苯-甲苯二元物系浮阀精馏塔设计.doc

吉林化工学院化工原理课程设计 1 吉吉林林化化工工学学院院 化化 工工 原原 理理 课课 程程 设设 计计 题目题目 苯苯-甲苯二元物系浮阀精馏塔设计甲苯二元物系浮阀精馏塔设计 2013 年年 06 月月 1111 日日 吉林化工学院化工原理课程设计 2 目目 录录 摘摘 要要11 绪绪 论论22 设计方案的选择设计方案的选择 4 4 第一张第一张 塔板的工艺的计算塔板的工艺的计算66 1.1 主要基础物性参数66 1.2 精馏塔实体塔板的计算77 1.2.1 精馏塔物料衡算77 1.2.2 理论塔板数的确定77 1.2.3 板效率的计算1010 1.2.4 实际板数的确定1111 第二章第二章 精馏塔主要工艺尺寸精馏塔主要工艺尺寸1212 2.1 精馏塔的工艺条件及有关物性参数的计算1212 2.1.1 操作压力计算1212 2.1.2 液相平均表面张力计算1212 2.1.3 热量衡算1313 2.1.4 平均摩尔质量衡算1515 2.1.5 平均密度计算1616 2.2 塔体工艺尺寸的计算1818 2.2.1 精馏塔塔径的计算1818 2.2.2 精馏塔有效高度的计算1919 2.3 塔板工艺尺寸的计算1919 2.3.1 溢流装置的设计1919 2.3.2 浮阀布置设计2020 2.3.3 浮阀板流体力学验算2222 2.4 塔板负荷性能图2525 2.4.1 夜沫夹带线的绘制2525 2.4.2 液泛线的绘制2525 2.4.3 漏液线的绘制2626 2.4.4 液相负荷的下限线的绘制2626 2.4.5 液相负荷的上限线的绘制2727 2.4.6 小结2828 第三章第三章 辅助设备及选型辅助设备及选型2929 3.1 接管的计算2929 3.1.1 进料管的选择2929 3.1.2 回流管的选择2929 3.1.3 釜底出口管路的选择3030 3.1.4 塔顶蒸汽管3030 3.1.5 加料蒸汽管的选择3030 3.1.6 封头的设计3131 3.1.7 人孔的设计3131 3.1.8 法兰的设计3131 吉林化工学院化工原理课程设计 3 3.1.9 裙座的计算3131 3.2.0 塔釜设计 3131 第四章第四章 塔高的设计塔高的设计3232 4.1 塔总高度的计算3232 第五章第五章 附属设备计算附属设备计算3333 5.1 冷凝器的选择3333 5.2 再沸器的选择3333 总结语总结语 3535 主要符号说明主要符号说明 3636 参考文献参考文献 3838 化工原理课程设计教师评分表化工原理课程设计教师评分表 3939 吉林化工学院化工原理课程设计 1 摘摘 要要 本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的传质设备。此设计针对二元物系的 精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程，该设计方 法被工程技术人员广泛的采用。 本文设计了浮阀精馏塔及其附属元件的尺寸、管线路线的铺设，并对摩尔 分数为 0.45 的苯甲苯二元溶液进行精馏过程，其中塔顶使用全凝器，部分回 流。按逐板计算理论板数为 15。由平均粘度得到全塔效率为 50%，从而得到了 塔的精馏段实际板数为 14 块，提馏段实际板数为 15。实际加料位置在第 15 块 板。确定了塔的主要工艺尺寸，塔板采用单溢流弓型降液管齿型堰如塔径 1.0 米等。且经过液泛线，漏液线，液相负荷上限，液相负荷下限的校核，确定了 操作点符合操作要求。精馏段的操作弹性为 4.77，提馏段的操作弹性为 4.27， 符合操作要求。 关键词： 苯 甲苯 精馏塔 浮阀 操作弹性 吉林化工学院化工原理课程设计 2 绪绪 论论 1.精馏塔概述 精馏塔（fractionating column）是进行精馏的一种塔式汽液接触装置， 又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连 续精馏塔与间歇精馏塔。 关于各种类型塔板的介绍 主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮阀塔板；筛孔塔板；舌形塔板（斜孔塔 板） ；网孔塔板；垂直浮阀；多降液管塔板；林德浮阀；无溢流塔板。 泡罩塔板 泡罩塔板的气体通道是由升气管和泡罩构成的。升气管是泡罩塔区别于其 它塔板的主要结构特征。这种结构不仅结构过于复杂，制造成本高，而且气体 通道曲折多变、干板压降达、液泛气速低、生产能力小。 浮阀塔板 浮阀塔板是对泡罩塔板的改进，取消了升气管，在塔板开孔上访设置了浮 阀，浮阀可根据气体的流量自行调节开度。气量较小时可避免过多的漏液，气 量较大时可使气速不致过高，降低了压降。 筛孔塔板 筛孔塔板是最简单的塔板，造价低廉，只要设计合理，其操作弹性是可以 满足生产需要的，目前已成为应用最为广泛的一种板型。 舌形塔板 舌形塔板是为了防止过量液沫夹带而设计的一种塔型，由舌孔喷出的气流 方向近于水平，产生的液滴几乎不具有向上的初速度。同时从舌孔喷出的气流， 通过动量传递推动液体流动，降低了板上液层厚度和塔板压降。 网孔塔板 网孔塔板采用冲有倾斜开孔的薄板制造，具有舌形塔板的特点，并易于加工。 