直線：取E=1.0,則由以上1-5作出塔板負(fù)荷

20、性能圖圖3-4精餾段塔板負(fù)荷性能圖圖3-5提留段塔板負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可看出(1) 在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P（設(shè)計(jì)點(diǎn)）處在適宜操作區(qū)的適中位置。(2) 踏板的氣相負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下線由漏液控制。(3) 按照固定的液氣比由塔板負(fù)荷性能圖查出踏板的氣相負(fù)荷上限（=0.068（0.0625）/s，氣相負(fù)荷下限=0.032（0.030）/s ，所以精餾段操作彈性為，提餾段操作彈性為第 3 章 熱量衡算3.1 熱量衡算示意圖3.2 熱量衡算4.2.1 加熱介質(zhì)的選擇選擇飽和水蒸氣，溫度133.3，工程大氣壓為300KPa原因：水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道，飽和水蒸

21、氣冷凝放熱值大，而水蒸氣壓力越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相應(yīng)越小，但水蒸氣不宜太高。4.2.2 冷卻劑的選擇本設(shè)計(jì)建廠選在吉林，平均氣溫為25，故選用25的冷卻水，溫升10，即冷卻水的出口溫度為35。4.2.3 熱量衡算（1）冷凝器的熱負(fù)荷蒸發(fā)潛化熱的計(jì)算：蒸發(fā)潛化熱與溫度的關(guān)系：式中蒸發(fā)潛熱 對(duì)比溫度表4.1 沸點(diǎn)下蒸發(fā)潛熱列表6物質(zhì)沸點(diǎn)/蒸發(fā)潛熱苯80.01393.9562.10甲苯110.63363591.72由表2.1使用內(nèi)插法，計(jì)算出由上知,故由Pitzer偏心因子法式中偏心因子 對(duì)比溫度故：式中塔頂上升蒸汽的焓塔頂溜出液的焓又式中塔頂液體質(zhì)量分?jǐn)?shù)R=1.78(2）冷卻水消耗量式中冷卻

22、水消耗量，kg/s冷卻介質(zhì)在平均溫度下的比熱容，kJ/(kg)冷卻戒指在冷凝器進(jìn)出口的溫度，故此溫度下冷卻水的比熱容，所以：（3）加熱器熱負(fù)荷及全塔熱量衡算表4.2 苯、甲苯液態(tài)比熱容6溫度苯甲苯01.5071.630201.7161.681401.7671.757601.8281.834801.8811.9021001.9531.9701202.0472.073表4.3 計(jì)算得苯、甲苯在不同溫度下混合物的比熱容物質(zhì)塔頂塔釜進(jìn)料精餾段提餾段苯1.8851.9991.9341.9091.964甲苯1.9062.0211.9521.9291.982由表4.3 ，精餾段 ：苯：甲苯：提餾段：苯：甲苯

23、：塔頂流出液的比熱容：塔釜溜出液的比熱容：以進(jìn)料焓，即時(shí)的焓值為基準(zhǔn)：對(duì)全塔進(jìn)行熱量衡算：塔釜熱損失為10%，則故式中加熱器理想熱負(fù)荷加熱器實(shí)際熱負(fù)荷塔頂溜出液帶出熱量塔底溜出液帶出熱量加熱蒸汽消耗量：查得故 表4.4 熱量衡算結(jié)果表符號(hào)數(shù)值44.911.060-0.0150.02449.910.023第 4 章 塔附屬設(shè)備的計(jì)算4.1 筒體與封頭筒體 壁厚選4mm，所選材質(zhì)為。封頭 選取橢圓形封頭，由公稱(chēng)直徑300mm，查得曲面高度，直邊高度，故選用封頭4.2 除沫器空塔氣速較大，塔頂帶液嚴(yán)重以及工藝過(guò)程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)

24、備的正常操作。這里選用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大，質(zhì)量輕，空隙大及實(shí)用方便等優(yōu)點(diǎn)。設(shè)計(jì)氣速選取：,系數(shù)除沫器直徑：故選取不銹鋼除沫器，類(lèi)型：標(biāo)準(zhǔn)型，規(guī)格40-100，材料：不銹鋼絲網(wǎng)（1Cr18Ni9Ti），絲網(wǎng)尺寸，圓絲4.3 裙座塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)垢性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。裙座內(nèi)徑為300mm,取裙座壁厚16mm，則基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：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取2m，地角螺栓直徑去。4.4 手孔由于本次設(shè)計(jì)的塔徑較小，所以應(yīng)設(shè)置手孔。手孔的設(shè)置應(yīng)便于人的手臂可以伸入塔內(nèi)，

