苯甲苯二元系物精餾設(shè)計化工原理課程設(shè)計

1、吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計吉林化工學(xué)院化 工 原 理 課 程 設(shè) 計題目 苯-甲苯二元物系篩板精餾塔設(shè)計目 錄課程設(shè)計任務(wù)計劃書-（3）摘要-（4）第一章 緒論-（5）第二章 流程的設(shè)計及說明-（6）第三章 精餾塔的設(shè)計計算-（7）3.1 精餾塔物料衡算-（7）3.1.1 原料液及塔頂、塔底的平均摩爾質(zhì)量-（7）3.1.2 溫度計算-（8）3.1.3 相對揮發(fā)度的求取-（8）3.1.4 黏度的求取-（9）3.2 塔板數(shù)的確定-（9）3.2.1 理論塔層數(shù)nt的求取-（9）3.2.2 實際塔層數(shù)的求取-（11）第四章 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算-（12）4.1 操作壓強p的計算-（1

2、2）4.2 操作溫度-（12）4.3 物性數(shù)據(jù)計算-（12）4.3.1 平均摩爾質(zhì)量計算-（12）4.3.2 平均密度的計算-（13）4.3.3 液體平均表面張力計算-（14）4.4 精餾塔體工藝尺寸的計算-（14）4.4.1 塔徑的計算-（14）4.5 精餾段塔和塔板主要工藝尺寸計算-（16）4.5.1 精餾段有效高度的計算-（16）4.5.2 溢流裝置計算-（16）4.5.3 塔板布置-（17）4.6 篩板的流體力學(xué)驗算-（18）4.6.1 塔板的壓降-（18）4.6.2 泡沫夾帶量計算-（18）4.6.3 漏液計算-（19）4.6.4 液泛計算-（19）4.7 塔板負荷性能圖-（19）4

3、.7.1 漏液線-（19）4.7.2 液沫夾帶線-（20）4.7.3 液相負荷下限線-（21）4.7.4 液相負荷上限線-（21）4.7.5 液泛線-（21）4.8 板式塔的結(jié)構(gòu)-（22）4.8.1 塔體的結(jié)構(gòu)-（23）4.8.2 塔板結(jié)構(gòu)-（23）第五章 熱量衡算-（24）5.1 熱量衡算-（24）5.1.1 塔頂熱量-（24）5.1.2 塔底熱量-（24）第六章 附屬設(shè)備設(shè)計-（26）6.1 接管尺寸與結(jié)構(gòu)-（26）6.1.1 進料管-（26）6.1.2 塔釜出料管-（26）6.1.3 進氣管-（27）6.2 再沸器-（27）6.3 冷凝器-（28）計算結(jié)果總匯-（29）致 謝-（30）參

4、考文獻-（31）主要符號說明-（32）主要符號說明-（33）附錄-（35） 課程設(shè)計任務(wù)書設(shè)計題目：苯-甲苯二元物系篩板式精餾塔的設(shè)計設(shè)計條件：常壓 （絕壓） 處理量：185kmol/h 進料組成0.45 餾出液組成0.98 釜液組成0.03 （以上均為摩爾分率） 加料熱狀況 q=0.96 塔頂全凝器 泡點回流 回流比 單板壓降 0.7kpa設(shè)計任務(wù)：1 精餾塔的工藝設(shè)計，包括物料衡算、熱量衡算、篩板塔的 設(shè)計計算。2 繪制帶控制點的工藝流程圖、精餾塔設(shè)備條件圖，撰寫精 餾塔的設(shè)計說明書。摘 要根據(jù)化工原理課程設(shè)計任務(wù)書的要求對苯-甲苯二元精餾塔的主要工藝流程進行設(shè)計，并畫出了精餾塔的工藝流程

