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1、提供全套畢業(yè)設(shè)計(jì)，歡迎咨詢 課 程 設(shè) 計(jì) 說 明 書 武 漢 工 程 大 學(xué) 材料科學(xué)與工程學(xué)院課程設(shè)計(jì)說明書課題名稱 5萬噸/年苯-甲苯精餾塔設(shè)計(jì) 專業(yè)班級(jí) 11級(jí)高材試驗(yàn)1班 學(xué)生學(xué)號(hào) 1102020607 學(xué)生姓名 學(xué)生成績 指導(dǎo)教師 課題工作時(shí)間 6月18日至6月30日 摘 要 這次設(shè)計(jì)的任務(wù)是設(shè)計(jì)出一個(gè)較理想的年處理苯-甲苯混合液5.0萬噸的浮閥精餾塔，進(jìn)料口的甲苯-苯混合液的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為40%，塔頂餾出液的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為94%，塔底釜液質(zhì)量分?jǐn)?shù)為3%。通過對(duì)苯-甲苯體系精餾塔的物料衡算、塔板數(shù)的確定、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算、繪圖等過程，設(shè)計(jì)出較理想的精餾塔。精餾塔理論塔板
2、數(shù)為12塊，全塔效率53.9%。理論精餾段塔板4塊，理論提餾段8塊，第5塊為加料板。通過浮閥塔板的流體力學(xué)的計(jì)算，做出精餾段塔板負(fù)荷性能圖，得到較理想的操作彈性為3.51。最終設(shè)計(jì)出合理的塔徑為1.2m,塔高為21.5m的精餾塔,開孔率為13.8%。關(guān)鍵詞：苯-甲苯體系；浮閥板；精餾塔 Abstract The design task is to design an ideal year deal with benzene - toluene mixture of 50,000 tons of float valve distillation column, the inlet toluene
3、 - benzene mixture mass fraction of 40%, the overhead distillate the mass fraction of 94%, kettle bottoms liquid mass fraction of 3%. Through the benzene - toluene system to determine material balance distillation column, plate number calculated distillation column process conditions and related phy
4、sical data, graphics and other processes to design an ideal distillation column. Distillation column theoretical plate number of 12, 53.9% of the whole tower efficiency. 4 theoretical plate rectifying section, stripping section 8 theory, the fifth block of the charging plate. By hydrodynamic calcula
5、tions valve trays, make rectifying section tray load performance chart, get an ideal operating flexibility to 3.51. The final design is a reasonable tower diameter 1.2m, 21.5m high tower of the distillation column，opening rate of 13.8%.Key words: benzene-toluene system;float valve plate;rectifying t
6、owerII目錄摘 要IAbstractII第一章 設(shè)計(jì)方案的選擇11.1 操作條件的確定21.1.1 操作壓力21.1.2 進(jìn)料狀態(tài)21.1.3 加熱方式21.2 確定設(shè)計(jì)方案的原則21.2.1 滿足工藝和操作的要求31.2.2 滿足經(jīng)濟(jì)上的要求31.2.3 保證安全生產(chǎn)3第二章 物料衡算與塔板計(jì)算52.1精餾塔的物料衡算52.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率52.1.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量52.1.3全塔總物料衡算52.2塔板數(shù)及最小回流比的確定62.2.1理論板數(shù)與最小回流比62.2.2實(shí)際板層數(shù)的求取12第三章 精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算153.1操作壓力計(jì)算15
7、3.2平均摩爾質(zhì)量計(jì)算153.3平均密度計(jì)算163.3.1氣相平均密度計(jì)算163.3.2液相平均密度計(jì)算173.4液體平均表面張力計(jì)算183.5液體平均粘度計(jì)算18第四章 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算204.1塔徑的計(jì)算204.1.1精餾段與提餾段塔徑計(jì)算204.1.2實(shí)際空塔氣速224.2 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算234.2.1精餾段溢流裝置計(jì)算234.2.2 提餾段溢流裝置計(jì)算：254.3 塔板布置264.3.1 塔板的分塊264.3.2 邊緣區(qū)寬度274.3.3 開孔區(qū)面積計(jì)算274.3.4 浮閥的數(shù)目及其排列27第五章 浮閥塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算305.1 氣體通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降305.2 溢
