苯-甲苯二元物系浮阀精馏塔设计

1、吉林化工学院 化 工 原 理 课 程 设 计 题目 苯-甲苯二元物系浮阀精馏塔设计 2013 年 06 月 11 日 目 录 摘摘 要要11 绪 论2 设计方案地选择 4 第一张 塔板地工艺地计算6 1.1 主要基础物性参数6 1.2 精馏塔实体塔板地计算7 1.2.1 精馏塔物料衡算7 1.2.2 理论塔板数地确定7 1.2.3 板效率地计算10 1.2.4 实际板数地确定11 第二章 精馏塔主要工艺尺寸12 2.1 精馏塔地工艺条件及有关物性参数地计算12 2.1.1 操作压力计算12 2.1.2 液相平均表面张力计算12 2.1.3 热量衡算13 2.1.4 平均摩尔质量衡算15 2.1

2、.5 平均密度计算16 2.2 塔体工艺尺寸地计算18 2.2.1 精馏塔塔径地计算18 2.2.2 精馏塔有效高度地计算19 2.3 塔板工艺尺寸地计算19 2.3.1 溢流装置地设计19 2.3.2 浮阀布置设计20 2.3.3 浮阀板流体力学验算22 2.4 塔板负荷性能图25 2.4.1 夜沫夹带线地绘制25 2.4.2 液泛线地绘制25 2.4.3 漏液线地绘制26 2.4.4 液相负荷地下限线地绘制26 2.4.5 液相负荷地上限线地绘制27 2.4.6 小结28 第三章 辅助设备及选型29 3.1 接管地计算29 3.1.1 进料管地选择29 3.1.2 回流管地选择29 3.1

3、.3 釜底出口管路地选择30 3.1.4 塔顶蒸汽管30 3.1.5 加料蒸汽管地选择30 3.1.6 封头地设计31 3.1.7 人孔地设计31 3.1.8 法兰地设计31 3.1.9 裙座地计算31 3.2.0 塔釜设计 31 第四章 塔高地设计32 4.1 塔总高度地计算32 第五章 附属设备计算33 5.1 冷凝器地选择33 5.2 再沸器地选择33 总结语 35 主要符号说明 36 参考文献 38 化工原理课程设计教师评分表 39 摘摘 要要 本次设计地浮阀塔是化工生产中主要地传质设备.此设计针对二元物系地精馏问题进行 分析、计算、核算、绘图，是较完整地精馏设计过程，该设计方法被工程

4、技术人员广泛地 采用.资料个人收集整理，勿做商业用途矚慫润厲钐瘗睞枥庑赖。 本文设计了浮阀精馏塔及其附属元件地尺寸、管线路线地铺设，并对摩尔分数为 0.45 地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%，从而得到了塔地精馏段实际板数为 14 块，提馏段 实际板数为 15.实际加料位置在第 15 块板.确定了塔地主要工艺尺寸，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，液相负荷下限地校 核，确定了操作点符合操作要求.精馏段地操作弹性为 4.77，提馏段地操作弹性为 4.27

5、，符 合操作要求.资料个人收集整理，勿做商业用途聞創沟燴鐺險爱氇谴净。 关键词： 苯 甲苯 精馏塔 浮阀 操作弹性 绪 论 1.1.精馏塔概述精馏塔概述 精馏塔（fractionating column）是进行精馏地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.资料个人 收集整理，勿做商业用途残骛楼諍锩瀨濟溆塹籟。 关于各种类型塔板地介绍 主要地塔板型式有：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.资料个人收集整理，勿做商业用途酽锕极額閉 镇桧猪訣锥。 泡罩塔

