苯-甲苯浮閥連續(xù)精餾塔課程設計

1、<p><b>　　一、設計題目</b></p><p>　　苯—甲苯連續(xù)精餾塔設計</p><p><b>　　二、原始數(shù)據(jù)及條件</b></p><p>　　生產(chǎn)能力：年處理苯—甲苯混合液：F0=3400噸（開工率8000小時/年）</p><p>　　原 料：苯的含量Xf0為3

2、7%（質(zhì)量百分比，下同）的常溫液體</p><p>　　分離要求：塔頂苯的含量Xd0不低于95.5%</p><p>　　塔底苯的含量Xw0不高于1%</p><p><b>　　建廠地址：吉林市</b></p><p><b>　　三、設計要求</b></p><p>　　

3、（一）編制一份設計說明書，主要內(nèi)容包括：</p><p><b>　　1、前言</b></p><p>　　2、流程的確定和說明（附流程簡圖）</p><p>　　3、生產(chǎn)條件的確定和說明</p><p>　　4、精餾塔的設計計算</p><p>　　5、附屬設備的選型和計算</p>

4、<p><b>　　6、設計結構列表</b></p><p>　　7、設計結果的討論和說明</p><p>　　8、注明參考和使用的設計資料</p><p><b>　　9、結束語</b></p><p>　?。ǘ├L制一個帶控制點的工藝流程圖</p><p>　

5、?。ㄈ├L制精餾塔的工藝條件圖</p><p><b>　　四、設計日期： </b></p><p><b>　　目 錄</b></p><p><b>　　摘 要1</b></p><p>　　第 1 章 緒論2</p><p>　　1.1 設計

6、流程2</p><p>　　1.2 設計思路2</p><p>　　第 2 章 精餾塔的工藝設計4</p><p>　　2.1 產(chǎn)品濃度的計算4</p><p>　　2.2 最小回流比的計算和適宜回流比的確定5</p><p>　　2.3 物料衡算5</p><p>　　2.4 精餾

7、段和提餾段操作線方程6</p><p>　　2.5 逐板法確定理論板數(shù)及進料位置（編程）6</p><p>　　2.6 全塔效率、實際板數(shù)及實際加料位置7</p><p>　　第 3 章 精餾塔主要工藝尺寸的設計計算8</p><p>　　3.1 物性數(shù)據(jù)計算8</p><p>　　3.2 精餾塔主要工藝尺寸

8、的計算10</p><p>　　3.3 塔板主要工藝尺寸的計算12</p><p>　　3.4 塔板流體力學校核15</p><p>　　3.5 塔板符合性能圖17</p><p>　　第 4 章 熱量衡算21</p><p>　　4.1 熱量衡算示意圖21</p><p>　　4.

9、2 熱量衡算21</p><p>　　第 5 章 塔附屬設備的計算25</p><p>　　5.1 筒體與封頭25</p><p>　　5.2 除沫器25</p><p><b>　　5.3 裙座25</b></p><p>　　5.4 塔總體高度的設計25</p>&l

10、t;p>　　5.5 換熱器（進料預熱器或產(chǎn)品冷卻器）的設計計算26</p><p>　　5.6 進料管的設計27</p><p>　　5.7 泵的選型27</p><p>　　5.8 貯罐的計算28</p><p>　　第 6 章 結論29</p><p><b>　　6.1 結論29<

11、;/b></p><p>　　6.2 主要數(shù)據(jù)結果總匯29</p><p><b>　　結 束 語30</b></p><p><b>　　參考文獻31</b></p><p>　　附錄1主要符號說明32</p><p>　　附錄2 程序框圖34</p&

12、gt;<p>　　附錄3 精餾塔工藝條件圖35</p><p>　　附錄4 生產(chǎn)工藝流程圖36</p><p>　　教 師 評 語37</p><p><b>　　摘 要</b></p><p>　　本次化工原理課程設計，設計出了苯—甲苯得分離設備—連續(xù)浮閥式精餾塔。進料摩爾分數(shù)為0.409，使塔頂產(chǎn)

