苯甲苯板式精餾塔設(shè)計

-.z.河西學(xué)院He*iUniversity化工原理課程設(shè)計題目:苯-甲苯板式精餾塔設(shè)計學(xué)院:化學(xué)化工學(xué)院專業(yè):_化學(xué)工程與工藝**:2014210015**:盧婷指導(dǎo)教師:馮敏2016年11月22日-.z.化工原理課程設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計題目苯-甲苯分離板式精餾塔設(shè)計二、設(shè)計任務(wù)及操作條件1.設(shè)計任務(wù)生產(chǎn)能力（進料量）6萬噸/年操作周期每年300天，每天24小時運行進料組成含甲苯40%（質(zhì)量分率，下同）塔頂產(chǎn)品組成甲苯含量低于2%塔底產(chǎn)品組成甲苯含量高于99.5%2.操作條件操作壓力常壓進料熱狀態(tài)自選塔底加熱蒸汽壓力0.5MPa(表壓)單板壓降≤0.7kPa3.設(shè)備型式篩板或浮閥塔板4.廠址**三、設(shè)計內(nèi)容1.設(shè)計方案的選擇及流程說明2.塔的工藝計算3.主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計（1）塔徑、塔高及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定（2）塔板的流體力學(xué)校核（3）塔板的負荷性能圖（4）總塔高、總壓降及接管尺寸的確定4.輔助設(shè)備選型與計算：再沸器、冷凝器5.設(shè)計結(jié)果匯總6.工藝流程圖及精餾塔設(shè)備條件圖7.設(shè)計評述-.z.目錄1.緒論21.1精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)用21.2塔設(shè)備簡介21.3設(shè)計要求21.4精餾操作對塔設(shè)備的要求21.5常用板式塔類型及本設(shè)計的選型21.6篩板塔21.7工藝條件的確定和說明21.8確定設(shè)計方案的原則21.9物料流程簡圖22.精餾塔的物料衡算22.1原料液進料量、塔頂、塔底摩爾分率22.2物料衡算22.3塔板計算22.3.1理論塔板數(shù)求取22.4全塔效率計算22.5實際塔板數(shù)計算22.6有效塔高計算23.精餾塔有關(guān)工藝及物性數(shù)據(jù)計算23.1操作壓力的計算23.2平均密度的計算2氣相平均密度的計算2液相平均密度的計算2液體表面*力的計算2液相平均粘度的計算2氣液負荷計算23.3塔徑的計算23.4塔板主要工藝尺寸計算2溢流裝置計算2塔板布置24.篩板的流體力學(xué)驗算、單板壓降24.1精餾段篩板的流體力學(xué)驗算和單板壓降24.2提餾段篩板的流體力學(xué)驗算和單板壓降24.4塔板負荷性能圖2精餾段塔板負荷性能圖2提餾段篩板負荷性能圖24.5設(shè)計計算結(jié)果總結(jié)25.精餾塔設(shè)計25.1接管25.2筒體與封頭25.3除沫器25.4裙座25.5人孔25.6塔體總高度設(shè)計2塔的頂部空間高度2塔體高度25.7附屬設(shè)備設(shè)計2冷凝器的選擇2再沸器的選擇26.總結(jié)2參考文獻2致謝2-.z.苯-甲苯分離板式精餾塔工藝設(shè)計盧婷摘要：本設(shè)計采用篩板塔分離苯甲苯混合物，通過圖解理論板法計算得出理論板數(shù)為16塊，回流比為1.96，算出塔板效率0.6，實際板數(shù)為26.3塊，進料位置為第16塊，在篩板塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算中得出，塔徑為1.6米，塔高17.9米，每層篩孔數(shù)目為216。通過篩板塔的流體力學(xué)驗算，證明各指標(biāo)數(shù)據(jù)均符合標(biāo)準(zhǔn)。同時還對精餾塔的輔助設(shè)備進行了選型計算。關(guān)鍵詞：苯，甲苯，精餾，篩板塔緒論1.1精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)用化工生產(chǎn)常需進行二元液相混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝達到輕重組分分離目的的方法。廣泛應(yīng)用于煉油、化工、輕工等領(lǐng)域。蒸餾的理論依據(jù)是利用溶液中各組分蒸汽壓的差異，即各組分在相同的壓力、溫度下，其揮發(fā)性能不同(或沸點不同)來實現(xiàn)分離目的。