8、流液泛315.3 漏液點(diǎn)315.4 液沫夾帶32第六章 塔板負(fù)荷性能圖346.1漏液線346.2 霧沫夾帶線346.3 液相負(fù)荷上限線346.4 液相負(fù)荷下限線346.5 溢流液泛線356.6 精餾段塔板負(fù)荷性能圖35第七章 塔體結(jié)構(gòu)377.1塔頂空間高度377.2塔底空間高度377.3進(jìn)料空間高度377.4裙座377.5人孔377.6筒體的厚度387.7封頭387.8板式塔有效高度和總高度387.8.1精餾塔有效高度計(jì)算387.8.2 板式塔總高度38第八章 設(shè)計(jì)結(jié)果總匯398.1 各主要流股物性匯總398.2 浮閥塔設(shè)計(jì)參數(shù)匯總39第九章 設(shè)計(jì)感悟41參考文獻(xiàn)42附錄42V第一章 設(shè)計(jì)方案
9、的選擇 塔設(shè)備是石油、化工生產(chǎn)中廣泛使用的重要生產(chǎn)設(shè)備，在石油、化工、輕工等生產(chǎn)過程中，塔設(shè)備主要用于氣、液兩相直接接觸進(jìn)行傳質(zhì)傳熱的過程，如精餾、吸收、萃取、解吸等，這些過程大多是在塔設(shè)備中進(jìn)行的。 浮閥塔是在塔盤板上開許多圓孔，每一個(gè)孔上裝一個(gè)帶三條腿可上下浮動(dòng)的閥。浮閥是保證氣液接觸的元件，浮閥的形式主要有F-1型、V-4型、A型和十字架型等，最常用的是F-1型。F-1型浮閥有輕重兩種，輕閥厚1.5mm、重25g，閥輕慣性小，振動(dòng)頻率高，關(guān)閥時(shí)滯后嚴(yán)重，在低氣速下有嚴(yán)重漏液，宜用在處理量大并要求壓降?。ㄈ鐪p壓蒸餾）的場(chǎng)合。重閥厚2mm、重33g，關(guān)閉迅速，需較高氣速才能吹開，故可以減少漏
10、液、增加效率，但壓降稍大些，一般采用重閥。 操作時(shí)氣流自下而上吹起浮閥，從浮閥周邊水平地吹入塔盤上的液層；液體由上層塔盤經(jīng)降液管流入下層塔盤，再橫流過塔盤與氣相接觸傳質(zhì)后，經(jīng)溢流堰入降液管，流入下一層塔盤。 盤式浮閥塔盤具有如下優(yōu)點(diǎn)： （1） 處理量較大，比泡罩塔提高2040%，這是因?yàn)闅饬魉絿姵觯瑴p少了霧沫夾帶，以及浮閥塔盤可以具有較大的開孔率的緣故。 （2） 操作彈性比泡罩塔要大。 （3） 分離效率較高，比泡罩塔高15%左右。因?yàn)樗P上沒有復(fù)雜的障礙物，所以液面落差小，塔盤上的氣流比較均勻。 （4） 壓降較低，因?yàn)闅怏w通道比泡罩塔簡(jiǎn)單得多，因此可用于減壓蒸餾。（5） 塔盤的結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn)單，易
11、于制造。 （6） 浮閥塔不宜用于易結(jié)垢、結(jié)焦的介質(zhì)系統(tǒng)，因垢和焦會(huì)妨礙浮閥起落的靈活性。1 現(xiàn)在，對(duì)篩板塔的結(jié)構(gòu)、性能有充分的研究。只要設(shè)計(jì)合理、操作正確，就可以獲得較滿意的塔板效率和一定的操作彈性，故近年來篩板塔的應(yīng)用日趨廣泛。1.1 操作條件的確定確定設(shè)計(jì)方案是指確定整個(gè)精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作指標(biāo)。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。1.1.1 操作壓力蒸餾操作通?？稍诔骸⒓訅汉蜏p壓下進(jìn)行。確定操作壓力時(shí)，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性進(jìn)行考慮。對(duì)于沸點(diǎn)低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進(jìn)行
12、蒸餾。當(dāng)物性無特殊要求時(shí)，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?。有時(shí)應(yīng)用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時(shí)的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。21.1.2 進(jìn)料狀態(tài) 進(jìn)料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密切的聯(lián)系。在實(shí)際的生產(chǎn)中進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中；此外，在泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計(jì)和制造上提供了方便。本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料。31.1.3 加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時(shí)也可采用直接蒸汽加熱。采用直
13、接蒸汽加熱時(shí)，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。本設(shè)計(jì)采用間接蒸汽加熱。1.2 確定設(shè)計(jì)方案的原則確定設(shè)計(jì)方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點(diǎn)。1.2.1 滿足工藝和操作的要求所設(shè)計(jì)出來的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計(jì)方案需要有一定的操作彈性。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線