垂直浮阀 垂直浮阀是在塔板上开有若干直径为 100-200mm 的大圆孔，孔上设置圆柱 形泡罩，泡罩下缘于塔板有一定的间隙，泡罩侧壁开有许多筛孔。气流喷射方 向是水平的，液滴在垂直方向的初速度为零，液沫夹带量很小。 多降液管塔板 在普通浮阀上设置多根降液管以适应大液体量的要求，降液管为悬挂式。 林德浮阀 林德浮阀是专为真空精馏设计的高效低压降塔板，在整个浮阀上布置一定 数量的导向斜孔，并在塔板入口处设置鼓泡促进装置。 无溢流塔板 吉林化工学院化工原理课程设计 3 无溢流塔板是一种简易塔板，只是一块均匀开有一定缝隙或筛孔的圆形平 板，无降液管，结构简单，造价低廉。 2.仪器的选用 筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的汽液传质设备。 它的结构特点是塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔 径筛板和大孔径筛板两类。工业上以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些 特殊场合（如分离难度大、易结焦的物系） 。 筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能 力较大，气体分散均匀，传质效率较高。合理的设计和适当的操作能满足要求 的操作弹性，而且效率高。 筛板塔制造维修方便，相同条件下生产能力比泡罩 塔高 10%15%，板效率亦约高 10%15%，而每板压力降则低 30%左右，适用于 真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操作弹性，但稍低于 泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒 子的料液。 饱和蒸汽 产品采出 塔底物料采出 进料 精馏框架简图 吉林化工学院化工原理课程设计 4 第第 1 章章 设设 计计 方方 案案 1.1 装置流程的确定装置流程的确定 蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜（再沸器） ，冷凝器，釜 液冷却器和产品冷却器等设。按过程按操作方式的不同，分为联组整流和 间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业 生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强等优点，适合 于小规模，多品种或多组分物系的初步分离。 蒸馏通过物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离，热量 自塔釜输入，由冷凝器中的冷却质 将余热带走。在此过程中，热能利用 率很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用。譬如，用余料作为 塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介质，既可以将原料预热，又可以 节约冷却质。 另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵这节送入塔原料外也可 以用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。 塔顶冷凝装置可采用全冷凝器，分冷凝器两种不同的设置。甲醇和水 不反应，且容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔顶出来的气体温度不 高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需进一步冷却，此次分离也是希望 得到甲醇，选用全凝器符合要求。 总之，确定流程时要较全面，合理地兼顾设备，操作费用，操作控制 及安全诸因素。 1.2 操作压力的选择操作压力的选择 蒸馏过程中按操作压力不同，分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。 一般地，除热明性物系，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河 水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都能采用常压蒸馏；对热敏性物系 或者混合物泡点过高的物系，则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物冷凝温 度过低的物系，需提高塔压或者采用深井水，冷冻盐水作为冷却剂；而常 压下呈气态的物系必须采用加压蒸馏。甲苯和苯在常压下就能够分离出来， 所以本实验在常压下操作就可以。 吉林化工学院化工原理课程设计 5 1.3 进料状况的选择进料状况的选择 进料状况一般有冷液进料，泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时， 流量一定对分离有利，节省加热费用。