化工原理課程設計--苯-氯苯分離過程板式精餾塔設計

1、<p>　　化工原理課程設計說明書</p><p>　　化工原理課程設計任務書</p><p><b>　　一．設計題目</b></p><p>　　設計一座苯-氯苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度為99.8%的氯苯21600t，塔頂餾出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯為38%（以上均為質(zhì)量分數(shù)）。</p><p>

2、;<b>　　二．操作條件</b></p><p>　　1.塔頂壓強 4kPa（表壓）；</p><p>　　2.進料熱狀況 自選；</p><p>　　3.回流比 自選；</p><p>　　4.塔底加熱蒸汽壓力 0.5MPa(表壓)；</p><p>　　5.單板壓降不大于0.7kPa

3、；</p><p><b>　　三．塔板類型</b></p><p>　　浮閥塔板（F1型）。</p><p><b>　　四．工作日</b></p><p>　　每年300天，每天24小時連續(xù)運行。</p><p><b>　　五．廠址</b><

4、/p><p><b>　　廠址為徐州地區(qū)。</b></p><p><b>　　六．設計內(nèi)容</b></p><p>　　1.精餾塔的物料衡算；</p><p><b>　　2.塔板數(shù)的確定；</b></p><p>　　3.精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)

5、的計算；</p><p>　　4.精餾塔的塔體工藝尺寸計算；</p><p>　　5.塔板主要工藝尺寸的計算；</p><p>　　6.塔板的流體力學驗算；</p><p>　　7.塔板負荷性能圖；</p><p>　　8.精餾塔接管尺寸計算；</p><p>　　9.繪制生產(chǎn)工藝流程圖；<

6、;/p><p>　　10.繪制精餾塔設計條件圖；</p><p>　　11.繪制塔板施工圖（可根據(jù)實際情況選作）；</p><p>　　12.對設計過程的評述和有關問題的討</p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　1 設計方案的確定2</p><p>&

7、lt;b>　　1.1操作壓力2</b></p><p>　　2.3塔板數(shù)的確定4</p><p>　　2.3.1塔板數(shù)的計算4</p><p>　　2.3.2 確定操作的回流比R5</p><p>　　2.3.3 實際塔板數(shù)7</p><p>　　2.3.5 溫度8</p>

8、<p>　　2.3.6 平均分子量8</p><p>　　2.3.8液體表面張力9</p><p>　　3塔和塔板主要工藝尺寸的設計10</p><p>　　3.3 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設計與計算12</p><p>　　3.3.1溢流裝置12</p><p>　　4.1 塔板壓降16</p&

9、gt;<p><b>　　4.2 液泛17</b></p><p>　　5.1霧沫夾帶上限線20</p><p>　　5.3液相負荷上限線22</p><p>　　5.4氣體負荷下限線（漏液線）22</p><p>　　5.5液相負荷下限線23</p><p>　　6.1

10、塔頂空間24</p><p>　　6.2 塔底空間25</p><p>　　6.3 人孔數(shù)目25</p><p><b>　　6.4塔高25</b></p><p><b>　　6.5接管26</b></p><p>　　6.5.1 進料管26</p>

11、<p>　　6.5.2回流管26</p><p>　　6.5.3塔頂蒸汽接管27</p><p>　　6.5.4釜液排出管27</p><p>　　6.5.5 塔釜進氣管28</p><p>　　6.7附屬設備設計28</p><p>　　6.7.1冷凝器28</p><p

12、>　　6.7.2再沸器29</p><p>　　7計算結(jié)果總匯30</p><p><b>　　8結(jié)束語31</b></p><p>　　9 符號說明：31</p><p><b>　　1 設計方案的確定</b></p><p><b>　　1.1操作

13、壓力</b></p><p>　　蒸餾操作可在常壓，加壓，減壓下進行。應該根據(jù)處理物料的性能和設計總原則來確定操作壓力。例如對于熱敏感物料，可采用減壓操作。本次設計為一般物料因此，采用常壓操作。</p><p><b>　　1.2進料狀況</b></p><p>　　進料狀態(tài)有五種：過冷液，飽和液，氣液混合物，飽和氣，過熱氣。但在實

