孫洋化工原理設(shè)計

PAGEPAGE39廣州大學(xué)化工原理課程設(shè)計說明書苯甲苯二元混合物連續(xù)精餾裝置的設(shè)計學(xué)院：生命科學(xué)學(xué)院設(shè)計者：孫洋班級：生物工程092班學(xué)號：0920020054指導(dǎo)教師：吳俊榮、王正平一設(shè)計概述（一）設(shè)計的目的1、培養(yǎng)學(xué)生查閱資料、選用公式和搜集數(shù)據(jù)的能力；2、綜合分析設(shè)計任務(wù)要求，確定化工工藝流程，進(jìn)行設(shè)備選型；3、培養(yǎng)學(xué)生迅速準(zhǔn)確進(jìn)行工程計算的能力；4、培養(yǎng)用簡潔的文字、清晰的圖表來表達(dá)自己設(shè)計思想的能力。（二）塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用與地位塔設(shè)備是是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可使氣液或液液兩相間進(jìn)行緊密接觸，達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的。可在塔設(shè)備中完成常見的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、氣體的濕法凈制和干燥以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕、減濕等。在化工、石油化工、煉油廠中，塔設(shè)備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品質(zhì)量和環(huán)境保護(hù)等各個方面都有重大影響。塔設(shè)備的設(shè)計和研究受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。（三）塔設(shè)備的分類塔設(shè)備經(jīng)過長期的發(fā)展，形成了形式繁多的結(jié)構(gòu)，以滿足各方面的特殊需要，為研究和比較的方便，人們從不同的角度對塔設(shè)備進(jìn)行分類，按操作壓力分為加壓塔、常壓塔和減壓塔；按單元操作分為精餾塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反應(yīng)塔和干燥塔；按形成相際界面的方式分為具有固定相界面的塔和流動過程中形成相界面的塔，長期以來，人們最長用的分類按塔的內(nèi)件結(jié)構(gòu)分為板式塔、填料塔兩大類。（四）板式塔板式塔是分級接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，種類繁多，根據(jù)目前國內(nèi)外的現(xiàn)狀，注意到的塔型是浮閥塔、篩板塔和泡罩塔。3.1泡罩塔泡罩塔是歷史悠久的板式塔，長期以來，在蒸餾、吸收等單元操作使用的設(shè)備中曾占有主要的地位，泡罩塔具有以下優(yōu)點：（1）.操作彈性大（2）.無泄漏（3）.液氣比范圍大（4）.不易堵塞泡罩他的不足之處在于結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價高、安裝維修方便以及氣相壓力降較大。3.2篩板塔篩板塔液是很早就出現(xiàn)的板式塔，20世紀(jì)50年代起對篩板塔進(jìn)行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，形成了較完善的設(shè)計方法，與泡罩塔相比，具有以下的優(yōu)點：（1）.生產(chǎn)能力大（20％－40％）（2）.塔板效率高（10％－15％）（3）.壓力降低（30％－50％）而且結(jié)構(gòu)簡單，塔盤造價減少40％左右，安裝維修都比較容易[1]。3.3浮閥塔20世紀(jì)50年代起，浮閥塔板已大量的用于工業(yè)生產(chǎn)，以完成加壓、常壓、減壓下的蒸餾、脫吸等傳質(zhì)過程。浮閥式之所以廣泛的應(yīng)用，是由于它具有以下優(yōu)點：（1）.處理能力大（2）.操作彈性大（3）.塔板效率高（4）.壓力降小其缺點是閥孔易磨損，閥片易脫落。浮閥的形式有很多，目前常用的浮閥形式有F1型和V-4型，F(xiàn)1型浮閥的結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好。F1型浮閥又分為輕閥和重閥兩種。V-4型浮閥其特點是閥孔沖成向下彎曲的文丘里型，以減小氣體通過塔板的壓強(qiáng)降，閥片除腿部相應(yīng)加長外，其余結(jié)構(gòu)尺寸與F1型輕閥無異，V-4型閥適用于減壓系統(tǒng)。二設(shè)計方案的確定及流程說明（一）塔類型的選用本次設(shè)計任務(wù)為設(shè)計一定處理量的精餾塔，實現(xiàn)苯-甲苯的分離。苯-甲苯體系比較容易分離，待處理料液清潔，此次設(shè)計選用篩板塔。篩板塔，是扎板塔的一種，內(nèi)裝若干層水平塔板，板上有許多小孔，形狀如篩；并裝有溢流管或沒有溢流管。操作時，液體由塔頂進(jìn)入，經(jīng)溢流管（一部分經(jīng)篩孔）逐板下降，并在板上積存液層。