以本設(shè)計所選取的苯-甲苯體系為例，加熱苯(沸點80.1℃)和甲苯(沸點110.6℃)的混合物時,由于苯的沸點較低（即揮發(fā)度較高)。所以苯易從液相中汽化出來。若將汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到苯組成高于原料的產(chǎn)品，依此進行多次汽化及冷凝過程，即可將苯和甲苯分離。經(jīng)過多次部分汽化部分冷凝，最終在汽相中得到較純的易揮發(fā)組分，而在液相中得到較純的難揮發(fā)組分。1.2塔設(shè)備簡介塔設(shè)備是煉油、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。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進行質(zhì)、熱傳遞，氣液相組成成階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)有定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流而上(也有并流向下者)與液相接觸進行質(zhì)、熱傳遞，氣相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。工業(yè)上對塔設(shè)備的主要要求：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳質(zhì)、傳熱效率高；（3）氣流的摩擦阻力小；（4）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡單，材料消耗少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外還要求不易堵塞、耐腐蝕等。實際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，因此，設(shè)計者應(yīng)根據(jù)塔型特點、物系性質(zhì)、生產(chǎn)工藝條件、操作方式、設(shè)備投資、操作與維修費用等技術(shù)經(jīng)濟評價以及設(shè)計經(jīng)驗等因素，依矛盾的主次，綜合考慮，選擇適宜的塔型。在化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收，解吸，精餾，萃取等單元操作中，氣液傳質(zhì)設(shè)備必不可少。塔設(shè)備就是使氣液成兩相通過緊密接觸達到相際傳質(zhì)和傳熱目的的氣液傳質(zhì)設(shè)備之一。1.3設(shè)計要求設(shè)計條件：體系：苯-甲苯體系已知：進料量F=60000噸/年操作周期7200小時/年進料組成：甲苯40%(質(zhì)量分率，下同)塔頂產(chǎn)品組成甲苯含量低于2%塔底產(chǎn)品組成甲苯含量高于99.5%操作條件：塔頂壓強為常壓(表壓)進料熱狀況為泡點進料加熱蒸汽為飽和水蒸汽（0.5MPa表壓）單板壓降小于0.7MPa冷公用工程為循環(huán)水20℃-40℃設(shè)備形式:篩板式精餾塔廠址:**1.4精餾操作對塔設(shè)備的要求工業(yè)上對塔設(shè)備的主要要求:(1)生產(chǎn)能力大；(2)傳質(zhì)、傳熱效率高；(3)氣流的摩擦阻力?。?4)操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強，操作彈性大；(5)結(jié)構(gòu)簡單，材料消耗少；(6)制造安裝容易，操作維修方便。此外還要求不易堵塞、耐腐蝕等。1.5常用板式塔類型及本設(shè)計的選型塔設(shè)備大致可以分為兩類，一類是有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、舌形、S形、多降液管塔板等；另一類是無降液管塔板，如傳流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)上應(yīng)用較多的是有降液管的浮閥、篩板和泡罩塔板等。板式塔是化工生產(chǎn)中廣泛采用的一種傳質(zhì)設(shè)備，板式塔的塔盤結(jié)構(gòu)是決定塔特性的關(guān)鍵，常用塔板有泡罩形、浮閥形、篩板形、舌形及浮動噴射形等。對于苯-甲苯體系，本設(shè)計選用篩板塔。1.6篩板塔篩板塔板簡稱篩板，結(jié)構(gòu)持點為塔板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板(孔徑為3—8mm)和大孔徑篩板(孔徑為10—25mm)兩類。