采用泡点进料不仅对稳定操作较为 方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料 时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精 馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。 1.4 加热方式的选择加热方式的选择 加热方式可分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热直接由塔底 进入塔内。由于重组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下， 塔底蒸汽回流液有稀释作用，使理论板数增加，费用增加。间接蒸汽加热 使通过加热器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下来的冷液进行传质，其优 点是釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数，其缺点是增加 加热装置。本设计塔釡采用间接加热蒸汽，塔底产品经冷却后送至储罐。 1.5 回流比的选择回流比的选择 回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝器一般 安装在塔顶。其优点是回流冷凝器无需支持结构，其缺点是回流冷凝器回 流控制较。如果需要较高的塔顶处理或塔板数较多时，回流冷凝器不宜安 装在塔顶。因为塔顶冷凝器不已安装，检修和清理。在这种情况下，可采 用强制回流，塔顶上蒸汽采用冷凝器冷却以冷回流流入塔中。由于本次设 计为小型塔，故采用重力回流。本设计物系属易分离物系，最小回流比较 小，故操作回流比却最小回流比的 1.5 倍。 吉林化工学院化工原理课程设计 6 第一章第一章 塔板的工艺塔板的工艺的计算的计算 1.1 主要基础物性参数 表 11 苯和甲苯的物理性质 项目分子式分子量沸点临界温度临界压强 苯 ac6h678.1180.1288.54833.2 甲苯 bc6h5ch392.13110.6318.574107.7 表 12 液相密度 kg/m3 温度8090100110120 a815803.9792.5780.3768.9 b810800.2790.3780.3770.0 表 13 表面张力 mn/m 温度8090100110120 a21.2720.0618.8517.6616.49 b21.6920.5919.9418.4117.31 表 14 粘度 lmpa 温度8090100110120 a0.3080.2790.2550.2330.215 b0.3110.2860.2640.2540.228 吉林化工学院化工原理课程设计 7 表 15 汽化热 kj/kg 温度8090100110120 a394.1386.9379.3371.5363.2 b379.9373.8367.6361.2354.6 1.2 精馏塔实际塔板的计算 1.2.1 精馏塔物料衡算 加料量：f=125kmol/h 原料组成:xf=0.45 塔顶组成：xd=0.98 塔底组成: xw=0.03 总物料衡算 d+w=125 轻组分(苯)物料衡算 125 0.45=0.98d+0.03w 联立两式可解得 d=55.26kmol/h w=69.74kmol/h 平均相对分子质量:=78.110.45+92.141-0.45=85.82kmol f m =78.110.9892.14（1-0.98）=78.39kmol dm =78.110.03+92.141-0.03)=91.12kmol w m 故质量流量：= d=4331.83h ddm =w=6354.71h ww m =f=10686.54h ff m 质量分率：= d x9765 . 0 14.92211.7898 11.7898 = w x 0255 . 0 14.929711.783 11.783 = , f x45 78.11 0.4095 45 78.1155 92.14 1.2.2 理论塔板数的确定 1.最小回流比及操作回流比的计算 吉林化工学院化工原理课程设计 8 (1)相对挥发度的计算 查表 3-21 得常压下苯-甲苯气液平衡组成与温度关系如下表： 利用表中数据由插值法可求得 tf,td,tw 得: td =80.4 80.21 80.6680.66 99979897 dt xf=0.45 时 得 tf =92.69 xw =0.03 时 得 tw=108.79 2.相对挥发度 m的计算 苯甲苯的饱和蒸汽压可用安托因方程求解，即： lg=a- 式中：t：物系温度，单位： .