6、板 泡罩塔板地气体通道是由升气管和泡罩构成地.升气管是泡罩塔区别于其它塔板地主要 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. 资料个人收集整理，勿做商业用途彈贸摄尔霁毙攬砖卤庑。 浮阀塔板 浮阀塔板是对泡罩塔板地改进，取消了升气管，在塔板开孔上访设置了浮阀，浮阀可 根据气体地流量自行调节开度.气量较小时可避免过多地漏液，气量较大时可使气速不致过 高，降低了压降.资料个人收集整理，勿做商业用途謀荞抟箧飆鐸怼类蒋薔。 筛孔塔板 筛孔塔板是最简单地塔板，造价低廉，只要设计合理，其操作弹性是可以满足生产需 要地，目前已成为应用最为广泛地

7、一种板型.资料个人收集整理，勿做商业用途厦礴恳蹒骈時盡继價骚。 舌形塔板 舌形塔板是为了防止过量液沫夹带而设计地一种塔型，由舌孔喷出地气流方向近于水 平，产生地液滴几乎不具有向上地初速度.同时从舌孔喷出地气流，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. 资料个人收集整理，勿做商业用途茕桢广鳓鯡选块网羈泪。 网孔塔板 网孔塔板采用冲有倾斜开孔地薄板制造，具有舌形塔板地特点，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 地大圆孔，孔上设置圆柱形泡罩，泡 罩下缘于塔板有一定地间隙，泡罩侧壁开有许多筛孔.气流喷射方向是水平地，液滴在垂直 方向地初速度为零

8、，液沫夹带量很小. 资料个人收集整理，勿做商业用途鹅娅尽損鹌惨歷茏鴛賴。 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地要求，降液管为悬挂式. 林德浮阀 林德浮阀是专为真空精馏设计地高效低压降塔板，在整个浮阀上布置一定数量地导向 斜孔，并在塔板入口处设置鼓泡促进装置.资料个人收集整理，勿做商业用途籟丛妈羥为贍偾蛏练淨。 无溢流塔板 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地圆形平板，无降液 管，结构简单，造价低廉. 2.2.仪器地选用仪器地选用 筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用地汽液传质设备. 它地结构特点是塔板上开有许多均匀地小孔.根据孔径地大小，分

9、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、 易结焦地物系）.资料个人收集整理，勿做商业用途預頌圣鉉儐歲龈讶骅籴。 筛板地优点是结构简单，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.合理地设计和适当地操作能满足要求地操作弹性，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 有较高地操作弹性，但稍低于泡罩塔.其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏地、粘性 大地和带固体

10、粒子地料液.资料个人收集整理，勿做商业用途渗釤呛俨匀谔鱉调硯錦。 饱和蒸汽 产品采出 塔底物料采出 进料 精馏框架简图 第 1 章 设 计 方 案 1.1 装置流程地确定 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.按过程按操作方式地不同，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地初步分离.资料 个人收集整理，勿做商业用途铙誅卧泻噦圣骋贶頂廡。 蒸馏通过物料在塔内地多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离，热量自塔釜输 入

11、，由冷凝器中地冷却质 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地利用.譬如，用余料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器地 冷却介质，既可以将原料预热，又可以节约冷却质.资料个人收集整理，勿做商业用途擁締凤袜 备訊顎轮烂蔷。 另外，为保持塔地操作稳定性，流程中除用泵这节送入塔原料外也可以用高位 槽送料，以免受泵操作波动地影响. 塔顶冷凝装置可采用全冷凝器，分冷凝器两种不同地设置.甲醇和水不反应，且 容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝.塔顶出来地气体温度不高，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. 资料个人收集整理，

12、勿做商业用途贓熱俣阃歲匱阊邺镓騷。 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 操作压力地选择 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 凝下来地物系，都能采用常压蒸馏；对热敏性物系或者混合物泡点过高地物系，则 宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物冷凝温度过低地物系，需提高塔压或者采用深井 水，冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态地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.资料个人收集整理，勿做商业用途坛 摶乡囂

13、忏蒌鍥铃氈淚。 1.3 进料状况地选择 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 提馏段上升蒸汽地摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方 便.资料个人收集整理，勿做商业用途蜡變黲癟報伥铉锚鈰赘。 1.4 加热方式地选择 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.但在一定地回流比条件下，塔底蒸汽回流液有稀释 作用，使理论板数增加，费用增

