《化工原理課程設(shè)計-5萬噸年苯-甲苯精餾塔設(shè)計.doc》由會員分享，可在線閱讀，更多相關(guān)《化工原理課程設(shè)計-5萬噸年苯-甲苯精餾塔設(shè)計.doc（51頁珍藏版）》請在裝配圖網(wǎng)上搜索。

1、提供全套畢業(yè)設(shè)計，歡迎咨詢 課 程 設(shè) 計 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)計說明書課題名稱 5萬噸/年苯-甲苯精餾塔設(shè)計 專業(yè)班級 11級高材試驗1班 學(xué)生學(xué)號 1102020607 學(xué)生姓名 學(xué)生成績 指導(dǎo)教師 課題工作時間 6月18日至6月30日 摘 要 這次設(shè)計的任務(wù)是設(shè)計出一個較理想的年處理苯-甲苯混合液5.0萬噸的浮閥精餾塔，進料口的甲苯-苯混合液的質(zhì)量分數(shù)為40%，塔頂餾出液的質(zhì)量分數(shù)為94%，塔底釜液質(zhì)量分數(shù)為3%。通過對苯-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)的計算、繪圖等過程，設(shè)計出較理想的精餾塔。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)的計算，做出精餾段塔板負荷性能圖，得到較理想的操作彈性為3.51。最終設(shè)計出合理的塔徑為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 進料狀態(tài)21.1.3 加熱方式21.2 確定設(shè)計方案的原則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)的計算153.1操作壓力計算15

7、3.2平均摩爾質(zhì)量計算153.3平均密度計算163.3.1氣相平均密度計算163.3.2液相平均密度計算173.4液體平均表面張力計算183.5液體平均粘度計算18第四章 精餾塔的塔體工藝尺寸計算204.1塔徑的計算204.1.1精餾段與提餾段塔徑計算204.1.2實際空塔氣速224.2 塔板主要工藝尺寸的計算234.2.1精餾段溢流裝置計算234.2.2 提餾段溢流裝置計算：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)驗算305.1 氣體通過浮閥塔板的壓強降305.2 溢

8、流液泛315.3 漏液點315.4 液沫夾帶32第六章 塔板負荷性能圖346.1漏液線346.2 霧沫夾帶線346.3 液相負荷上限線346.4 液相負荷下限線346.5 溢流液泛線356.6 精餾段塔板負荷性能圖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精餾塔有效高度計算387.8.2 板式塔總高度38第八章 設(shè)計結(jié)果總匯398.1 各主要流股物性匯總398.2 浮閥塔設(shè)計參數(shù)匯總39第九章 設(shè)計感悟41參考文獻42附錄42V第一章 設(shè)計方案

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)備中進行的。 浮閥塔是在塔盤板上開許多圓孔，每一個孔上裝一個帶三條腿可上下浮動的閥。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，振動頻率高，關(guān)閥時滯后嚴重，在低氣速下有嚴重漏液，宜用在處理量大并要求壓降小（如減壓蒸餾）的場合。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： （1） 處理量較大，比泡罩塔提高2040%，這是因為氣流水平噴出，減少了霧沫夾帶，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。因為塔盤上沒有復(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，因為氣體通道比泡罩塔簡單得多，因此可用于減壓蒸餾。（5） 塔盤的結(jié)構(gòu)較簡單，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)，因垢和焦會妨礙浮閥起落的靈活性。1 現(xiàn)在，對篩板塔的結(jié)構(gòu)、性能有充分的研究。只要設(shè)計合理、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)計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作指標。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。1.1.1 操作壓力蒸餾操作通常可在常壓、加壓和減壓下進行。確定操作壓力時，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)濟上的合理性進行考慮。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進行

12、蒸餾。當物性無特殊要求時，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?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰ΑＳ袝r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 進料狀態(tài) 進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產(chǎn)中進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點或接近泡點才送入塔中；此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計和制造上提供了方便。本設(shè)計采用泡點進料。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。有時也可采用直接蒸汽加熱。采用直

13、接蒸汽加熱時，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)計采用間接蒸汽加熱。1.2 確定設(shè)計方案的原則確定設(shè)計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)達到技術(shù)上最先進、經(jīng)濟上最合理的要求，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。1.2.1 滿足工藝和操作的要求所設(shè)計出來的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達到任務(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、。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(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，即對操作費和設(shè)備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設(shè)備費也有很大影響。本設(shè)計采用循環(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，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產(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)時間： 300天/年 冷卻水進口溫度：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，泡點回流45第二章 物料衡算與

