年產(chǎn)量14616萬噸苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設計-畢業(yè)論文設計

1、(此文檔為word格式，下載后您可任意編輯修改！) 化工原理課程設計題目甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設計完成日期2021年7月4日目錄-9-9-9-10-10-11-11-11 最小回流比與操作回流比確定-11 精餾塔的氣液相負荷-13 精餾段及提餾段的操作線方程-13 操作回流比下理論板數(shù)確定-13-14 根底數(shù)據(jù)的求取-14 精餾段平均效率確實定及精餾段實際板數(shù)-16 提餾段平均效率確實定及提餾段實際板數(shù)-16全塔效率確實定及全塔實際板數(shù)-16-16-16 平均操作壓力的計算-16 平均操作溫度的計算-17 平均摩爾分子量的計算-17 液相平均外表張力的計算-17 氣液平均密度的計算-18 一液相

2、平均密度的計算-18 二氣相平均密度的計算-19 液相平均粘度的計算-19-19 塔徑的計算-19 精餾塔有效高度的計算-21-21 溢流裝置-21 一溢流堰長的計算-21 二溢流堰高度的計算-21 三降液管寬度和截面積的計算-22 四降液管底隙高度的計算-23 塔板布置問題-23 一邊緣區(qū)寬度與入口安定區(qū)高度選定-23 二開孔區(qū)面積計算-23 三篩孔的計算及排列-23-24 塔板壓降-24 一干板阻力計算-24 二液層阻力的計算-24 三液體外表張力阻力的計算-25 四總板阻力的計算-25 五塔板壓降的計算-25 液面落差-26 霧沫夾帶驗算-26 漏液驗算-26 液泛驗算-26-27 漏液

3、線確實定-27 液沫夾帶線確實定-27 液相負荷下限線確實定-28 液相負荷上限線確實定-28 液泛線確實定-29 精餾段塔板負荷性能圖的繪制及操作彈性的計算-30-31-31 平均操作壓力的計算-31 平均操作溫度的計算-31 平均摩爾分子量的計算-31 液體平均外表張力的計算-32 氣液平均密度的計算-32 一液相平均密度的計算-32 二氣相平均密度的計算-33 液體平均粘度的計算-33-33 提餾段塔徑的計算-33 提餾段有效高度的計算-34-34 溢流裝置-34 一溢流堰長的計算 -34 二溢流堰高的計算-35 三降液管寬度及截面積的計算-35 四液體在降液管內停留時間的計算-35 五

4、降液管底隙高度的計算-35 塔板布置-36 一邊緣區(qū)寬度與入口安定區(qū)高度的選取-36 二開孔區(qū)面積的計算-36 三篩孔的計算及排列-36-36 塔板壓降的計算-36 一干板阻力的計算-37 二液層阻力的計算-37 三液體外表張力阻力的計算-37 四總板阻力及塔板壓降的計算-37 液面落差-37 霧沫夾帶量的驗算-37 漏液驗算-38 液泛驗算-38-38 漏液線確實定-38 液沫夾帶線確實定-39 液相負荷下限線確實定-40 液相負荷上限線確實定-41 液泛線確實定-41 負荷性能圖的繪制及提餾段操作彈性的計算-41-42-42 塔頂蒸汽出料管的設計 -42 回流管的設計 -42 進料管接管設

5、計 -43 塔釜進氣管的設計-43 再沸器殘液出料管的設計-43 冷凝水管的設計-44-44-44-44 塔的頂部空間高度-45 塔的底部空間高度-45 塔的總體高度計算-45-46-46冷凝蒸汽量及熱負荷的計算-46 傳熱面積的初步估算-46 冷卻水用量-46 冷凝器根底數(shù)據(jù)計算-46 一管徑和管內流速選擇-47 二管程數(shù)和傳熱管數(shù)計算-47 三傳熱管排列方法-47 四殼體內徑及折流板選擇-47 冷凝器的核算-47 一管、殼程雷諾數(shù)及流速的核算-47 二管、殼程流體阻力的核算-48 三管、殼程對流給熱系數(shù)的核算-49 四傳熱系數(shù)的計算-50-50-51-51-53-53-54參考文獻-56課