14、際操作中一般將物料預熱到泡點或近泡點，才送入塔內(nèi)。這樣塔的操作比較容易控制。不受季節(jié)氣溫的影響，此外泡點進料精餾段與提餾段的塔徑相同，在設計和制造上也叫方便。本次設計采用泡點進料即q=1。</p><p><b>　　1.3加熱方式</b></p><p>　　蒸餾釜的加熱方式一般采用間接加熱方式，若塔底產(chǎn)物基本上就是水，而且在濃度極稀時溶液的相對揮發(fā)度較大。便可以直

15、接采用直接加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱，在釜內(nèi)只需安裝鼓泡管，不需安裝龐大的傳熱面，這樣，操作費用和設備費用均可節(jié)省一些，然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷涌入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下。塔釜中易于揮發(fā)組分的濃度應較低，因而塔板數(shù)稍微有增加。但對有些物系。當殘液中易揮發(fā)組分濃度低時，溶液的相對揮發(fā)度大，容易分離故所增加的塔板數(shù)并不多，此時采用直接蒸汽加熱是合適的。</p&g

16、t;<p><b>　　1.4工藝流程圖</b></p><p>　　浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好，霧沫夾帶量小(因氣體水平吹出之故)， 塔板效率較高，生產(chǎn)能力較大。浮閥塔應用廣泛，對液體負荷變化

17、敏感，不適宜處理易聚合或者含有固體懸浮物的物料，浮閥塔涉及液體均布問題在氣液接觸需冷卻時會使結(jié)構(gòu)復雜板式塔的設計資料更易得到，便于設計和對比，而且更可靠。浮閥塔更適合，塔徑不是很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合真空操作。</p><p>　　原料液由泵從原料儲罐中引出，在預熱器中預熱后送入連續(xù)板式精餾塔F1型浮閥塔），塔頂上升蒸汽流采用強制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻至后送至產(chǎn)品

18、槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜殘液送至廢熱鍋爐。</p><p><b>　　浮閥精餾塔工藝簡圖</b></p><p><b>　　2塔的物料衡算</b></p><p>　　2.1料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率</p><p><b>　　2．平均分子量</b&g

19、t;</p><p><b>　　2.2全塔物料衡算</b></p><p>　　一年按300天算，每天工作24h，則每個精餾塔的原料液處理量為</p><p>　　25252.53kg/h</p><p>　　原料液處理量：F=25252.53/88.39=285.69kmol/h</p><p&g

20、t;　　總物料衡算：285.69=D+W （1） </p><p>　　易揮發(fā)組分物料衡算：285.69×0.7016=0.986D+0.0029W （2）</p><p>　　聯(lián)立上式（1）、（2）解得： D=203.04kmol/h W=82.65kmol/h</p><p><b>　　熱量衡算</b>

21、</p><p><b>　　2.3塔板數(shù)的確定</b></p><p>　　2.3.1塔板數(shù)的計算</p><p>　　苯—氯苯物系屬于理想物系，可采用逐板計數(shù)法求取NT，步驟如下：</p><p>　　1.根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點方程和露點方程求取</p><p>　　依據(jù)，，將所得

22、計算結(jié)果列表如下：</p><p>　　表3-1 相關數(shù)據(jù)計算</p><p>　　本題中，塔內(nèi)壓力接近常壓（實際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因為操作壓力偏離常壓很小，所以其對平衡關系的影響完全可以忽略。</p><p>　　平均相對揮發(fā)度，則，汽液平衡方程為：</p><p>　　2.3.2 確定操作的回流比R<

23、;/p><p>　　采用泡點進料，q=1: </p><p>　　取實際操作的回流比為最小回流比的1.6倍:</p><p><b>　　操作線方程</b></p><p><b>　　精餾段操作線方程：</b></p><p><b>　　泡點進料，q=1</

24、b></p><p>　　L′=L+qF= L+F=RD+F=0.5576×203.04+285.69=398.91(kmol/h)</p><p><b>　　提餾段操作線方程：</b></p><p>　　2.3.3逐板計算法求理論板數(shù)的計算</p><p>　　由于采用全凝器泡點回流故</p&

25、gt;<p>　　代入相平衡方程求出， </p><p>　　代入相平衡方程求出：</p><p>　　代入相平衡方程求出： </p><p><b>　　同理可得：</b></p><p>　　故精餾段所需理論板層數(shù)為4，提餾段所需理論板層數(shù)為8（包括再沸器）