13、品苯的摩爾含量達到0.95，塔底釜液摩爾分數(shù)為0.01。</p><p>　　綜合工藝方便，經(jīng)濟及安全多方面考慮，本設計采用了浮閥式塔板對苯—甲苯溶液進行分離提純。按照逐板法計算理論塔板數(shù)為18塊，其中精餾段塔板數(shù)為7塊，提餾段塔板數(shù)為11塊。根據(jù)經(jīng)驗是算得全塔效率為0.544，塔頂使用全凝器，泡點回流。精餾段實際板數(shù)為13塊，提餾段實際板數(shù)為21塊，實際加料板位置在第9塊板。由精餾段的工藝計算得到塔經(jīng)0.3m，

14、塔總高19.50m。通過流體力學驗算表明此塔的工藝尺寸符合要求，由負荷性能圖可以看出此精餾塔有較好的操做性能，精餾段操作彈性為1.48。</p><p>　　塔的附屬設備中，所有管線均采用無縫鋼管，預熱器采用管殼式換熱器。用100℃飽和水蒸氣加熱，飽和水蒸氣走殼程，進料液走管程。</p><p>　　關鍵詞：苯—甲苯 浮閥精餾 逐板計算 負荷</p><p>

15、<b>　　、</b></p><p><b>　　緒論</b></p><p><b>　　設計流程</b></p><p>　　本設計任務為分離苯——甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預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

16、凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.2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。</p><p><b>　　設計流程框圖如下：</b></p><p>　　任務書上規(guī)定的生產(chǎn)任務長期固定，適宜采用連續(xù)精流流程。貯罐中的原料液用機泵加入精餾塔；塔釜再沸器用低壓蒸汽作

17、為熱源加熱料液；精餾塔塔頂設有全凝器，冷凝液部分利用重力泡點回流；部分連續(xù)采出到產(chǎn)品罐。簡易流程如下，具體流程見附圖。</p><p>　　1-原料罐，2-進料罐，3-苯、甲苯精餾塔，4-塔頂全凝器，5-再沸器</p><p><b>　　設計思路</b></p><p>　　本次課程設計的任務是設計苯—甲苯精餾塔，塔型為浮閥式板塔，進料為兩組

18、份進料，且苯與甲苯的揮發(fā)度有明顯差別，可用一個塔進行精餾分離。</p><p>　　要分離的組分在常壓下均是液體，因此操作在常壓下即可進行，進料為泡點進料，需預熱器。同時在塔頂設置冷凝器，在塔底設置再沸器，由于塔頂不許汽相出料，故采用全凝，又因所設計的塔較高，應用泵強制回流。</p><p><b>　　1.2.1加料方式</b></p><p&g

19、t;　　本設計的加料方式為泡點進料。</p><p><b>　　1.2.2加熱方式</b></p><p>　　本設計的加熱方式為塔底間接加熱。</p><p>　　1.2.3回流比的選擇</p><p>　　選擇操作回流比為最小回流比的1.2倍。</p><p>　　1.2.4塔頂冷凝器的冷凝

20、方式與冷卻介質(zhì)的選擇</p><p>　　冷凝方式為全凝,冷卻介質(zhì)為冷水。</p><p>　　1.2.5設計流程圖</p><p><b>　　精餾塔的工藝設計</b></p><p><b>　　產(chǎn)品濃度的計算</b></p><p>　　M苯=78.11 ， M甲

21、苯=92.14</p><p><b>　　摩爾分數(shù)</b></p><p><b>　　XF=</b></p><p><b>　　XD=</b></p><p><b>　　XW=</b></p><p><b>　　

22、摩爾質(zhì)量</b></p><p>　　MF=XFM苯+（1-XF）M甲苯=0.409kg/kmol</p><p>　　2.2 平均相對揮發(fā)度的計算</p><p><b>　　溫度計算</b></p><p>　　表2.1苯—甲苯的氣液平衡與溫度的關系表[1]</p><p><