工業(yè)應(yīng)用小以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于*些特殊場合(如分離粘度大、易結(jié)焦的物系)。篩板的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大；氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高。篩板塔和泡罩塔相比較具有下列特點：生產(chǎn)能力大于10.5%，板效率提高產(chǎn)量15%左右；而壓降可降低30%左右；另外篩板塔結(jié)構(gòu)簡單，塔板的造價可減少40%左右；安裝容易，也便于清理檢修。近年來，由于設(shè)計和控制水平的不斷提高，可使篩板的操作非常精確，應(yīng)用日趨廣泛。(1)篩板塔設(shè)計是在有關(guān)工藝計算已完成的基礎(chǔ)上進行的。對于氣、液恒摩爾流的塔段，只需任選其中一塊塔板進行設(shè)計，并可將該設(shè)計結(jié)果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常選上面第一塊塔板進行設(shè)計；全塔最下面一段塔段，通常下面一塊塔板進行設(shè)計。這樣計算便于查取氣液相物性數(shù)據(jù)。(2)若不同塔段的塔板結(jié)構(gòu)差別不大，可考慮采用同一塔徑，若不同塔段塔板的篩孔數(shù)、空心距與篩孔直徑之比可能有差異。對篩孔少、塔徑大的塔段，為減少進塔壁處液體“短路”，可在近塔壁處設(shè)置擋板。只有當(dāng)不同塔段的塔徑相差較大時才考慮采用不同塔徑，即異徑塔。1.7工藝條件的確定和說明（1）操作壓力塔內(nèi)操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問題，而且與塔頂和塔底溫度的選取有關(guān)。根據(jù)所處理的物料性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來綜合考慮，一般有下列原則：壓力增加可提高塔的處理能力，但會增加塔身的壁厚，導(dǎo)致設(shè)備費用增加；壓力增加，組分間的相對揮發(fā)度降低，回流比或塔高增加，導(dǎo)致操作費用或設(shè)備費用增加。因此如果在常壓下操作時，塔頂蒸汽可以用普通冷卻水進行冷卻，一般不采用加壓操作。操作壓力大于1.6MPa才能使普通冷卻水冷卻塔頂蒸汽時，應(yīng)對低壓、冷凍劑冷卻和高壓、冷卻水冷卻的方案進行比較后，確定適宜的操作方式?？紤]利用較高溫度的蒸汽冷凝熱，或可利用較低品位的冷源使蒸氣冷凝，且壓力提高后不致引起操作上的其他問題和設(shè)備費用的增加，可以使用加壓操作。真空操作不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操作費用，而且由于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設(shè)備費用增加。綜合考慮以上因素本設(shè)計采用常壓精餾。（2）進料狀態(tài)精餾塔的進料情況有五種：①冷進料；②泡點進料；③氣液混合進料；④飽和蒸汽進料；⑤過熱蒸汽進料。為了便于分析，令q=(每公斤分子進料液體變成飽和蒸所需熱量)/(每公斤分子進料的汽化潛熱)從上式可以看出：冷進料時q>1，泡點進料時q=1，氣液混合進料時0<q<1，飽和蒸汽進料時q=0，過熱蒸汽進料時q<0。當(dāng)進料狀況發(fā)生變化(回流比、塔頂餾出物的組成為規(guī)定值)時，q值也將發(fā)生變化，這直接影響到提餾段回流量的改變，從而使提餾段操作線方程式改變，進料板的位置也隨之改變，q線位置的改變，將引起理論塔板數(shù)和精餾段、提餾段塔板數(shù)分配的改變。對于固定進料狀況的*個塔來說，進料狀況的改變，將會影響到產(chǎn)品質(zhì)量及損失情況的改變。（3）加熱方式精餾塔的設(shè)計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應(yīng)；由于苯-甲苯體系中，苯是輕組分由塔頂冷凝器冷凝得到，甲苯為重組分由塔底排出。所以本設(shè)計應(yīng)采用再沸器提供熱量，采用85kpa壓力下加熱。（4）冷卻劑與出口溫度本設(shè)計中采用的冷卻劑為冷工程用水20-40℃，易于操作條件的控制。冷卻水出口溫度過高，則冷卻效果不佳；反之，如果溫度過低，冷卻水用量較大，增加了成本。綜合考慮這兩方面因素，本設(shè)計的冷卻水出口溫度選為40℃。