26、 </p><p><b>　　2.3.4全塔效率</b></p><p>　　由《過程工程原理》查表6-2，通過內(nèi)插法得：</p><p>　　塔頂溫度：td=82.5℃ 塔釜溫度：tw=130.6℃</p><p>　　采用奧康奈爾法求出總板效率： </p><p>　　其中 為塔頂與塔底

27、平均溫度下的相對揮發(fā)度，</p><p><b>　　℃</b></p><p><b>　　查得</b></p><p>　　為塔頂與塔底平均溫度下的液相黏度，查得 </p><p><b>　　將上述數(shù)據(jù)代入</b></p><p>　　2.3.3

28、 實際塔板數(shù)</p><p><b>　　精餾段：（層）</b></p><p><b>　　提餾段：（層）</b></p><p><b>　　進料板位置：（層）</b></p><p><b>　　故實際塔板數(shù) ：</b></p><

29、;p><b>　　2.3.4操作壓強</b></p><p>　　塔頂壓強，取每層板的壓降為 ，則進料板的壓強為：，塔底壓強為：</p><p>　　精餾段平均操作壓強為：</p><p>　　提餾段平均操作壓強為：</p><p><b>　　2.3.5 溫度</b></p>

30、<p>　　根據(jù)操作壓強,經(jīng)計算得塔頂,，進料板溫度，塔底：，則精餾段平均溫度：，提餾段的平均溫度：。</p><p>　　2.3.6 平均分子量</p><p>　　塔頂： </p><p>　　進料板： </p><p>　　塔底： </p><p&g

31、t;　　則精餾段平均分子量：</p><p><b>　　提餾段平均分子量：</b></p><p>　　2.3.7平均密度計算</p><p>　?、?氣相平均密度計算</p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程式計算，即</p><p>　　② 液相平均密度計算</p><p&

32、gt;　　液相平均密度計算依下式計算，即：</p><p>　　塔頂液相平均密度的計算：</p><p>　　塔頂 ： </p><p><b>　　故塔頂： ，即；</b></p><p>　　進料板：： 查手冊得 </p><p><b>　

33、　故 即 </b></p><p><b>　　塔底： ，，</b></p><p><b>　　故 即 </b></p><p>　　故精餾段平均液相密度：</p><p>　　提餾段平均液相密度：</p><p>　　2.3.8液體表面張力<

34、/p><p>　　液相平均表面張力依下式計算，即</p><p>　　由查手冊得： </p><p>　　由查手冊得： </p><p><b>　　由 </b></p><p>　　精餾段平均表面張力： </p><p>　　提餾段平均表面張力： <

35、;/p><p>　　3塔和塔板主要工藝尺寸的設計</p><p>　　3.1精餾段的計算 </p><p><b>　　精餾塔的氣液相負荷</b></p><p>　　L=RD=203.04×0.5576=113.215kmol/h</p><p>　　V=(R+1)D=1.5576

36、5;203.04=316.255kmol/h</p><p>　　L’=L+F=113.215+285.69=398.91kmol/h</p><p>　　V’=V=316.255kmol/h</p><p>　　精餾段氣液體積流率：</p><p><b>　　2.由 式中C依式</b></p><

37、p>　　計算，其中C20可由史密斯關聯(lián)圖查出，圖的橫坐標為</p><p>　　取板間距 ,板上液層高度 ,則</p><p>　　查史密斯關聯(lián)圖，可得。</p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 </p><p><b>　　精餾段的塔徑 </b></p><p><b

38、>　　按標準塔徑圓整取</b></p><p><b>　　塔截面積：</b></p><p><b>　　實際空塔氣速為：</b></p><p><b>　　3.2提餾段的計算</b></p><p>　　提餾段氣液體積流率：</p><

39、;p><b>　　由 式中C依式</b></p><p>　　計算，其中C20可由史密斯關聯(lián)圖查出，圖的橫坐標為</p><p>　　查史密斯關聯(lián)圖，可得；</p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 </p><p><b>　　提餾段的塔徑 </b></p>&l

40、t;p><b>　　按標準塔徑圓整取</b></p><p><b>　　塔截面積：</b></p><p><b>　　實際空塔氣速為：</b></p><p>　　3.3 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設計與計算</p><p><b>　　3.3.1溢流裝置</

41、b></p><p>　　根據(jù)塔徑和液體流量，可選用單溢流、弓形降液管，凹形受液盤，塔板采用單流和分塊式組裝。</p><p>　　溢流堰長：單溢流?。?.6-0.8）D，取堰長為0.66D，即</p><p><b>　　溢流堰高度：</b></p><p>　　選用平直堰，堰上液層高度由佛蘭西斯公式求得：<