5、圖和設(shè)備條件圖，此設(shè)計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計過程。本設(shè)計首先確定設(shè)計方案， 再進行主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計和工藝尺寸的設(shè)計計算，輔助設(shè)備的選型，工藝流程圖，主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容，然后通過篩板的流體力學(xué)驗算檢驗本設(shè)計的合理性。本次設(shè)計選取回流比r為2rmin， drickamer 和bradford的精餾塔全塔效率關(guān)聯(lián)圖得到全塔效率et為53.8%，設(shè)定每塊板壓降p為0.7kpa，板間距ht=0.4m， 確定了塔的主要工藝尺寸。通過本次設(shè)計使自己掌握化工設(shè)計的基本程序和方法，并且知道化工設(shè)

6、計的格式，在設(shè)計過程中掌握了圖表表達設(shè)計，論文排版，電腦制圖等能力。 關(guān)鍵詞：苯甲苯、篩板精餾、物料衡算、熱量衡算、流體力學(xué)驗算，實際板數(shù)，塔高。第一章 緒論精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)得到廣泛應(yīng)用。它通過氣，液兩相多次直接接觸和分離，利用各組分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相傳遞，難揮發(fā)組分由氣相向液相傳遞，是汽液相之間的傳質(zhì)傳熱的過程。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)或間歇的;有些特殊的物系，還可以采用恒沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。精餾過程其核心為精餾塔，板式塔類型：氣液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式

7、塔，也可采用填料塔，板式塔為逐級接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀五十年代以后，隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如s型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內(nèi)外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔為逐級接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根

8、據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔等。目前從國內(nèi)外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔。本設(shè)計采用篩板精餾塔，進行苯-甲苯二元物系的分離，精餾塔，原料預(yù)熱器，蒸餾釜，再沸器及泵等附屬設(shè)備。 篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點有： 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。 篩板塔的缺點是： 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 操作彈性較小(約23)。 小孔篩板容易

9、堵塞。第二章 流程的設(shè)計及說明一 加料方式 加料分兩種方式，泵的加料和高位槽加料。高位槽加料時通過控制液位高度，可以得到穩(wěn)定流量，但要求搭建塔臺，增加基礎(chǔ)建設(shè)費用；泵加料屬于強制進料方式，泵加料易受溫度影響，流量不穩(wěn)定。本實驗加料用泵加料，泵和自動調(diào)節(jié)裝置配合控制進料。 二 進料狀態(tài) 進料方式一般有冷液進料、泡點進料、氣液混合進料、露點進料、加熱蒸汽進料等。由于泡點進料時塔的制造比較方便，而其他進料方式對設(shè)備的要求高，設(shè)計起來難度相對大，所以采用泡點進料。三 冷凝方式 選全凝器，塔頂出來的氣體溫度不高。冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無需再次冷凝，且本次分離苯和甲苯，制造設(shè)備較為簡單，為節(jié)省資金，

10、選全凝器。四 回流方式 本設(shè)計采用泵泡點回流 。五 加熱方式 采用間接加熱，因為對同一種進料組成，熱狀況及回流比得到相同的鎦出液組成及回收率時，間接加熱所需理論板數(shù)比直接加熱要少一些，本次分離苯和甲苯混合液，所以采用間接加熱。六 加熱器 選用管殼式換熱器。只用在工藝物料的特性或工藝條件特殊時才考慮其他型式。第三章 精餾塔的設(shè)計計算本設(shè)計任務(wù)為分離苯甲苯二元物系。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用過泡點進料，將原料通過預(yù)熱器加熱至泡點溫度后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)鏟平冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，

11、故操作回流比取最小回流比的2倍。本課程設(shè)計的主要內(nèi)容是過程的物料衡算，熱量衡算，工藝計算，結(jié)構(gòu)設(shè)計和校核。l 3.1 精餾塔物料衡算 有設(shè)計要求數(shù)據(jù)：加料量苯的摩爾質(zhì)量=78.11 kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量=92.14 kg/kmol進料組成摩爾分數(shù)：=0.45餾出液組成摩爾分數(shù)：=0.98釜液組成摩爾分數(shù)：=0.03l 3.1.1 原料液及塔頂、塔底的平均摩爾質(zhì)量苯的摩爾質(zhì)量甲苯的摩爾質(zhì)量進料組成摩爾分數(shù)： 餾出液組成摩爾分數(shù)：釜液組成摩爾分數(shù)：平均摩爾質(zhì)量：原料的處理量：總物料衡算： 即 易揮發(fā)組分的物料衡算： 即 由上述二式解得： l 3.1.2 溫度計算1溫度的計算 由苯甲苯的氣液