6、程設計總結-57塔設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，后者的代表那么為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點，但其結構較復雜，阻力降較大。在各種塔型中，當前應用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。篩板塔塔內裝假設干層水平塔板，板上有許多小孔，形狀如篩；并裝有溢流管或沒有溢流管。操作時，液體由塔頂進入，經(jīng)溢流管一局部經(jīng)篩孔逐板下降，并在板上積存液層。氣體或蒸氣由塔底進入，經(jīng)篩孔上升穿過液層，鼓泡而出，因而兩相可以充分接觸，并相互作用。泡沫式接觸氣液傳質過程的一種形式，性能優(yōu)于泡罩塔。精餾是別離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石

7、油化工等工業(yè)中得到廣泛的應用，精餾過程是中能量計的驅動下，使氣液兩相屢次直接接觸和別離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移，實現(xiàn)原料混合物中各組分的別離。該過程是同時進行傳質傳熱的過程。本設計中即通過在篩板塔中的精餾過程來處理一定量和組成的苯、甲苯混合物。在設計過程中我們應考慮到設計的精餾塔應具有較大的生產(chǎn)能力并滿足工藝要求，另外還要有一定的潛力。節(jié)省能源，綜合利用余熱。經(jīng)濟合理，冷卻水進出口溫度的上下，一方面影響到冷卻水用量。另一方面影響到所需傳熱面積的大小。即對操作費用和設備費用均有影響，因此設計是否合理的利用熱能等直接關系到生產(chǎn)過程

8、的經(jīng)濟問題。本次課程設計主要依據(jù)已學的?化工原理?、?化學反響工程?、?別離過程?和?化工熱力學?的相關知識，同時學習和搜集其他相關知識以及信息，才能將設計任務圓滿完成，本次設計主要涉及的計算有：物料衡算，塔工藝計算，塔板結構設計以及校核等?；ぴ碚n程設計任務 在常壓操作的連續(xù)精餾塔內別離苯-甲苯混合液。原料液的年處理量為11600噸，年工作日為300天，原料液中苯的含量為50%摩爾分數(shù)，下同，要求塔頂餾出液中苯的組成為95%，塔底釜液含苯量低于3%，進料溫度為料液泡點；進料熱狀況為：泡點進料；采用間接蒸汽加熱，回流比自選。設計各項條件繪表如下：表1-1本次設計各項條件操作壓力進料熱狀況單板

9、壓降加熱方式回流比產(chǎn)品要求苯，mol%塔頂為常壓泡點進料間接蒸汽加熱自選餾出液：95%塔釜：3%精餾塔設計方案的選定本設計任務為別離苯-甲苯混合物。對于二元混合物的別離，采用連續(xù)精餾流程。設計中規(guī)定采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點溫度下一局部回流至塔內，其余局部產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易別離物系，最小回流比擬小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。圖2.1 精餾工藝流程示意圖(1) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品中苯的摩爾分率 (2)原料液及餾出液、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量(3)

10、物料衡算原料處理量如下：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)品量塔板數(shù)確實定 最小回流比與操作回流比確定查相關資料得到常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)如下表3-1：表3-1：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Y%溫度t液相中苯的摩爾分率X%氣相中苯的摩爾分率Y%將苯甲苯當做理想物系，根據(jù)表3-1中輕組分苯的數(shù)據(jù)，用AutoCAD畫出其平衡曲線如圖3-1：圖3-1：苯的氣液平衡曲線得出精餾段操作線與y軸的交點坐標為0.445535，根據(jù)公式：，得出，取實際回流比為最小回流比的1.5倍，故：。精餾塔的氣液相負荷 精

11、餾段及提餾段的操作線方程由前面氣液相負荷，根據(jù)物料守恒，不難得：精餾段操作線方程為：提餾段操作線方程為：操作回流比下理論板數(shù)確定根據(jù)表3-1，在AutoCAD軟件上畫出實際回流比下苯甲苯氣液平衡圖及塔板分布，如圖3-2：圖3-2 實際回流比下塔板分布圖由圖可知：理論板數(shù)包括塔釜再沸器。其中： 精餾段：；提餾段：包括再沸器；進料板第6塊板由上往下數(shù).根底數(shù)據(jù)的求取1塔頂、進料級、塔釜溫度的求取由苯甲苯氣液相平衡數(shù)據(jù)作出其溫度組成圖，如圖3-3：圖3-3：苯的溫度組成圖因為餾出液中苯的組成為：，由精餾段操作線方程：可得第一塊塔板上的氣相組成：。同理，由于釜液中苯的組成為：，由于前面已用AutoCA