42、;/p><p><b>　　近似取E=1，則</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　取，則</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　取，則&

43、lt;/b></p><p>　　弓形降液管寬度和截面積：</p><p>　　由查弓形降液管的寬度與面積得:</p><p><b>　　故</b></p><p>　　驗算液體在降液管里停留的時間</p><p><b>　　精餾段：</b></p>

44、<p><b>　　提餾段： </b></p><p><b>　　故降液管設計合理</b></p><p>　　4.降液管底隙高度：</p><p><b>　　則降液管底隙高度為</b></p><p><b>　　精餾段：</b></

45、p><p><b>　　取</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　取</b></p><p>　　故降液管底隙高度設計合理</p><p>　　選用凹形受液盤，深度</p><p>　　3.

46、3.2塔板的分塊</p><p>　　本設計塔徑為，故塔板采用分塊式，塔板分為4塊。</p><p><b>　　邊緣區(qū)寬度確定 </b></p><p><b>　　取 </b></p><p><b>　　開孔區(qū)面積計算</b></p><p>

47、<b>　　其中：</b></p><p><b>　　故 </b></p><p>　　3.4浮閥數(shù)計算及其排列</p><p>　　選用F1型浮閥，閥孔直徑39mm，閥片直徑48mm,閥片厚度2mm，最大開度8.5mm，靜止開度2.5mm，閥質(zhì)量為32-34g</p><p><b>

48、　　精餾段：</b></p><p>　　預先選取閥孔動能因子,由F0=可求閥孔氣速，</p><p><b>　　即</b></p><p>　　F-1型浮閥的孔徑為39mm，故每層塔板上浮閥個數(shù)為</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>

49、　　預先選取閥孔動能因子,由F0=可求閥孔氣速，</p><p><b>　　即</b></p><p>　　F-1型浮閥的孔徑為39mm，故每層塔板上浮閥個數(shù)為</p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距，</p><p><b>　　則排間距</b></p>

50、;<p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用0.090m,而應小一點，故取，按，以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)</p><p>　　精餾段：實際孔速

51、 </p><p><b>　　閥孔動能因數(shù)為</b></p><p>　　所以閥孔動能因子變化不大，仍在7~12的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù)適用。</p><p>　　此開孔率在5%~15%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的。</p><p>　　提餾段：實際孔速 </p><p>&

52、lt;b>　　閥孔動能因數(shù)為</b></p><p>　　所以閥孔動能因子變化不大，仍在7~12的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù)適用。</p><p>　　此開孔率在5%~15%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的。</p><p>　　4塔板流的體力學計算</p><p><b>　　4.1 塔板壓降</b&

53、gt;</p><p><b>　　精餾段</b></p><p>　?。?）計算干板靜壓頭降</p><p>　　由式可計算臨界閥孔氣速，即</p><p>　　，可用算干板靜壓頭降，即</p><p>　?。?） 計算塔板上含氣液層靜壓頭降</p><p>　　可取充氣

54、系數(shù)，已知板上液層高度 所以</p><p>　　（3）計算液體表面張力所造成的靜壓頭降</p><p>　　由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為</p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p>　　(1)計算干板靜壓頭降</p&g

55、t;<p>　　由式可計算臨界閥孔氣速，即</p><p>　　，可用算干板靜壓頭降，即</p><p>　?。?） 計算塔板上含氣液層靜壓頭降</p><p>　　可取充氣系數(shù)，已知板上液層高度 所以</p><p>　　(3)計算液體表面張力所造成的靜壓頭降</p><p>　　由于采用浮閥塔板，克服

56、鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為</p><p><b>　　4.2 液泛</b></p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應服從下式關系：</p><p>　　苯－氯苯物系屬一般物系，取，則</p><p><b>　　精餾段：</b&g

57、t;</p><p><b>　　而 </b></p><p>　　板上不設進口堰，可由下式計算，即</p><p>　　可見 符合防止液泛要求</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　而 </b></p>

58、<p>　　板上不設進口堰，可由下式計算，即</p><p>　　可見 符合防止液泛要求</p><p><b>　　4.3霧沫夾帶</b></p><p>　　判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率來完成的。泛點率的計算時間可用式：</p><p><b>　　和</b