12、平衡關(guān)系表可知：（101.3kpa）溫度t/苯的摩爾分數(shù)溫度t/苯的摩爾分數(shù)液相x/氣相y/液相x/氣相y/110.6 0.0 0.0 89.4 59.2 78.9 106.1 8.8 21.2 86.8 70.0 85.3 102.2 20.0 37.0 84.4 80.3 91.4 98.6 30.0 50.0 82.3 90.3 95.7 95.2 39.7 61.8 81.2 95.0 97.9 92.1 48.9 71.0 80.2 100.0 100.0 利用表中數(shù)據(jù)用插值法可求的tf，td，tw。: 得: 得： 得精餾段平均溫度：提溜段平均溫度：l 3.1.3 相對揮發(fā)度的求取由

13、=0.45 =0.6711 0.98 y d=0.9886 0.03 yw=0.0377 精餾段相對揮發(fā)度：提餾段相對揮發(fā)度：l 3.1.4 黏度的求取由時查書“液體黏度共線圖”可得 當時， 當=99.20時 ， 當時， 根據(jù)液相平均黏度公式塔頂液相平均黏度計算當時 進料板液相平均黏度的計算當=99.20時塔底液相平均黏度的計算當時則液相平均黏度為l 3.2 塔板數(shù)的確定l 3.2.1 理論塔層數(shù)nt的求?。?）相對揮發(fā)度的計算根據(jù)化學(xué)工程手冊109頁antoine方程常數(shù)（有機物值）得化合物abc溫度范圍苯6.079541344.8219.4826137甲苯6.030551211.03322

14、0.790-16104由表可知t的共用區(qū)間為6t104又因為甲苯的正常沸點為110.6，苯的沸點為80.1所以80.1t104.0。 因此取10個溫度點：81、82、85、87、89、90、92、93、95、100由于純組分的飽和蒸氣壓與溫度的關(guān)系通?？杀硎境扇缦碌慕?jīng)驗式當t=81時，將a、b、c分別代得：苯甲苯：則=104.1598 =40.1850=107.3915 =41.5824 =117.5466 =46.0108 =124.7240 =49.1700 =132.2361 =52.4965 =136.1225 =54.2251 =144.1584 =57.8256 =148.3 =5

15、9.6953 =156.8989 =63.5770 =180.0495 =74.1720因為苯-甲苯屬于理想物系所以烏拉爾定律代入=/ 則 =104.1598/46.0108=2.0625同理 2=2.5826 3=2.5548 4=2.5366 5=2.5190 6=2.5103 7=2.4930 8=2.4845 9=2.4679 10=2.4275則 本設(shè)計為泡點進料 q=0.96 所以，本設(shè)計回流比選?。?2.82精餾段操作線方程： 提餾段操作線方程： 相平衡方程：xn=由逐板法可以求:由 第一塊塔板上升氣相組成為 從第一塊塔板下降的液體組成 =/2.51-1.51=0.98/2.51

16、-1.51 0.98=0.9513由第二塊塔板上升氣相組成為同理 y6=0.7454 x6=0.5384 y7=0.6539 x7= 0.4295因所以第8塊塔板上升氣相組成由提餾段操作線方程計算則 同理 x8=0.3406 y9=0.4456 x9=0.2434 y10=0.3155 x10=0.1551 =0.1974 =0.0892 =0.0466 所需總理論板數(shù): 13塊(包括再沸器) 精餾段需6塊板 提餾段需7塊板(2)全塔效率的計算l 3.2.2 實際塔層數(shù)的求取因此： 精餾段實際板數(shù) 提餾段實際板數(shù) （包括塔釜） 第四章 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算l 4.1 操作壓強p