12、D做出了混合物中苯的氣液平衡關系圖，可以得到再沸器相當于一塊理論板中的氣相組成：y=0.071,由提餾段操作線方程：，可得塔內最后一塊塔板的液相組成：。對于進料級，由于是泡點進料且進料溫度也是泡點，進料組成為，由圖3-3，可得出進料溫度為：由、，通過圖3-3，可以找出塔頂及塔釜的溫度，分別為：塔頂： 、塔釜：、進料級溫度：所以： 精餾段平均溫度： 提餾段平均溫度：2塔頂、進料級、塔釜粘度的求取表3-2：液體粘度溫度()8090100110120苯mP.s甲苯mP.s根據(jù)平均粘度公式：，由上表3-2，查得在 下，苯A、甲苯B的平均粘度分別為：苯：、甲苯：塔頂液相平均粘度為：在下，苯A、甲苯B的平

13、均粘度分別為：苯：、甲苯：，塔底液相平均粘度為： 在下，苯A、甲苯B的平均粘度分別為：苯：、甲苯：，進料液相平均粘度為：故：精餾段液相平均粘度為：。 提餾段液相平均粘度為：精餾段平均效率確實定及精餾段實際板數(shù)根據(jù)奧康奈爾公式算全塔效率：，式中： 由，知精餾段平均相對揮發(fā)度。而故精餾段平均效率為：故：精餾段實際板數(shù)：提餾段平均效率確實定及提餾段實際板數(shù)由，知提餾段平均相對揮發(fā)度。而故提餾段平均效率為：故：提餾段實際板數(shù)：全塔效率確實定及全塔實際板數(shù)由以上數(shù)據(jù)可知：全塔實際板數(shù)共有23塊沒包括再沸器，進料級在第12塊板上從上往下數(shù)。所以全塔效率為：平均操作壓力的計算因為塔頂操作壓強為常壓，。取每層

14、塔板壓力為0.9kPa計算，那么進料級壓力：. 故精餾段平均壓力為：平均操作溫度的計算塔頂溫度為：，進料級溫度為：故精餾段平均溫度為：平均摩爾分子量的計算對于塔頂，輕組分苯的含量：，查圖3-2，得。故有： 對于加料板，由于加料板溫度，查圖3-3，得出加料板上組成：、故有:故精餾段平均分子量為：液相平均外表張力的計算苯、甲苯純物質的外表張力數(shù)據(jù)如表4-1所示：表4-1：純組分的外表張力溫度8090100110120苯，mNm20甲苯，Mnm液體平均外表張力的計算公式為：塔頂溫度，查表4-1可得純物質的外表張力數(shù)據(jù)：苯 、甲苯，又有。故有： 進料板溫度，查表4-1可得純物質的外表張力數(shù)據(jù)：苯 、甲

15、苯，又有。故有：所以，精餾段的平均外表張力為：氣液平均密度的計算一液相平均密度的計算苯和甲苯的液相密度數(shù)據(jù)如下表4-2所示：表4-2： 組分的液相密度溫度()8090100110120苯,kg814805791778763甲苯,kg809801791780768計算公式為：其中、為純組分密度，、為混合物中各組分的質量分數(shù)。塔頂：塔頂溫度：，第一塊板的液相組成：，查表4-2得在塔頂溫度下各組分的密度為：苯、甲苯。由，知第一塊板上苯的質量分率為：甲苯的質量分率為。故塔頂液相平均密度為： 進料級：進料級溫度：，進料板液相組成：，查表4-2得在塔頂溫度下各組分的密度為：苯 、甲苯由，知進料板上苯的質量

16、分率為：甲苯的質量分率為：。故進料級液相平均密度為： 綜上，精餾段液相平均密度為：二氣相平均密度的計算假設氣相為理想氣體，由理想氣體狀態(tài)方程，可知氣相平均密度的計算式為故，精餾段氣相平均密度為：液相平均粘度的計算之前的計算已將精餾段的平均粘度值算出，精餾段液相平均粘度為：塔徑的計算1最大空塔氣數(shù)和空塔氣速的計算最大空塔氣速的計算公式為：精餾段氣液相的體積流率計算： C由式：求取，為所處物系的液體外表張力。由史密斯關聯(lián)圖圖4-1查取。 圖4-1：史密斯關聯(lián)圖圖中橫坐標為：取板間距，板上液層高度為。那么：查圖得：，有： 取平安系數(shù)為0.6，那么空塔氣速為：2塔徑的計算根據(jù)式計算塔徑。得到：按標準塔