：饱和蒸汽压/kpa， 0 p b tc 0 p a,b,c,antoine 常数，见如下表 1-2： 表 1-2 组分 abc 苯(a) 6.0321206.35220.24 甲苯(b) 6.0781343.94219.58 即：苯-甲苯的安托因方程分别为： o a o b 1206.35 lg6.032 220.24 1343.94 lg6.078 219.58 p t p t 对于塔顶：，则：80.4 d t o a 1206.35 lg6.032104.71 80.4220.24 1343.94 lg6.07839.628 80.41219.58 o a oo bb ppkpa ppkpa 104.72 2.642 39.628 o a o b p a p 顶 同理塔底：，则： w 109.18t o a 1206.35 lg6.032232.273 108.79220.24 1343.94 lg6.07896.605 108.79219.58 o a oo bb ppkpa ppkpa 232.273 2.404 96.605 o a o b p a p 底 相对挥发度2.642 2.4042.52 m aaa 顶底 从而得到相平衡方程:x= (1) (1)2.52 1.52 yy yy 吉林化工学院化工原理课程设计 9 3.最小回流比的计算 最小回流比的确定： min 11 1.37 11 d d ff xx r xx 操作回流比 r=1.5rmin=2.05 4.精馏塔的气、液相负荷 精馏段 ：l=rd=2.0555.26=113.28kmol/h v=(r+1)d=(2.05+1)55.26=168.54kmol/h 提馏段： 113.28+0.99125=237.03kmol/hqfll 168.54-0.01125=167.29 kmol/hfqvv) 1( 5.操作线方程的计算 精馏段操作线方程为： 提馏段操作线方程32 . 0 67 . 0 11 1 x r x x r r y d nn 为： 012 . 0 42 . 1 1 n w nn x v wx x v l y 6.精馏塔理论塔板的确定 由于塔顶是全凝器所以有 1 0.98 d yx 1 1 1 0.9511 2.52 1.52 y x y 由精馏段操作线方程 y=0.67x+0.32 得 y2=0.9682 由平衡线方程可得8987. 0 52. 152 . 2 2 2 2 y y x 同理可算出如下值： y3=0.9221;x3=0.8245 y4=0.8724;x4=0.7323 y5=0.8106;x5=0.6294 y6=0.7414;x6=0.5326 y7=0.6768;x7=0.4538 y8=0.6240;x8=0.3971800mm，故采用分块塔板，查表的分为三块。 边缘安定区宽度的确定 取 ws=ws=0.10m wc=0.050m 浮阀数目，阀孔排列及塔板布置 预选取发空功能因子 f0=12 精馏段： 0 1 0 1 12 7.07/ 2.88v f um s 每层塔板上的浮阀数目 2 2 00 0.6 71 0.785 (0.039)7.07 4 s v n d u 个 吉林化工学院化工原理课程设计 22 222 a2arcsin 180 p x x rxr r 鼓泡面积 其中 r=d/2wc=1.0/20.05=0.45m x=d/2（wd+ws）=1.0/20.151=0.349m 2221 2 0.349 20.3490.450.349)0.45sin) 1800.45 0.3779 p p a am （）（） 提馏段： 0 1 0 1 12 6.7937/ 3.12v f um s 2 2 00 0.567 70 0.785 (0.039)6.7937 4 s v n d u 个 2.3.3 浮阀板流体力学验算 气体通过浮阀塔板的静压头降 hhhh lcf 干板压降 hc 1.825 1 73.1 5.9/ 2.88 oc um s 因为,1oocuu 2 2 1 1 7.072.88 5.345.340.049 22 9.81807.4196 o v c l u hm g 板上漏层阻力 即塔板上含气液层静压头降 选充气因数 0=0.5 =0.50.06=0.03m l h 0 l h 液体表面张力造成的静压头降 对浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力阻力很小，计算时一般可以忽略。 h 所以气体通过浮阀塔板的静压头=0.049+0.03=0.079m hhhh lcf 换算成单板压降 pf=hfg=0.079807.41969.81=625.742pa700 l pa 提馏段：干板压降 hc 11.825 2 73.1 5.63/ 3.12 ocum s 吉林化工学院化工原理课程设计 23 因为,22oocuu 22 225.633.12 5.345.340.0345 22 9.81780.964 ov c l u hm g 板上漏层阻力 即塔板上含气液层静压头降 选充气因数 0=0.5 =0.50.06=0.03m l h 0 l h 液体表面张力造成的静压头降 对浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力阻力很小，计算时一般可以忽略。 h 所以气体通过浮阀塔板的静压头=0.0345+0.03=0.0645m hhhh lcf 换算成单板压降 pf=hfg=0.0645780.9649.81=494.15pa700 l pa 1) 降液管液面高度的计算 单层气体通过塔板的压降相当于液柱高度 hp1=0.084m 1 液体通过降液管的静压头降 d h 因不设进口堰，所以可用式 2 0 153 . 