23、;b>　　用內(nèi)插法求得、、</b></p><p><b>　　: </b></p><p><b>　　: </b></p><p><b>　　:</b></p><p><b>　　故由上塔頂溫度</b></p>&l

24、t;p><b>　　氣相組成 </b></p><p><b>　　進料溫度</b></p><p><b>　　氣相組成 </b></p><p><b>　　塔底溫度</b></p><p><b>　　氣相組成 </b>&

25、lt;/p><p>　　由上溫度和氣相組成來計算相對揮發(fā)度</p><p>　　則精餾段平均相對揮發(fā)度</p><p>　　提餾段平均相對揮發(fā)度</p><p>　　最小回流比的計算和適宜回流比的確定</p><p>　　2.2.1 最小回流比的計算</p><p>　　由Antonie方程 ，&l

26、t;/p><p>　　——溫度T時的飽和蒸汽壓</p><p><b>　　T——溫度，K</b></p><p>　　A,B,C——Antonie常數(shù)</p><p><b>　　表2.2 [1]</b></p><p><b>　　則 ： </b><

27、;/p><p><b>　　故 </b></p><p><b>　　最小回流比即為</b></p><p>　　2.2.2 適宜回流比的確定</p><p><b>　　設計中令回流比</b></p><p><b>　　物料衡算</b&g

28、t;</p><p>　　F : 進料量（Kmol/s） =0.409 原料組成（摩爾分數(shù)，下同）</p><p>　　D ：塔頂產(chǎn)品流量（Kmol/s） =0.957 塔頂組成</p><p>　　W ：塔底殘夜流量（Kmol/s） =0.012塔底組成</p><p><b>　　進料量 ：</b>

29、</p><p><b>　　物料衡算式為 ： </b></p><p><b>　　因R=1.78</b></p><p>　　表2.3物料衡算結果表1</p><p>　　表2.4 物料衡算結果表2</p><p>　　精餾段和提餾段操作線方程</p>&l

30、t;p>　　精餾段操作線方程 ：</p><p><b>　?。?）</b></p><p>　　提餾段操作線方程 ： </p><p><b>　　（2）</b></p><p>　　逐板法確定理論板數(shù)及進料位置（編程）</p><p>　　因，得出相平衡方程或（3）

31、</p><p>　　又因為塔頂有全凝器，所以代入相平衡方程得代入（1）式得再代入（3）式得 反復計算得</p><p>　　將代入（2）式得代入（3）得 反復計算得</p><p>　　總理論板數(shù)為18塊（包括再沸器），第8塊板加料，精餾段需7塊板，提餾段需11塊。</p><p>　　全塔效率、實際板數(shù)及實際加料位置</p>

32、<p>　　板效率用奧康奈爾公式 計算</p><p>　　塔頂與塔釜平均溫度為</p><p>　　t=95.575時，由《化學化工物性數(shù)據(jù)手冊》查得</p><p><b>　　則</b></p><p><b>　　故</b></p><p><b&

33、gt;　　即全塔效率</b></p><p><b>　　則精餾段實際板數(shù)</b></p><p><b>　　提餾段實際板數(shù)</b></p><p>　　故實際板數(shù)為，實際加料位置為第14塊塔板。</p><p>　　精餾塔主要工藝尺寸的設計計算</p><p>

34、;<b>　　物性數(shù)據(jù)計算</b></p><p>　　3.1.1 操作壓強的計算</p><p><b>　　塔頂操作壓力</b></p><p><b>　　取每層塔板壓降為</b></p><p><b>　　進料板壓力</b></p>

35、<p><b>　　塔底壓力</b></p><p><b>　　精餾段平均壓力</b></p><p><b>　　提餾段平均壓力</b></p><p>　　3.1.2 操作溫度的計算</p><p><b>　　因</b></p&g

36、t;<p><b>　　則精餾段平均溫度</b></p><p><b>　　提餾段平均溫度</b></p><p>　　3.1.3 平均摩爾質(zhì)量的計算</p><p>　　塔頂平均摩爾質(zhì)量計算</p><p><b>　　由相平衡方程得，則</b></p&

