年产量14616万吨苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计-毕业论文设计

1、(此文档为word格式，下载后您可任意编辑修改！) 化工原理课程设计题目甲苯连续精馏筛板塔的设计完成日期2021年7月4日目录-9-9-9-10-10-11-11-11 最小回流比与操作回流比确定-11 精馏塔的气液相负荷-13 精馏段及提馏段的操作线方程-13 操作回流比下理论板数确定-13-14 根底数据的求取-14 精馏段平均效率确实定及精馏段实际板数-16 提馏段平均效率确实定及提馏段实际板数-16全塔效率确实定及全塔实际板数-16-16-16 平均操作压力的计算-16 平均操作温度的计算-17 平均摩尔分子量的计算-17 液相平均外表张力的计算-17 气液平均密度的计算-18 一液相

2、平均密度的计算-18 二气相平均密度的计算-19 液相平均粘度的计算-19-19 塔径的计算-19 精馏塔有效高度的计算-21-21 溢流装置-21 一溢流堰长的计算-21 二溢流堰高度的计算-21 三降液管宽度和截面积的计算-22 四降液管底隙高度的计算-23 塔板布置问题-23 一边缘区宽度与入口安定区高度选定-23 二开孔区面积计算-23 三筛孔的计算及排列-23-24 塔板压降-24 一干板阻力计算-24 二液层阻力的计算-24 三液体外表张力阻力的计算-25 四总板阻力的计算-25 五塔板压降的计算-25 液面落差-26 雾沫夹带验算-26 漏液验算-26 液泛验算-26-27 漏液

3、线确实定-27 液沫夹带线确实定-27 液相负荷下限线确实定-28 液相负荷上限线确实定-28 液泛线确实定-29 精馏段塔板负荷性能图的绘制及操作弹性的计算-30-31-31 平均操作压力的计算-31 平均操作温度的计算-31 平均摩尔分子量的计算-31 液体平均外表张力的计算-32 气液平均密度的计算-32 一液相平均密度的计算-32 二气相平均密度的计算-33 液体平均粘度的计算-33-33 提馏段塔径的计算-33 提馏段有效高度的计算-34-34 溢流装置-34 一溢流堰长的计算 -34 二溢流堰高的计算-35 三降液管宽度及截面积的计算-35 四液体在降液管内停留时间的计算-35 五

4、降液管底隙高度的计算-35 塔板布置-36 一边缘区宽度与入口安定区高度的选取-36 二开孔区面积的计算-36 三筛孔的计算及排列-36-36 塔板压降的计算-36 一干板阻力的计算-37 二液层阻力的计算-37 三液体外表张力阻力的计算-37 四总板阻力及塔板压降的计算-37 液面落差-37 雾沫夹带量的验算-37 漏液验算-38 液泛验算-38-38 漏液线确实定-38 液沫夹带线确实定-39 液相负荷下限线确实定-40 液相负荷上限线确实定-41 液泛线确实定-41 负荷性能图的绘制及提馏段操作弹性的计算-41-42-42 塔顶蒸汽出料管的设计 -42 回流管的设计 -42 进料管接管设

5、计 -43 塔釜进气管的设计-43 再沸器残液出料管的设计-43 冷凝水管的设计-44-44-44-44 塔的顶部空间高度-45 塔的底部空间高度-45 塔的总体高度计算-45-46-46冷凝蒸汽量及热负荷的计算-46 传热面积的初步估算-46 冷却水用量-46 冷凝器根底数据计算-46 一管径和管内流速选择-47 二管程数和传热管数计算-47 三传热管排列方法-47 四壳体内径及折流板选择-47 冷凝器的核算-47 一管、壳程雷诺数及流速的核算-47 二管、壳程流体阻力的核算-48 三管、壳程对流给热系数的核算-49 四传热系数的计算-50-50-51-51-53-53-54参考文献-56课

6、程设计总结-57塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表那么为填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。筛板塔塔内装假设干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管一局部经筛孔逐板下降，并在板上积存液层。气体或蒸气由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。精馏是别离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石

7、油化工等工业中得到广泛的应用，精馏过程是中能量计的驱动下，使气液两相屡次直接接触和别离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合物中各组分的别离。该过程是同时进行传质传热的过程。本设计中即通过在筛板塔中的精馏过程来处理一定量和组成的苯、甲苯混合物。在设计过程中我们应考虑到设计的精馏塔应具有较大的生产能力并满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的上下，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能等直接关系到生产过程