17、的計算取每層塔板壓降為 則塔頂壓強 進料板壓強 塔底壓強 精餾段平均壓強 提餾段平均壓強 l 4.2 操作溫度塔頂溫度： =80.6進料溫度： =99.2塔底溫度： 精餾段平均溫度： 提餾段平均溫度： l 4.3 物性數(shù)據(jù)計算l 4.3.1 平均摩爾質(zhì)量計算（1）塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由 代入平衡線方程得氣相液相（2）進料板平均摩爾質(zhì)量計算由逐板法，可得第7塊板為進料板 氣相液相（3）塔底平均摩爾質(zhì)量計算: 氣相液相（4）精餾段平均摩爾質(zhì)量：氣相： 液相： （5）提餾段平均摩爾質(zhì)量：氣相： 液相： l 4.3.2 平均密度的計算（1）氣相平均密度的計算因為 則：精餾段平均氣相密度: 提餾段平均氣

18、相密度: （2）液相平均密度 的計算 由式 求相應(yīng)的液相密度。塔頂平均密度的計算：=80.6時,查化工原理 (上)得 對于進料板：=93.41時 同上可得 對于塔底：時 同上可得 （3）精餾段平均液相密度： 提餾段平均液相密度：l 4.3.3 液體平均表面張力計算依下式計算（1）對于塔頂：（2）對于進料板： （3）對于塔底： （4）精餾段平均表面張力： 提餾段平均表面張力： l 4.4 精餾塔體工藝尺寸的計算l 4.4.1 塔徑的計算（1）求精餾塔氣液相負荷精餾段：提餾段：（2）精餾段的氣液體積流率為: （由式）由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標為取板間距ht=0.4m 板上液層高度 查得史密斯關(guān)

19、聯(lián)圖到取安全系數(shù)為0.7，則空塔速度為塔徑 按標準塔徑圓整為 截面積 實際空塔氣速 （2）提餾段氣液相體積流率計算 其中的查史密斯關(guān)聯(lián)圖，圖的橫坐標為取板間距ht=0.4m 板上液層高度 查史密斯關(guān)聯(lián)圖得到取安全系數(shù)為0.7，則空塔速度為塔徑 按標準塔徑圓整為 截面積 實際空塔氣速 根據(jù)上述精餾段和提留段塔徑的計算，可知全塔塔徑為 l 4.5 精餾段塔和塔板主要工藝尺寸計算l 4.5.1 精餾段有效高度的計算 在進料板上方開一個小孔，氣高度為0.8m故精餾塔的有效高度為 l 4.5.2 溢流裝置計算因，可采用單溢流弓型降液管，采用凹形受液盤，不設(shè)進口堰，各項計算如下：（1）溢流堰長 (2) 溢

20、流堰高度 選平直堰，堰上液高度為，近似取，取板上清液層高度 故 (3)弓形降液管的寬度與降液管的面積由 查弓型降液管圖 得，故 計算液體在降液管中停留時間， 故降液管設(shè)計合理。（4）降液管底隙高度h0取液體通過降液管底隙的流速，依下式計算降液管底隙高度h0故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤 深度l 4.5.3 塔板布置（1）塔般的分塊因，故塔板采用分塊式。由文獻（一）查表5-3得，塔板分為4塊。（2）邊緣區(qū)寬度確定 取。（3）開孔區(qū)面積計算 其中：故 （4）篩孔數(shù) n 與開孔率 本設(shè)計所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取 孔中心距為 取篩孔的孔徑 d0=