37、gt;<p>　　進料板平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　塔底平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　精餾段平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　提餾段平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　3.1.4 液體平均粘度的計算</p><p><b>　　液體平均粘度依計算</b><

38、;/p><p>　　時，查《化學化工物性數(shù)據(jù)手冊》得</p><p>　　進料板液體平均粘度的計算</p><p>　　時，查《化學化工物性數(shù)據(jù)手冊》得</p><p><b>　　塔底液體粘度計算</b></p><p>　　時，查《化學化工物性數(shù)據(jù)手冊》得</p><p>

39、　　精餾段液相平均粘度為：</p><p>　　提餾段液相平均粘度為：</p><p>　　3.1.5 平均密度的計算</p><p>　?。?）氣相平均密度的計算</p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計算，即</p><p><b>　　精餾段</b></p><p>

40、<b>　　提餾段</b></p><p>　?。?）液相平均密度的計算</p><p><b>　　液相平均密度依</b></p><p><b>　　又</b></p><p>　　時，查《化學化工物性數(shù)據(jù)手冊》得</p><p>　　進料板，由加料

41、板液相組成，</p><p><b>　　則</b></p><p>　　時，查《化學化工物性數(shù)據(jù)手冊》得</p><p>　　時，查《化學化工物性數(shù)據(jù)手冊》得</p><p>　　故精餾段平均液相密度為</p><p>　　提餾段平均液相密度為</p><p>　　3.1

42、.6 液相平均表面張力的計算</p><p><b>　　有公式計算</b></p><p>　　塔頂液相平均表面張力計算</p><p>　　時，查《化學化工物性數(shù)據(jù)手冊》得</p><p>　　進料板液相平均表面張力計算</p><p>　　時，查《化學化工物性數(shù)據(jù)手冊》得</p>

43、<p>　　塔底液相平均表面張力</p><p>　　時，查《化學化工物性數(shù)據(jù)手冊》得</p><p>　　精餾段平均表面張力為</p><p>　　提餾段平均表面張力為</p><p>　　精餾塔主要工藝尺寸的計算</p><p>　　3.2.1 塔徑的計算</p><p>&l

44、t;b>　　氣液相體積流量為</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　則，精餾段由,C可由：</p><p><b>　　則 ,</b></p><p>　

45、　圖3-1.史密斯關聯(lián)圖[1]</p><p><b>　　查史密斯關聯(lián)圖得,</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為</p><p>　　按標準塔徑圓整后為D=0.3m</p><p><b>　　塔截面積為</b></p><p><b>

46、　　實際空塔氣速為</b></p><p>　　同理提餾段：由史密斯關聯(lián)圖查得，圖的橫坐標為：</p><p>　　取板間距板上液層高度,則</p><p><b>　　，查史密斯關聯(lián)圖得</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則</p><p><b>　　按標準

47、塔徑圓整后</b></p><p><b>　　塔截面積為</b></p><p><b>　　實際空塔氣速為：</b></p><p>　　3.2.2 精餾塔有效高度的計算</p><p><b>　　精餾段有效高度為</b></p><p&g

48、t;<b>　　提餾段有效高度為</b></p><p>　　故精餾塔的有效高度為:</p><p>　　塔板主要工藝尺寸的計算</p><p>　　3.3.1 溢流裝置計算</p><p>　　選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤，各項計算如下：</p><p><b>　　(1)堰長

49、</b></p><p><b>　　取</b></p><p><b>　　(2)溢流堰高度</b></p><p>　　精餾段：由,選用平直堰，堰上液層高度</p><p><b>　　近似取E=1，則</b></p><p>　　取板上

50、層清液高度,則：</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　取</b></p><p>　　(3)弓形降液管高度和截面積</p><p><b>　　精餾段：由，</b></p><p>　　圖3-2.弓形降液管的寬度和面

51、積[5]</p><p>　　查弓形降液管的參數(shù)圖得：</p><p>　　驗算液體在降液管中停留時間，即：</p><p><b>　　故降液管設計合理</b></p><p><b>　　提餾段：因</b></p><p>　　則，故降液管設計合理。</p>

52、<p>　?。?）降液管底隙高度</p><p>　　取降液管底隙的流速，則</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段： </b></p><p>　　故降液管底隙高度設計合理，選用凹形受液盤，深度</p><p>　　3.