8、的经济问题。本次课程设计主要依据已学的?化工原理?、?化学反响工程?、?别离过程?和?化工热力学?的相关知识，同时学习和搜集其他相关知识以及信息，才能将设计任务圆满完成，本次设计主要涉及的计算有：物料衡算，塔工艺计算，塔板结构设计以及校核等。化工原理课程设计任务 在常压操作的连续精馏塔内别离苯-甲苯混合液。原料液的年处理量为11600吨，年工作日为300天，原料液中苯的含量为50%摩尔分数，下同，要求塔顶馏出液中苯的组成为95%，塔底釜液含苯量低于3%，进料温度为料液泡点；进料热状况为：泡点进料；采用间接蒸汽加热，回流比自选。设计各项条件绘表如下：表1-1本次设计各项条件操作压力进料热状况单板

9、压降加热方式回流比产品要求苯，mol%塔顶为常压泡点进料间接蒸汽加热自选馏出液：95%塔釜：3%精馏塔设计方案的选定本设计任务为别离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的别离，采用连续精馏流程。设计中规定采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点温度下一局部回流至塔内，其余局部产品经冷却器冷却后送至储罐。该物系属易别离物系，最小回流比拟小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。图2.1 精馏工艺流程示意图(1) 原料液及塔顶、塔底产品中苯的摩尔分率 (2)原料液及馏出液、塔底产品的平均摩尔质量(3)

10、物料衡算原料处理量如下：总物料衡算: 苯物料衡算: 联立解得:式中： F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量塔板数确实定 最小回流比与操作回流比确定查相关资料得到常压下苯甲苯的气液平衡数据如下表3-1：表3-1：常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率X%气相中苯的摩尔分率Y%温度t液相中苯的摩尔分率X%气相中苯的摩尔分率Y%将苯甲苯当做理想物系，根据表3-1中轻组分苯的数据，用AutoCAD画出其平衡曲线如图3-1：图3-1：苯的气液平衡曲线得出精馏段操作线与y轴的交点坐标为0.445535，根据公式：，得出，取实际回流比为最小回流比的1.5倍，故：。精馏塔的气液相负荷 精

11、馏段及提馏段的操作线方程由前面气液相负荷，根据物料守恒，不难得：精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为：操作回流比下理论板数确定根据表3-1，在AutoCAD软件上画出实际回流比下苯甲苯气液平衡图及塔板分布，如图3-2：图3-2 实际回流比下塔板分布图由图可知：理论板数包括塔釜再沸器。其中： 精馏段：；提馏段：包括再沸器；进料板第6块板由上往下数.根底数据的求取1塔顶、进料级、塔釜温度的求取由苯甲苯气液相平衡数据作出其温度组成图，如图3-3：图3-3：苯的温度组成图因为馏出液中苯的组成为：，由精馏段操作线方程：可得第一块塔板上的气相组成：。同理，由于釜液中苯的组成为：，由于前面已用AutoCA

12、D做出了混合物中苯的气液平衡关系图，可以得到再沸器相当于一块理论板中的气相组成：y=0.071,由提馏段操作线方程：，可得塔内最后一块塔板的液相组成：。对于进料级，由于是泡点进料且进料温度也是泡点，进料组成为，由图3-3，可得出进料温度为：由、，通过图3-3，可以找出塔顶及塔釜的温度，分别为：塔顶： 、塔釜：、进料级温度：所以： 精馏段平均温度： 提馏段平均温度：2塔顶、进料级、塔釜粘度的求取表3-2：液体粘度温度()8090100110120苯mP.s甲苯mP.s根据平均粘度公式：，由上表3-2，查得在 下，苯A、甲苯B的平均粘度分别为：苯：、甲苯：塔顶液相平均粘度为：在下，苯A、甲苯B的平