（5）回流比本設(shè)計任務(wù)為分離苯、甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料通過預(yù)熱加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升爭氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點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罐。該物系屬難分離物質(zhì)，最小回流比較大，故操作回流比取最小回流比的2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。（6）熱能的利用精餾過程的熱效率很低，進入再沸器的能量的95%以上被塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)帶走，僅約5%的能量被有效地利用。塔頂蒸汽可用作低溫系統(tǒng)的熱源，或通入廢熱鍋爐產(chǎn)生低壓蒸汽，供別處使用。在考慮充分利用熱能的同時，還應(yīng)考慮到所需增加設(shè)備的投資和由此給精餾操作帶來的影響。塔頂冷卻水的熱量，通過水介質(zhì)導(dǎo)出，可用周邊生活區(qū)的供暖。1.8確定設(shè)計方案的原則總的原則是盡可能多地采用先進的技術(shù)，使生產(chǎn)達到技術(shù)先進、經(jīng)濟合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點。(1)滿足工藝和操作的要求所設(shè)計出來的流程和設(shè)備能保證得到質(zhì)量穩(wěn)定的產(chǎn)品。由于工業(yè)上原料的濃度、溫度經(jīng)常有變化，因此設(shè)計的流程與設(shè)備需要一定的操作彈性，可方便地進行流量和傳熱量的調(diào)節(jié)。設(shè)置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通過這些儀表來觀測和控制生產(chǎn)過程。(2)滿足經(jīng)濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備與基建的費用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節(jié)省蒸汽和冷卻介質(zhì)的消耗，也能節(jié)省電的消耗?；亓鞅葘Σ僮髻M用和設(shè)備費用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節(jié)省也對操作費用和設(shè)備費用有影響，減少冷卻水用量，操作費用下降，但所需傳熱設(shè)備面積增加，設(shè)備費用增加。因此，設(shè)計時應(yīng)全面考慮，力求總費用盡可能低一些。(3)保證生產(chǎn)安全生產(chǎn)中應(yīng)防止物料的泄露，生產(chǎn)和使用易燃物料車間的電器均應(yīng)為防爆產(chǎn)品。塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設(shè)備應(yīng)具有一定剛度和強度。1.9物料流程簡圖圖1物料流程簡圖精餾塔的物料衡算2.1原料液進料量、塔頂、塔底摩爾分率進料量：F=60000噸/年苯的摩爾質(zhì)量：MA=78.11kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量：MB=92.13kg/kmol原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量2.2物料衡算原料液處理：QUOTE總物料衡算：QUOTE苯物料衡算：QUOTE聯(lián)立得：QUOTE2.3塔板計算2.3.1理論塔板數(shù)求取(1)相對揮發(fā)度的求取表一苯甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.040.046.054.063.374.386.0101.33采用圖解法求理論塔板數(shù)表二平衡線數(shù)據(jù)*0.10.20.30.40.50.60.70.80.9y0.21490.38120.51560.62160.71130.78710.85180.90790.9596(2)最小回流比的求取采用作圖法求最小回流比，自點e(0.6389,0.6355)作垂線ef，即為進料線，q線。