化工原理課程設(shè)計分離苯—甲苯混合液的浮閥板式精餾塔工藝設(shè)計

1、設(shè)計任務(wù)書1設(shè)計題目：分離苯甲苯混合液的浮閥板式精餾塔工藝設(shè)計2設(shè)計參數(shù)(1) 設(shè)計規(guī)模：苯甲苯混合液處理量2 萬t/a(2) 生產(chǎn)制度：年開工330天，每天小時連續(xù)生產(chǎn)(3) 原料組成：苯含量為35%（質(zhì)量百分率，下同）(4) 進(jìn)料狀況：含苯35%的苯甲苯混合溶液20(5) 分離要求：塔頂苯含量不低于98.5%，塔底甲苯含量不小于98%(6) 建廠地區(qū)：大氣壓為760mmHg，自來水年平均溫度為20的鹽城市3設(shè)計要求和工作量（1） 完成設(shè)計說明書一份（2） 完成精餾塔工藝條件圖一張4設(shè)計說明書主要內(nèi)容目錄摘 要1緒 論2設(shè)計方案的選擇和論證31 設(shè)計流程32 設(shè)計思路3第一章 塔板的工藝設(shè)計

2、41.1物料衡算4塔的物料衡4平衡線方程的確定5求精餾塔的氣液相負(fù)荷6操作線方程6用逐板法算理論板數(shù)6實際板數(shù)的求取7進(jìn)料溫度的計算81.3.2 操作壓強(qiáng)8平均摩爾質(zhì)量的計算8平均密度計算9液體平均表面張力計算101.3 精餾塔工藝尺寸的計算11塔徑的計算11精餾塔有效高度的計算121.4塔板主要工藝尺寸的計算13溢流裝置計算131.5浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置141.6塔板流體力學(xué)驗算15計算氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降15降液管中清夜層高度16計算霧沫夾帶量161.7精餾段塔板負(fù)荷性能圖17霧沫夾帶上限線17液泛線181.7.3 液相負(fù)荷上限線19氣體負(fù)荷下限線（漏液線）20液相負(fù)荷下限線

3、201.8小結(jié)21第二章 熱量衡算212.2.2 塔底熱量232.3焓值衡算24第三章 輔助設(shè)備263.1冷凝器的選型26計算冷卻水流量27冷凝器的計算與選型273.2再沸器的選型28第四章 塔附件設(shè)計294.1接管29進(jìn)料管29回流管29塔底出料管29塔頂蒸汽出料管29塔底進(jìn)氣管304.2筒體與封頭30筒體30封頭304.3除沫器304.4裙座314.5人孔314.6塔總體高度的設(shè)計31塔的頂部空間高度31塔的底部空間高度31塔立體高度32設(shè)計結(jié)果匯總33設(shè)計總結(jié)34致謝35參考文獻(xiàn)36主要符號說明37附 錄38摘 要化工生產(chǎn)常需進(jìn)行二元液相混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，精餾是

4、利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝達(dá)到輕重組分分離目的的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類型之一。本次設(shè)計的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計針對二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計過程，該設(shè)計方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。本設(shè)計書對苯和甲苯的分離設(shè)備浮閥精餾塔做了較詳細(xì)的敘述，主要包括：工藝計算，輔助設(shè)備計算,塔設(shè)備等的附圖。采用浮閥精餾塔，塔高

5、18.81米，塔徑1.0米，按逐板計算理論板數(shù)為29。算得全塔效率為0.539。塔頂使用全凝器，部分回流。精餾段實際板數(shù)為12，提餾段實際板數(shù)為17。實際加料位置在第13塊板(從上往下數(shù))，操作彈性為3.75。通過板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學(xué)驗算，均在安全操作范圍內(nèi)。塔的附屬設(shè)備中，所有管線均采用無縫鋼管。再沸器采用臥式浮頭式換熱器。用140飽和蒸汽加熱，用20循水作冷凝劑。飽和蒸汽走管程，釜液走殼程。關(guān)鍵詞：苯_甲苯、精餾、圖解法、負(fù)荷性能圖、精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu)緒 論化工生產(chǎn)中常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的?；ト芤后w混合物的分離有多種方法，蒸餾及精餾是其中最常用