0 hl l h w s d 式中 0 0.001404 ,0.7 ,0.025 sw lm lm hm m 2 0.001404 0.1530.0009848 0.7 0.025 d hm 板上液层高度： hl=0.079m,hd1=0.079+0.0009848+0.06=0.14m 取=0.5，已选定 ht=0.40m,hw=0.049m ()0.5(0.400.049)0.2245 tw hhm 从而可知，符合防止液泛的要求。)( wtd hhh （2）提馏段： 单层气体通过塔板的压降相当于液柱高度 hp2=0.0645m 1 液体通过降液管的静压头降 d h 吉林化工学院化工原理课程设计 24 因不设进口堰，所以可用式 2 0 153 . 0 hl l h w s d 式中 0 0.0033 ,0.7 ,0.02773 sw lm lm hm m 2 0.0033 0.1530.004422 0.7 0.02773 d hm 板上液层高度： hl=0.07m, 10.0790.0044220.060.1434 0.5,0.40 ,0.0412 d tw hm hm hm 取已选定 ()0.5 (0.400.0412)0.2206 tw hhm 从而可知，符合防止液泛的要求)( wtd hhh 2) 液沫夹带量计算 v e 判断液沫夹带量是否在小于 10%的合理范围内，是通过计算泛点率 f1来完成 v e 的。泛点%100 36 . 1 1 pf ls gl g s akc zlv f 塔板上液体流程长度 21 2 0.1510.698 l zdwdm 塔板上液流面积 m220.7582 0.07380.6374 ptf aaa 苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数 k 值，k=1.0,在从泛点负荷因 数图中查得负荷因数 cf=0.127,将以上数值 分别代入上式，得泛点率 f1为 1 2.88 0.61.36 0.001404 0.698 807.41962.88 100%45.63% 1 0.128 0.6374 f 为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在 80%以下。从以上计算的结果 可知，其泛点率都低于 80%，所以雾沫夹带量能满足0.1kg(液)/kg(干气体) v e 的要求。 提馏段：取系数 k=1.0,泛点负荷系数 cf=0.131 吉林化工学院化工原理课程设计 25 由以2 3.12 0.5671.36 0.0033 0.698 780.41963.12 100%46.76% 1 0.131 0.6374 f 上计算可知，符合要求 根据以上塔板的各项流体力学验算，可以认为精馏段塔径和各项工艺尺 寸是合适的。 2.4 塔板负荷性能图 2.4.1 液沫夹带线的绘制 液沫夹带线上线时，ev=0.10kg 液/kg 干气，泛点是 80%. 则有 = 1 f%80%100 36 . 1 pf ls vl v s akc zlv （1）精馏段： 2.88 1.36 0.698 807.41962.88 0.8 1.0 0.128 0.6374 ss vl 整理可得：1.09 15.87ssvl （2）提馏段： 3.12 1.36 0.698 780.96403.12 0.8 1.0 0.131 0.6374 ss vl 整理得：1.06 15.07ssvl 2.4.2 液泛线的绘制 当降液管中泡沫总高度=（ht+）时将出现液沫 d h w h ()p twldcd hhhhhhhllh +h +h + 由此确定液泛线 () tw hh 2 2 23 0 0 0 36002.84 5.340.1531 21000 vss w lww ull h gl hl （） 而式中阀孔气速 u0与体积流量有如下 关系。即 nd v u s 2 0 0 4 吉林化工学院化工原理课程设计 26 对于精馏段： 2 2 242 2.888 0.22455.340.153 3.140.03971 807.41969.8 ss sw vl l l 2 2 3 22 36002.84 0.15310.50.049 10000.840.840.026 ss ll （） 解得液泛方程 2 22 3 1.123700.689.4 sss vll 对于提馏段： 2 244 3.128 0.22065.34 3.140.03970780.96409.8 s v 2 2 3 22 36002.84 0.1531 0.50.0412 0.70.0277310000.7 ss ll （） 解得液泛方程 2 22 3 1.01192606.328.145 sss vll 2.4.3 漏液线的绘制 精馏段计算 取动能因数 f=5 1 1 0min 223 min00min 5 ()2.946/ 2.88 3.14 ()()0.03971 2.9460.2497m /s0.6 44 v s f um s vdnu 提馏段计算 2 1 0min 223 min00min 5 ()2.8307/ 3.12 3.14 ()()0.03970 2.83070.2366m /s0.567 44 v s f um s vdnu 因此不会产生漏液现象 m3/s 2.4.4 液相负荷的下限线的绘制 对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m 作为最小液体符合标准 ow h 吉林化工学院化工原理课程设计 27 =0.006 ow h w s l l e min 3600 1000 84 . 