17、徑圓整得：塔截面積：實際空塔氣速為：精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為：提餾段有效高度為：在進料上方開一人孔，其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為： 溢流裝置 由于塔徑，且液體流量小于5，故采用單溢流平頂弓型降液管、凹形受液盤。對精餾段各項計算如下：一溢流堰長的計算 取堰上溢流強度，故滿足篩板塔的堰上溢流強度要求。二溢流堰高度的計算 溢流堰高度計算公式為： 選用直平堰，堰上液層高度依下式計算，即：由及。查液體收縮系數(shù)圖圖4-2得。圖4-2：液體收縮系數(shù)圖故根據(jù)公式有下式：滿足要求。取板上液層高度為：，故溢流堰高為： 取三降液管寬度和截面積的計算 圖4-3：弓形降液管的寬度與面積圖因為，查手

18、冊得：、 ，故有：液體在降液管內停留的時間為：故降液管設計合理。四降液管底隙高度的計算計算公式為： 取液體通過降液管底隙的流速，那么：故降液管底隙高度設計合理。塔板布置問題一邊緣區(qū)寬度與入口安定區(qū)高度選定 本設計取入口安定區(qū)寬度=50mm，邊緣區(qū)寬度=40mm 二開孔區(qū)面積計算 計算公式為：其中： 、故有：那么三篩孔的計算及排列 因為物系均為無腐蝕性，可選用的鋼板，取篩孔直徑，篩孔正三角形排列，取孔中心距篩孔數(shù)目：每層開孔率為：每層塔板的開孔面積為：精餾段氣體通過篩孔的氣速為： 塔板壓降一干板阻力計算 圖4-4：干篩孔的流量系數(shù)干板阻力的計算式如下：由，查圖得知：流量系數(shù)所以二液層阻力的計算

19、圖4-5：充氣系數(shù)與的關聯(lián)圖氣體通過液層阻力的計算公式為：動能因子查上圖得：故液層阻力為：m液柱三液體外表張力阻力的計算 液體外表張力的阻力的計算式如下：故液體外表張力的阻力有：四總板阻力的計算氣體通過每層塔板的總的阻力為：五塔板壓降的計算氣體通過每層塔板的壓降為：設計給定值液面落差 對于篩板塔啊、，液面落差很小，在塔徑和液流量均不大的情況下，可以忽略液面落差的影響。霧沫夾帶驗算 液沫夾帶量的計算公式為：故，本設計中:且，故本設計中液沫夾帶量在允許范圍內。漏液驗算 篩板塔，漏液點氣速由下式計算：前面已算得：，有：實際孔速穩(wěn)定系數(shù)：,故本設計中無明顯漏液現(xiàn)象.液泛驗算 為了防止液泛現(xiàn)象，降液管中

20、的液層高度應該滿足以下關系式： 本設計中，苯與甲苯屬于一般物系，相對泡沫密度?。海校憾?，板上不設進口堰，的計算： 由上可知：，故本設計中不會出現(xiàn)明顯的液泛現(xiàn)象。漏液線確實定由以及，可得： 整理得：在操作范圍內，任取6個值，依上式計算出值，整理結果如下表：表4-3：漏液線數(shù)據(jù)表依據(jù)表中數(shù)據(jù)作圖可得漏液線液沫夾帶線確實定 一般設計中規(guī)定液沫夾帶量，故取為限。由 代入液沫夾帶量的公式：算得：在操作范圍內，任取6個值，計算出值，結果如下表：表4-4：液沫夾帶線數(shù)據(jù)表液相負荷下限線確實定 對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準，故有：求得：，由此可以做出液相負荷下限線。液相負荷上限線確實定 以