59、></p><p><b>　　塔板上液體流程長度</b></p><p><b>　　塔板上液流面積</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　液沫夾帶按下式計算：</p><p>　　故在本設計中液沫夾帶量在允許

60、的范圍內(nèi)</p><p>　　苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,在從泛點負荷因數(shù)圖中查得負荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式</p><p><b>　　及</b></p><p><b>　　及 </b></p><p><b>　　提鎦段：</b>

61、;</p><p>　　液沫夾帶按下式計算：</p><p>　　故在本設計中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)</p><p>　　苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,在從泛點負荷因數(shù)圖中查得負荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式</p><p><b>　　及</b></p><p>

62、<b>　　及 </b></p><p>　　為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。</p><p><b>　　5塔板負荷性能圖</b></p><p>　　5.1霧沫夾帶上限線</p><p>　　對于

63、苯—氯苯物系和已設計出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值所對應的泛點率 (亦為上限值),利用式</p><p>　　和便可作出此線。由于塔徑較大，所以取泛點率，依上式有</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　整理后得</b></p><p>　　即 即

64、為負荷性能圖中的線(y1)</p><p>　　此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個值便可依式算出相應的。利用兩點確定一條直線，便可在負荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。</p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p><b>　　整理后得</b></p><

65、p>　　即 即為負荷性能圖中的線(y1’)</p><p><b>　　5.2液泛線</b></p><p><b>　　由式，， </b></p><p><b>　　聯(lián)立。即</b></p><p>　　式中， ，板上液層靜壓頭降 </p><

66、p>　　從式知，表示板上液層高度，。所以板上</p><p>　　液體表面張力所造成的靜壓頭和液面落差可忽略</p><p>　　液體經(jīng)過降液管的靜壓頭降可用式</p><p><b>　　則</b></p><p>　　式中閥孔氣速與體積流量有如下關系 </p><p><b>

67、;　　精餾段：</b></p><p>　　式中各參數(shù)已知或已計算出，即</p><p><b>　?。?；代入上式。</b></p><p>　　整理后便可得與的關系，即</p><p>　　此式即為液泛線的方程表達式。在操作范圍內(nèi)任取若干值，依</p><p>　　用上述坐標點便可在

68、負荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(y2)。</p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p><b>　?。?；代入上式</b></p><p>　　整理后便可得與的關系，即 </p><p>　　用上述坐標點便可在負荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(y2’)。</p><p

69、>　　5.3液相負荷上限線</p><p>　　為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時間分離出，液體在降液管中停留時間不應小于3～5s。所以對液體的流量須有一個限制，其最大流量必須保證滿足上述條件。</p><p>　　由式可知，液體在降液管內(nèi)最短停留時間為3～5秒。取為液體在降液管中停留時間的下限，所對應的則為液體的最大流量,即液相負荷上限，于是可得</p><

70、p>　　精餾段：所得到的液相上限線是一條與氣相負荷性能無關的豎直線，即負荷性能圖中的線(y3)。</p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p>　　所得到的液相上限線是一條與氣相負荷性能無關的豎直線，即負荷性能圖中的線(y3’)。</p><p>　　5.4氣體負荷下限線（漏液線）</p><p>

71、　　對于F1型重閥，因<5時，會發(fā)生嚴重漏液，故取計算相應的氣相流量</p><p>　　精餾段：,即負荷性能圖中的線(y4)。</p><p>　　提鎦段：,即負荷性能圖中的線(y4’)。</p><p>　　5.5液相負荷下限線</p><p>　　取堰上液層高度作為液相負荷下限條件，作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直線

72、。 </p><p>　　、代入的值則可求出和</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　按上式作出的液相負荷下限線是一條與氣相流量無關的豎直線，見圖中的線(y5).</p><p><

73、b>　　提鎦段：</b></p><p>　　按上式作出的液相負荷下限線是一條與氣相流量無關的豎直線，見圖中的線(y5’).</p><p>　　精餾段負荷性能圖如下：</p><p><b>　　、</b></p><p>　　按固定的液氣比，從負荷性能圖中可查得氣相負荷上限,氣相負荷下限，所以可得&

74、lt;/p><p>　　提餾段負荷性能圖如下：</p><p>　　按固定的液氣比，從負荷性能圖中可查得氣相負荷上限,氣相負荷下限所以可得</p><p>　　6板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設備</p><p><b>　　6.1 塔頂空間</b></p><p>　　塔的頂部空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距