16、塔板計算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(泡點進料）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 由上圖2.1內(nèi)插法可求得: ， （2）全回流過程時的相對揮發(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 當溫度為塔頂溫度時， , ， 當溫度為進料溫度時， ， ， 當溫度為塔底溫度時，, 計算得全回流條件下的最少理論塔板數(shù)時 將全塔的相對揮發(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應(yīng)的理論塔板數(shù)，在結(jié)合實際生產(chǎn)中的設(shè)備費與操作費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全回流時的理論塔板數(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，求出多個理論塔板數(shù)，將所求出的各個值可列出表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理論塔板數(shù)的影響。圖2.2的縱坐標表示當選取不同的回流比時，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，當回流比R=2.1353時生產(chǎn)所需的理論塔板和生產(chǎn)成本最合適，故將設(shè)計的工藝生產(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，計算如下： 逐板計算可得在第6塊板時 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)果與逐板計算法一樣。2.2.2實際板層數(shù)的求取 （1）相對揮發(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） 求實際板層數(shù) 精餾段實際板層數(shù) 提餾段實際板層數(shù) 總實際板層數(shù) 故總實際板層數(shù)為22塊，進料板在第11塊。第三章 精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 3.1操作壓力計算 （1） 塔頂操作壓力 （2）每層塔板壓降 P=

29、0kPa（3）進料板壓力 （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平均密度計算 3.3.1氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算如下： 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液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，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)插法計算得： 進料板液相平均密度 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算 液相平均表面張力依下式計算，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液體平均粘度計算 由2.2.2的計算可得： 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、尺寸計算 4.1塔徑的計算4.1.1精餾段與提餾段塔徑計算 （1）精餾段的塔徑 精餾段氣、液相體積流率為 由 式中C由計算，其中的由史密斯關(guān)聯(lián)圖(圖2.2)查取，圖 的坐標為 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 按標準塔徑圓整后為 圖4.1 史密斯關(guān)聯(lián)圖4(2) 提餾段塔徑計算 提餾段氣、液相體積流率為 由 式中C由計算，其中的由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標 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 按標準塔徑圓整后為 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實際空塔氣速 精餾段 提餾段 4.2 塔板主要工藝尺寸的計算4.2.1精餾段溢流裝置計算 因塔徑D1.2m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。 精餾段各項計算如下：（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算，即 圖4.2 液流收縮系數(shù)計算圖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： 依式驗算液體在降液管中停留時間，即 故降液管設(shè)計合理。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)計合理。 選用凹形受液

33、盤，深度。4.2.2 提餾段溢流裝置計算：（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： 依式子驗算液體在降液管中停留時間，即 故降液管設(shè)計合理。（4）降液管底隙高度 取 0.006m 故降液管底隙高度設(shè)計合理。 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)面積計算 開孔區(qū)面積按式計算 其中 故 4.3.4 浮閥的數(shù)目及其排列 閥孔直徑：由浮閥的型號決定。 浮閥數(shù) N：由氣體負荷量 Vs 決定?？捎上率接嬎?式中：Vs 氣體流量，m3/s； u0 閥孔氣速，m/s； d0 閥孔直徑。 對 F1 型浮閥，d0 =39 mm。 閥孔氣速 u0 可根據(jù)由實驗結(jié)果綜合的閥孔動能因子 F0 確定 根據(jù)工業(yè)設(shè)備數(shù)據(jù)，對F1重型浮閥（約33g），當塔板上的浮閥剛?cè)_時， F0 在 913 之間。設(shè)計時可在此范圍內(nèi)選擇適宜的 F0 后計算 u0 。 取F0=11時， 由t=75mm時， 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實際 =99個 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)驗算 5.1 氣體通過浮閥塔板的壓強降 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）干板壓強降hd 臨界孔速為 因，故hd按浮閥未全開計算 得： (2）氣體通過充氣液層的壓強降hl (3) 液體表面張力阻力引起的壓強降 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的壓強降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 泡沫層相對密度，=0.5 清液層 Hd可由