21、=4s作為液體在降液管中停留時間的下限。有：算出：由此可作出液相負荷上限線液泛線確實定 令，聯(lián)立： 求解得：忽略式中項，將與，與，與的關系代入上式，整理得：其中：代入相關數(shù)據(jù)可得： 將這些數(shù)據(jù)代入上式得：，在操作范圍內任取6個值，計算出值，列于下表：表4-5：液泛線數(shù)據(jù)表依據(jù)表中的數(shù)據(jù)可以做出氣相負荷上限線。精餾段塔板負荷性能圖的繪制及操作彈性的計算將以上各組數(shù)據(jù)統(tǒng)計起來，通過EXCEL軟件繪圖，得精餾段篩板負荷性能圖，如下所示：圖4-6：精餾段篩板負荷性能圖由于苯設計中精餾段氣液相的體積流率分別為：、，故在上圖中找出坐標0.00047，0.2034，與原點連接做出操作線，從而可以找出篩板的操

22、作上下限，由圖可以找出：、因此操作彈性為：平均操作壓力的計算 取每層塔板壓力為0.9kPa計算，由上：進料級壓力：.可算出塔釜的壓力為： 故提餾段平均壓力為： 平均操作溫度的計算 進料級溫度為：塔釜溫度為：故提餾段平均溫度為：平均摩爾分子量的計算 對于加料板，由于加料板溫度，查圖3-3，得出加料板上組成：、故有: 由于釜液中苯的組成為：，由于前面已用AutoCAD做出了混合物中苯的氣液平衡關系圖，可以得到再沸器相當于一塊理論板中的氣相組成：y=0.071,由提餾段操作線方程：，可得塔內最后一塊塔板的液相組成：。再由氣液平衡相圖，得到最后一塊塔板的氣相組成：。故有：故提餾段平均分子量為：液體平均

23、外表張力的計算 液體平均外表張力的計算公式為：進料板溫度，查表4-1可得純物質的外表張力數(shù)據(jù)：苯 、甲苯，又有。故有：塔釜溫度：，查表4-1可得純物質的外表張力數(shù)據(jù)：苯、甲苯，又有。故有： 提餾段的平均外表張力為：氣液平均密度的計算一液相平均密度的計算 計算公式為：進料級：進料級溫度：，進料板液相組成：，查表4-2得在塔頂溫度下各組分的密度為：苯 、甲苯由，知進料板上苯的質量分率為：，甲苯的質量分率為：。故進料級液相平均密度為：塔釜：塔釜溫度：，最后一塊塔板的液相組成為：，查表4-2得在塔頂溫度下各組分的密度為：苯、甲苯由，知塔內最后一塊板上苯的質量分率為：甲苯的質量分率為：，故最后一塊塔板液

24、相平均密度為：綜上，提餾段液相平均密度為：二氣相平均密度的計算 假設氣相為理想氣體，由理想氣體狀態(tài)方程，可知氣相平均密度的計算式為故，提餾段氣相平均密度為： 液體平均粘度的計算 之前的計算已將提餾段的平均粘度值算出，提餾段液相平均粘度為：提餾段塔徑的計算 1最大空塔氣數(shù)和空塔氣速的計算最大空塔氣速的計算公式為：提餾段氣液相的體積流率計算： 由于：，初選板間距，板上液層高度為。那么：，查史密斯關聯(lián)圖得：，有：取平安系數(shù)為0.6，那么空塔氣速為：2塔徑的計算根據(jù)式計算塔徑。得到：按標準塔徑圓整得：塔截面積：實際空塔氣速為：提餾段有效高度的計算提餾段有效高度為：溢流裝置 由于塔徑，且液體流量小于5，

25、故采用單溢流平頂弓型降液管、凹形受液盤，不設進口內堰，對提餾段各項計算如下：一溢流堰長的計算 取堰上溢流強度：故滿足篩板塔的堰上溢流強度要求。二溢流堰高的計算 溢流堰高度計算公式為： 堰上液層高度依下式計算，即：由及。查液體收縮系數(shù)圖得：。故根據(jù)公式有下式：取板上液層高度為：，故溢流堰高為： 取三降液管寬度及截面積的計算 因為，查弓形降液管的寬度與面積圖得：、 ，故有：四液體在降液管內停留時間的計算液體在降液管內停留的時間為：故降液管設計合理。五降液管底隙高度的計算計算公式為：取液體通過降液管底隙的流速，那么：故降液管底隙高度設計合理。塔板布置一邊緣區(qū)寬度與入口安定區(qū)高度的選取本設計取入口安定