75、離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度HD是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，通常取HD為（1.5～2.0）HT。取除沫器到第一塊板的距離為。</p><p><b>　　故取塔頂空間為：</b></p><p><b>　　6.2 塔底空間</b></p><p>　　塔底空間是指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。塔底儲液

76、空間是依儲存液量停留10～15min而定的，塔底液面至最下層塔板之間保留1～2m。以保證塔底料液不致流空。塔的底部空間高度HB是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離：</p><p><b>　　取</b></p><p><b>　　6.3 人孔數(shù)目</b></p><p>　　人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，

77、人孔的設置應便于進入任何一層塔板，由于設置人孔處塔間距離大，且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求， 對于D≥1000mm的板式塔， 每隔6～8塊塔板設置一個人孔；且裙座處取2個人孔。本塔中共25塊塔板，因此，在精餾段設置1個人孔，在提留段設置1個人孔。每個孔直徑為，厚，高52mm。在設置人孔處，板間距為600mm，裙座上應開個人孔，直徑為 ，人孔伸入塔內(nèi)部應與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形及墊片用材，一

78、般與塔的接管法蘭相同，本設計也是如此</p><p><b>　　6.4塔高</b></p><p>　　塔體總高度由下式?jīng)Q定： </p><p>　　式中 HD——塔頂空間，m；</p><p>　　HB——塔底空間，m；</p><p>　　HT——塔板間距，

79、m；</p><p>　　HT’——開有人孔的塔板間距，m； </p><p>　　HF——進料段板間距，m； </p><p>　　Np——實際塔板數(shù)；</p><p>　　S ——人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間的人孔）</p><p>　　H1——封頭高度；m</p>

80、<p>　　H2——裙座高度；m</p><p><b>　　塔體總高度：</b></p><p><b>　　6.5接管</b></p><p><b>　　6.5.1 進料管</b></p><p>　　進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管、T型進料管、彎管進料管。

81、本設計采用直管進料管，管徑計算如下：, ,</p><p><b>　　則體積流量 </b></p><p><b>　　取管內(nèi)流速</b></p><p><b>　　則管徑</b></p><p>　　查無隙鋼管標準，取進料管規(guī)格Φ89×3.5 </p

82、><p>　　則管內(nèi)徑d=82mm</p><p>　　進料管實際流速: </p><p><b>　　6.5.2回流管</b></p><p>　　采用直管回流管， 回流管的回流量,平均密度，</p><p>　　塔頂液相平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>　　

83、則液體流量</b></p><p>　　取管內(nèi)流速，則回流管直徑</p><p>　　查無隙鋼管標準，取回流管規(guī)格Φ73×3</p><p>　　則管內(nèi)直徑d=67mm</p><p><b>　　回流管內(nèi)實際流速 </b></p><p>　　6.5.3塔頂蒸汽接管<

84、/p><p>　　塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>　　塔頂汽相平均密度</b></p><p><b>　　則蒸汽體積流量：</b></p><p><b>　　取管內(nèi)蒸汽流速</b></p><p><b>　　則</b>

85、;</p><p>　　查無隙鋼管標準，取回流管規(guī)格Φ351×12 </p><p>　　則實際管徑d=327mm</p><p>　　塔頂蒸汽接管實際流速</p><p>　　6.5.4釜液排出管</p><p>　　塔底 ，塔底汽相平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>

86、　　平均密度</b></p><p><b>　　體積流量：</b></p><p><b>　　取管內(nèi)流速</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　查無隙鋼管標準，取回流管規(guī)格</p><p>　　則實際管徑d=

87、46mm</p><p>　　塔頂蒸汽接管實際流速</p><p>　　6.5.5 塔釜進氣管</p><p>　　，塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量 </p><p><b>　　塔釜蒸汽密度</b></p><p>　　則塔釜蒸汽體積流量：</p><p><b>　　取

88、管內(nèi)蒸汽流速</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　可取回流管規(guī)格Φ351×14 </p><p>　　則實際管徑d=323mm</p><p>　　塔頂蒸汽接管實際流速</p><p><b>　　6.7附屬設備設計</b>

89、;</p><p><b>　　6.7.1冷凝器</b></p><p>　　塔頂溫度tD=82.5℃ 冷凝水t1=20℃ t2=30℃ </p><p><b>　　則</b></p><p>　　由tD=82.5℃ 查液體比汽化熱共線圖得</p><p>&l