14、。計(jì)算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時(shí)，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動(dòng)。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì)，流量計(jì)等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測(cè)生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。1.2.2 滿足經(jīng)濟(jì)上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費(fèi)用。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響。同樣，回流比的大小對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)也有很大影響。本設(shè)計(jì)采用循環(huán)工藝，以節(jié)能，詳見換熱器處。1.2.3 保證安全生產(chǎn)苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間。塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而
15、產(chǎn)生真空，都會(huì)使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項(xiàng)原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。1.3 塔設(shè)備的用材 塔體：鋼材，有色金屬或非金屬耐腐蝕材料，鋼殼襯砌襯、涂非金屬材料。 塔板：鋼為主，陶瓷、鑄鐵為輔。 填料：瓷、鋼、鋁、石墨、尼龍、聚丙烯塑料。 裙座：一般為炭鋼。1.4 設(shè)計(jì)所需技術(shù)參數(shù) 原料： 苯、甲苯 原料溫度： 25 處理量： 5萬噸/年 原料組成： 苯的質(zhì)量分率40% 分離要求： 塔頂苯的質(zhì)量分率94%，塔底苯的質(zhì)量分率3% 生產(chǎn)時(shí)間： 300天/年 冷卻水進(jìn)口溫度：25 加熱劑： 0.9MPa飽和水蒸汽 單板壓降: 0.7kPa 生產(chǎn)方式： 連續(xù)操作，泡點(diǎn)回流45第二章 物料衡算與
16、塔板計(jì)算2.1精餾塔的物料衡算2.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾質(zhì)量 =78.11 kg/kmol 甲苯的摩爾質(zhì)量 =92.13 kg/kmol 進(jìn)料組成 塔頂組成 塔底組成 2.1.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 原料液 塔頂 塔底 2.1.3全塔總物料衡算 (1)原料處理量 根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)5萬噸/年，若按工作日300天，每天24h工作，則產(chǎn)品流量為：F = 6944.4/85.96=80.79 kmol/h（2）總物料衡算 80.79 = D+W (3) 苯物料衡算 80.790.44019=0.94866D+0.035195W 聯(lián)立方程解得D=35.82 kmo
17、l/h W=44.97 kmol/h 若以塔頂苯為主要產(chǎn)品，回收率 則回收率n=35.820.94866/(80.790.44019)=0.9555 式中 F-原料液流量 D-塔頂產(chǎn)品量 W-塔底產(chǎn)品量2.2塔板數(shù)及最小回流比的確定 2.2.1理論板數(shù)與最小回流比(1) 設(shè)定工藝操作條件可知：q=1(泡點(diǎn)進(jìn)料）苯的液相x苯的氣相y溫度T0.000 0.000 110.60.088 0.212 106.10.200 0.370 102.20.300 0.500 98.60.397 0.618 95.20.489 0.710 92.10.592 0.789 89.40.700 0.853 86.8
18、0.803 0.914 84.40.903 0.957 82.30.950 0.979 81.21.000 1.000 80.2 表1苯-甲苯的汽液相平衡數(shù)據(jù) 圖2.1苯-甲苯的氣液溫度曲線4（101.3kPa）由上圖2.1得，組成為的苯-甲苯溶液泡點(diǎn) 由上圖2.1內(nèi)插法可求得: ， （2）全回流過程時(shí)的相對(duì)揮發(fā)度的選取 將苯-甲苯溶液視為理想溶液，純組分的蒸汽壓為 當(dāng)溫度為塔頂溫度時(shí)， , ， 當(dāng)溫度為進(jìn)料溫度時(shí)， ， ， 當(dāng)溫度為塔底溫度時(shí)，, 計(jì)算得全回流條件下的最少理論塔板數(shù)時(shí) 將全塔的相對(duì)揮發(fā)度視為上述 三者的均值即 (3) 全回流下的最少理論塔板數(shù) 為求出最適宜的回流比，因此在之間
19、選取諾干值，并根據(jù)吉利蘭關(guān)聯(lián)圖用捷算法求出各回流比所對(duì)應(yīng)的理論塔板數(shù)，在結(jié)合實(shí)際生產(chǎn)中的設(shè)備費(fèi)與操作費(fèi)選取最適宜的回流比。表2.3 回流比與理論塔板數(shù)的捷算關(guān)系4倍數(shù)R(R-Rmin)/(R+1)(N-Nmin)/(N+1)NN(R+1)1.11.4410.05367 0.60492 19.249 46.9873 1.121.46720.06372 0.59246 18.630 45.9633 1.141.49340.07355 0.58050 18.070 45.0564 1.161.51960.08319 0.56902 17.563 44.2506 1.181.54580.09262 0
20、.55801 17.100 43.5327 1.21.5720.10187 0.54742 16.676 42.8917 1.221.59820.11092 0.53724 16.288 42.3185 1.241.62440.11980 0.52745 15.929 41.8052 1.261.65060.12850 0.51802 15.598 41.3450 1.281.67680.13703 0.50895 15.292 40.9325 1.31.7030.14539 0.50020 15.006 40.5625 1.321.72920.15360 0.49177 14.741 40.