25、一般每隔45m才設(shè)一個(gè)手孔，本塔中共34塊板，須設(shè)5個(gè)手孔，每個(gè)孔直徑為100mm。4.5 塔總體高度的設(shè)計(jì)5.4.1塔頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚拥剿敺忸^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。5.4.2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(pán)到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時(shí)間取10min。 5.4.3 塔總體高度4.6 換熱器（進(jìn)料預(yù)熱器或產(chǎn)品冷卻器）的設(shè)計(jì)計(jì)算5.5.1 冷卻器選取管殼式冷凝器，冷凝水循環(huán)與氣體方向相反，即逆流式。當(dāng)氣體流入冷凝器時(shí)，使其液膜厚度減薄，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費(fèi)用。 取冷凝器傳熱系數(shù)：，又吉

26、林地區(qū)平均溫度25，10對(duì)于逆流： T 81.0682.25 t 2535故冷凝器冷凝面積：表5.1 選取的冷凝器參數(shù)表7公稱(chēng)直徑/mm管程數(shù)管數(shù)管長(zhǎng)/mm換熱面積/公稱(chēng)壓力/159113200025注：摘自金屬設(shè)備上冊(cè)P118表2-2-5和P135表2-2-8標(biāo)準(zhǔn)圖號(hào)：JB1145-71-2-38 設(shè)備型號(hào)G273I-25-55.5.2 加熱器選用U型管加熱器，經(jīng)處理后，放在塔釜內(nèi)。蒸汽選擇133.3飽和水蒸氣，傳熱系數(shù)：由熱量衡算知換熱面積表5.2 所選加熱器參數(shù)表7公稱(chēng)直徑/mm管程數(shù)管數(shù)管長(zhǎng)/mm換熱面積/公稱(chēng)壓力/159113200025注：摘自金屬設(shè)備上冊(cè)P118表2-2-5和P1

27、35表2-2-8標(biāo)準(zhǔn)圖號(hào)：JB1145-71-2-39 設(shè)備型號(hào)：G273-25-44.7 進(jìn)料管的設(shè)計(jì)本次加料選擇高位槽加料，所以可取0.4-0.8m/s。本次取。，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得則式中進(jìn)料液質(zhì)量流量，kg/s進(jìn)料條件下的液體密度，圓整后表5.3 所選進(jìn)料管參數(shù)表8內(nèi)管外管半徑R內(nèi)管重/(kg/m)751201501.63注：摘自浮閥塔P197表5-34.8 泵的選型 為確定泵輸送一定流量所需的揚(yáng)程H，應(yīng)對(duì)輸送系統(tǒng)進(jìn)行機(jī)械能衡算，這里選擇原料罐內(nèi)的液面與進(jìn)料口處的管截面建立機(jī)械能衡算式： 式中：Z兩截面處位頭差 兩截面處?kù)o壓頭差 兩截面處動(dòng)壓頭差 直管阻力 管件、閥門(mén)局部阻力 流體

28、流經(jīng)設(shè)備的阻力對(duì)進(jìn)料管可取1.5-2.5m/s取，提升壓頭設(shè)料液表面至加料空位置為10m，管長(zhǎng)為20m，有兩個(gè)彎頭，在原料液內(nèi)的液面與進(jìn)料口建立機(jī)械能衡算：表8-3泵的參數(shù)表7流量/揚(yáng)程/H/m轉(zhuǎn)數(shù)/r/min葉輪直徑/mm允許吸上真空度/m效率/%6.015.734001257.553設(shè)備型號(hào)：4.9 貯罐的計(jì)算以回流罐為例，回流罐通過(guò)的物流量設(shè)凝液在回流罐中停留的時(shí)間為10min，罐的填充系數(shù)為0.7，則該罐的容積V計(jì)算如下故回流罐容積可取V=0.3第 5 章 結(jié)論5.1 結(jié)論我們的課程設(shè)計(jì)任務(wù)：苯-甲苯浮閥式連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)在歷時(shí)進(jìn)5個(gè)星期后，終于完成了。這次對(duì)苯-甲苯浮閥式連續(xù)精餾塔的