該線與平衡線的交點為（0.6389,0.8127）QUOTE故最小回流比QUOTE取操作回流比QUOTE=1.9598圖2理論塔板圖(3)精餾塔的氣液相負荷計算(4)操作線方程的計算精餾段：QUOTE提餾段：QUOTE(5)理論板層數(shù)求取如圖所示，總理論板層數(shù)為16塊（包括再沸器）進料板在第7塊2.4全塔效率計算溫度的計算由內(nèi)差法計算得：精餾段平均溫度：QUOTE提餾段平均溫度：QUOTE平均摩爾質(zhì)量的計算精餾段平均溫度：QUOTE液相組成*1:QUOTE氣相組成y1:QUOTE提餾段平均溫度：QUOTE液相組成*2:QUOTE氣相組成y2:QUOTE（3）平均粘度計算查表得：精餾段：提餾段：由平均粘度公式計算得：（4）相對揮發(fā)度的計算精餾段：QUOTE提餾段：QUOTE根據(jù)奧康奈爾公式計算全塔效率2.5實際塔板數(shù)計算精餾段：QUOTE塊提餾段：QUOTE塊QUOTE塊2.6有效塔高計算精餾段：QUOTE提餾段：QUOTE在開兩個個人孔，其高度為0.8m，故有效高度為：精餾塔有關(guān)工藝及物性數(shù)據(jù)計算3.1操作壓力的計算單板壓降：QUOTE塔頂操作壓力：QUOTE進料板壓力：QUOTE塔底壓力：QUOTE精餾段平均壓力：QUOTE提餾段平均壓力：QUOTEkpa3.2平均密度的計算氣相平均密度的計算由理想氣體狀態(tài)方程計算得：精餾段：QUOTE提餾段：QUOTE液相平均密度的計算液相平均密度依下式計算：塔頂液相的平均密度：QUOTE查得：QUOTE進料板液相的平均密度：QUOTE查得：QUOTE精餾段液相平均密度：塔底的液相平均密度：QUOTE查得：QUOTE提餾段的液相平均密度：液體表面*力的計算液體表面*力依下式計算：塔頂液相表面*力：QUOTE查得：QUOTE進料板液相表面*力：QUOTE查得：QUOTE精餾段液相平均表面*力：塔底液相表面*力：QUOTE查得：QUOTE提餾段液相平均表面*力：液相平均粘度的計算精餾段平均溫度：QUOTE查得：QUOTE精餾段平均粘度：提餾段平均溫度：QUOTE查得：QUOTE提餾段平均粘度：氣液負荷計算精餾段：QUOTEQUOTE提餾段：QUOTEQUOTE3.3塔徑的計算板間距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)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗關(guān)系選取。表三板間距與塔徑關(guān)系塔徑mm0.3—0.50.5—0.80.8—1.61.6—2.42.4—4.0板間距mm200—300250—350300—450350—450400—600精餾段初選板間距HT=0.4，取板層上清液高度hL=0.06m查史密斯關(guān)聯(lián)圖可得：圖3史密斯關(guān)聯(lián)圖取安全系數(shù)為0.7（0.6~0.8）按照標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為1.6m橫截面積：QUOTE則空塔氣速為：QUOTE提餾段初選板間距HT=0.40m，板層上清液高度hL=0.06m查史密斯關(guān)聯(lián)圖得：取安全系數(shù)為0.7（0.6~0.8）按照標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為1.6m橫截面積：QUOTE則空塔氣速為：QUOTE根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，相差較大的兩個塔徑中，選較大的，因此設(shè)計中塔徑取1.6m.3.4塔板主要工藝尺寸計算溢流裝置計算精餾段因塔徑D=1.6m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算如下：溢流堰長lw：單溢流區(qū)lw=（0.6~0.8）D，取堰長lw=0.60D=0.96m出口堰高hw:查液流收縮系數(shù)計算圖：E=1.04故QUOTE降液管的寬度Wd和Af查弓形降液管的寬度與面積圖圖4弓形降液管的寬度與面積圖得：QUOTE液體在降液管中停留的時間降液管底隙高度h0取液體在降液管底部流過的速度QUOTE滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計合理受液盤：采用平行受液盤，不設(shè)進堰口，深度為60mm提餾段溢流堰長lw：單溢流區(qū)lw=（0.6~0.8）D，取堰長lw=0.60D=0.96m出口堰高hw:查液流收縮系數(shù)計算圖：圖5液流收縮系數(shù)計算圖E=1.04降液管的寬度Wd和Af查得：QUOTE液體在降液管中停留的時間：降液管底隙高度h0取液體在降液管底部流過的速度QUOTE滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計合理受液盤：采用平行受液盤，不設(shè)進堰口，深度為60mm塔板布置塔板的分塊因為,故，塔板采用分塊式，對精餾段取邊緣寬度。