氣體（或蒸氣）由塔底進(jìn)入，經(jīng)篩孔上升穿過液層，鼓泡而出，因而兩相可以充分接觸，并相互作用。泡沫式接觸氣液傳質(zhì)過程的一種形式，性能優(yōu)于泡罩塔。（二）裝置流程說明精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。苯和甲苯的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因為被加熱到泡點，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時間然后進(jìn)入苯的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與甲苯的分離。工藝流程圖如下圖三設(shè)計方案中參數(shù)的確定設(shè)計方案包括精餾流程、設(shè)備的結(jié)構(gòu)類型和操作參數(shù)等的確定。例如組分的分離順序（多組分體系）、塔設(shè)備的形式、操作壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔頂蒸氣的冷凝方式、余熱利用的方案、安全、調(diào)節(jié)機(jī)構(gòu)和測量控制儀表的設(shè)置等。（一）操作壓力塔內(nèi)操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問題，而且與塔頂和塔底溫度的選取有關(guān)。根據(jù)所處理的物料性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來綜合考慮，一般有下列原則：⑴壓力增加可提高塔的處理能力，但會增加塔身的壁厚，導(dǎo)致設(shè)備費用增加；壓力增加，組分間的相對揮發(fā)度降低，回流比或塔高增加，導(dǎo)致操作費用或設(shè)備費用增加。因此如果在常壓下操作時，塔頂蒸氣可以用普通冷卻水進(jìn)行冷卻，一般不采用加壓操作。操作壓力大于1.6MPa才能使普通冷卻水冷卻塔頂蒸氣時，應(yīng)對低壓、冷凍劑冷卻和高壓、冷卻水冷卻的方案進(jìn)行比較后，確定適宜的操作方式。⑵考慮利用較高溫度的蒸氣冷凝熱，或可利用較低品位的冷源使蒸氣冷凝，且壓力提高后不致引起操作上的其他問題和設(shè)備費用的增加，可以使用加壓操作。⑶真空操作不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操作費用，而且由于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設(shè)備費用增加。此處選擇在常壓下操作。（二）進(jìn)料熱狀態(tài)進(jìn)料狀態(tài)有5種，可用進(jìn)料狀態(tài)參數(shù)q值來表示。進(jìn)料為過冷液體：q＞1；飽和液體（泡點）：q＝1；氣、液混合物：0＜q＜1；飽和蒸氣（露點）：q＝0；過熱蒸氣：q＜0。q值增加，冷凝器負(fù)荷降低而再沸器負(fù)荷增加，由此而導(dǎo)致的操作費用的變化與塔頂出料量D和進(jìn)料量F的比值D/F有關(guān)；對于低溫精餾，不論D/F值如何，采用較高的q值為經(jīng)濟(jì)；對于高溫精餾，當(dāng)D/F值大時宜采用較小的q值，當(dāng)D/F值小時宜采用q值較大的氣液混合物。為使塔的操作穩(wěn)定，免受季節(jié)氣溫影響，精、提餾段采用相同塔徑以便于制造，則采用飽和液體（泡點）進(jìn)料，但需增設(shè)原料預(yù)熱器。若工藝要求減少塔釜加熱量避免釜溫過高，宜采用氣態(tài)進(jìn)料。（三）加熱方式塔釜一般采用間接蒸汽加熱，但對塔底產(chǎn)物基本是水，且在低濃度時的相對揮發(fā)度較大的體系，也可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可利用壓力較低的蒸汽加熱，塔釜只須安裝鼓泡管，一般可節(jié)省設(shè)備費用和操作費用。（四）冷卻方式用常溫水做冷卻劑是最經(jīng)濟(jì)的，水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設(shè)計者確定。（五）回流比影響精餾操作費用的主要因素是塔內(nèi)蒸氣量V。對于一定的生產(chǎn)能力，即餾出量D一定時，V的大小取決于回流比。實際回流比總是介于最小回流比和全回流兩種極限之間。由于回流比的大小不僅影響到所需理論板數(shù)，還影響到加熱蒸汽和冷卻水的消耗量，以及塔板、塔徑、蒸餾釜和冷凝器的結(jié)構(gòu)尺寸的選擇，因此，適宜回流比的選擇是一個很重要的問題。適宜回流比應(yīng)通過經(jīng)濟(jì)核算決定，即操作費用和設(shè)備折舊費之和為最低時的回流比為適宜回流比。但作為課程設(shè)計，要進(jìn)行這種核算是困難的，通常根據(jù)下面3種方法之一來確定回流比。根據(jù)經(jīng)驗取操作回流比為最小回流比的1.1∽2倍，即R＝（1.1∽2）Rmin；在一定的范圍內(nèi)，選5種以上不同的回流比，計算出對應(yīng)的理論塔板數(shù)，作出回流比與理論塔板數(shù)的曲線。