21、2308 1.341.75540.16165 0.48364 14.493 39.9338 1.361.78160.16954 0.47579 14.261 39.6682 1.381.80780.17729 0.46867 14.057 39.4679 1.41.8340.18490 0.46189 13.867 39.2987 1.421.86020.19236 0.45535 13.688 39.1516 1.441.88640.19970 0.44904 13.520 39.0244 1.461.91260.20689 0.44294 13.361 38.9153 1.481.9388
22、0.21396 0.43703 13.210 38.8228 1.51.9650.22091 0.43131 13.068 38.7452 1.521.99120.22773 0.42577 12.932 38.6814 1.542.01740.23444 0.42039 12.802 38.6302 1.562.04360.24103 0.41517 12.679 38.5906 1.582.06980.24751 0.41010 12.562 38.5619 1.62.0960.25388 0.40517 12.449 38.5430 1.622.12220.26014 0.40038 1
23、2.342 38.5334 1.632.13530.26323 0.39803 12.290 38.5319 1.642.14840.26629 0.39571 12.239 38.5324 1.662.17460.27235 0.39117 12.140 38.5394 1.682.20080.27831 0.38674 12.045 38.5538 1.72.2270.28416 0.38243 11.954 38.5753 1.722.25320.28993 0.37822 11.866 38.6032 1.742.27940.29560 0.37411 11.782 38.6373 1
24、.762.30560.30119 0.37010 11.701 38.6772 1.782.33180.30668 0.36619 11.622 38.7225 1.82.3580.31209 0.36237 11.546 38.7729 1.822.38420.31742 0.35863 11.473 38.8281 1.842.41040.32266 0.35498 11.403 38.8879 1.862.43660.32782 0.35141 11.334 38.9520 1.882.46280.33291 0.34792 11.268 39.0201 1.92.4890.33792
25、0.34450 11.204 39.0921 1.922.51520.34285 0.34115 11.142 39.1678 1.942.54140.34772 0.33788 11.082 39.2470 1.962.56760.35251 0.33467 11.024 39.3295 1.982.59380.35723 0.33152 10.968 39.4151 22.620.36188 0.32844 10.913 39.5038 利用吉利蘭經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)公式：（適用條件：）（適用條件：）上表中的的求法是按照當(dāng)全回流時(shí)的理論塔板數(shù)中的公式: 因此可以根據(jù) 由之前求出的,并在1.12.0之間
26、取若干值求出對(duì)應(yīng)的R值，就可以將所求解的，的值代入上面的吉利蘭關(guān)聯(lián)公式，求出多個(gè)理論塔板數(shù)，將所求出的各個(gè)值可列出表2.3。根據(jù)表2.3作圖2.2，可以直觀的反映出不同的回流比的選取對(duì)理論塔板數(shù)的影響。圖2.2的縱坐標(biāo)表示當(dāng)選取不同的回流比時(shí)，理論塔板數(shù)的變化率。圖2.2 最適回流比的選取依據(jù)圖 因此，用圖2.2可以看出，當(dāng)回流比R=2.1353時(shí)生產(chǎn)所需的理論塔板和生產(chǎn)成本最合適，故將設(shè)計(jì)的工藝生產(chǎn)過程中的最適宜回流比定為（4）求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 L=RD=2.135335.82=76.49kmol/h V=(R+1)D=（2.1353+1）35.82=112.31kmol/h =RD+
27、F=2.135335.82+80.79=157.28kmol/h(5) 求操作線方程 精餾段操作線方程為： 提餾段操作線方程為： 相平衡方程為： （6）理論板層數(shù)的求取 方法一：逐板計(jì)算法求理論塔板數(shù) 交替使用精餾段操作線方程與相平衡方程，計(jì)算如下： 逐板計(jì)算可得在第6塊板時(shí) 由此可知第6塊為加料板。 求解結(jié)果為：總理論板層數(shù)NT=12（包括蒸餾釜）進(jìn)料板位置NF=6,精餾板數(shù)為5塊，提餾板數(shù)為7塊。 方法二：圖解法求理論塔板數(shù) 圖2.3圖解法求理論塔板數(shù)，如下圖圖2.3圖解法理論塔板數(shù)求解圖 由此可知圖解法結(jié)果與逐板計(jì)算法一樣。2.2.2實(shí)際板層數(shù)的求取 （1）相對(duì)揮發(fā)度=2.475 （2）