21、5mm塔板上篩孔數(shù)目為 個塔板開孔區(qū)的開孔率 開孔率在5-15%范圍內(nèi)，符合要求。氣體通過篩孔的氣速：精餾段：提餾段：l 4.6 篩板的流體力學(xué)驗算l 4.6.1 塔板的壓降（1）干板阻力計算： 干板阻力，由查文獻（1）中圖5-10得 c0=0.772精餾段：（2）氣流穿過板上液層的阻力hl計算查文獻（1）中5-11，得。 故 液柱（3）液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力液柱氣體通過每層塔板的液柱高度氣體通過每層塔板的壓降為（設(shè)計允許值）（4）液面落差 對于篩板塔液面落差很小，但本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略。l 4.6.2 泡沫夾帶量的驗算塔板上鼓泡層的高度kg液/kg氣&l

22、t;0.1 kg液/kg氣ev在本設(shè)計中在允許范圍內(nèi)，精餾段在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量液沫夾帶。l 4.6.3 漏液計算對篩板塔，漏夜點氣速為實際孔速 篩板的穩(wěn)定性系數(shù) l 4.6.4 液泛計算為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度甲醇水物系屬一般物系，取，則而 板上不設(shè)進口堰，則液柱<0.223m故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。l 4.7 塔板負荷性能圖l 4.7.1 漏液線由 則 在操作范圍內(nèi)，任取幾個ls值，依上式計算出vs的值，計算結(jié)果見下表3-1 ls,0.00060.00150.00300.0045vs，0.6030.6190.6380.654 由上表數(shù)據(jù)可做出漏液線1l

23、 4.7.2 液沫夾帶線取霧沫夾帶極限值 依式 式中 即 故 則 在操作范圍內(nèi)，任取幾個ls值，依上式計算出vs的值，計算結(jié)果見表3-2： ls，0.00060.00150.00300.0045vs，2.4042.3142.1992.103 表3-2由上表數(shù)據(jù)即可做出液沫夾帶線2l 4.7.3 液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上層高度作為最小液體負荷標準。 取 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線3。l 4.7.4 液相負荷上限線 取作為液體在降液管中的停留時間的下限則 據(jù)此可作出與氣體流量vs無關(guān)的垂直線，液相負荷上限線4。l 4.7.5 液泛線令 由 故 即 在操作范圍內(nèi)，任取幾個

24、ls值，依上式計算出vs的值，計算結(jié)果見下表3-3ls，0.00060.00150.0030.0045vs，4.9924.7414.3924.07表表3-3由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5 根據(jù)以上方程可作出篩板塔的負荷性能圖。精餾塔負荷性能圖見圖311.在負荷性能圖上，作出操作點，與原點連接，即為操作線。2.從塔板負荷性能圖中可看出，按生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點p在適宜操作區(qū)的適中位置，說明塔板設(shè)計合理。3.因為液泛線在液沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負荷上限由液沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。4.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，所以可得故操作彈性

25、為塔板的這一操作彈性在合理的范圍(35)之內(nèi)，由此也可表明塔板設(shè)計是合理的。l 4.8 板式塔的結(jié)構(gòu)l 4.8.1 塔體的結(jié)構(gòu)板式塔內(nèi)部裝有塔板、降液管、各物流的進出口及人孔（手孔）、基坐、除沫器等附屬裝置。除一般塔板按設(shè)計間距安裝外，其它處根據(jù)需要決定其間距。1、塔頂空間 塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段遠高于板間距，取1.0m。2、塔底空間（1）、塔底儲液空間依儲液量停留35min或更長時間而定。（2）、塔底液面至下層塔板之間要有1.5m的間距。3、人孔對于的板式塔，為安裝、檢修的要求，每隔8層塔板設(shè)一人孔，本塔共開3個人孔。提餾段開2個人孔精餾段開

26、1個。人孔處板間距為800mm，直徑為500mm，其伸出塔體的筒長為200mm。4、塔高實際塔板數(shù)n=26 人孔塔板間距 進料板處間距人孔處板間距 桾座高度封頭高度 塔空間高度hd=1.2m塔底空間高度hb=1.5m所以總高度h=(26-1-3-1)0.4+10.8+30.8+1.2+1.5+0.35+3=17.65l 4.8.2 塔板結(jié)構(gòu)塔徑為2.0m，超過800mm，故采用整塊式；由于鋼度、安裝、檢修等要求，多將塔板分成數(shù)塊送入塔內(nèi)。為了檢修方便，取一塊作為通道板，通道板的寬度取400mm。第五章 熱量衡算l 5.1 熱量衡算表41苯甲苯的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度物質(zhì)沸點0c蒸發(fā)潛熱kj/kg臨