當(dāng)R=Rmin時，塔板數(shù)為∞；R＞Rmin后，塔板數(shù)從無限多減至有限數(shù)；R繼續(xù)增大，塔板數(shù)雖然可以減少，但減少速率變得緩慢。因此可在斜線部分區(qū)域選擇一適宜回流比。上述考慮的是一般原則，實際回流比還應(yīng)視具體情況選定。（六）熱能的利用精餾過程的熱效率很低，進(jìn)入再沸器的能量的95%以上被塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)帶走，僅約5%的能量被有效地利用。采用熱泵技術(shù)可使塔頂蒸氣溫度提高，提高了溫度的蒸氣再用于加熱釜液，使釜液蒸發(fā)的同時，塔頂蒸氣冷凝。該方法不僅可節(jié)省大量的加熱蒸汽，而且還節(jié)省了大量的冷卻介質(zhì)。當(dāng)然，塔頂蒸氣可用作低溫系統(tǒng)的熱源，或通入廢熱鍋爐產(chǎn)生低壓蒸汽，供別處使用。在考慮充分利用熱能的同時，還應(yīng)考慮到所需增加設(shè)備的投資和由此給精餾操作帶來的影響。其次，采用合適的回流比，采用蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)置，如采用中間再沸器和中間冷凝器的流程，也都可以有效地提高精餾塔的熱力學(xué)效率。四板式精餾塔的工藝計算在一常壓操作的連續(xù)精餾塔內(nèi)分離苯-甲苯混合物。已知：原料年處理量（一年按330天算，一天按24小時算）為25000t，進(jìn)料組成（質(zhì)量%）：48%，料液初溫：35℃，塔頂產(chǎn)品濃度：96％（苯質(zhì)量分率），塔底釜液含甲苯量不低于98％（以質(zhì)量計）；精餾塔塔頂壓強(qiáng)：4kPa（表壓）；冷卻水溫度：30℃；飽和水蒸氣壓力：0.25Mpa（表壓）；回流比R（自選）；進(jìn)料熱狀況：飽和液體（泡點）進(jìn)料，即q=1。附下表：表1常壓下苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度液相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)x氣相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)y110.560.000000.00000108.790.030000.07110107.610.050000.11200105.050.100000.20800102.790.150000.29400100.750.200000.3720098.840.250000.4420097.130.300000.5070095.580.350000.5660094.090.400000.6190092.690.450000.6670091.400.500000.7130090.110.550000.7550087.630.650000.8250086.520.700000.8570085.440.750000.8850084.400.800000.9120083.330.850000.9360082.250.900000.9590081.110.950000.9800080.011.000001.00000由《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊》P305可知：由表1數(shù)據(jù)可以得出苯-甲苯的t-x-y圖，如圖b所示表2液體飽和蒸氣壓的Antoine(安托因)常數(shù)液體ABC溫度范圍/℃苯6.030551211.033220.79-16~104甲苯6.079541344.8219.4826~137注：，式中的單位為kPa，t為℃表3液體的表面張力溫度8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，mN/m21.6920.5919.9418.4117.31由《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊》P299、P300可知：表4苯與甲苯的液相密度溫度(℃)8090100110120苯,kg/815803.9792.5780.3768.9甲苯,kg/810800.2790.3780.3770.0由《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊》P303、P304可知：表5液體粘度μ溫度(℃)8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228（一）精餾塔的物料衡算1）進(jìn)料及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率2）平均分子量3）物料衡算原料處理量F==37.21總物料衡算W+D=37.21（1）易揮發(fā)組分物料衡算（2）聯(lián)立上式（1）、（2）解得：，則餾出液的采出率釜殘液的采出率W/F=所以，可得出，進(jìn)料的q線方程：由于進(jìn)料是泡點進(jìn)料，即q=1，即q線方程（二）塔板數(shù)的確定⒈塔板數(shù)的計算在本設(shè)計中，因苯—甲苯屬于理想物系，可用圖解法計算理論板數(shù)。