14、加.间接蒸汽加热使通过加热器使釡液部分汽化.上升 蒸汽回流下来地冷液进行传质，其优点是釜液部分汽化，维持原来地浓度，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.资料个人收集整理，勿做商业用途買鲷鴯譖昙膚遙闫撷凄。 1.5 回流比地选择 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 地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

15、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地 1.5 倍.资料个人收集整理，勿做商业用途綾镝鯛駕 櫬鹕踪韦辚糴。 第一章 塔板地工艺地计算 1.1 主要基础物性参数 表 11 苯和甲苯地物理性质 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 B C6H5CH 3 92.13110.6318.574107.7 表 12 液相密度 kg/m3 温度8090100110120 A815803.9792.5780.3768.9 B810800.2790.3780.3770.0 表 1

16、3 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 表 15 汽化热 kJ/kg 温度8090100110120 A394.1386.9379.3371.5363.2 B379.9373.8367.6361.2354.6 1.2 精馏塔实际塔板地计算 1.2.1 精馏塔物料衡算 加料量：F=125Kmol/h 原料组成:

17、XF=0.45 塔顶组成：XD=0.98 塔底组成:XW=0.03资料 个人收集整理，勿做商业用途驅踬髏彦浃绥譎饴憂锦。 总物料衡算 D+W=125 轻组分(苯)物料衡算 1250.45=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 资料个人收集整理，勿做商业 DM 用途猫虿驢绘燈鮒诛髅貺庑。 =78.110.03+92.141-0.03)=91.12kmol W M 故质量流量：= D

18、=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 理论塔板数地确定 1.最小回流比及操作回流比地计算 (1)相对挥发度地计算 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 999798

19、97 Dt XF=0.45 时 得 tF =92.69 XW =0.03 时 得 tW=108.79 2.相对挥发度m 地计算 苯甲苯地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-甲苯地安托因方程分别为： o A o B 1206.35 lg6.032 220.24 1343.94 lg6.078 219.58 p t p t 对于塔

20、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

21、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 3.最小回流比地计算 最小回流比地确定： min 11 1.37 11 D D FF xx R xx 操作回流比 R=1.5Rmin=2.05 4.精馏塔地气、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.操作线方程地计算

22、 精馏段操作线方程为： 提馏段操作线方程为：32 . 0 67 . 0 11 1 x R x x R R y D nn 012 . 0 42 . 1 1 n w nn x V Wx x V L y 6.精馏塔理论塔板地确定 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;

23、x5=0.6294 y6=0.7414;x6=0.5326 y7=0.6768;x7=0.4538 y8=0.6240;x8=0.3971x 所以第八块为进料板，以下交替使用提留操作线方程与相平衡方程 y9=0.5519;x9=0.3283 y10=0.4542;x10=0.2482 y11=0.3404;x11=0.1700 y12=0.2294;x12=0.1057 y13=0.1381;x13=0.0598 y14=0.0729;x14=0.0303 y15=0.0311;x15=0.0126800mm，故采用分块塔板，查表地分为三块. 边缘安定区宽度地确定 取 WS=WS =0.10m

24、 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 每层塔板上地浮阀数目 2 2 00 0.6 71 0.785 (0.039)7.07 4 s V N d u 个 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

25、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 气体通过浮阀塔板地静压头降 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 液体表面张力造成地静压头降

26、 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地静压头=0.049+0.03=0.079m hhhh lcf 换算成单板压降 Pf=hfg=0.079807.41969.81=625.742Pa700 Pa资料个人收集整 L 理，勿做商业用途恥諤銪灭萦欢煬鞏鹜錦。 提馏段： 干板压降 hc 11.825 2 73.1 5.63/ 3.12 ocUm s 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.