28、操作段的平均溫度 ， 精餾段的平均溫度： 提餾段的平均溫度： （3）求液相平均黏度 表2.4 苯和甲苯的液體粘度t/80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.228 查上表2.4由內(nèi)插法得： 根據(jù)液相平均黏度公式： 塔頂： 得: 進(jìn)料板： 得： 塔底： 得： 則液相平均黏度為： （4）求板效率 全塔效率為：（5） 求實(shí)際板層數(shù) 精餾段實(shí)際板層數(shù) 提餾段實(shí)際板層數(shù) 總實(shí)際板層數(shù) 故總實(shí)際板層數(shù)為22塊，進(jìn)料板在第11塊。第三章 精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 3.1操作壓力計(jì)算 （1） 塔頂操作壓力 （2）每層塔板壓降 P=
29、0kPa（3）進(jìn)料板壓力 （4) 塔底操作壓力 精餾段平均壓力 提餾段平均壓力 3.2平均摩爾質(zhì)量計(jì)算（1）塔頂平均摩爾質(zhì)量 由各板氣液組成圖2.1可得： （2）進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量 由上面理論板的算法，得 （3） 塔底平均摩爾質(zhì)量 由,查平衡曲線，得 （4） 精餾段平均摩爾質(zhì)量 （5）提餾段平均摩爾質(zhì)量 3.3平均密度計(jì)算 3.3.1氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算如下： 精餾段的平均氣相密度即 提餾段的平均氣相密度即 3.3.2液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算，即 表3.1 苯和甲苯的液相密度t/8090100110120814805791778763809801791780
30、768 塔頂液相平均密度 由內(nèi)插法計(jì)算得： 進(jìn)料板液相平均密度 塔底液相平均密度 塔底液相質(zhì)量分率: 精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為 3.4液體平均表面張力計(jì)算 液相平均表面張力依下式計(jì)算，即 表3.2 苯和甲苯純組分的表面張力t/809010011012021.22018.817.516.221.720.619.518.417.3 塔頂液相平均表面張力 由內(nèi)插法得： 進(jìn)料板液相平均表面張力 塔底液相平均表面張力 精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力為 3.5液體平均粘度計(jì)算 由2.2.2的計(jì)算可得： 精餾段液相平均粘度為 提餾段液相平均粘度為 第四章 精餾塔的塔體工藝
31、尺寸計(jì)算 4.1塔徑的計(jì)算4.1.1精餾段與提餾段塔徑計(jì)算 （1）精餾段的塔徑 精餾段氣、液相體積流率為 由 式中C由計(jì)算，其中的由史密斯關(guān)聯(lián)圖(圖2.2)查取，圖 的坐標(biāo)為 取板間距，板上液層高度，則 查史密斯關(guān)聯(lián)圖 取安全系數(shù)為，則空塔氣速為 =0.8=0.81.3166=1.05328 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 圖4.1 史密斯關(guān)聯(lián)圖4(2) 提餾段塔徑計(jì)算 提餾段氣、液相體積流率為 由 式中C由計(jì)算，其中的由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標(biāo) 為 取板間距，板上液層高度，則 查斯密斯關(guān)聯(lián)圖 取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為 =0.8=0.81.12503=0.900024 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 由于
32、，且二者相差不大，應(yīng)取較大者作為塔徑，故塔徑為1.2m 塔截面積為 4.1.2實(shí)際空塔氣速 精餾段 提餾段 4.2 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算4.2.1精餾段溢流裝置計(jì)算 因塔徑D1.2m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。 精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下：（1）堰長 取 （2）溢流堰高度 由 選用平直堰，堰上液層高度用弗蘭西斯公式計(jì)算，即 圖4.2 液流收縮系數(shù)計(jì)算圖4 查圖4.2得： 取板上清液層高度 從而（3）弓形降液管寬度和截面積 由 查圖下得： 依式驗(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。圖4.3 弓形降液管的參數(shù)（4）降液管底隙高度 取 則 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 選用凹形受液