2 23 式中 e=1 32 3 min 0.006 10000.7 0.000597/ 2.84 13600 s lms 2.4.5 液相负荷的上限线的绘制 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 3-5 秒，液体在降液管 中停留时间为 s l ha t s tf 53 以 t=5s 座为液体在降液管中停留时间的下限 3 max 0.738 0.40 0.005904/ 55 ft s ah lms 0 0.2 0.4 0.6 0.8 1 1.2 1.4 00.0010.0020.0030.0040.0050.0060.007 系列1 系列2 系列3 系列4 系列5 系列6 图表 1 吉林化工学院化工原理课程设计 28 0 0.2 0.4 0.6 0.8 1 1.2 00.0010.0020.0030.0040.0050.0060.007 系列1 系列2 系列3 系列4 系列5 系列6 图表 2 2.4.6 小结 1. 从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操 作点 p 在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。 2. 因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制， 操作下限由漏液线控制。 3. 按固定的液气比，从负荷性能图中可查得 精馏段气相负荷上限 vsmax=1.05 m3/s,气相负荷下限 vsmin=0.22 m3/s，所 以可得 max min 1.05 4.77 0.22 vs vs 精馏段气相负荷上限 vsmax=1.00475 m3/s,气相负荷下限 vsmin=0.28 m3/s，所以可得 max min 0.94 4.27 0.22 vs vs 塔板的这一操作弹性在合理的范围(35)之内，由此也可表明塔板设计是合 理的。 吉林化工学院化工原理课程设计 29 第三章第三章 辅助设备及选型辅助设备及选型 3.1 接管的计算与选择 3.1.1 进料管的选择 进料的质量流率： hkgmfg lfmf / 9 . 1106613.85130 进料的体积流率： hkg g l lfm f f /83.13 则进料管的直径可由以下公式计算： f f f u l d 3600 4 式中：为料液在进液管内的流速，且取=1.6m/s f u f u 则mmdf 3 . 55 6 . 114 . 3 3600 83.134 同时设置两个进料管不同时间内进料，且每个进料管的进料量均为： hkglf/85 . 5 3.1.2 回流管的选择 冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的流速一般不能过高，否则冷凝器 高度也要相应提高。 即回流管设计如下： 回流管的质量流率： hkgmdg ldmd /636.452880.7847.57 2144.148 2.633/ 814.4280 d d ldm g lkg h 回流管直径依下式计算： d d d u l d 3600 4 式中：为液料在回流管内的流速，且取=1.6m/s d u d u dd=35.07mm 吉林化工学院化工原理课程设计 30 3.1.3 釜底出口管路的选择 釜底料液的质量流量hkgmwgw/4516.665272.9153.72 釜底料液的体积流量= w lhkg g lwm w /51 . 8 5168.781 4516.6652 釜底出口管直径依下式计算： w w w u l d 3600 4 式中：为液料在釜底出口管内的流速，且取=1.6m/s d u w u 38.43 6 . 114 . 3 3600 51 . 8 4 w d 3.1.4 塔顶蒸汽管 从塔顶至冷凝器的蒸汽管，尺寸必须适合，以免产生过大压降，特别在减 压过程中，过大压降会影响塔的真空度。 即塔顶蒸汽管设计如下： 塔顶蒸汽管直径依下式计算： t s t u v d 4 式中：为液料在塔顶蒸汽管内的流速，且取=20m/s； t u t u 近似取为精馏段的体积流率，且=0.6。 s v s vsm / 3 4 0.6 0.1955195.5 3.14 20 tdmmm 3.1.5 加料蒸汽管的选择 加料蒸汽管直径依下式计算： 吉林化工学院化工原理课程设计 31 4 s v d u 式中：为液料在塔顶蒸汽管内的流速，且取=23m/s；uu 4 0.6776 0.1772177.2 3.14 23 dmmm 3.1.6 封头的设计 封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称 直径 d=1000mm，可查得曲面高 hl=250mm,直边高度 h0=40mm，内表面积 1.2096 ，容积 v=0.1623 2 m 3 m 3.1.7 人孔的设计 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于人进出任何 一层塔板。