27、界溫度tc/k苯80.1394288.5甲苯110.63363318.57l 5.1.1 塔頂熱量其中 則: 0c 時苯: 蒸發(fā)潛熱 甲苯: 蒸發(fā)潛熱 l 5.1.2 塔底熱量其中 則: 0c 苯: 蒸發(fā)潛熱 甲苯: 蒸發(fā)潛熱 第六章 附屬設(shè)備設(shè)計l 6.1 接管尺寸與結(jié)構(gòu)接管的合適尺寸與在操作條件下管內(nèi)的適宜流速的選擇密切相關(guān)。塔頂蒸汽的適宜流速為：常壓操作時取，絕對壓力在時取，絕對壓力小于時取。進料管內(nèi)的適宜流速為：重力回流取，強制回流取。進料管內(nèi)適宜流速為：由高位槽入塔時取，由泵輸送時取。塔釜出料管內(nèi)適宜流速一般取。由公式計算得到尺寸均應(yīng)圓整到相應(yīng)規(guī)格的管徑。l 6.1.1 進料管當塔徑

28、，且物料清潔不易聚合時，一般采用簡單的進料管，如圖當塔徑時，人不能進入塔內(nèi)檢修，為了檢修方便，進料管應(yīng)采用帶外套的可拆結(jié)構(gòu)，如圖l 6.1.2 塔釜出料管當塔支座直徑小于800mm時，塔底出料管一般采用如圖a所示，當塔支座直徑大于800mm時，出料管可采用如圖b所示，為了安裝方便，引出管通道直徑應(yīng)大于管法蘭外徑。l 6.1.3 進氣管當對氣體分布要求不高時，采用如圖a所示結(jié)構(gòu)的進氣管；當塔徑較大且進氣要求均勻時，可采用如圖b所示結(jié)構(gòu)的進氣管，管上開有3排小孔，管徑及小孔直徑與數(shù)量由工藝條件決定。當蒸汽直接加熱釜液時，蒸汽進入管安裝在液面以下，管上小孔是朝下方或斜下方的，小孔直徑通常為，各孔中心

29、相聚倍孔徑。全部小孔截面積為進氣管截面積的倍。當進氣管安裝在液面以上時，小孔是朝上方或斜上方的。l 6.2 再沸器再沸器的任務(wù)是將部分塔底的液體蒸發(fā)以便進行徑流分離。再沸器是熱交換設(shè)備，根據(jù)加熱面安排的需要，再沸器的構(gòu)造可以是夾套式、蛇管式或列管式；加熱方式可以是間接加熱或直接加熱。選擇時應(yīng)注意以下幾點：使設(shè)備成本低（保持較高的傳熱系數(shù)）；使換熱表面盡可能清潔（防止傳熱管表面結(jié)垢）；對于易熱分解的產(chǎn)品，應(yīng)使其停留時間短，加熱壁溫低；能滿足分離要求。 小型再沸器可直接安裝在塔底部，但再沸器的橫截面積要略大于塔體的截面，對于較大型的塔，再沸器一般安裝在塔外。工業(yè)上使用最多的形式有：強制循環(huán)式、臥式