29、設(shè)計(jì)，我們了解任務(wù)設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容，掌握了它的主要程序和方法，培養(yǎng)了分析和解決工程實(shí)際問(wèn)題的能力，更重要的是樹(shù)立正確的設(shè)計(jì)思想，加強(qiáng)了 個(gè)人的獨(dú)立完成任務(wù)的能力。根據(jù)4個(gè)多星期的數(shù)據(jù)計(jì)算處理，得出了一些主要的基本數(shù)據(jù)，由所選參數(shù)在進(jìn)行校核可知： 冷卻水消耗量Wc=Kg/h ，塔頂餾出液帶出熱量=-2617.96KJ/h ，塔底餾出液帶出熱量=5188.40KJ/h ，加熱蒸汽消耗量Wh = 101.47Kg/h。由精餾塔的附屬設(shè)備的計(jì)算可知：塔頂冷凝器的型號(hào)為G159I-25-2，塔底再沸器的型號(hào)為G273II-25-3。本次設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果均符合設(shè)計(jì)要求，故本次設(shè)計(jì)是合理的。5.2 主要數(shù)據(jù)結(jié)果總

30、匯表6.1 設(shè)計(jì)浮閥塔板的主要結(jié)果匯總表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì) 算 數(shù) 據(jù)精餾段提餾段塔徑m0.30.3板間距m0.450.45空塔氣速u(mài)m/s0.6480.618堰長(zhǎng)m0.240.24堰高m0.0560.0528板上清液層高度m0.060.06降液管底隙高m0.00550.014浮閥數(shù)99閥孔氣速m/s7.156.74浮閥動(dòng)能因子7.197.27臨界閥孔氣速m/s6.05.58孔心距tm0.0750.075單板壓降Pa621.31616.15降液管內(nèi)液層高度m0.13980.1407泛點(diǎn)率F%54.7358.11氣相負(fù)荷上限0.0680.0625氣相負(fù)荷下限0.0320.030操作彈性1.481.4

31、2塔板類(lèi)型單溢流弓形降液管結(jié)束語(yǔ)化工原理課程設(shè)計(jì)是化工原理教學(xué)中的一個(gè)環(huán)節(jié)，它要求對(duì)化工原理課程的各個(gè)方面都比較熟悉，特別是計(jì)算部分對(duì)化工原理課程掌握的要求度更高，并且對(duì)設(shè)備的選型及設(shè)計(jì)要有一定的了解，對(duì)化工繪圖能力要有一定的要求。通過(guò)這段期間的課程設(shè)計(jì)，我對(duì)化工原理設(shè)計(jì)有了進(jìn)一步的認(rèn)識(shí)，而且對(duì)化工原理精餾這一個(gè)章節(jié)的知識(shí)更加熟悉，可以說(shuō)是進(jìn)一步的鞏固了。此外，課程設(shè)計(jì)是對(duì)以往學(xué)過(guò)的知識(shí)加以檢驗(yàn)，它能夠培養(yǎng)我們理論聯(lián)系實(shí)際的能力，尤其是這次精餾塔設(shè)計(jì)更使我們深入的理解和認(rèn)識(shí)了化工生產(chǎn)過(guò)程，使我們所學(xué)的知識(shí)不局限于書(shū)本，并鍛煉了我的邏輯思維能力。設(shè)計(jì)過(guò)程中還培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，設(shè)計(jì)中的許多知識(shí)都

32、需要查閱資料和文獻(xiàn)，并要求加以歸納、整理和總結(jié)。通過(guò)自學(xué)及老師的指導(dǎo)，不僅鞏固了我所學(xué)的化工原理知識(shí),更極大地拓寬了我的知識(shí)面，讓我更加深刻地認(rèn)識(shí)到實(shí)際化工生產(chǎn)過(guò)程和理論的聯(lián)系和差別，這對(duì)將來(lái)的畢業(yè)設(shè)計(jì)及工作無(wú)疑將起到重要的作用。在此次化工原理設(shè)計(jì)過(guò)程中，我的收獲很大,感觸也很深，特別是當(dāng)遇到難題感到束手無(wú)策時(shí)就想放棄，但我知道那只是暫時(shí)的。在老師和同學(xué)們的幫助下，我克服了種種困難課程設(shè)計(jì)圓滿完成了。我更覺(jué)得學(xué)好基礎(chǔ)知識(shí)的重要性，以便為將來(lái)的工作打下良好的基礎(chǔ)。 在此，特別感謝老師的指導(dǎo)使得我的設(shè)計(jì)工作得以圓滿完成。此外，在設(shè)計(jì)過(guò)程中還得到了許多同學(xué)的熱心幫助，一并給以衷心的感謝！參考文獻(xiàn)1 王國(guó)勝.