26、區(qū)寬度=50mm，邊緣區(qū)寬度=40mm 二開孔區(qū)面積的計算 計算公式為：解得： 那么三篩孔的計算及排列 因為物系均為無腐蝕性，可選用的鋼板，取篩孔直徑，篩孔正三角形排列，取孔中心距篩孔數(shù)目：每層開孔率為：每層塔板的開孔面積為：提餾段氣體通過篩孔的氣速為：塔板壓降的計算 一干板阻力的計算 由，查干篩孔的流量系數(shù)圖得知：流量系數(shù)所以二液層阻力的計算 動能因子查充氣系數(shù)與動能因子關系圖得：故液層阻力為：m液柱三液體外表張力阻力的計算 液體外表張力的阻力的計算式如下：故液體外表張力的阻力有：四總板阻力及塔板壓降的計算氣體通過每層塔板的總的阻力為：氣體通過每層塔板的壓降為：900Pa設計給定值液面落差

27、對于篩板塔啊、，液面落差很小，在塔徑和液流量均不大的情況下，可以忽略液面落差的影響。霧沫夾帶量的驗算 液沫夾帶量：且，故本設計中液沫夾帶量在允許范圍內。漏液驗算 篩板塔，漏液點氣速由下式計算：前面已算得：，有：實際孔速穩(wěn)定系數(shù)：，故本設計中無明顯漏液現(xiàn)象液泛驗算 相對泡沫密度取：，有：而降液管中液層高度：，板上不設進口堰，的計算： 由上可知：，故本設計中不會出現(xiàn)明顯的液泛現(xiàn)象。 漏液線確實定由和可得： 整理得：在操作范圍內，任取6個值，依上式計算出值，整理結果如下表5-1：表5-1：漏液線數(shù)據(jù)表依據(jù)表中數(shù)據(jù)作圖可得漏液線液沫夾帶線確實定 取為限，由： 代入液沫夾帶量的公式：算得：在操作范圍內，

28、任取6個值，計算出值，結果如表5-2：表5-2：液沫夾帶數(shù)據(jù)表液相負荷下限線確實定 對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準，故有：求得：，由此可以做出液相負荷下限線。液相負荷上限線確實定 由于：，算出，由此可作出液相負荷上限線。液泛線確實定 令聯(lián)立： 求解得：忽略式中項，將與，與，與的關系代入上式，整理得：其中：代入相關數(shù)據(jù)可得： 將這些數(shù)據(jù)代入上式得：在操作范圍內任取6個值，計算出值，列于下表5-3：表5-3：液泛線數(shù)據(jù)表依據(jù)表中的數(shù)據(jù)可以做出氣相負荷上限線。負荷性能圖的繪制及提餾段操作彈性的計算將以上各組數(shù)據(jù)統(tǒng)計起來，通過EXCEL軟件繪圖，得精餾段篩板負荷性能圖，如下所示：圖5-

29、1：提餾段篩板負荷性能圖由于苯設計中提餾段氣液相的體積流率分別為：、，故在上圖中找出坐標，與原點連接做出操作線，從而可以找出篩板的操作上下限，由圖可以找出：、因此操作彈性為：塔頂蒸汽出料管的設計 設蒸汽流速為20ms，有塔頂蒸汽出料管的管徑為： 查表圓整后取：回流管的設計 采用直管回流管，回流液體積流量為：利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度，算出回流管管徑為：，參考常用鋼管規(guī)格，圓整后選取的熱軋無縫鋼管進料管接管設計 進料管的結構類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料管，本設計采用直管進料管。 由于原料處理量：，進料混合物的平均摩爾質量為：，又由于進料狀況為泡點進料，泡點溫度為：，

30、查表5得進料混合物密度為：，故：管徑計算公式如下： 取，故有：參考常用鋼管規(guī)格，圓整后選取的熱軋無縫鋼管。那么管內徑：，進料管實際流速為：塔釜進氣管的設計 采用直管，取氣速=20ms，有塔釜進氣管管徑：查表圓整后取：再沸器殘液出料管的設計 再沸器殘液的體積流量為：，取適宜的輸送速度，那么再沸器殘液出料管的管徑為：參考常用鋼管規(guī)格，圓整后選取的熱軋無縫鋼管冷凝水管的設計 設冷凝水的進口溫度為：20，查水在20下的物性數(shù)據(jù)如下：3,=4.174kJ(kg.K)冷凝水的質量流率為：，取流速為0.9ms,那么管徑為：應選取熱軋無縫鋼管。實際流速為：塔底采用裙座支撐，裙座的結構性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻

31、力小，所以它是塔設備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內徑小于800mm，故裙座壁厚取14mm。根底環(huán)內徑： 根底環(huán)外徑： 圓整：=600mm，=1000mm；根底環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm，考慮到再沸器，裙座高度取3m，地面螺栓直徑取M30。 人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料清洗程度而定，由于設置人孔處塔間距離大，且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難于到達要求,一般每隔10塊塔板設置一個人孔，本塔共23塊塔板，共開2個人孔，每個孔直徑為450mm。在設置人孔處，板間距為600mm 塔體總高度不包括裙座由下式?jīng)Q定： 塔高，m；-塔頂空間，m；-塔板間距，m；-開有人孔

32、的塔板間距，m；-進料段高度，m；-塔底空間，m；-實際塔板數(shù)，m；-人孔數(shù)不包括塔頂空間與塔底空間的人孔數(shù)塔的頂部空間高度塔頂空間指塔內最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應大于板間距，通常取HD2.0HT。本塔取塔頂空間高度為：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，塔釜液停留時間取t=5min ， 塔底空間高度計算式為：由前面已經(jīng)算知，提餾段液沫夾帶量代入算得：塔的總體高度計算一塔體總高度不包括裙座由式，可知：二塔體總高度包括裙座由于裙座取3.0m，故總高度為：本設計中用列管式換熱器作為塔頂去全凝器，全凝器采用逆流形式，其中

33、，苯和甲苯混合物走殼程，冷凝水走管程。冷凝蒸汽量及熱負荷的計算由前面計算：塔頂溫度：，冷凝蒸汽量為由于在塔頂蒸汽中，苯的摩爾含量95%，甲苯的摩爾含量為5%，算出混合物的氣化潛熱為：KJkg,設冷凝水初始溫度20，冷凝水出口溫度為32。故平均溫度為：故熱負荷為：傳熱面積的初步估算由于是逆流操作，有效平均溫差為：根據(jù)“傳熱系數(shù)K估計表取K=2000W(m2.)傳熱面積的估計值為：平安系數(shù)取1.2，故實際換熱面積為：冷卻水用量因為下水的定壓比熱容為：，而熱負荷為，水換熱前后溫差為，故有冷卻水用量為：冷凝器根底數(shù)據(jù)計算 一管徑和管內流速選擇 選用傳熱管碳鋼，取管內流速二管程數(shù)和傳熱管數(shù)計算 依據(jù)傳熱

34、管內徑和流速確定單程傳熱管數(shù)。取29個按單管程計算，所需換熱管長度為：按單管程計算，所需換熱管長度適宜，故傳熱管總根數(shù)為：三傳熱管排列方法 采用組合排列法，按正三角形排列，取管心距，有：四殼體內徑及折流板選擇 采用單管程結構，取管板利用率，殼體內徑為：，圓整可取。折流板采用弓形折流板，取折流板間距，可取B為150mm。綜上，換熱器初步選型，數(shù)據(jù)如下表7-1：表7-1：換熱器初步選型數(shù)據(jù)表公稱直徑Dmm450管子尺寸mm25管程數(shù)NP1管子長lm殼程數(shù)NS1管數(shù)n根29管子排列正三角排列管心距tmm殼體內徑mm250折流板間距mm150冷凝器的核算 一管、殼程雷諾數(shù)及流速的核算 1.管程的計算如

35、下：流通截面積：管內水的流速雷諾數(shù)：2.殼程的計算如下：取流通截面積：殼內苯-甲苯的流速 當量直徑 ：殼程雷諾數(shù)：二管、殼程流體阻力的核算 計算如下：管程流體阻力計算式為：設管壁粗糙度為：，那么相對粗糙度：，又雷諾數(shù)，查莫狄圖得：摩擦系數(shù)：，有：規(guī)定污垢校正系數(shù)為：，故管程流體阻力為： 故管程流動阻力在允許范圍內，符合一般要求。同樣，殼程阻力計算公式為：取，。流體流經(jīng)管束的阻力計算式為：。 因為殼程雷諾數(shù)為：，故有：由于管子是正三角排列，取，擋板數(shù)：，代入得：流體流過折流板缺口的阻力為：計算得：故：殼程總阻力為：，故殼程阻力比擬適宜。 三管、殼程對流給熱系數(shù)的核算 管程對流給熱系數(shù)計算公式為：