13、均粘度分别为：苯：、甲苯：，塔底液相平均粘度为： 在下，苯A、甲苯B的平均粘度分别为：苯：、甲苯：，进料液相平均粘度为：故：精馏段液相平均粘度为：。 提馏段液相平均粘度为：精馏段平均效率确实定及精馏段实际板数根据奥康奈尔公式算全塔效率：，式中： 由，知精馏段平均相对挥发度。而故精馏段平均效率为：故：精馏段实际板数：提馏段平均效率确实定及提馏段实际板数由，知提馏段平均相对挥发度。而故提馏段平均效率为：故：提馏段实际板数：全塔效率确实定及全塔实际板数由以上数据可知：全塔实际板数共有23块没包括再沸器，进料级在第12块板上从上往下数。所以全塔效率为：平均操作压力的计算因为塔顶操作压强为常压，。取每层

14、塔板压力为0.9kPa计算，那么进料级压力：. 故精馏段平均压力为：平均操作温度的计算塔顶温度为：，进料级温度为：故精馏段平均温度为：平均摩尔分子量的计算对于塔顶，轻组分苯的含量：，查图3-2，得。故有： 对于加料板，由于加料板温度，查图3-3，得出加料板上组成：、故有:故精馏段平均分子量为：液相平均外表张力的计算苯、甲苯纯物质的外表张力数据如表4-1所示：表4-1：纯组分的外表张力温度8090100110120苯，mNm20甲苯，Mnm液体平均外表张力的计算公式为：塔顶温度，查表4-1可得纯物质的外表张力数据：苯 、甲苯，又有。故有： 进料板温度，查表4-1可得纯物质的外表张力数据：苯 、甲

15、苯，又有。故有：所以，精馏段的平均外表张力为：气液平均密度的计算一液相平均密度的计算苯和甲苯的液相密度数据如下表4-2所示：表4-2： 组分的液相密度温度()8090100110120苯,kg814805791778763甲苯,kg809801791780768计算公式为：其中、为纯组分密度，、为混合物中各组分的质量分数。塔顶：塔顶温度：，第一块板的液相组成：，查表4-2得在塔顶温度下各组分的密度为：苯、甲苯。由，知第一块板上苯的质量分率为：甲苯的质量分率为。故塔顶液相平均密度为： 进料级：进料级温度：，进料板液相组成：，查表4-2得在塔顶温度下各组分的密度为：苯 、甲苯由，知进料板上苯的质量

16、分率为：甲苯的质量分率为：。故进料级液相平均密度为： 综上，精馏段液相平均密度为：二气相平均密度的计算假设气相为理想气体，由理想气体状态方程，可知气相平均密度的计算式为故，精馏段气相平均密度为：液相平均粘度的计算之前的计算已将精馏段的平均粘度值算出，精馏段液相平均粘度为：塔径的计算1最大空塔气数和空塔气速的计算最大空塔气速的计算公式为：精馏段气液相的体积流率计算： C由式：求取，为所处物系的液体外表张力。由史密斯关联图图4-1查取。 图4-1：史密斯关联图图中横坐标为：取板间距，板上液层高度为。那么：查图得：，有： 取平安系数为0.6，那么空塔气速为：2塔径的计算根据式计算塔径。得到：按标准塔

17、径圆整得：塔截面积：实际空塔气速为：精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为：提馏段有效高度为：在进料上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为： 溢流装置 由于塔径，且液体流量小于5，故采用单溢流平顶弓型降液管、凹形受液盘。对精馏段各项计算如下：一溢流堰长的计算 取堰上溢流强度，故满足筛板塔的堰上溢流强度要求。二溢流堰高度的计算 溢流堰高度计算公式为： 选用直平堰，堰上液层高度依下式计算，即：由及。查液体收缩系数图图4-2得。图4-2：液体收缩系数图故根据公式有下式：满足要求。取板上液层高度为：，故溢流堰高为： 取三降液管宽度和截面积的计算 图4-3：弓形降液管的宽度与面积图因为，查手

18、册得：、 ，故有：液体在降液管内停留的时间为：故降液管设计合理。四降液管底隙高度的计算计算公式为： 取液体通过降液管底隙的流速，那么：故降液管底隙高度设计合理。塔板布置问题一边缘区宽度与入口安定区高度选定 本设计取入口安定区宽度=50mm，边缘区宽度=40mm 二开孔区面积计算 计算公式为：其中： 、故有：那么三筛孔的计算及排列 因为物系均为无腐蚀性，可选用的钢板，取筛孔直径，筛孔正三角形排列，取孔中心距筛孔数目：每层开孔率为：每层塔板的开孔面积为：精馏段气体通过筛孔的气速为： 塔板压降一干板阻力计算 图4-4：干筛孔的流量系数干板阻力的计算式如下：由，查图得知：流量系数所以二液层阻力的计算