33、盤，深度。4.2.2 提餾段溢流裝置計(jì)算：（1） 堰長 取 （2）溢流堰高度 由 選用平直堰，堰上液層高度用弗蘭西斯公式計(jì)算，即 查上圖得： 取板上清液層高度 故 （3）弓形降液管寬度和截面積 由 查圖得： 依式子驗(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。（4）降液管底隙高度 取 0.006m 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 采用凹形受液盤，深度.4.3 塔板布置 4.3.1 塔板的分塊 因D800mm，故塔板采用分塊式。查下表4.1得，塔徑為1.2m，塔板分為3塊。表4.1 塔板分塊數(shù)塔徑，mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù)34564.3.2 邊
34、緣區(qū)寬度 取 4.3.3 開孔區(qū)面積計(jì)算 開孔區(qū)面積按式計(jì)算 其中 故 4.3.4 浮閥的數(shù)目及其排列 閥孔直徑：由浮閥的型號(hào)決定。 浮閥數(shù) N：由氣體負(fù)荷量 Vs 決定?？捎上率接?jì)算 式中：Vs 氣體流量，m3/s； u0 閥孔氣速，m/s； d0 閥孔直徑。 對(duì) F1 型浮閥，d0 =39 mm。 閥孔氣速 u0 可根據(jù)由實(shí)驗(yàn)結(jié)果綜合的閥孔動(dòng)能因子 F0 確定 根據(jù)工業(yè)設(shè)備數(shù)據(jù)，對(duì)F1重型浮閥（約33g），當(dāng)塔板上的浮閥剛?cè)_時(shí)， F0 在 913 之間。設(shè)計(jì)時(shí)可在此范圍內(nèi)選擇適宜的 F0 后計(jì)算 u0 。 取F0=11時(shí)， 由t=75mm時(shí)， 按等腰三角形排列，則排間距為 取100mm
35、則由CAD作圖,如下圖： 由圖可知：N實(shí)際 =99個(gè) 則有 有，合理。 則有開孔率 在10-14區(qū)間內(nèi)，開孔率核算合理。第五章 浮閥塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 5.1 氣體通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降 原則：在保證較高效率的前提下，應(yīng)力求減小塔板壓降，以降低能耗及改善塔的操作性能。（1）干板壓強(qiáng)降hd 臨界孔速為 因，故hd按浮閥未全開計(jì)算 得： (2）氣體通過充氣液層的壓強(qiáng)降hl (3) 液體表面張力阻力引起的壓強(qiáng)降 克服表面張力所產(chǎn)生的壓降可忽略(4) 氣體通過一層浮閥塔板時(shí)的壓強(qiáng)降hf (5) 塔板壓降 則有： 5.2 溢流液泛 為避免發(fā)生溢流液泛，即必須滿足 泡沫層相對(duì)密度，=0.5 清液層 Hd可由
36、下式計(jì)算 得： 其中液體經(jīng)過降液管的阻力損失 h，主要由降液管底隙處的局部阻力所造 成，可按下面的經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算： 塔板上設(shè)有進(jìn)口堰時(shí) 則有 5.3 漏液點(diǎn) 對(duì)于F1重型浮閥，取控制閥孔動(dòng)能因數(shù)F0在56之間，作負(fù)荷下線 穩(wěn)定系數(shù)k： 取F=5時(shí)，有 取F=6時(shí)，有 有 合理，且k值越大安全系數(shù)越高。5.4 液沫夾帶 正常操作時(shí)的液沫夾帶量為： ev 0.1kg液體/kg氣體。 泛點(diǎn)率 Fl：操作時(shí)的空塔氣速與發(fā)生液泛時(shí)的空塔氣速之比 D0.9m ：Fl80%； 根據(jù)經(jīng)驗(yàn)公式： 圖5.1泛點(diǎn)負(fù)荷因子密度關(guān)聯(lián)圖5 由圖可知 CF=0.103， 根據(jù) Ls, Vs 分別為塔內(nèi)液、氣相流量，m3/s；