6、的一種。蒸餾是分離均相混合物的單元操作之一，精餾是最常用的蒸餾方式，是組成化工生產(chǎn)過程的主要單元操作。為實現(xiàn)高純度的分離已成為蒸餾方法能否廣泛應(yīng)用的核心問題，為此而提出了精餾過程。精餾的核心是回流，精餾操作的實質(zhì)是塔底供熱產(chǎn)生蒸汽回流，塔頂冷凝造成液體回流。我們工科大學(xué)生應(yīng)具有較高的綜合能力、解決實際生產(chǎn)問題的能力和創(chuàng)新的能力。課程設(shè)計是一次讓我們接觸并了解實際生產(chǎn)的大好機(jī)會，我們應(yīng)充分利用這樣的機(jī)會去認(rèn)真去對待。而新穎的設(shè)計思想、科學(xué)的設(shè)計方法和優(yōu)秀的設(shè)計作品是我們所應(yīng)堅持努力的方向和追求的目標(biāo)。浮閥塔盤自20世紀(jì)50年代初期開發(fā)以來，由于制造方便及其性能上的優(yōu)點，很多場合已取代了泡罩塔盤。

7、這類塔盤的塔盤板開有閥孔，安置了能在適當(dāng)范圍內(nèi)上下浮動的閥片，其形狀有圓形、條形及方形等。由于浮閥與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負(fù)荷的變動而自動調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。與泡罩塔盤相比，處理能力較大，壓力降較低，而塔板效率較高，缺點是閥孔易磨損，閥片易脫落。操作氣速不可能會很高，因為會產(chǎn)生嚴(yán)重的霧沫夾帶，這就限制了生產(chǎn)能力的進(jìn)一步提高。 具有代表性的浮閥塔有F1型（V1型）浮閥塔板、重盤式浮閥塔、盤式浮閥、條形浮閥及錐心形浮閥等。設(shè)計方案的選擇和論證 1 設(shè)計流程本設(shè)計任務(wù)為分離苯_甲苯混合物

8、。對于二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(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)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2 設(shè)計思路在本次設(shè)計中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡單蒸餾和平衡蒸餾只能達(dá)到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過程按操作方式不同，

9、分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，有時后可以考慮將余熱再利用，在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器連種不同的設(shè)置。在這里準(zhǔn)備用全凝器，因為可以準(zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計是在常壓下操作。 因為這次設(shè)計采用間接加熱，所以需要再沸器?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費用之和最低。在設(shè)計時要根據(jù)實際需要選定回流比。1、本設(shè)計采用連續(xù)精

10、餾操作方式。2、常壓操作。3、20進(jìn)料。4、間接蒸汽加熱。5、選R=2Rmin。6、塔頂選用全凝器。7、選用浮閥塔。在此使用浮閥塔，浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩者的優(yōu)點，其突出優(yōu)點是可以根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度，這樣就可以避免過多的漏液。另外還具有結(jié)構(gòu)簡單，造價低，制造方便，塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點。浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備，其多用不銹鋼板或合金 。近年來所研究開發(fā)出的新型浮閥進(jìn)一步加強(qiáng)了流體的導(dǎo)向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動接觸更加有效，可顯著提高操作彈性和效率。從苯甲苯的相關(guān)物性中可看出它們可近似地看作理想物系。而且浮閥與塔盤

11、板之間的流通面積能隨氣體負(fù)荷的變動而自動調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。第一章 塔板的工藝設(shè)計1.1物料衡算1.1.1塔的物料衡（1）苯的摩爾質(zhì)量：甲苯的摩爾質(zhì)量：=（2）原料液平均摩爾質(zhì)量：=0.35/78/（0.35/78+0.65/92）=0.388=0.985/78/（0.985/78+0.015/92）=0.987MF =0.38878+(1-0.388) 92=86.568（3）物料衡算原料液流量：F=200001000/（792086.568）=29.17總物料衡算：即D+W=29.1

12、7即0.987D+ 0.0235W=29.170.388解得：D=11.04，W=18.13 平衡線方程的確定由文獻(xiàn)1中苯與甲苯的汽-液平衡組成可以找出算出。如表1-6 苯甲苯（101.3kPa）的t-x-y相平衡數(shù)據(jù)苯摩爾分?jǐn)?shù)溫度苯摩爾分?jǐn)?shù)溫度液相氣相液相氣相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2=2.3