90、t;b>　　塔頂被冷凝量 </b></p><p><b>　　冷凝的熱量</b></p><p><b>　　取傳熱系數(shù)</b></p><p><b>　　則傳熱面積</b></p><p><b>　　冷凝水流量</b></p

91、><p><b>　　6.7.2再沸器</b></p><p>　　塔底溫度tw=130.6℃ 用t0=150℃的蒸汽，釜液出口溫度t1=142℃</p><p><b>　　則</b></p><p>　　由tw=130.6℃ 查液體比汽化熱共線圖得</p><p>&l

92、t;b>　　則</b></p><p><b>　　取傳熱系數(shù) </b></p><p><b>　　則傳熱面積</b></p><p><b>　　加熱蒸汽的質(zhì)量流量</b></p><p><b>　　7計算結(jié)果總匯</b></

93、p><p><b>　　8結(jié)束語</b></p><p>　　對于設計過程我們通過查閱各種文獻得到數(shù)據(jù)，公式最后匯總，通過給出的設計任務書進行計算，使我們的自學能力，匯總能力都得到了提高。</p><p>　　在這之中，我覺得難處主要有三點：</p><p>　　一是查找資料。找資料其實不難，關鍵是如何去辨別找到的資料是否有

94、用，有時會找到兩套不同的數(shù)據(jù)，然后就得自己去辨別了。比如查找苯和氯苯的安托因常數(shù)，就找到了兩組不同的數(shù)據(jù)，只能自己將數(shù)據(jù)代入計算看哪一個合理，所以很是麻煩。</p><p>　　二是計算。計算是個很磨練人耐心的事情，稍一不小心就會算錯，而且有可能當時還不知道，到頭來發(fā)現(xiàn)不對就得改好多東西，所以說這確實要有耐心。不能太粗心，做錯了也得認真的改過來，不發(fā)脾氣爭取不再出錯。</p><p>　　

95、三是畫圖。因為以前沒有學習過CAD制圖，所以在制作塔設備圖大家都去學習CAD的基本作圖知識，在大家的一起交流合作下才成功把圖做好。</p><p>　　課程設計是對以往學過的知識加以檢驗，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實際的能力，尤其是這次精餾塔設計更加深入了對化工生產(chǎn)過程的理解和認識，使我們所學的知識不局限于書本，并鍛煉了我們的邏輯思維能力，同時也讓我深深地感受到工程設計的復雜性以及我了解的知識的狹隘性。所有的這些為我今后的

96、努力指明了具體的方向。</p><p>　　設計過程中培養(yǎng)了我的自學能力，設計中的許多知識都需要查閱資料和文獻，并要求加以歸納、整理和總結(jié)。通過自學及老師的指導，不僅鞏固了所學的化工原理知識,更極大地拓寬了我的知識面，讓我更加認識到實際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差別，這對將來的畢業(yè)設計及工作無疑將起到重要的作用.</p><p>　　在此次化工原理設計過程中，我的收獲很大,感觸也很深，更覺

97、得學好基礎知識的重要性。同時通過這次課程設計，我深深地體會到與人討論的重要性。因為通過與同學或者是老師的交換看法很容易發(fā)現(xiàn)自己認識的不足，從而讓自己少走彎路。 </p><p>　　在此，特別感謝**老師以及我的小組成員們，通過與他/她們的交流使得設計工作得以圓滿完成。在此我向他/她們表示衷心的感謝！</p><p><b>　　9 符號說明：</b></p&g

98、t;<p>　　Aa——塔板開孔區(qū)面積，m2</p><p>　　Af——降液管截面積，m2</p><p>　　A0——閥孔總面積，m2</p><p>　　At——塔截面積，m2</p><p>　　c0——流量系數(shù)，無因次</p><p>　　C——計算umax時的負荷系數(shù)，m/sd ——填料直徑

99、，md0——篩孔直徑，mD ——塔徑，mDL——液體擴散系數(shù)，m2/sDV——氣體擴散系數(shù)，m2/s</p><p>　　ev——液沫夾帶量，kg(液)/kg(氣)E——液流收縮系數(shù)，無因次</p><p>　　ET——總板效率，無因次</p><p>　　F——氣相動能因子，kg1/2/(s.m1/2)</p><p>　　F0—