37、 rL,rV 分別為塔內(nèi)液、氣相密度，kg/m3； ZL 板上液相流程長度，m。單溢流：ZL=D -2Wd； Ab 板上液流面積，m2。單溢流：Ab=AT-2Af； K 物性系數(shù)； CF 泛點(diǎn)負(fù)荷因子。 其中 由于物系為無泡沫正常系統(tǒng)，故k=1 根據(jù) 則 為了避免過量霧沫夾帶，應(yīng)該控制泛點(diǎn)率不超過80%。由以上計(jì)算得知，液沫夾帶能滿足。第六章 塔板負(fù)荷性能圖 6.1漏液線 取F=5時(shí)，安全系數(shù)較高。 6.2 霧沫夾帶線 取泛點(diǎn)率為80%，計(jì)算Vs-Ls關(guān)系 得： 6.3 液相負(fù)荷上限線 液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時(shí)間不低于35 s。 取時(shí)間為5s計(jì)算： 6.4 液相負(fù)荷下限線 平堰，一般
38、取how=0.006m，作為液相負(fù)荷下限條件。 由 得： 6.5 溢流液泛線 根據(jù) 其中 得： 6.6 精餾段塔板負(fù)荷性能圖 (1) 霧沫夾帶線 (2) 液泛線 (3) 液相負(fù)荷上限線 (4) 漏液線 (5) 液相負(fù)荷下限線 (6) 操作線 圖6.1精餾段塔板負(fù)荷性能圖 1-液相下限線 2-溢流液泛線 3-操作線 4-液沫夾帶線 5-漏液線 6-液相上限線 由塔板負(fù)荷性能圖可以看出： (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))處在操作區(qū)內(nèi)，位置較居中， 效果比較理想； (2)塔板的氣相負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶線控制，操作下限由漏液線控制； (3)按固定的液氣比，由圖查出塔板的氣相負(fù)荷上限
39、 氣相 負(fù)荷下限，所以，精餾段操作彈性為滿足操作彈性大于3的要求。第七章 塔體結(jié)構(gòu)7.1塔頂空間高度 頂部第一塊塔板到筒體與封頭接線的距離（不包括封頭空間）叫塔頂空間高。7.2塔底空間高度 塔底空間指塔內(nèi)最下層踏板與塔底的間距，其值由如下因素確定： （1）塔底液面到最下層塔板間要有12m的間距，本設(shè)計(jì)為1.5m。（2）塔底貯液空間依貯存液停留時(shí)間而定，停留時(shí)間一般為35min。 本設(shè)計(jì)取塔底貯液停留時(shí)間為4s；則貯液高度Z為 ： 則 7.3進(jìn)料空間高度 7.4裙座 取。7.5人孔本設(shè)計(jì)每隔6層塔板設(shè)一人孔（安裝，檢修用），人孔直徑為800mm，其伸出塔體的管體長為480mm，設(shè)計(jì)5個(gè)人孔（精餾
40、段2個(gè)，進(jìn)料1個(gè)，提餾段2個(gè)）。7.6筒體的厚度 本設(shè)計(jì)的,查表，取D=1200m,則壁厚為5mm。7.7封頭 橢圓形的球頭h1h2圖7.1 s=6或8mm7.8板式塔有效高度和總高度7.8.1精餾塔有效高度計(jì)算（1）精餾段有效高度 （2）提餾段有效高度 在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m。 故精餾塔的有效高度為7.8.2 板式塔總高度 第八章 設(shè)計(jì)結(jié)果總匯8.1 各主要流股物性匯總表1 主要物性匯總 項(xiàng)目符號(hào)單位數(shù)值塔頂 D進(jìn)料 F塔底 W溫度t81.3193.86108.74壓力(絕壓)pkPa 101.325101.325101.325液相組成x0.948660.440190.035
41、195氣相組成y0.948660.662820.08358 液相平均黏度LMpa/s0.304380.274060.25455液相平均密度Lkg/m3812.527798.120781.333液相平均分子量MLkg/kmol79.7885.9691.64氣相平均分子量MVkg/kmol72.8382.8490.96 液相表面張力dyn/cm221.06919.89418.518.2 浮閥塔設(shè)計(jì)參數(shù)匯總 表2 塔的設(shè)計(jì)參數(shù)匯總項(xiàng)目符號(hào)單位數(shù)值精餾段提餾段最小回流比Rmin1.31回流比R 2.1353 2.1353各段平均壓力pkPa101.325101.325各段平均溫度t87.585101.
42、3體積流率氣相VSm3/s0.92342 0.95848液相LSm3/s 0.0021864 0.004913液相平均密度Lkg/m3805.3235789.725氣相平均密度Vkg/m32.62962.8283液相平均分子量MLkg/kmol82.87 88.8氣相平均分子量MVkg/kmol77.83586.9液相表面張力dyn/cm220.48419.202理論板數(shù)NT57全塔效率0.53585實(shí)際板數(shù)Np1012板間距m0.400.40塔的有效高度m 8.80 塔徑Dm1.21.2空塔氣速um/s0.816480.84754塔板液流型式單溢流單溢流溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長lwm0