由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯 曲度难以达到要求，一般每隔 6-8 块板开设一个孔，本塔分别在第 8、14、21 块板处（从上往下数）开设一个人孔，即可。在设置人孔处，每个人孔直径为 450mm，板间距为 800mm，人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨 圆。 3.1.8 法兰 由于近似常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，带颈平焊钢管法兰，由 不同的公称直径，选用相应的法兰。 进料管接管法兰：dn15pn105hg20592-97 回流管接管法兰：dn15pn105hg20592-97 塔底出料管法兰：dn20pn105hg20592-97 塔顶蒸汽管法兰：dn150pn105hg20592-97 塔釜蒸汽进气法兰：dn150pn105hg20592-97 3.1.9 裙座 塔底采用圆筒形桾座支撑。由于均作内径，故桾座壁厚取 16800mmmm 基础环内径：dbi=(1400+2*16)-(0.20.4)*1000=1032mm 基础环外径：db0=(1400+2*16)-(0.20.4)*1000=1832mm 圆整：dbi=1200mm,dbo=2000mm;基础环厚度，考虑到腐蚀余量取 18mm，考虑到再 沸器，桾座高度取，地角螺栓直径取3m 30 m 3.2.0 塔釜设计 塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔板到塔底下封头切线的距离，釜液停留 时间为 5min.装料系统 0.5 h=（tl60-r）/+0.6=(50.004260-0.142)/1.130+0.6=1.5m t a 吉林化工学院化工原理课程设计 32 第四章第四章 塔高的计算塔高的计算 4.1 塔总高度的计算 h=(n-np-2)ht+hf+nphp+hb+h1+h2 实际塔板数 n=29 人孔 np=3 塔板间距 ht=0.40 进料板处间距 hf=0.8m 人孔处板间距 hp=0.8 桾座高度 h2=3m 封头高度 h1=0.35m 所以总高度： h=(29-3-2)0.4+0.8+2.4+0.35+1.5+3=17.65 吉林化工学院化工原理课程设计 33 第五章第五章 附属设备计算附属设备计算 即即代代 入入已已得得数数据据可可得得 h h= =1 14 4. .9 98 8m m 第第五五章章 附附属属设设备备设设计计 5.1 冷凝器的选择 有机蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为 500-1500kcal/().m2h 本设计取）=2926kj/()hm/kcal700 2 （km2h 出料液温度：80.4（饱和气）80.4（饱和液） 冷却水温度：2035 逆流操作： 12 12 1 2 60.4,45.4 60.445.4 52.54 60.4 lnln 45.4 m tt tt t t t 传热面积：根据全塔热量衡算，得q2373930.671kj/h 2 2373930.671 15.44 2926 52.54 q am k t 设备型号：1416500ig 5.2 再沸器的选择 选用 120饱和水蒸气加热，传热系数取。 2 2926 /()kjmh c 料液温度：80.4100,水蒸汽温度 120120 逆流操作： 20 1 t 239.6t 12 1 2 2039.6 28.69 20 lnln 39.6 m tt t t t 换热面积：根据全塔热量恒算，得 q3967705.675kj/h 2 3967705.675 47.26 2926 28.69 b m q am k t 设计结果汇总表： 吉林化工学院化工原理课程设计 34 项目内容数值或说明备注 塔径 d/m10 板间距 ht/m0.40 塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板 空塔气速 u/(m/s)0.632 堰长(lw)0.7 板上液层高度 hw/m0.06 降液管底隙高度 h0/m0.026 浮阀数 n/个84等腰三角形叉排 阀孔气速 u0/(m/s)7.09 临界阀孔气速 u0c(m/s)5.9 阀孔动能因数 f012 孔心距 t/m0.075同一横排的孔心距 排间距 h/m0.065相邻两横排中心线距离 单板压降 p/pa0.7 液体在降液管内停留时间 /s 5 降液管内清液层高度 hd/m0.155 泛点率(%)37.74 气相负荷上限 vsmax/(m3/s)1.2394雾沫夹带控制 气相负荷下限 vsmin/(m3/s)0.2963漏液控制 操作弹性4.183 吉林化工学院化工原理课程设计 35 总结语总结语 经过这段时间的查阅文献、计算数据和上机敲电子版，化工原理课程设计 的基本工作已经完成，并得出了可行的设计方案，全部计算过程已在前面的章 节中给以体现。 首先我要再这里十分感谢我的指导教师刘保雷老师以及帮助过我的同学们， 在你们的帮助下使我对化工原理单元操