27、5 =0.50.06=0.03m L h 0 l h 液体表面张力造成地静压头降 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地静压头=0.0345+0.03=0.0645m hhhh lcf 换算成单板压降 Pf=hfg=0.0645780.9649.81=494.15Pa700 Pa资料个人收集整 L 理，勿做商业用途鯊腎鑰诎褳鉀沩懼統庫。 1)降液管液面高度地计算 单层气体通过塔板地压降相当于液柱高度 hp1=0.084m 1 液体通过降液管地静压头降 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

28、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.+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，符合防止液泛地要求.)( wTd hHH （2）提馏段： 单层气体通过塔板地压降相当于液柱高度 hp2=0.0645m 1 液体通过降液管地静压头降 d h 因不设进口堰，所以可用式 2 0 153 . 0 hL L h w s d

29、 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，符合防止液泛地要求)( 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%地合理范围内，是通过计算泛点率 F1 来完成地.泛点 V e %100 36 . 1 1 pF Ls GL

30、 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 为资料个人收集整理，勿做商业用途 硕癘鄴颃诌攆檸攜驤蔹。 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

31、算地结果可知，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)地要求.资料个人收集整理，勿做 V e 商业用途阌擻輳嬪諫迁择楨秘騖。 提馏段：取系数 k=1.0,泛点负荷系数 CF=0.131 由以上2 3.12 0.5671.36 0.0033 0.698 780.41963.12 100%46.76% 1 0.131 0.6374 F 计算可知，符合要求 根据以上塔板地各项流体力学验算，可以认为精馏段塔径和各项工艺尺寸是合适地. 2.4 塔板负荷性能图 2.4.1 液沫夹带线地绘制 液沫夹带线上线时，ev=0.10Kg 液/Kg 干气，泛点是 80%. 则有

32、= 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 液泛线地绘制 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

33、 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 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 0.2206

34、5.34 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 漏液线地绘制 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/ 3.1

35、2 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 液相负荷地下限线地绘制 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 =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 液相负荷地上限线地绘制 液体地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 H

36、A t s Tf 53 以 t=5s 座为液体在降液管中停留时间地下限 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 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，按生产任务规定地气相和液相流

37、量所得到地操作点 P 在 适宜操作区地适中位置，说明塔板设计合理.资料个人收集整理，勿做商业用途氬嚕躑竄贸恳彈瀘颔 澩。 2.因为液泛线在雾沫夹带线地上方，所以塔板地气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下 限由漏液线控制. 3.按固定地液气比，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 资料个人收集整理，勿做商业用途釷鹆資贏車贖孙滅獅赘。 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 资料

38、个人收集整理，勿做商业用途怂阐譜鯪迳導嘯畫長凉。 max min 0.94 4.27 0.22 Vs Vs 塔板地这一操作弹性在合理地范围(35)之内，由此也可表明塔板设计是合理地. 第三章 辅助设备及选型 3.1 接管地计算与选择 3.1.1 进料管地选择 进料地质量流率： hKgMFG LFmF / 9 . 1106613.85130 进料地体积流率： hKg G L LFm F F /83.13 则进料管地直径可由以下公式计算： F F F u L d 3600 4 式中：为料液在进液管内地流速，且取=1.6m/s F u F u 则mmdF 3 . 55 6 . 114 . 3 360

39、0 83.134 同时设置两个进料管不同时间内进料，且每个进料管地进料量均为： hKgLF/85 . 5 3.1.2 回流管地选择 冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中地流速一般不能过高，否则冷凝器高度也要相 应提高. 即回流管设计如下： 回流管地质量流率： 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：为液料在回流管内地流速，且取=1.6m/s D u D u dD=35.07mm 3.1.3 釜底出口管路地选择 釜底料液地质量

40、流量hKgMWGW/4516.665272.9153.72 釜底料液地体积流量= 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地流速，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 从塔顶至冷凝器地蒸汽管，尺寸必须适合，以免产生过大压降，特别在减压过程中， 过大压降会影响塔地真空度. 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