由于小塔邊緣寬度取QUOTE.所以，QUOTE安定區(qū)寬度由于QUOTE，故，QUOTE取QUOTE開孔區(qū)面積篩孔數(shù)n與開孔率本例處理苯甲苯混合物，無腐蝕性，可算用QUOTE碳鋼板，取篩板直徑QUOTE,篩孔按正三角形排列，取孔中心距QUOTE圖6篩孔的正三角形排列每層板上的開孔面積為篩孔氣速篩板的流體力學(xué)驗算、單板壓降4.1精餾段篩板的流體力學(xué)驗算和單板壓降（1）干板阻力hc計算圖7干篩孔流量系數(shù)圖查干篩孔流量系數(shù)圖可得：QUOTE（2）氣體通過液層的阻力h1計算查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得：圖8充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖故QUOTE（3）液體表面*力的阻力計算氣體通過每層塔板的液柱高度hp氣體通過每層塔板的壓降（4）液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計的塔徑和液流量均不大，故忽略液面落差的影響.（5）溢流液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度Hd應(yīng)服從下式：而QUOTE苯甲苯屬于一般物系，取QUOTE則所以設(shè)計中不會出現(xiàn)液泛現(xiàn)象（6）霧沫夾帶故，霧沫夾帶在允許*圍之內(nèi)（7）漏液對于篩板塔，漏液點氣速可由以下公式計算：穩(wěn)定系數(shù)故，在本設(shè)計中無明顯漏液現(xiàn)象4.2提餾段篩板的流體力學(xué)驗算和單板壓降1）干板阻力hc計算查圖可得：QUOTE（2）氣體通過液層的阻力h1計算故QUOTE（3）液體表面*力的阻力計算氣體通過每層塔板的液柱高度hp氣體通過每層塔板的壓降（4）液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計的塔徑和液流量均不大，故忽略液面落差的影響.（5）溢流液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度Hd應(yīng)服從下式：而QUOTE苯甲苯屬于一般物系，取QUOTE則所以設(shè)計中不會出現(xiàn)液泛現(xiàn)象（6）霧沫夾帶故，霧沫夾帶在允許*圍之內(nèi)（7）漏液對于篩板塔，漏液點氣速可由以下公式計算：穩(wěn)定系數(shù)故，在本設(shè)計中無明顯漏液現(xiàn)象4.4塔板負荷性能圖精餾段塔板負荷性能圖漏液線聯(lián)立得：代入數(shù)據(jù)整理得：在操作*圍內(nèi)，任取幾個QUOTE值，計算得出QUOTE表四精餾段漏液線數(shù)據(jù)0.0030.0040.0050.0060.010.940.950.9530.960.97根據(jù)以上數(shù)據(jù)，做出精餾段漏液線（2）霧沫夾帶線以QUOTE,為限聯(lián)立解得：在操作*圍內(nèi)取幾個QUOTE，計算出QUOTE=表五精餾段霧沫夾帶數(shù)據(jù)0.0030.0040.0050.0060.013.3143.2753.2393.2063.087根據(jù)以上數(shù)據(jù)做出霧沫夾帶線（3）液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度QUOTE為最小液體負荷標(biāo)準(zhǔn)據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線（4）液相負荷上限線以QUOTE作為液體在降液管中停留時間的下限據(jù)此做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線（5）液泛線由QUOTE得已知QUOTE已知QUOTE代入整理得：QUOTE在操作*圍內(nèi)取幾個QUOTE，計算出QUOTE表六精餾段液泛線數(shù)據(jù)0.0030.0040.0050.0060.016.055.565.114.682.17根據(jù)以上數(shù)據(jù)做出液泛線（6）精餾段篩板負荷性能圖：圖9精餾段篩板負荷性能圖根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負荷，可知精餾段操作點在正常的操作*圍內(nèi)。