19、图4-5：充气系数与的关联图气体通过液层阻力的计算公式为：动能因子查上图得：故液层阻力为：m液柱三液体外表张力阻力的计算 液体外表张力的阻力的计算式如下：故液体外表张力的阻力有：四总板阻力的计算气体通过每层塔板的总的阻力为：五塔板压降的计算气体通过每层塔板的压降为：设计给定值液面落差 对于筛板塔啊、，液面落差很小，在塔径和液流量均不大的情况下，可以忽略液面落差的影响。雾沫夹带验算 液沫夹带量的计算公式为：故，本设计中:且，故本设计中液沫夹带量在允许范围内。漏液验算 筛板塔，漏液点气速由下式计算：前面已算得：，有：实际孔速稳定系数：,故本设计中无明显漏液现象.液泛验算 为了防止液泛现象，降液管中

20、的液层高度应该满足以下关系式： 本设计中，苯与甲苯属于一般物系，相对泡沫密度取：，有：而，板上不设进口堰，的计算： 由上可知：，故本设计中不会出现明显的液泛现象。漏液线确实定由以及，可得： 整理得：在操作范围内，任取6个值，依上式计算出值，整理结果如下表：表4-3：漏液线数据表依据表中数据作图可得漏液线液沫夹带线确实定 一般设计中规定液沫夹带量，故取为限。由 代入液沫夹带量的公式：算得：在操作范围内，任取6个值，计算出值，结果如下表：表4-4：液沫夹带线数据表液相负荷下限线确实定 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，故有：求得：，由此可以做出液相负荷下限线。液相负荷上限线确实定 以

21、=4s作为液体在降液管中停留时间的下限。有：算出：由此可作出液相负荷上限线液泛线确实定 令，联立： 求解得：忽略式中项，将与，与，与的关系代入上式，整理得：其中：代入相关数据可得： 将这些数据代入上式得：，在操作范围内任取6个值，计算出值，列于下表：表4-5：液泛线数据表依据表中的数据可以做出气相负荷上限线。精馏段塔板负荷性能图的绘制及操作弹性的计算将以上各组数据统计起来，通过EXCEL软件绘图，得精馏段筛板负荷性能图，如下所示：图4-6：精馏段筛板负荷性能图由于苯设计中精馏段气液相的体积流率分别为：、，故在上图中找出坐标0.00047，0.2034，与原点连接做出操作线，从而可以找出筛板的操

22、作上下限，由图可以找出：、因此操作弹性为：平均操作压力的计算 取每层塔板压力为0.9kPa计算，由上：进料级压力：.可算出塔釜的压力为： 故提馏段平均压力为： 平均操作温度的计算 进料级温度为：塔釜温度为：故提馏段平均温度为：平均摩尔分子量的计算 对于加料板，由于加料板温度，查图3-3，得出加料板上组成：、故有: 由于釜液中苯的组成为：，由于前面已用AutoCAD做出了混合物中苯的气液平衡关系图，可以得到再沸器相当于一块理论板中的气相组成：y=0.071,由提馏段操作线方程：，可得塔内最后一块塔板的液相组成：。再由气液平衡相图，得到最后一块塔板的气相组成：。故有：故提馏段平均分子量为：液体平均

23、外表张力的计算 液体平均外表张力的计算公式为：进料板温度，查表4-1可得纯物质的外表张力数据：苯 、甲苯，又有。故有：塔釜温度：，查表4-1可得纯物质的外表张力数据：苯、甲苯，又有。故有： 提馏段的平均外表张力为：气液平均密度的计算一液相平均密度的计算 计算公式为：进料级：进料级温度：，进料板液相组成：，查表4-2得在塔顶温度下各组分的密度为：苯 、甲苯由，知进料板上苯的质量分率为：，甲苯的质量分率为：。故进料级液相平均密度为：塔釜：塔釜温度：，最后一块塔板的液相组成为：，查表4-2得在塔顶温度下各组分的密度为：苯、甲苯由，知塔内最后一块板上苯的质量分率为：甲苯的质量分率为：，故最后一块塔板液