13、52.332.462.562.582.492.612.392.45同理可算出其它的從而推出所以平衡線方程因為，查表知：苯和甲苯的熱熔均為1.83kJ/kg，；=所以q線方程為：y=3.8x-1.26;和平衡線方程聯(lián)立求得：取操作回流比。 求精餾塔的氣液相負(fù)荷L=RD =2.411.04=26.496V=(R+1)D=(2.4+1) =L+qF =26.496+1.36 29.17=操作線方程精餾段操作線方程為：提餾段操作線方程為：用逐板法算理論板數(shù)同理可算出如下值：所以第七塊為進(jìn)料板所以總理論板數(shù)為12塊（不含再沸器），第7塊板上進(jìn)料。1.2.7實際板數(shù)的求取由苯-甲苯體系的t-x（y）圖可知

14、對應(yīng)的溫度為塔底溫度，查得為。同理可查得：，由它們的安托因方程2 平均塔溫為。由經(jīng)驗式3式中，相對揮發(fā)度；加料液體的平均粘度；及為塔頂及塔底平均溫度時的數(shù)值。在95.25苯的粘度：0.276厘泊。 甲苯的粘度：0.270厘泊。加料液體的平均粘度：厘泊。精餾段實際板層數(shù)提餾段實際板層數(shù)(不含再沸器)1.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算進(jìn)料溫度的計算查苯-甲苯體系的t-x（y）圖可知：精餾段平均溫度：提餾段平均溫度： 操作壓強(qiáng)塔頂壓強(qiáng) =101.3kPa取每層塔板壓降P=0.7kPa，進(jìn)料板壓強(qiáng)： =101.3+12×0.7=109.7kPa塔底壓強(qiáng)：=101.3+24×

15、0.7=118.1 kPa 精餾段平均操作壓力：提餾段平均操作壓力：1.2.3平均摩爾質(zhì)量的計算精餾段平均摩爾分?jǐn)?shù)精餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均摩爾分?jǐn)?shù)提餾段平均摩爾質(zhì)量：1.2.4平均密度計算（1）氣相平均密度計算理想氣體狀態(tài)方程計算，即精餾段氣相密度：提餾段氣相密度：（2）液相平均密度計算由式 求相應(yīng)的液相密度。對于塔頂：,查表化工原理14得下列數(shù)據(jù)對于進(jìn)料板：，查表求得下列數(shù)據(jù)對于塔底：，查表求得下列數(shù)據(jù)精餾段平均密度：提餾段平均密度：1.2.5液體平均表面張力計算液體表面張力M=由查手冊得由 查手冊得由查手冊得精餾段平均表面張力： 提餾段平均表面張力： 1.3 精餾塔工藝尺寸的計算1.3

16、.1塔徑的計算精餾段氣液相體積流率為精餾段 提餾段 （1） 精餾段塔徑計算由（其中）由課程手冊108頁圖5-1查得，其橫坐標(biāo)為：選板間距，取板上液層高度 =0.06m ，故以為橫坐標(biāo)查圖5-1得到，因，很接近，故無需校正，即取安全系數(shù)0.75，則空塔速度為故塔徑（2）提餾段塔徑計算其中的C20查圖求得，圖的橫坐標(biāo)為查圖5-1得到取安全系數(shù)為0.75，則空塔速度為故塔徑按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為。根據(jù)上述精餾段和提餾段塔徑的計算，可知全塔塔徑為。塔截面積為以下的計算將以精餾段為例進(jìn)行計算：空塔氣速1.3.2精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為提餾段有效高度為1.4塔板主要工藝尺寸的計算1.4.1溢流裝置計

17、算因塔徑D=1.0m可采用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項計算如下：（1）溢流堰長取堰長為0.7D，即（2）溢流堰堰高h(yuǎn)w查1101圖得，取E=1.0，則取板上清液層高度 故（3）降液管的寬度Wd和降液管的面積由，查圖得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為0.13m/s依式156計算降液管底隙高度h0，即：選用凹形受液盤，深度1.5浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置（1）塔板的分塊本設(shè)計塔徑為，因，故塔板采用分塊式。由文獻(xiàn)（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

18、）浮閥數(shù)計算及其排列預(yù)先選取閥孔動能因子,由F0=可求閥孔氣速，即每層塔板上浮閥個數(shù)為個浮閥的排列，考慮到各分塊的支承與銜接要占去一部分鼓泡區(qū)面積，閥孔排列采用等腰三角形叉排方式?，F(xiàn)按的等腰三角形叉排方式排列，則設(shè)計條件下的閥孔氣速為閥孔動能因數(shù)為所以閥孔動能因子變化不大，仍在912的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù)適用。此開孔率在10%14%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的。1.6塔板流體力學(xué)驗算1.6.1計算氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降每層塔板靜壓頭降可按式計算。(1)計算干板靜壓頭降由式可計算臨界閥孔氣速，即，可用算干板靜壓頭降，即(2)計算塔板上含氣液層靜壓頭降由于所分離的苯和甲苯混合液