30、熱虹吸式、立式熱虹吸式和凱爾特式。在立式再沸器中，被蒸發(fā)的液體在管內(nèi)通過；在臥式再沸器中，被蒸發(fā)液體在管外通過。再沸器容量大時塔的操作穩(wěn)定，蒸汽分離空間大時可防止蒸氣中夾帶液體。對易起泡系統(tǒng)尤為有利。采用臥式再沸器，可以使塔和建筑物的總高度降低；由于產(chǎn)品在臥式再沸器中的停留時間較長。因此不適宜用于蒸發(fā)對熱不穩(wěn)定的產(chǎn)品。熱虹吸式再沸器利用再沸器中氣-液混合物和塔底液體的密度差為推動力，增加流體在管內(nèi)的流動速度，減少污垢的沉積，提高了傳熱系數(shù)，裝置緊湊，占地面積小。凱爾特式再沸器一次通過蒸發(fā)的氣液比可達80%，相當于一塊理論板。再沸器的傳熱面積可任意選用，釜液結(jié)焦時清洗方便，但金屬消耗量和占地面積

31、都大。當塔底產(chǎn)品是廢水時，通常采用直接水蒸氣加熱，這樣可節(jié)省再沸器的投資成本。l 6.3 冷凝器 冷凝器的任務(wù)是冷凝離開塔頂?shù)恼羝?，以便為分離提供足夠的回流。冷凝的優(yōu)點是未凝的產(chǎn)品富集了輕組分，冷凝器為分離提供了一塊理論板。當全凝時，部分冷凝凝液作為回流返回，冷凝沒有分離作用。 在小型精餾塔中，冷凝器可采用蛇形式；對大型設(shè)備一般采用列管式。為了提高冷卻介質(zhì)的流速，使其傳熱系數(shù)提高，一般安排冷卻介質(zhì)在管內(nèi)流動，蒸汽在管外冷凝，對于小型精餾塔，冷凝器一般安裝在塔頂，冷凝液靠重力作用回流入塔。冷凝器距塔頂回流口的高度，可根據(jù)管道阻力損失進行估算。工業(yè)上常用的幾種回流形式 對于大型精餾塔，往往講冷凝器

32、安裝在離地面約5m的支架上，以保證泵在輸送回流液時，不會出現(xiàn)氣蝕現(xiàn)象。采用泵進行強制回流時，回流屬冷回流，其回流比容易控制，且對安放冷凝器的支座要求不高，安裝與檢修都比較方便。計算結(jié)果匯總符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均溫度tm89.9104.15各段相對揮發(fā)度-2.1321.881各段平均壓強pmkpa105.5114.6平均流量氣相vsm3/s1.1409-液相l(xiāng)sm3/s0.0030-實際塔板數(shù)n塊1214板間距htm0.400.40塔的有效高度zm10.410.4塔徑dm2.02.0空塔氣速um/s0.7380783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lwm1.3

33、6-堰高hwm0.0409-溢流堰寬度wdm0.296-管底與受液盤距離h00.0485-板上清液層高度hlm0.06-孔徑d0m0.005-孔間距tm0.015-孔數(shù)n11515-開孔面積aam22.243-篩孔氣速u0m/s10.9610.23塔板壓降p0535.75-堰上液層高度hdm0.075-霧沫夾帶evkg/kg0.1-負荷上限液沫夾帶控制-負荷下限漏液控制-氣相最大負荷vmaxm3/s0.69-氣相最小負荷vminm3/s2.15-操作彈性3.12-致 謝課程設(shè)計對于我們是一次嚴峻的考驗，綜合檢驗了學(xué)過的知識，培養(yǎng)了我們理論聯(lián)系實際的能力。幫助我們更加深入的理解了化工生產(chǎn)單元操作

34、以及設(shè)計要求，使我們所學(xué)的知識不局限于書本，鍛煉了我們工程設(shè)計思維能力。通過對這次化工原理的課程設(shè)計使我增長了許多實際的知識，也在大腦中確立了一個關(guān)于化工生產(chǎn)的一個輪廓。本次化工原理的課程設(shè)計使我對化工行業(yè)有了一個更深層次的認識。在設(shè)計中鍛煉了我查閱資料和文獻的能力，提高了我對知識進行歸納、整理和總結(jié)的本領(lǐng)，培養(yǎng)了我勤奮思考、努力專研、艱苦奮斗、持之以恒等許多優(yōu)秀的品質(zhì)。我相信這在我以后的工作必將成為一筆不可或缺的財富。當然在這次設(shè)計中的收獲還不止這些，更主要的是它給了我一種設(shè)計的思想，使我們認識到了實際化工生產(chǎn)過程和基礎(chǔ)理論的聯(lián)系與差別，教我如何面對自己在實際中遇到的問題。 在此次化工原理設(shè)