24、相平均密度为：综上，提馏段液相平均密度为：二气相平均密度的计算 假设气相为理想气体，由理想气体状态方程，可知气相平均密度的计算式为故，提馏段气相平均密度为： 液体平均粘度的计算 之前的计算已将提馏段的平均粘度值算出，提馏段液相平均粘度为：提馏段塔径的计算 1最大空塔气数和空塔气速的计算最大空塔气速的计算公式为：提馏段气液相的体积流率计算： 由于：，初选板间距，板上液层高度为。那么：，查史密斯关联图得：，有：取平安系数为0.6，那么空塔气速为：2塔径的计算根据式计算塔径。得到：按标准塔径圆整得：塔截面积：实际空塔气速为：提馏段有效高度的计算提馏段有效高度为：溢流装置 由于塔径，且液体流量小于5，

25、故采用单溢流平顶弓型降液管、凹形受液盘，不设进口内堰，对提馏段各项计算如下：一溢流堰长的计算 取堰上溢流强度：故满足筛板塔的堰上溢流强度要求。二溢流堰高的计算 溢流堰高度计算公式为： 堰上液层高度依下式计算，即：由及。查液体收缩系数图得：。故根据公式有下式：取板上液层高度为：，故溢流堰高为： 取三降液管宽度及截面积的计算 因为，查弓形降液管的宽度与面积图得：、 ，故有：四液体在降液管内停留时间的计算液体在降液管内停留的时间为：故降液管设计合理。五降液管底隙高度的计算计算公式为：取液体通过降液管底隙的流速，那么：故降液管底隙高度设计合理。塔板布置一边缘区宽度与入口安定区高度的选取本设计取入口安定

26、区宽度=50mm，边缘区宽度=40mm 二开孔区面积的计算 计算公式为：解得： 那么三筛孔的计算及排列 因为物系均为无腐蚀性，可选用的钢板，取筛孔直径，筛孔正三角形排列，取孔中心距筛孔数目：每层开孔率为：每层塔板的开孔面积为：提馏段气体通过筛孔的气速为：塔板压降的计算 一干板阻力的计算 由，查干筛孔的流量系数图得知：流量系数所以二液层阻力的计算 动能因子查充气系数与动能因子关系图得：故液层阻力为：m液柱三液体外表张力阻力的计算 液体外表张力的阻力的计算式如下：故液体外表张力的阻力有：四总板阻力及塔板压降的计算气体通过每层塔板的总的阻力为：气体通过每层塔板的压降为：900Pa设计给定值液面落差

27、对于筛板塔啊、，液面落差很小，在塔径和液流量均不大的情况下，可以忽略液面落差的影响。雾沫夹带量的验算 液沫夹带量：且，故本设计中液沫夹带量在允许范围内。漏液验算 筛板塔，漏液点气速由下式计算：前面已算得：，有：实际孔速稳定系数：，故本设计中无明显漏液现象液泛验算 相对泡沫密度取：，有：而降液管中液层高度：，板上不设进口堰，的计算： 由上可知：，故本设计中不会出现明显的液泛现象。 漏液线确实定由和可得： 整理得：在操作范围内，任取6个值，依上式计算出值，整理结果如下表5-1：表5-1：漏液线数据表依据表中数据作图可得漏液线液沫夹带线确实定 取为限，由： 代入液沫夹带量的公式：算得：在操作范围内，

28、任取6个值，计算出值，结果如表5-2：表5-2：液沫夹带数据表液相负荷下限线确实定 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，故有：求得：，由此可以做出液相负荷下限线。液相负荷上限线确实定 由于：，算出，由此可作出液相负荷上限线。液泛线确实定 令联立： 求解得：忽略式中项，将与，与，与的关系代入上式，整理得：其中：代入相关数据可得： 将这些数据代入上式得：在操作范围内任取6个值，计算出值，列于下表5-3：表5-3：液泛线数据表依据表中的数据可以做出气相负荷上限线。负荷性能图的绘制及提馏段操作弹性的计算将以上各组数据统计起来，通过EXCEL软件绘图，得精馏段筛板负荷性能图，如下所示：图5-