其計算方法如下：（1）根據(jù)苯－甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)（見上表1）作x-y圖及t-x-y圖（如下圖所示）：圖a苯-甲苯溶液的y-x圖圖b苯-甲苯溶液的t-y-x圖（2）求最小回流比及操作回流比圖c最小回流比因飽和液體進(jìn)料即q=1，所以其q線方程為：x==0.521，在x-y圖中對角線上自點f作出進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點坐標(biāo)q為（），此即最小回流比時操作線與平衡線的交點坐標(biāo)。依最小回流比計算式：eq\o\ac(○,1)求相對揮發(fā)度a：用內(nèi)插法先求塔頂，塔釜及進(jìn)料的溫度根據(jù)式子，其中,又有安托因方程,查《化工原理》教材P366頁安托因常數(shù)可知，對于苯，其常數(shù)A,B,C分別為6.03055，1211.033，220.79，對于甲苯，其常數(shù)A,B,C分別為6.07954，1344.8，219.482。進(jìn)料：，則有即Kpa即所以進(jìn)料的相對揮發(fā)度為塔頂：，則有即所以塔頂?shù)南鄬]發(fā)度為塔底：所以塔底的相對揮發(fā)度為所以2.45從而得到苯-甲苯的氣液相平衡近似式為：=2\*GB3②求理論塔板數(shù)根據(jù)操作回流比R=（1.1～2）Rmin，分別取1.1，1.2，1.3…2.0，以圖解法計算出相應(yīng)的理論塔板數(shù)。（用簡捷法求理論板數(shù)）在全回流下求出所需理論板數(shù)Nmin對于接近理想體系的混合物，可采用芬斯克方程計算，因此下面以R=1.8Rmin進(jìn)行計算為例，R=1.8*1.181=2.1258，(R-Rmin)/(R+1)=(2.1258-1.181）/(2.1258+1)=0.3022(N-Nmin)/(N+1)=因為Nmin=7.89,所以N=11.925≈12（包括蒸餾釜）同上，分別取回流比為1.2—2.0，得比值RminR(R-Rmin)/(R+1)(N-Nmin)/(N+1)NminN1.11.1811.29910.0513679270.610593997.8918.693611.21.1811.41720.0977163660.549287367.8916.28691.31.1811.53530.1397467760.504166547.8914.895791.41.1811.65340.1780357280.468000257.8913.951131.51.1811.77150.2130615190.437782027.8913.255031.61.1811.88960.2452242520.411883937.8912.715371.71.1812.00770.274861190.389296177.8912.282061.81.1812.12580.3022586220.369337667.8911.925021.91.1812.24390.3276611490.351522217.8911.6248821.1812.3620.3512790010.335488187.8911.36851圖dN-R圖由圖可得，取R=1.8Rmin=2.126比較合適，此時對應(yīng)的理論塔板數(shù)N=11.925≈12（包括蒸餾釜）由上求得R=2.126，a=2.45，則q線方程為精餾段方程為R＇=（R+1）（xF-xW)/(xD-xF)+(q-1)（xD-xW)/(xD-xF)=所以提餾段的操作線方程為用畫圖法確定理論板數(shù)圖e理論板數(shù)由上圖得，總理論塔板數(shù)NT為12（包括蒸餾釜），精餾段理論板數(shù)為5，第6板為進(jìn)料板,提餾段理論板數(shù)為7。2.全塔效率依式：，根據(jù)塔頂、塔底液相組成查t-x-y圖，由圖b可得，塔頂溫度為，塔底溫度為，求得塔平均溫度為：℃，該溫度下進(jìn)料液相平均粘度為：則3.實際塔板數(shù)精餾段：提餾段：故實際塔板數(shù)：（層）五、塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算1.操作壓強(qiáng)塔頂操作壓力，取每層板的壓降為0.7kPa，則進(jìn)料板的壓力為：，塔底壓力為：，故精餾段平均操作壓力為：，提餾段平均操作壓力為：2.操作溫度之前已經(jīng)求得，得到塔頂：，進(jìn)料板溫度，塔底：，則精餾段的平均溫度：，提餾段的平均溫度：。3.平均分子量（1）塔頂：，由相平衡方程：，得,（2）進(jìn)料板：，（3）塔底：則精餾段平均分子量：，提餾段平均分子量：，4.平均密度1）氣相密度2）液相密度（根據(jù)表4）=1\*GB3①進(jìn)料板平均密度的計算：當(dāng)tF=90.86℃時，,得kg/m由（為質(zhì)量分?jǐn)?shù)），又，,得801.09=2\*GB3②塔頂平均密度的計算：當(dāng)tD=80.76℃時，由內(nèi)插法得，，由（為質(zhì)量分?jǐn)?shù)），又，,得813.96③塔釜平均密度的計算：當(dāng)tW=109.17℃時，由內(nèi)插法得，=781.31，由（為質(zhì)量分?jǐn)?shù)），又，得781.13故精餾段平均液相密度：提餾段平均液相密度：5.