做出精餾段操作線OA，由圖可知，該篩板操作上限為霧沫夾帶控制，下限為漏液控制。由圖查得：QUOTE故操作彈性為:提餾段篩板負荷性能圖（1）漏液線聯(lián)立得：代入數(shù)據(jù)整理得：在操作*圍內(nèi)，任取幾個QUOTE值，計算得出QUOTE表七提餾段漏液線數(shù)據(jù)0.0030.0040.0050.0060.010.920.930.950.961.01根據(jù)以上數(shù)據(jù)，做出提餾段漏液線（2）霧沫夾帶線以QUOTE,為限聯(lián)立解得：在操作*圍內(nèi)取幾個QUOTE，計算出QUOTE表八提餾段霧沫夾帶線數(shù)據(jù)0.0030.0040.0050.0060.012.882.772.672.572.22根據(jù)以上數(shù)據(jù)做出霧沫夾帶線（3）液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度QUOTE為最小液體負荷標(biāo)準(zhǔn)據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線（4）液相負荷上限線以QUOTE作為液體在降液管中停留時間的下限據(jù)此做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線（5）液泛線由QUOTE得已知QUOTE已知QUOTE代入整理得：QUOTE在操作*圍內(nèi)取幾個QUOTE，計算出QUOTE表九提餾段液泛線數(shù)據(jù)0.0030.0040.0050.0060.018.2887.8737.497.135.841根據(jù)以上數(shù)據(jù)做出液泛線（6）提餾段篩板負荷性能圖：圖10提餾段篩板負荷性能圖根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負荷，可知提餾段操作點在正常的操作*圍內(nèi)。做出提餾段操作線OA，由圖可知，該篩板操作上限為霧沫夾帶控制，下限為漏液控制。由圖查得：QUOTE故操作彈性為:4.5設(shè)計計算結(jié)果總結(jié)表十物料衡算結(jié)果項目符號單位數(shù)值塔頂摩爾分數(shù)0.983塔頂平均摩爾質(zhì)量78.348塔頂流量63.437進料摩爾分數(shù)0.4096進料液平均摩爾質(zhì)量83.170進料流量92.912塔釜摩爾分數(shù)0.006塔釜平均摩爾質(zhì)量92.046塔釜產(chǎn)品流量34.475表十一精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算結(jié)果項目符號單位精餾段提餾段每層塔板壓降0.530.55平均壓力89.297.95平均溫度84.12799.092平均粘度0.29790.0867液相平均摩爾質(zhì)量80.730388.6951氣相平均摩爾質(zhì)量79.245686.0299液相平均密度809.419792.268氣相平均密度2.3792.723平均表面*力20.86619.446氣相流量1.731.64液相流量0.00350.0067表十二篩塔板工藝設(shè)計結(jié)果項目符號單位塔板參數(shù)堰長0.96堰高邊緣區(qū)寬度0.0430.04安定區(qū)寬度0.08降液管底隙高度0.025（精）0.02（提）篩孔孔心距0.015每層開孔率10.1塔有效高度11.32實際塔板數(shù)塊26.3塔徑1.6板間距0.4液泛合格空塔氣速u0.86（精）0.82（提）安全系數(shù)0.7篩孔氣速14.77穩(wěn)定系數(shù)2.05精餾塔設(shè)計5.1接管（1）進料管進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設(shè)計采用直管進料管，管徑計算如下：則選擇進料管推薦尺寸為QUOTE（2）回流管采用直回流管，取QUOTEQUOTE查表取QUOTE（3）塔釜出料管取QUOTE,直管出料，QUOTE則選擇塔釜出料管推薦尺寸為QUOTE（4）塔頂蒸汽出料管直管出氣，取出口氣速Q(mào)UOTE查表取QUOTE（5）塔釜進氣管直管出氣，取出口氣速Q(mào)UOTE查表取QUOTE（6）法蘭由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平法蘭，有不同的公稱直徑，選用相應(yīng)大法蘭。