36、下式計算 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)驗公式計算： 塔板上設(shè)有進口堰時 則有 5.3 漏液點 對于F1重型浮閥，取控制閥孔動能因數(shù)F0在56之間，作負荷下線 穩(wěn)定系數(shù)k： 取F=5時，有 取F=6時，有 有 合理，且k值越大安全系數(shù)越高。5.4 液沫夾帶 正常操作時的液沫夾帶量為： ev 0.1kg液體/kg氣體。 泛點率 Fl：操作時的空塔氣速與發(fā)生液泛時的空塔氣速之比 D0.9m ：Fl80%； 根據(jù)經(jīng)驗公式： 圖5.1泛點負荷因子密度關(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 泛點負荷因子。 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)該控制泛點率不超過80%。由以上計算得知，液沫夾帶能滿足。第六章 塔板負荷性能圖 6.1漏液線 取F=5時，安全系數(shù)較高。 6.2 霧沫夾帶線 取泛點率為80%，計算Vs-Ls關(guān)系 得： 6.3 液相負荷上限線 液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時間不低于35 s。 取時間為5s計算： 6.4 液相負荷下限線 平堰，一般

38、取how=0.006m，作為液相負荷下限條件。 由 得： 6.5 溢流液泛線 根據(jù) 其中 得： 6.6 精餾段塔板負荷性能圖 (1) 霧沫夾帶線 (2) 液泛線 (3) 液相負荷上限線 (4) 漏液線 (5) 液相負荷下限線 (6) 操作線 圖6.1精餾段塔板負荷性能圖 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 由塔板負荷性能圖可以看出： (1) 在任務(wù)規(guī)定的氣液負荷下的操作點P(設(shè)計點)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荷上限

39、 氣相 負荷下限，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)計為1.5m。（2）塔底貯液空間依貯存液停留時間而定，停留時間一般為35min。 本設(shè)計取塔底貯液停留時間為4s；則貯液高度Z為 ： 則 7.3進料空間高度 7.4裙座 取。7.5人孔本設(shè)計每隔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5個人孔（精餾

40、段2個，進料1個，提餾段2個）。7.6筒體的厚度 本設(shè)計的,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精餾塔有效高度計算（1）精餾段有效高度 （2）提餾段有效高度 在進料板上方開一人孔，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 項目符號單位數(shù)值塔頂 D進料 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)計參數(shù)匯總 表2 塔的設(shè)計參數(shù)匯總項目符號單位數(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hwm0.0421250.03252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 閥孔動能因子F012.66單板壓力降ppPa645.106 氣相最大負荷(VS)maxm3/s1.2785 氣相最小負荷(VS)minm3/s0.36442 操作彈性3.51 第九章 設(shè)計感悟本次課程設(shè)計通過給定的生產(chǎn)操作工藝條件自行設(shè)計一套苯-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)計算和優(yōu)化，小組

44、成員終于設(shè)計出了一套比較完善的塔板式連續(xù)精餾塔設(shè)備。其各項性能指標均能符合工藝生產(chǎn)技術(shù)要求，而且操作彈性大，生產(chǎn)能力強，達到了預(yù)期的目的。課程設(shè)計需要我們把平時所學(xué)的理論知識運用到實踐中，使我們對書本上所學(xué)的理論知識有了進一步的理解，更讓我們體會到了理論知識的對實踐工作的重要的指導(dǎo)意義。課程設(shè)計要求我們有自主學(xué)習和設(shè)計的能力，去摸索最佳的設(shè)計方案，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)計給我們提供了更大的發(fā)揮空間，讓我們發(fā)揮主觀能動性獨立地去通過書籍、網(wǎng)絡(luò)等各種途徑查閱資料、查找數(shù)據(jù)，確定設(shè)計方案。更重要的是，該課程設(shè)計需要我們充分發(fā)揮團隊合作的精神，組員之間必須緊密結(jié)合，

45、相互配合，才可能在有限的時間內(nèi)設(shè)計出最佳的設(shè)計方案。這次的化工原理課程設(shè)計，既是對我們能力的一種考察，更是對我們以后工作中遇到類似問題的一種考驗。不論是對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)習它的用法。這有助于培養(yǎng)我們自主學(xué)習的能力，認清自己對新生事物的領(lǐng)悟能力，極大的擴寬了我們的視野。同時，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)計既是對我們知識課程的考核，又是對我們思考問題、解決問題能力的考核，課程設(shè)計讓我們學(xué)到了很多東西，它引導(dǎo)著我們將理論知識用于實踐。最后感謝老師在這次課程設(shè)計的

46、精心指導(dǎo)！ 參考文獻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）.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）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 . 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 主要符號說明符 號說明單 位符 號說明單 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實際塔板數(shù)Aa開孔