100、—閥孔氣相動能因子，</p><p>　　g——重力加速度，9.8m/s2h——填料層分段高度，m</p><p>　　h1——進口堰與降液管間的水平距離，m</p><p>　　hc——與干板壓降相當?shù)囊褐叨?，m液柱</p><p>　　hd——與液體流過降液管的壓降相當?shù)囊褐叨?，m</p><p>　　hf—

101、—塔板上鼓泡層高度，m</p><p>　　hl——與板上液層阻力相當?shù)囊褐叨龋琺液柱</p><p>　　hL——板上清液層高度，m</p><p>　　hmax——允許的最大填料層高度，m</p><p>　　h0——降液管的低隙高度，m</p><p>　　hOW——堰上液層高度，m</p>&l

102、t;p>　　hW——出口堰高度，m</p><p>　　h’W——進口堰高度，m</p><p>　　hδ——與克服表面張力的壓降相當?shù)囊褐叨?，m液柱H——板式塔高度，m</p><p>　　HB——塔底空間高度，m</p><p>　　Hd——降液管內(nèi)清液層高度，m</p><p>　　HD——塔頂空間高度

103、，m</p><p>　　HF——進料板處塔板間距，mHOG——氣相總傳質(zhì)單元高度，m</p><p>　　HP——人孔處塔板間距，m</p><p>　　HT——塔板間距，m</p><p><b>　　H1——封頭高度，</b></p><p><b>　　H2——裙座高度，<

104、;/b></p><p><b>　　lW——堰長，m</b></p><p>　　Lh——液體體積流量，m3/hLs——液體體積流量，m3/hLw——潤濕速率，m3/（m?h）m——相平衡常數(shù)，無因次n——閥孔數(shù)目</p><p>　　NT——理論板層數(shù)P——操作壓力，Pa△P——壓力降，Pa</p><

105、p>　　△PP——氣體通過每層篩板的壓降，Pa</p><p>　　r——鼓泡區(qū)半徑，m</p><p>　　u——空塔氣速，m/s</p><p>　　uF——泛點氣速，m/s</p><p>　　u0——氣體通過閥孔的速度，m/s</p><p>　　u0，min——漏液點氣速，m/s</p>

106、<p>　　u’0——液體通過降液管底隙的速度，m/sVh——氣體體積流量，m3/h</p><p>　　Vs——氣體體積流量，m3/hwL——液體質(zhì)量流量，㎏/hwV——氣體質(zhì)量流量，㎏/h</p><p>　　Wc——邊緣無效區(qū)寬度，m</p><p>　　Wd——弓形降液管寬度，m</p><p>　　x——液相摩爾分數(shù)

107、X——液相摩爾比y——氣相摩爾分數(shù)Y——氣體摩爾比Z——填料層高度 ，mβ——充氣系數(shù)，無因次；ε——空隙率，無因次θ——液體在降液管內(nèi)停留時間，sμ——粘度，Pa?sρ——密度，kg/m3σ——表面張力，N/mφ——開孔率或孔流系數(shù)，無因次Φ——填料因子，l/mψ——液體密度校正系數(shù)，無因次</p><p>　　下標max——最大的min——最小的L——液相V——氣相</

108、p><p><b>　　參考文獻</b></p><p>　　[1]陳英男、劉玉蘭.常用華工單元設備的設計[M].上海：華東理工大學出版社，2005、4</p><p>　　[2]劉雪暖、湯景凝.化工原理課程設計[M].山東：石油大學出版社，2001、5</p><p>　　[3]賈紹義、柴誠敬.化工原理課程設計[M].天津

109、：天津大學出版社，2002、8</p><p>　　[4]路秀林、王者相.塔設備[M].北京：化學工業(yè)出版社，2004、1</p><p>　　[5]王明輝.化工單元過程課程設計[M].北京：化學工業(yè)出版社，2002、6</p><p>　　[6]夏清、陳常貴.化工原理（上冊）[M].天津：天津大學出版社，2005、1</p><p>　　[

110、7]夏清、陳常貴.化工原理（下冊）[M].天津：天津大學出版社，2005、1</p><p>　　[8]《化學工程手冊》編輯委員會.化學工程手冊—氣液傳質(zhì)設備[M]。北京：</p><p>　　化學工業(yè)出版社，1989、7</p><p>　　[9]劉兵主編《化工單元操作課程設計》北京：化學工業(yè)出版社，2009.8</p><p>　　[10