液體表面張力根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表3，由內(nèi)插法得：,，,；，；則精餾段平均表面張力：提餾段平均表面張力：6.液體粘度根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表5，由內(nèi)插法得：,，,；,；故精餾段平均液相粘度提餾段平均液相粘度7、求精餾塔的氣液相負(fù)荷精餾段：提餾段：六、精餾塔的塔體工藝尺寸計算1.塔徑的計算精餾段:之前已計算得精餾段的氣液相體積率為，塔板間距HT的選定很重要，可參照下表所示經(jīng)驗關(guān)系選取。表6板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0板間距HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600根據(jù)上表，初選板間距，取板上液層高度，故；精餾段：查《化工原理課程設(shè)計（第二版）》大連理工大學(xué)出版社P76圖5—1史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得可取安全系數(shù)為0.6（安全系數(shù)0.6—0.8），則空塔氣速故。按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.0m,塔截面積為，所以實際空塔氣速為提餾段：之前已求得，查《化工原理課程設(shè)計（第二版）》大連理工大學(xué)出版社P76圖5—1史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得可取安全系數(shù)為0.6（安全系數(shù)0.6—0.8），則故。按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.0m,塔截面積為，所以實際空塔氣速為綜上，塔徑D取1.0m。2.溢流裝置選用單溢流、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：單溢流?。?.6-0.8）D，取堰長為0.66D，即2)出口堰高：由；查《化工原理課程設(shè)計（第二版）》大連理工大學(xué)出版社P80圖5—5液流收縮系數(shù)計算可知Ｅ近似取1，由得：精餾段：故；提餾段：故；3)降液管的寬度與降液管的面積：由查《化工原理課程設(shè)計（第二版）》大連理工大學(xué)出版社P80圖5—7弓形降液管的參數(shù)，得：，，，利用式計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即精餾段：s（＞5s，符合要求）提餾段：（＞5s，符合要求）4)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速則降液管底隙高度為：精餾段根據(jù)要求應(yīng)為0.03m提餾段根據(jù)要求應(yīng)為0.05m3.塔板布置1)取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度2)由式：計算開孔區(qū)面積，其中：，；所以4.篩孔數(shù)與開孔率精餾段：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為,取，故孔中心距。篩孔數(shù)孔，經(jīng)核算，滿足篩板的穩(wěn)定性系數(shù)要求；其開孔率φ（在5％—15％范圍內(nèi)），則每層板上的開孔面積為，氣體通過篩孔的氣速為：提餾段：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為,取，故孔中心距。篩孔數(shù)孔，經(jīng)核算，滿足篩板的穩(wěn)定性系數(shù)要求；其開孔率φ（在5％—15％范圍內(nèi)），則每層板上的開孔面積為，氣體通過篩孔的氣速為：5.塔的精餾段有效高度1）塔頂空間高度HD塔頂空間高度的作用是安裝塔板和人孔的需要，也使氣體中的液滴自由沉降，減少塔頂出口氣體中液滴夾帶，必要時還可節(jié)省破沫裝置。塔頂空間高度HD一般取1.0～1.5m,塔徑大時可適當(dāng)增大。本設(shè)計取1.3m。2）塔板間距HT其大小與液氣和霧沫夾帶有密切關(guān)系。板間距越大，可允許氣液速度較高，塔徑可小些；反之，所需的塔徑就要增大。一般來說，取較大的板間距對提高操作彈性有利，但塔高的增加，會增加金屬消耗量，增加塔基，支座的負(fù)荷，從而增加全塔的造價。板間距與塔徑的關(guān)系，應(yīng)通過流體力學(xué)驗算，權(quán)衡經(jīng)濟(jì)效益，反復(fù)調(diào)整，作出最佳選擇。根據(jù)《化工原理課程設(shè)計(第二版)》大連理工大學(xué)出版社P75表5-1板間距與塔徑的關(guān)系，塔徑為800～1600mm時，板間距為300～450mm，此設(shè)計選用板間距為400mm。3）開有人孔的板間距HTˊ人孔直徑一般為450～500mm，凡有人孔的上下兩塔板間距HTˊ應(yīng)等于或大于600mm（本次取800mm）。人孔數(shù)目S是根據(jù)物料清潔程度和塔板安裝方便而確定。對于無須經(jīng)常清洗的清潔物料，可每隔6～8塊板設(shè)置一個人孔。