36、管程流通截面積為：管程流體流速為：管程雷諾數(shù)為：普朗特準數(shù)為：代入上式得：2.殼程對流給熱系數(shù)由前面數(shù)據(jù)可知：，取管壁粗糙度為，那么d=0.005，查得摩擦系數(shù)，以及普朗特準數(shù)為： 由凱恩公式得： ；其中，殼程當量直徑為：， ，故算得：。四傳熱系數(shù)的計算 取污垢熱阻 RSkW RS=0.58 mkW，以管外面積為基準，那么有：傳熱面積為：設計 一再沸器的選擇：列管式蒸發(fā)器 二換熱面積的計算換熱量為 ；又塔釜混合液體液體的氣化潛熱為：；考慮到5%的熱損失后 ，根據(jù)傳熱面積計算公式：由于是間接蒸汽加熱，取蒸汽進口溫度為130，出口溫度為120，為泡點出料，經(jīng)過再沸器加熱變?yōu)轱柡驼羝?，溫度不變。那?/p>

37、取傳熱系數(shù)K=1000Wm2.K雷諾數(shù)：；取=0.01，查圖摩擦系數(shù)；各管件及閥門阻力系數(shù)如表7-2:表7-2：各管件及閥門阻力系數(shù)表名稱水管入口進口閥彎頭4半開型球閥64設管長為50米,得出K值：；揚程取15m；流量由以上數(shù)據(jù)，應選擇IS65-50-125型離心泵,參數(shù)見表7-3： 表7-3：IS65-50-125型離心泵的各項參數(shù)流量()揚程m轉速(rmin)氣蝕余量m泵效率%軸功率配帶功率25202900693 由于進料流量為：F=18.93kmol，加料板的壓強為112.125kPa，進料口的高度=3+11*0.4+0.8531=8.253m ，進料段的表壓為0.1066atm，管路阻

38、力11+=9.426+,所以要選一個適合這個流量和高度的泵，查型離心泵性能表。從各個方面考慮下來，IS50-32-125比擬適合作進料泵，其有關參數(shù)為：表7-4：IS50-32-125型離心泵各項參數(shù)流量()揚程m轉速(rmin)氣蝕余量m泵效率%軸功率配帶功率145043表8-1：設計結果匯總工程符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均壓強各段平均溫度平均流量氣相液相實際塔板數(shù)塊1211板間距塔的有效高度塔徑空塔氣速塔板液流形式單流型單流型溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長堰高降液管寬度降液管底隙高板上清液層高度孔徑孔間距15孔數(shù)個918969開孔面積篩孔氣速塔板壓降液體在降液管中停留時間s降液管內

39、清液層高度液沫夾帶負荷上限液沫夾帶控制液泛控制負荷下限漏液控制漏液控制氣相最大負荷氣相最小負荷操作彈性符號 意義 計量單位 塔頂溫度 塔釜溫度 進料級溫度 平均溫度 平均粘度 全塔效率無因次 平均壓力 氣相平均摩爾分子量 液相平均摩爾分子量 液相平均外表張力 有效高度 實際板數(shù)塊 液相平均密度 氣相平均密度 氣相體積流率 液相體積流率 板間距 塔徑 空塔氣速 溢流裝置堰長 溢流裝置堰高 降液管寬度 降液管底隙高度符號 意義 計量單位 板上清液層高度 孔徑 孔間距 孔數(shù)個 降液管內清液層高度 篩孔氣速 穩(wěn)定系數(shù)無因次 開孔面積 液體在降液管中的停留時間 液沫夾帶量 塔板壓降 液體外表張力阻力 干板阻力 液層阻力 氣體通過每層塔板總阻力 最大氣相負荷 最小氣相負荷 回流管管徑 裙座根底環(huán)內徑 裙座根底環(huán)內徑 塔底空間高度參考文獻1.陳敏恒，叢德滋等.化工原理.上冊.第三版.北京：化學工業(yè)出版社，20062.陳敏恒，叢德滋等.化工原理.下冊.第三版.北京：化