43、.840.84堰高h(yuǎn)wm0.0421250.03252溢流堰寬度Wdm 0.1812 0.1812管底與受液盤距離hom0.0216900.024370浮閥數(shù)目N99/?排列形式等腰三角形順排排間距t2m0.1孔心距t1m0.75開孔率0.1381 閥孔氣速u0m/s7.808 閥孔動(dòng)能因子F012.66單板壓力降ppPa645.106 氣相最大負(fù)荷(VS)maxm3/s1.2785 氣相最小負(fù)荷(VS)minm3/s0.36442 操作彈性3.51 第九章 設(shè)計(jì)感悟本次課程設(shè)計(jì)通過給定的生產(chǎn)操作工藝條件自行設(shè)計(jì)一套苯-甲苯物系的分離的塔板式連續(xù)精餾塔設(shè)備。通過兩周的努力，反復(fù)計(jì)算和優(yōu)化，小組
44、成員終于設(shè)計(jì)出了一套比較完善的塔板式連續(xù)精餾塔設(shè)備。其各項(xiàng)性能指標(biāo)均能符合工藝生產(chǎn)技術(shù)要求，而且操作彈性大，生產(chǎn)能力強(qiáng)，達(dá)到了預(yù)期的目的。課程設(shè)計(jì)需要我們把平時(shí)所學(xué)的理論知識(shí)運(yùn)用到實(shí)踐中，使我們對(duì)書本上所學(xué)的理論知識(shí)有了進(jìn)一步的理解，更讓我們體會(huì)到了理論知識(shí)的對(duì)實(shí)踐工作的重要的指導(dǎo)意義。課程設(shè)計(jì)要求我們有自主學(xué)習(xí)和設(shè)計(jì)的能力，去摸索最佳的設(shè)計(jì)方案，而不是像以往遵循書本上的程序或按照給定的方案。因此，課程設(shè)計(jì)給我們提供了更大的發(fā)揮空間，讓我們發(fā)揮主觀能動(dòng)性獨(dú)立地去通過書籍、網(wǎng)絡(luò)等各種途徑查閱資料、查找數(shù)據(jù)，確定設(shè)計(jì)方案。更重要的是，該課程設(shè)計(jì)需要我們充分發(fā)揮團(tuán)隊(duì)合作的精神，組員之間必須緊密結(jié)合，
45、相互配合，才可能在有限的時(shí)間內(nèi)設(shè)計(jì)出最佳的設(shè)計(jì)方案。這次的化工原理課程設(shè)計(jì)，既是對(duì)我們能力的一種考察，更是對(duì)我們以后工作中遇到類似問題的一種考驗(yàn)。不論是對(duì)以后的工作或是生活都有一定的幫助。比如用CAD畫圖，這是我們以前沒接觸過的東西，現(xiàn)在突然要用到，只能自己去查資料，看視頻，學(xué)習(xí)它的用法。這有助于培養(yǎng)我們自主學(xué)習(xí)的能力，認(rèn)清自己對(duì)新生事物的領(lǐng)悟能力，極大的擴(kuò)寬了我們的視野。同時(shí)，也讓我想到了一句話，生活中無處不充滿著挑戰(zhàn)。總之，這次課程設(shè)計(jì)既是對(duì)我們知識(shí)課程的考核，又是對(duì)我們思考問題、解決問題能力的考核，課程設(shè)計(jì)讓我們學(xué)到了很多東西，它引導(dǎo)著我們將理論知識(shí)用于實(shí)踐。最后感謝老師在這次課程設(shè)計(jì)的
46、精心指導(dǎo)！ 參考文獻(xiàn)1陳芹元.深冷技術(shù)（第五講 精餾設(shè)備）.第三期.1992.2譚天恩，麥本熙，丁惠華.化工原理（上、下冊(cè)）.第二版.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1998.3王志魁，劉麗英，劉偉.化工原理.第四版.化學(xué)工業(yè)出版社.2010.4譚天恩.化工原理（下冊(cè)）第三版.化學(xué)工業(yè)出版社.2006.5賈紹義，柴誠敬 . 化工原理課程設(shè)計(jì) . 天津：天津大學(xué)出版社，2002附錄附錄1 苯-甲苯的氣液平衡組成苯的液相X苯的氣相Y溫度T0.000 0.000 110.60.088 0.212 106.10.200 0.370 102.20.300 0.500 98.60.397 0.618 95.20.4
47、89 0.710 92.10.592 0.789 89.40.700 0.853 86.80.803 0.914 84.40.903 0.957 82.30.950 0.979 81.21.000 1.000 80.2附錄2 不同溫度下苯和甲苯的粘度t/80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.228附錄3 不同溫度下苯和甲苯的密度t/8090100110120814805791778763809801791780768附錄4 不同溫度下苯和甲苯的表面張力 t/809010011012021.22018.817.516.221.720.619.518.417.3附錄5 主要符號(hào)說明符 號(hào)說明單 位符 號(hào)說明單 位B苯lw堰長m MB 甲苯hw溢流堰高度mD塔頂how堰上層高度mF進(jìn)料板Wd弓形降液管高度mW塔釜Af截面積m2L液相AT塔截面積m2V氣相液體在降液管中停留時(shí)間sM摩爾質(zhì)量g/molh0降液管底隙高度mRmin最小回流比Ws邊緣區(qū)高度mN實(shí)際塔板數(shù)Aa開孔
化工原理課程設(shè)計(jì)-5萬噸年苯-甲苯精餾塔設(shè)計(jì).doc