19、為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)，已知板上液層高度所以依式(3)計算液體表面張力所造成的靜壓頭降由于采用浮閥塔板，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換算成單板壓降 (設(shè)計允許值)1.6.2降液管中清夜層高度(1)計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降前已計算(2)液體通過降液管的靜壓頭降因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式故為了防止液泛，按式：，取校正系數(shù)，選定板間距,從而可知，符合防止液泛的要求。(3) 液體在降液管內(nèi)停留時間校核應(yīng)保證液體早降液管內(nèi)的停留時間大于35 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。本設(shè)計>5 s可見，所夾帶氣體可以釋出。1.6.3計算霧沫

20、夾帶量（1）霧沫夾帶量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：和塔板上液體流程長度塔板上液流面積苯和甲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(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率F1為和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。（2）嚴(yán)重漏液校核當(dāng)閥孔的動能因數(shù)低于5時將會發(fā)生嚴(yán)重漏液，前面已計算，可見不會發(fā)生嚴(yán)重漏液。1.7精餾段塔板負(fù)荷性能圖1.7.1霧沫夾帶上限線對于苯甲苯物系和已設(shè)計出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可

21、根據(jù)霧沫夾帶量的上限值所對應(yīng)的泛點率 (亦為上限值),利用式便可作出此線。由于塔徑較大，所以取泛點率，依上式有：即 即為負(fù)荷性能圖中的線(1)此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個值便可算出相應(yīng)的。利用兩點確定一條直線，便可在負(fù)荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。0.0010.0020.0030.9070.8910.8751.7.2液泛線由式聯(lián)立，即式中 ，板上液層靜壓頭降 從式知，表示板上液層高度，所以液體表面張力所造成的靜壓頭和液面落差可忽略液體經(jīng)過降液管的靜壓頭降可用式則式中閥孔氣速U0與體積流量有如下關(guān)系式中各參數(shù)已知或已計算出即 ；代入上式。整理后便可得與的

22、關(guān)系，即此式即為液泛線的方程表達(dá)式。在操作范圍內(nèi)任取若干值，可得如下表所示結(jié)果：0.0010.0020.0031.471.371.27用上述坐標(biāo)點便可在負(fù)荷性能圖中繪出液泛線1.7.3 液相負(fù)荷上限線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(yīng)小于35s。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。由式可知，液體在降液管內(nèi)最短停留時間為35秒。取為液體在降液管中停留時間的下限，所對應(yīng)的則為液體的最大流量,即液相負(fù)荷上限，于是可得顯然由式所得到的液相上限線是一條與氣相負(fù)荷性能無關(guān)的豎直線。1.7.4氣體負(fù)荷下限線（漏液線）對于F1型重閥，因<

23、5時，會發(fā)生嚴(yán)重漏液，故取計算相應(yīng)的氣相流量1.7.5液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。 代入的值則可求出為按上式作出的液相負(fù)荷下限線是一條與氣相流量無關(guān)的豎直線。所得負(fù)荷性能圖如下：1.8小結(jié)1. 從塔板負(fù)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。2. 因為液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。3. 按固定的液氣比，從負(fù)荷性能圖中可查得4. 精餾段：氣相負(fù)荷上限 =0.92 m3/s,氣相負(fù)荷下限 =0.298 m3

24、/s，所以可得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。第二章 熱量衡算2.1相關(guān)介質(zhì)的選擇加熱介質(zhì)的選擇選用飽和水蒸氣，溫度140,工程大氣壓為3.69。原因：水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道。飽和水蒸氣冷凝放熱值大，而水蒸氣壓力越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相應(yīng)減少，但水蒸氣壓力不宜太高。冷凝劑選冷卻水，溫度20，溫升15。原因：冷卻水方便易得，清潔不易結(jié)垢，升溫線越高，用水量越小，但平均溫差小，傳熱面積大，綜合考慮選擇15。2.2蒸發(fā)潛熱衡算表21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臨界溫度TC/K苯80.1394288.5甲苯110.