29、1：提馏段筛板负荷性能图由于苯设计中提馏段气液相的体积流率分别为：、，故在上图中找出坐标，与原点连接做出操作线，从而可以找出筛板的操作上下限，由图可以找出：、因此操作弹性为：塔顶蒸汽出料管的设计 设蒸汽流速为20ms，有塔顶蒸汽出料管的管径为： 查表圆整后取：回流管的设计 采用直管回流管，回流液体积流量为：利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，算出回流管管径为：，参考常用钢管规格，圆整后选取的热轧无缝钢管进料管接管设计 进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管，本设计采用直管进料管。 由于原料处理量：，进料混合物的平均摩尔质量为：，又由于进料状况为泡点进料，泡点温度为：，

30、查表5得进料混合物密度为：，故：管径计算公式如下： 取，故有：参考常用钢管规格，圆整后选取的热轧无缝钢管。那么管内径：，进料管实际流速为：塔釜进气管的设计 采用直管，取气速=20ms，有塔釜进气管管径：查表圆整后取：再沸器残液出料管的设计 再沸器残液的体积流量为：，取适宜的输送速度，那么再沸器残液出料管的管径为：参考常用钢管规格，圆整后选取的热轧无缝钢管冷凝水管的设计 设冷凝水的进口温度为：20，查水在20下的物性数据如下：3,=4.174kJ(kg.K)冷凝水的质量流率为：，取流速为0.9ms,那么管径为：应选取热轧无缝钢管。实际流速为：塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻

31、力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径小于800mm，故裙座壁厚取14mm。根底环内径： 根底环外径： 圆整：=600mm，=1000mm；根底环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器，裙座高度取3m，地面螺栓直径取M30。 人孔数目根据塔板安装方便和物料清洗程度而定，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于到达要求,一般每隔10块塔板设置一个人孔，本塔共23块塔板，共开2个人孔，每个孔直径为450mm。在设置人孔处，板间距为600mm 塔体总高度不包括裙座由下式决定： 塔高，m；-塔顶空间，m；-塔板间距，m；-开有人孔

32、的塔板间距，m；-进料段高度，m；-塔底空间，m；-实际塔板数，m；-人孔数不包括塔顶空间与塔底空间的人孔数塔的顶部空间高度塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取HD2.0HT。本塔取塔顶空间高度为：塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，塔釜液停留时间取t=5min ， 塔底空间高度计算式为：由前面已经算知，提馏段液沫夹带量代入算得：塔的总体高度计算一塔体总高度不包括裙座由式，可知：二塔体总高度包括裙座由于裙座取3.0m，故总高度为：本设计中用列管式换热器作为塔顶去全凝器，全凝器采用逆流形式，其中

33、，苯和甲苯混合物走壳程，冷凝水走管程。冷凝蒸汽量及热负荷的计算由前面计算：塔顶温度：，冷凝蒸汽量为由于在塔顶蒸汽中，苯的摩尔含量95%，甲苯的摩尔含量为5%，算出混合物的气化潜热为：KJkg,设冷凝水初始温度20，冷凝水出口温度为32。故平均温度为：故热负荷为：传热面积的初步估算由于是逆流操作，有效平均温差为：根据“传热系数K估计表取K=2000W(m2.)传热面积的估计值为：平安系数取1.2，故实际换热面积为：冷却水用量因为下水的定压比热容为：，而热负荷为，水换热前后温差为，故有冷却水用量为：冷凝器根底数据计算 一管径和管内流速选择 选用传热管碳钢，取管内流速二管程数和传热管数计算 依据传热

34、管内径和流速确定单程传热管数。取29个按单管程计算，所需换热管长度为：按单管程计算，所需换热管长度适宜，故传热管总根数为：三传热管排列方法 采用组合排列法，按正三角形排列，取管心距，有：四壳体内径及折流板选择 采用单管程结构，取管板利用率，壳体内径为：，圆整可取。折流板采用弓形折流板，取折流板间距，可取B为150mm。综上，换热器初步选型，数据如下表7-1：表7-1：换热器初步选型数据表公称直径Dmm450管子尺寸mm25管程数NP1管子长lm壳程数NS1管数n根29管子排列正三角排列管心距tmm壳体内径mm250折流板间距mm150冷凝器的核算 一管、壳程雷诺数及流速的核算 1.管程的计算如