由前面計算得到，實際塔板數(shù)為24，共設(shè)3個人孔，分別安裝在塔頂、塔底、進(jìn)料板。4）進(jìn)料板空間高度HF進(jìn)料段空間高度HF取決于進(jìn)料口的結(jié)構(gòu)形式和物料狀態(tài)，一般HF要比HT大一些。為了防止進(jìn)料直沖塔板，常在進(jìn)料口處考慮安裝防沖設(shè)施，如防沖板，入口堰，緩沖管，應(yīng)保證這些設(shè)施的安裝。取1.2m。5）塔底空間高度HB塔底空間高度HB具有中間儲槽的作用，塔釜液最好能在塔底有10～15min停留時間的儲量，以保證塔底料液不致排完。因此可按殘液量和塔徑進(jìn)行計算，也可取經(jīng)驗值，常取1.3~3m。此處取1.8m左右。6）塔體總高度Z塔體總有效高度：Z=HD+（N-S）HT+SHTˊ+HF+HB=1.3+（24-3）*0.4+3*0.8+1.2+1.8=15.1m七、篩板流體力學(xué)驗算1.氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?)干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂溃椤陡珊Y孔的流量系數(shù)》圖得，Co=0.77，由式2)氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋壕s段：，由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)＝0.638，所以提餾段：，由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)＝0.630，所以3)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋壕s段，故則單板壓強(qiáng)：提餾段，故則單板壓強(qiáng)：2.霧沫夾帶量的驗算精餾段：提餾段：故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。3.漏液的驗算精餾段：篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量漏液。提餾段：篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量漏液。4.液泛驗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由計算，而精餾段：所以取則故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生液泛。提餾段：所以取，則故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項液體力學(xué)驗算，可認(rèn)為精餾段、提餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。八、塔板負(fù)荷性能圖(一)精餾段1.液相負(fù)荷上限線（1）取液體在降液管中停留時間為4秒，由下式液相負(fù)荷上限線為VS—LS圖中與氣相流量無關(guān)的垂線，如圖a中線（1）所示。2.液相負(fù)荷下限線（2）：取平堰、堰上液層高度為液相負(fù)荷下限條件，取則；即整理上式得在VS—LS圖a中作線（2），即為液相負(fù)荷下限線，如圖a所示。3.漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（3）由、代入漏液點氣速式：（前已算出），代入上式并整理得：此即氣相負(fù)荷下限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取個值，依上式計算相應(yīng)的值，列于附表中：附表（1）0.00040.0020.0040.0060.2190.2310.2410.250依表中數(shù)據(jù)作氣相負(fù)荷下限線，如圖a中線（3）所示。4.霧沫夾帶線（4）式中（a），近似取,故（b）取霧沫夾帶極限值為。已知，，并將代入得下式：整理得：在操作范圍內(nèi)任取4個值，依上式算出相應(yīng)的值列于附表中：附表（2）0.00040.0020.0040.0061.2001．0951.0010.923依表中數(shù)據(jù)在VS—LS圖中作出霧沫夾帶線，如圖a中線（4）所示。5.液泛線（5）由式（a）近似取.0，由式：故（ｂ）由式（之前已算出）（ｃ）（ｄ）將＝，及（ｂ）、（ｃ）、（ｄ）代入（ａ）整理得下式：在操作范圍內(nèi)取4個值，依上式計算值列于附表中：附表（3）0.00040.0020.0040.0060.7830.7330.6730.604