進料管接管法蘭：PN6DN80HG5010回流管接管法蘭：PN6DN80HG5010塔釜出料管法蘭：PN6DN80HG5010塔頂蒸汽管法蘭：PN6DN500HG5010塔釜蒸汽進氣法蘭：PN6DN500HG50105.2筒體與封頭（1）筒體壁厚選5mm，所用材質(zhì)為A3.（2）封頭封頭分為橢圓形封頭、蝶形封頭等幾種，本設(shè)計采用橢圓形封頭，由公稱直徑DN=1600mm，查得曲面高度h1=400mm，直邊高度h0=40mm，內(nèi)表面積F封=2.98m2，容積V封=0.617m3.選用封頭QUOTE5.3除沫器當(dāng)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現(xiàn)塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫器，以及減少液體夾帶損失，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、質(zhì)量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點。設(shè)計氣速選?。撼髦睆剑哼x取不銹鋼除沫器：類型：標(biāo)準(zhǔn)型，規(guī)格：40~100，材料：不銹鋼絲（1Gr18Ni9），絲網(wǎng)尺寸：圓絲?0.23。5.4裙座塔底采用裙座支撐，裙座結(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>800mm，故裙座壁厚取16mm?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：QUOTE基礎(chǔ)環(huán)外徑：QUOTE圓整：QUOTEQUOTE；基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮帶腐蝕裕量取18mm；考慮到再沸器，裙座高度取3m，地腳螺栓直徑選M30。5.5人孔人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處板間距離大，且人孔設(shè)備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求。本塔共26塊塔板，需設(shè)兩個人孔，孔徑為。板間距為400mm，裙座上應(yīng)開兩個人孔，直徑為850mm。人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需磨圓。人孔法蘭的密封面形及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同。5.6塔體總高度設(shè)計塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度指的是塔頂?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。塔體高度精餾段：QUOTE提餾段：QUOTE塔底部空間高度：QUOTE塔頂部空間高度：HD=1.2m封頭高度：H1=0.4m裙座高度：H2=3.0m開兩個人孔個人孔，其高度為0.85m，故有效高度為：5.7附屬設(shè)備設(shè)計冷凝器的選擇（1）熱負荷：塔頂溫度QUOTE查得QUOTE平均汽化潛熱為：（2）冷卻水的用量：取冷卻水的進口溫度為20℃，出口溫度為40℃。水的比熱容為，則：QUOTE（3）平均溫差：QUOTE（4）換熱系數(shù)：（5）換熱面積：QUOTE根據(jù)換熱面積選擇設(shè)備再沸器的選擇（1）熱負荷計算塔底溫度：QUOTE（2）加熱蒸汽用量選用0.5MPa（表壓）的飽和蒸汽加熱，溫度為QUOTE考慮有10%的熱損失，QUOTE（3）平均溫差（4）換熱系數(shù)查手冊，取QUOTE（5）換熱面積考慮到有10%的熱損失-.z.總結(jié)兩周的化工原理課程設(shè)計已經(jīng)圓滿結(jié)束。在此感謝我的指導(dǎo)老師馮敏老師和佟永純老師對我們悉心的指導(dǎo)。通過本次設(shè)計，讓我很好的鍛煉了理論聯(lián)系實際，與具體項目、課題相結(jié)合設(shè)計的能力。既讓我懂得了怎樣把理論應(yīng)用于實際，又讓我懂得了在實踐中遇到的問題怎樣用理論去解決。在本次設(shè)計中，我還需要大量的以前沒有學(xué)到過的知識，所以我就上網(wǎng)，圖書館找資料。在查閱資料的過程中，我要