25、63363318.57 塔頂熱量其中 由于0C 對于苯: 蒸發(fā)潛熱對于甲苯: 蒸發(fā)潛熱 塔底熱量其中 由于0C對于苯: 蒸發(fā)潛熱對于甲苯: 蒸發(fā)潛熱2.3焓值衡算由前面的計算過程及結(jié)果可知：塔頂溫度，塔底溫度，進(jìn)料溫度。在下查得Cp1=100.00，Cp2=125.00在下查得，在下查得，(1)0時塔頂氣體上升的焓QV塔頂以0為基準(zhǔn)。(2)回流液的焓注：此為泡點回流，據(jù)t-x(y)圖查得此時組成下的泡點,用內(nèi)插法求得回流液組成下的。得到此溫度下：注：回流液組成與塔頂組成相同。(3)塔頂餾出液的焓因餾出口與回流口組成一樣，所以(4)冷凝器消耗的焓=1869557.79kJ/h(5)進(jìn)料口的焓在下

26、：=135.69，=160.40所以(6)塔底殘液的焓(7)再沸器(全塔范圍內(nèi)列衡算式)塔釜熱損失為10%，則=0.9設(shè)再沸器損失能量，加熱器實際熱負(fù)荷 =1869557.8+-=1968401.59kJ/h =2072652.11/0.9=2302946.79KJ/h項目進(jìn)料冷凝器塔頂餾出液塔底殘液再沸器平均比熱容151.08199.085132.85 熱量145163.721869557.8177466.6866540.831968401.59第三章 輔助設(shè)備3.1冷凝器的選型本設(shè)計冷凝器選用重力回流直立或管殼式冷凝器原因：因本設(shè)計冷凝器與被冷凝氣體走管間，對于蒸餾塔的冷凝器，一般選管殼式

27、冷凝器或空冷器，螺旋板式換熱器，以便及時排出冷凝液。冷凝水循環(huán)與氣體之間方向相反，當(dāng)逆流式流入冷凝器時，起液膜減少，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費用。取進(jìn)口（冷卻水）溫度為(夏季)冷卻水可來自自來水，冷卻水出口溫度一般不超過40，否則易結(jié)垢，取出口溫度。泡點回流溫度，；被冷凝的氣體的平均溫度，冷凝水的平均溫度。在此前提下，計算冷卻水流量冷凝器的計算與選型冷凝器選擇列管式，逆流方式。設(shè)K=450W/取裕度系數(shù)為0.8,則實際傳熱面積為按雙管程計時，初步選定換熱器，其具體參數(shù)見表3-2：殼徑/mm400管子尺寸25mm2.5mm公稱壓力/Mpa2.5管長4.5m公稱傳熱面積/m233.8m

28、2管子總數(shù)98管程數(shù)1管子排列方式正三角形殼程數(shù)1折流擋板形式圓缺形3.2再沸器的選型本設(shè)計再沸器采用立式列管換熱器。原因：因本設(shè)計飽和蒸汽走管內(nèi)，混合液體走管間。對于蒸餾塔的再沸器，一般選立式列管換熱器。飽和蒸汽循環(huán)與冷液體之間方向相反，當(dāng)逆流式流入再沸器時，起液膜減少，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費用。取進(jìn)口飽和蒸汽溫度140，氣化潛熱r=2148.7kJ/kg，計算飽和蒸汽流量再沸器的計算與選型選擇立式列管式，逆流方式。設(shè)K=450W/取裕度系數(shù)為0.8,則實際傳熱面積為按雙管程計時，初步選定換熱器，其具體參數(shù)見表殼徑/mm600管子尺寸25mm×2.5mm公稱壓力/M

29、pa2.5管長4500mm公稱傳熱面積/m280.1管子總數(shù)232管程數(shù)2管子排列方式正三角形殼程數(shù)1折流擋板形式圓缺形第四章 塔附件設(shè)計4.1接管進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、T型進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管。本設(shè)計采用直管進(jìn)料管，管徑計算如下：取， 回流管采用直管回流管，取。塔底出料管取，直管出料塔頂蒸汽出料管直管出氣，取出口氣速。塔底進(jìn)氣管采用直管取氣速，則4.2筒體與封頭筒體壁厚選6mm，所用材質(zhì)為A3封頭封頭分為橢圓形封頭、蝶形封頭等幾種，本樣封設(shè)計采用橢圓形封頭，由公稱直徑D=1000mm，可查得曲面高,直邊高度，內(nèi)表面積，容積。選用封頭，JB1154-73。4.3除沫器在空塔氣