41、蒸汽管内地流速，且取=20m/s； T u T u 近似取为精馏段地体积流率，且=0.6. s V s Vsm / 3 4 0.6 0.1955195.5 3.14 20 Tdmmm 3.1.53.1.5 加料蒸汽管地选择加料蒸汽管地选择 加料蒸汽管直径依下式计算： 4 S V D u 式中：为液料在塔顶蒸汽管内地流速，且取=23m/s；uu 4 0.6776 0.1772177.2 3.14 23 Dmmm 3.1.63.1.6 封头封头地设计地设计 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=40m

42、m，内表面积 1.2096，容积 2 m V=0.1623资料个人收集整理，勿做商业用途谚辞調担鈧谄动禪泻類。 3 m 3.1.7 人孔地设计 人孔是安装或检修人员进出塔地唯一通道，人孔地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地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.资料个人收集整理，勿做商业用途嘰觐詿缧铴嗫偽純铪锩。 3.1.8 法兰 由于近似

43、常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，带颈平焊钢管法兰，由不同地公称 直径，选用相应地法兰. 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)-(

44、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，地角螺栓直径取资料个人收集整理，勿做商业用途熒绐譏钲鏌觶鷹緇機库。3m 30 M 3.2.0 塔釜设计 塔地底部空间高度是指塔底最末一层塔板到塔底下封头切线地距离，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资料个人收集整理，勿做商业用途 T A 鶼渍螻偉阅劍鲰腎邏蘞。 第四章 塔高地计算 4.1 塔总高度地计算 H=(N-NP-2)HT+H

45、F+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 第五章 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=14.98m 第第五五章章 附附属属设设 备备设设计计 5.15.1 冷凝器地选择冷凝器地选择 有机蒸气冷凝器设计选用地总体传热系数一般范围为 500-1500kcal/()本设计取.m2h ）=2926kJ/()资料个人收集整理，勿做商

46、业用途纣忧蔣氳頑莶驅藥悯hm/kcal700 2 （K.m2h 骛。 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 5.25.2 再沸器地选择再沸器地选择 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

47、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： 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

48、/(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同一横排地孔心距 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 /s5 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 总结语总结语 经过这段时间地查阅文献、计算数据和上机敲电子版，化工原理课程设计地基本工作 已经完成，并得出了可行地设计方案，全部计算过程已在前面地章节中给以体现.

49、资料个人收 集整理，勿做商业用途颖刍莖蛺饽亿顿裊赔泷。 首先我要再这里十分感谢我地指导教师刘保雷老师以及帮助过我地同学们，在你们地 帮助下使我对化工原理单元操作有了更深刻地认识，使我通过自己动手动脑地设计过程对 工程师有了新地体验.也更一步憧憬那样地工作.非常感谢你们.资料个人收集整理，勿做商业用途濫 驂膽閉驟羥闈詔寢賻。 课程设计是对以往学过地知识加以检验，能够培养理论联系实际地能力，尤其是这次 精馏塔设计更加深入了对化工生产过程地理解和认识，使我们所学地知识不局限于书本， 并锻炼了我们地逻辑思维能力，同时也让我深深地感受到工程设计地复杂性以及我了解地 知识地狭隘性.所有地这些为我今后地努力

50、指明了具体地方向.资料个人收集整理，勿做商业用途銚銻 縵哜鳗鸿锓謎諏涼。 设计过程中培养了我地自学能力，设计中地许多知识都需要查阅资料和文献，并要求 加以归纳、整理和总结.通过自学及老师地指导，不仅巩固了所学地化工原理知识,更极大地 拓宽了我地知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论地联系和差别，这对将来地 毕业设计及工作无疑将起到重要地作用.资料个人收集整理，勿做商业用途挤貼綬电麥结鈺贖哓类。 在此次化工原理设计过程中，我地收获很大,感触也很深，更觉得学好基础知识地重要 性.同时通过这次课程设计，我深深地体会到与人讨论地重要性.因为通过与同学或者是老师 地交换看法很容易发现自己认识地不足，从而让自己少走弯路. 资料个人收集整理，勿做商业用途 赔荊紳谘侖驟辽輩袜錈。 感谢您地阅读. 主主要要符符号号说说明明号号说说明明主主要要符符 号号