依表中數(shù)據(jù)作出液泛線，如圖a中線（5）所示。將以上5條線標(biāo)繪于圖（圖）中，即為精餾段負(fù)荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為精餾段塔板操作區(qū)，P為操作點，OP為操作線。OP線與（5）線的交點相應(yīng)相負(fù)荷為，OP線與氣相負(fù)荷下限線（3）的交點相應(yīng)氣相負(fù)荷為。精餾段的操作彈性圖f、精餾段負(fù)荷性能圖（二）提餾段1.液相負(fù)荷上限線（1）取液體在降液管中停留時間為4秒，由下式液相負(fù)荷上限線為VS—LS圖中與氣相流量無關(guān)的垂線，如圖a中線（1）所示。2.液相負(fù)荷下限線（2）：取平堰、堰上液層高度為液相負(fù)荷下限條件，取則；即整理上式得在VS—LS圖a中作線（2），即為液相負(fù)荷下限線，如圖a所示。3.漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（3）由、代入漏液點氣速式：（前已算出），代入上式并整理得：此即氣相負(fù)荷下限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取個值，依上式計算相應(yīng)的值，列于附表中：附表（4）0.00040.0020.0040.0060.4940.4990.5030.507依表中數(shù)據(jù)作氣相負(fù)荷下限線，如圖b中線（3）所示。4.霧沫夾帶線（4）式中（a），近似取,故（b）取霧沫夾帶極限值為。已知，，并將代入得下式：整理得：在操作范圍內(nèi)任取4個值，依上式算出相應(yīng)的值列于附表中：附表（5）0.00040.0020.0040.0061.2451.1421.0500.973依表中數(shù)據(jù)在VS—LS圖中作出霧沫夾帶線，如圖b中線（4）所示。5.液泛線（5）由式（a）近似取.0，由式：故（ｂ）由式（之前已算出）（ｃ）（ｄ）將＝，及（ｂ）、（ｃ）、（ｄ）代入（ａ）整理得下式：在操作范圍內(nèi)取4個值，依上式計算值列于附表中：附表（6）0.00040.0020.0040.0060.7540.7120.6690.628

依表中數(shù)據(jù)作出液泛線，如圖b中線（5）所示。將以上5條線標(biāo)繪于圖4中，即為提餾段負(fù)荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為精餾段塔板操作區(qū)，P為操作點，OP為操作線。OP線與（5）線的交點相應(yīng)相負(fù)荷為，OP線與氣相負(fù)荷下限線（3）的交點相應(yīng)氣相負(fù)荷為。提餾段的操作彈性圖g、提餾段負(fù)荷性能圖九、板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備設(shè)計（一）塔體結(jié)構(gòu)板式塔內(nèi)部裝有塔板、降液管、各物流的進(jìn)出口管及人孔、基座、除沫器等附屬裝置。除一般塔板按設(shè)計板間距安裝外，其他處根據(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(yuǎn)高于板間距（甚至高出1倍以上），或根據(jù)除沫器要求高度決定。本設(shè)計取HD=1.3m2、塔底空間塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值由如下兩因素決定，即：（1）塔底貯液空間依貯存液量停留3～5min或更長時間（易結(jié)焦物料可縮短停留時間）而定。（2）塔底液面至最下層塔板之間要有1～2m的間距，大塔可大于此值。本設(shè)計取HB=1.8m3、人孔一般每隔6～8層塔板設(shè)一人孔（安裝、檢修用），需經(jīng)常清洗時每隔3～4塊塔板設(shè)一人孔。本設(shè)計設(shè)3個人孔，分別安裝在塔頂、塔底、進(jìn)料板，人孔處的板間距為800mm，人孔直徑取450mm，其伸出塔體的筒體長為200～250mm，人孔中心距操作平臺為800～1200mm。4、進(jìn)料空間由于兩相進(jìn)料，又要安裝人孔，故取HF=1.2m（二）塔板結(jié)構(gòu)塔板按結(jié)構(gòu)特點，大致可分為整塊式和分塊式兩類塔板。塔徑為300～900mm時，一般采用整塊式；塔徑超過800～900mm時，由于剛度、安裝、檢修等要求，多將塔板分成數(shù)塊通過人孔送入塔內(nèi)。對塔徑為800～2400mm的單流型塔板，分塊數(shù)如下表：塔徑與塔板分塊數(shù)的選擇關(guān)系塔徑/mm800～1200mm1400～1600mm1800～2000mm2200～2400mm塔板分塊數(shù)3456本設(shè)計采用單溢型塔板，塔徑D=1000mm>800mm，故采用分塊式，分成3塊。十、輔助設(shè)備設(shè)計或選型（一）冷凝器塔頂上升蒸汽經(jīng)過冷凝器，全部冷凝下來成為液體，一部分回流至塔內(nèi)，一部分再經(jīng)過冷卻作為產(chǎn)品。或者，上升蒸汽經(jīng)過冷凝器部分冷凝下來，作為回流液回流至塔內(nèi)，余下蒸汽再進(jìn)入冷凝器，冷凝下來并進(jìn)而冷卻至一定溫度作為產(chǎn)品取出。綜上所述，本設(shè)計采用全凝器冷凝，塔頂回流冷凝器采用重力回流直立式。飽和液體進(jìn)料時的冷凝器熱負(fù)荷計算：飽和液體進(jìn)料時，精餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾質(zhì)量V等于進(jìn)入冷凝器的蒸汽流量，即V=(R+1)D=61.39kmol/h。