30、速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。本設(shè)計采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、質(zhì)量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點。設(shè)計氣速選?。?除沫器直徑選取不銹鋼除沫器 類型：標(biāo)準(zhǔn)型；規(guī)格：40-100；材料：不銹鋼絲網(wǎng)（1Cr18Ni19Ti）；絲網(wǎng)尺寸：圓絲0.23。4.4裙座塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內(nèi)徑,故裙座壁厚取16mm?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：經(jīng)圓整后裙座取，；基礎(chǔ)環(huán)厚度考慮到腐蝕余量去1.2m

31、；考慮到再沸器，裙座高度取2.2m，地腳螺栓直徑取M22。4.5人孔人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于人進(jìn)出任何一層塔板。由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達(dá)到要求，一般每隔1020塊板才設(shè)一個孔，本塔中共24塊板，需設(shè)置2個人孔，每個人孔直徑為450mm，板間距為600mm,裙座上應(yīng)開2個人孔，直徑為450mm，人孔深入塔內(nèi)部應(yīng)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狀及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設(shè)計也是如此。4.6塔總體高度的設(shè)計塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊

32、板的距離為600mm，塔頂部空間高度為1200mm。塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取5min。=塔立體高度4.7泵的選型進(jìn)料泵 進(jìn)料流量Q=5.25m3/h則選擇泵的型號為IS-32-125 轉(zhuǎn)速n/2900r/min;揚程H/22m；效率/47%；軸功率N/0.96%; (NPSH)2.0/m;回流液輸送泵回流液流量Q=2.1m3/h，則選擇泵的型號同上。設(shè)計結(jié)果匯總浮閥塔的工藝設(shè)計計算結(jié)果匯總表u 項目內(nèi)容ü 數(shù)值或說明ü 備注ü 精餾段ü 提餾段u 塔徑 D/mü 1.0uu 板間

33、距HT/mü 0.45uu 塔板形式ü 單溢流弓形降液管u 分塊式塔板u 空塔氣速U/(m/s)ü 0.679uu 堰長(lw)ü 0.660uu 堰高h(yuǎn)w/mü 0.506ü 0.603uu 板上液層高度h L/mn 0.070uu 降液管底隙高度h0/mü 0.236ü 0.649uu 浮閥數(shù)N/個u 82u 等腰三角形叉排u 閥孔氣速U0/(m/s)n 5.59uu 臨界閥孔氣速U0c(m/s)ü 5.94ü 5.81uu 閥孔動能因數(shù)F0ü 9.59uu 孔心距t/mü

34、; 0.07u 同一橫排的孔心距u 排間距h/mü 0.06u 相鄰兩橫排中心線距離u 單板壓降P/Paü 540ü 537uu 液體在降液管內(nèi)停留時間/sü 24.6ü 8.96uu 降液管內(nèi)清液層高度Hd/mü 0.139ü 0.140uu 泛點率(%)ü 35.3ü 43.0uu 氣相負(fù)荷上限Vsmax/(m3/s)ü 1.10ü 1.05u 霧沫夾帶控制u 氣相負(fù)荷下限Vsmin/(m3/s)ü 0.291ü 0.285u 漏液控制u 操作彈性ü

35、3.78ü 3.58u設(shè)計總結(jié)經(jīng)過這段時間的查閱文獻(xiàn)、計算和整理，使我們對以往學(xué)過的知識有了進(jìn)一步的認(rèn)識，同時培養(yǎng)了我們理論聯(lián)系實際的能力，這次精餾塔設(shè)計加深了我們對化工生產(chǎn)過程的理解和認(rèn)識，并鍛煉了我們的邏輯思維能力，同時也讓我們深深地感受到工程設(shè)計的復(fù)雜性以及我們了解的知識的狹隘性。此次設(shè)計培養(yǎng)了我們的自學(xué)能力，設(shè)計中的許多知識都需要查閱資料和文獻(xiàn)，并要求加以歸納、整理和總結(jié)。通過自學(xué)及老師的指導(dǎo)，不僅鞏固了所學(xué)的化工原理知識，更極大地拓寬了我們的知識面，讓我們更加認(rèn)識到實際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差別，這對將來工作無疑將起到重要的作用。在此次計過程中，我們的收獲很大，感觸也很深，更覺得學(xué)好基礎(chǔ)知識的重要性。同時通過這次設(shè)計，我們深深地體會到與交流的重要性。通過與同學(xué)或者是老師的交換看法很容易發(fā)現(xiàn)自己認(rèn)識的不足，從而讓自己少走彎路。致謝感謝我們的化工原理老師*和CAD制圖老師*，同時感謝*老師和*老師在課下給予的輔導(dǎo)。老師們認(rèn)真