35、計過程中，我的收獲很大,感觸也很深，更覺得學(xué)好基礎(chǔ)知識的重要性。在此次的設(shè)計過程中，使我認識到了實際化工生產(chǎn)過程和基礎(chǔ)理論的聯(lián)系與差別. 我國的化工事業(yè)還不是很發(fā)達，而且相對外國來說還很落后，因此對我們每一位將來從事化工行業(yè)的大學(xué)生來說，現(xiàn)在豐富自己的知識，為以后工作能得心應(yīng)手做好準備，也為我國的化工事業(yè)的發(fā)展貢獻自己的一份力量?，F(xiàn)在的我百感交加。這一路走來雖累，但很有價值，痛并快樂著。通過幾周的化工原理的課程設(shè)計，讓我感觸最深的是：紙上得來終覺淺，覺知此事要躬行。理論很好的運用于實際是我們學(xué)習(xí)的目的，因此在實踐中充分鍛煉自己運用知識的能力是我們面臨就業(yè)的學(xué)生的當務(wù)之急。 在本次設(shè)計中將以前學(xué)

36、過的知識加以綜合運用，不僅培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，也提高了我對復(fù)雜問題的分析能力。通過這次學(xué)習(xí)與設(shè)計實踐，加深了我對化工生產(chǎn)過程的理解和認識，也對以往學(xué)過的知識加以鞏固。此次設(shè)計不僅鞏固了所學(xué)的的化工原理知識,更極大拓寬了我的知識面，讓我認識了實際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差別，這對將來的畢業(yè)設(shè)計無疑將起到重要的作用。但因自己學(xué)識有限，設(shè)計中一定有很多疏漏和錯誤之處，懇請老師同學(xué)批評指正。最難忘的是得到了老師和同學(xué)們的熱心指導(dǎo)使得我的設(shè)計工作得以圓滿完成。在此，向他們表示衷心的感謝！謝謝你們！參考文獻1.石油化工手冊2.陳敏恒，叢德滋，方圖南，齊鳴齋，化工原理（下冊），第二版，北京，化學(xué)工業(yè)出版社

37、，1999年3.陳敏恒，叢德滋，方圖南，齊鳴齋，化工原理（上冊），第二版，北京，化學(xué)工業(yè)出版社，1999年4.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年5.陳常貴，柴誠敬，姚玉英，化工原理（下冊），天津，天津大學(xué)出版社，2002年6.圖偉萍，陳佩珍，程達芳，化工過程及設(shè)備設(shè)計，北京，化學(xué)工業(yè)出版社，2003年7.唐倫成，化工原理課程設(shè)計簡明教程，哈爾濱，哈爾濱工程大學(xué)出版社，2005年主要符號說明英文字母t溫度r回流比n精餾塔板數(shù)e板效率d塔頂產(chǎn)品流量kmol/hw塔底產(chǎn)品流量kmol/hf進料量kmol/hv上升蒸汽流量kmol/hl下降液體流量kmol/ha質(zhì)量分率q進料狀況參數(shù)ht板間距mm分子量kg/kmold塔徑mu空塔氣速m/sl堰長mhl板上液層高mhow降液層高度mat塔截面積m*mwd降液管寬度mh外堰高mu0閥孔氣速m/sho降液管底隙高度mt孔間距fo閥孔動能因數(shù)hd降液管中滴液度aa鼓泡數(shù)面積a相對揮發(fā)度h0干板阻力降粘度p壓強降液管內(nèi)停留時間密度w釜殘液表面張力l液相d餾出液min最小值f進料液a易揮發(fā)組分v氣相