冷凝器中苯的摩爾分?jǐn)?shù)為xD=0.966，tD=80.76℃，當(dāng)t=80.76℃時，查《化工原理》附十九液體比汽化熱共線圖得：苯的比汽化熱約為388.2kJ/kg，則其摩爾汽化熱為388.2x78.11=30322.302kJ/kmol甲苯的比汽化熱約為225.5kJ/kg，則其摩爾汽化熱為225.5x92.14=20777.57kJ/kmol摩爾汽化熱為rb=0.966x30322.302+0.034x20777.57=29997.78kJ/kmol冷凝器的熱負(fù)荷為QC=rbV=29997.78x61.39≈1.842x106kJ/h（二）再沸器再沸器的作用是加熱塔底料使之部分汽化，以提供精餾塔內(nèi)的上升氣流，加熱方式為間接加熱法。飽和液體進(jìn)料時的蒸餾釜熱負(fù)荷計算：飽和液體進(jìn)料時，提餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾質(zhì)量Vˊ等于精餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾質(zhì)量V，即Vˊ=V=61.39kmol/h。釜液中苯的摩爾分?jǐn)?shù)為xW=0.0235，tW=109.17℃，當(dāng)t=109.17℃時，查《化工原理》附十九液體比汽化熱共線圖得：苯的比汽化熱約為369.56kJ/kg，則其摩爾汽化熱為369.56x78.11=28866.33kJ/kmol甲苯的比汽化熱約為358.13kJ/kg，則其摩爾汽化熱為358.13x92.14=32998.10kJ/kmol摩爾汽化熱為rb=0.9765x32998.10+0.0235x28866.33=32901kJ/kmol蒸餾釜的熱負(fù)荷為QB=rbVˊ=32901x61.39≈2.0198x106kJ/h從計算結(jié)果可知，在飽和液體進(jìn)料條件下，蒸餾釜的熱負(fù)荷QB與冷凝器的熱負(fù)荷QC相差不大。（三）接管管徑的計算和選擇1、進(jìn)料管（直料管）管徑計算如下：由于F’=25000x1000/(330x24)=3156.57kg/h，801.09=29.51mm（因為苯和甲苯屬于低粘物質(zhì)，故取WF=1.6m/s）圓整得2、回流管冷凝器安裝塔頂，回流液在管道中的流速一般不能過高，對于重力回流，一般取速度0.2~0.5m/s，本設(shè)計取0.5m/s圓整得3、塔底出料管塔釜流出液體的速度Ww一般可取0.5~1.0m/s，本設(shè)計取0.6m/s圓整得4、塔頂蒸汽出料管常壓操作條件下，蒸汽速度為12~20m/s，本設(shè)計取15m/s圓整得5、法蘭由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭（1）進(jìn)料管接管法蘭：（2）回流管接管法蘭:（3）塔底出料管法蘭:（4）塔頂蒸汽出料管法蘭:（四）除沫器在空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及工藝過程中不允許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫器，以減小液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。除沫器直徑：D=250mm（五）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>800mm，故裙座壁厚取16mm。基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：D1=1000-0.2x1000=800mm基礎(chǔ)環(huán)外徑：D2=1000+0.2x1000=1200mm基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm；考慮到再沸器，裙座高度取3m。十一、設(shè)計結(jié)果一覽表項目符號單位數(shù)值/形式精餾段提鎦段進(jìn)料摩爾分?jǐn)?shù)XF/0.521塔頂摩爾分?jǐn)?shù)XD/0.966塔底摩爾分?jǐn)?shù)Xw/0.0235進(jìn)料處理量FKmol/h37.21塔頂處理量DKmol/h19.64塔底處理量WKmol/h17.57回流比R2.126平均溫度℃85.81100.02平均壓強(qiáng)kPa108.8116.7氣相流量VSm3/s0.4670.453液相流量LSm3/s0.001180.00245理論塔板數(shù)NT塊57實際塔板數(shù)N塊1014板間距HTm0.4塔有效高度Zm15.1塔頂高度HDm1.3進(jìn)料板高度HFm1.2塔底空間高度HBm1.8含有人孔板的板間距HT’m0.8人孔直徑D’m0.45塔徑Dm1.0裙座高度H2m3.0基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑D1m0.8基礎(chǔ)環(huán)外徑D2m1.2除沫器直徑D3m0.25空塔氣速um/s0.5950.577塔板液流形式單流型溢流形式單溢流降液管形式弓形受液盤形式凹形溢流堰形式平直進(jìn)口堰形式不設(shè)堰長lwm0.66堰高h(yuǎn)wm0.05020.044溢流堰寬度W