35、下：流通截面积：管内水的流速雷诺数：2.壳程的计算如下：取流通截面积：壳内苯-甲苯的流速 当量直径 ：壳程雷诺数：二管、壳程流体阻力的核算 计算如下：管程流体阻力计算式为：设管壁粗糙度为：，那么相对粗糙度：，又雷诺数，查莫狄图得：摩擦系数：，有：规定污垢校正系数为：，故管程流体阻力为： 故管程流动阻力在允许范围内，符合一般要求。同样，壳程阻力计算公式为：取，。流体流经管束的阻力计算式为：。 因为壳程雷诺数为：，故有：由于管子是正三角排列，取，挡板数：，代入得：流体流过折流板缺口的阻力为：计算得：故：壳程总阻力为：，故壳程阻力比拟适宜。 三管、壳程对流给热系数的核算 管程对流给热系数计算公式为：

36、管程流通截面积为：管程流体流速为：管程雷诺数为：普朗特准数为：代入上式得：2.壳程对流给热系数由前面数据可知：，取管壁粗糙度为，那么d=0.005，查得摩擦系数，以及普朗特准数为： 由凯恩公式得： ；其中，壳程当量直径为：， ，故算得：。四传热系数的计算 取污垢热阻 RSkW RS=0.58 mkW，以管外面积为基准，那么有：传热面积为：设计 一再沸器的选择：列管式蒸发器 二换热面积的计算换热量为 ；又塔釜混合液体液体的气化潜热为：；考虑到5%的热损失后 ，根据传热面积计算公式：由于是间接蒸汽加热，取蒸汽进口温度为130，出口温度为120，为泡点出料，经过再沸器加热变为饱和蒸汽，温度不变。那么

37、取传热系数K=1000Wm2.K雷诺数：；取=0.01，查图摩擦系数；各管件及阀门阻力系数如表7-2:表7-2：各管件及阀门阻力系数表名称水管入口进口阀弯头4半开型球阀64设管长为50米,得出K值：；扬程取15m；流量由以上数据，应选择IS65-50-125型离心泵,参数见表7-3： 表7-3：IS65-50-125型离心泵的各项参数流量()扬程m转速(rmin)气蚀余量m泵效率%轴功率配带功率25202900693 由于进料流量为：F=18.93kmol，加料板的压强为112.125kPa，进料口的高度=3+11*0.4+0.8531=8.253m ，进料段的表压为0.1066atm，管路阻

38、力11+=9.426+,所以要选一个适合这个流量和高度的泵，查型离心泵性能表。从各个方面考虑下来，IS50-32-125比拟适合作进料泵，其有关参数为：表7-4：IS50-32-125型离心泵各项参数流量()扬程m转速(rmin)气蚀余量m泵效率%轴功率配带功率145043表8-1：设计结果汇总工程符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强各段平均温度平均流量气相液相实际塔板数块1211板间距塔的有效高度塔径空塔气速塔板液流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长堰高降液管宽度降液管底隙高板上清液层高度孔径孔间距15孔数个918969开孔面积筛孔气速塔板压降液体在降液管中停留时间s降液管内

39、清液层高度液沫夹带负荷上限液沫夹带控制液泛控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷气相最小负荷操作弹性符号 意义 计量单位 塔顶温度 塔釜温度 进料级温度 平均温度 平均粘度 全塔效率无因次 平均压力 气相平均摩尔分子量 液相平均摩尔分子量 液相平均外表张力 有效高度 实际板数块 液相平均密度 气相平均密度 气相体积流率 液相体积流率 板间距 塔径 空塔气速 溢流装置堰长 溢流装置堰高 降液管宽度 降液管底隙高度符号 意义 计量单位 板上清液层高度 孔径 孔间距 孔数个 降液管内清液层高度 筛孔气速 稳定系数无因次 开孔面积 液体在降液管中的停留时间 液沫夹带量 塔板压降 液体外表张力阻力 干板阻力 液层阻力 气体通过每层塔板总阻力 最大气相负荷 最小气相负荷 回流管管径 裙座根底环内径 裙座根底环内径 塔底空间高度参考文献1.陈敏恒，丛德滋等.化工原理.上册.第三版.北京：化学工业出版社，20062.陈敏恒，丛德滋等.化工原理.下册.第三版.北京：化