53、3.2 塔板布置</p><p><b>　　本設計塔徑</b></p><p><b>　　取閥孔動能因子,則</b></p><p><b>　　精餾段孔速</b></p><p>　　取每層塔板上浮閥數(shù)目為：</p><p>　　取邊緣區(qū)寬度,破沫

54、區(qū)寬度</p><p>　　計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即：</p><p><b>　　同理提餾段孔速</b></p><p>　　每層塔板上的浮閥數(shù)目為：</p><p>　　取邊緣區(qū)寬度為，破沫區(qū)寬度</p><p>　　因故塔板上的鼓泡區(qū)面積</p><p>　　取孔心

55、距t=75mm，采用正三角形叉排繪制排列圖的浮閥數(shù)功能因數(shù),則：</p><p><b>　　精餾段:</b></p><p><b>　　塔板開孔率為：</b></p><p><b>　　提餾段:</b></p><p><b>　　塔板開孔率為：</b&g

56、t;</p><p><b>　　塔板流體力學校核</b></p><p>　　3.4.1 干板阻力</p><p>　　氣體通過塔板的壓強降相當?shù)囊褐叨龋罁?jù)計算塔板壓降</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　因，故：<

57、/b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　因，故：</b></p><p>　　3.4.2 塔板清液層阻力，克服表面張力</p><p>　　由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)，已知板上液層高度，所以</p><p&

58、gt;<b>　　則，精餾段</b></p><p><b>　　換算成單板壓強降</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　換算成單板壓降</b></p><p>　　3.4.3 淹塔（液泛）</p>

59、<p>　　為了防止發(fā)生淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度，</p><p>　　單層氣體通過塔板壓降所相當?shù)囊褐叨龋?lt;/p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　液體通過降液管的壓頭損失：</p><

60、;p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　板上液層高度：精餾段，則</p><p><b>　　提餾段，則：</b></p><p><b>　　取已選定</b></p>&l

61、t;p><b>　　則，精餾段</b></p><p>　　,所以符合防止淹塔的要求</p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　,所以符合防止淹塔的要求。</p><p>　　3.4.4 物沫夾帶</p><p><b>　　由公式：泛點

62、率=</b></p><p><b>　　板上液體流經(jīng)長度：</b></p><p><b>　　板上液流面積：</b></p><p>　　圖3-3 泛點負荷因數(shù)[1]</p><p>　　則精餾段：取物性系數(shù)K=1.0，泛點負荷系數(shù)圖查得，帶入公式有：</p><

63、p><b>　　泛點率</b></p><p>　　提餾段：取系數(shù)K=1.0，泛點負荷系數(shù)圖查得</p><p><b>　　泛點率</b></p><p>　　物沫夾帶是指下層塔板上產(chǎn)生霧滴被上升氣流帶到上層塔板上的現(xiàn)象，物沫夾帶將導致塔板效率下降。為了避免物沫夾帶過量，應使每千克上升氣體中帶到上層塔板的液體量控制

64、在一定范圍內(nèi)，才能保證一定的生產(chǎn)能力和塔板效率。物沫夾帶量應滿足小于0.1kg(液)/kg(干氣體)的要求。對于大塔徑泛點需控制在80%以下，從以上計算的結果可知，其泛點率低于80%，所以物沫夾帶滿足要求。</p><p><b>　　塔板符合性能圖</b></p><p>　　3.5.1 物沫夾帶線</p><p>　　泛點率=據(jù)此可做出負荷

65、性能圖的物沫夾帶線。按泛點率80%計算：</p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　整理得： </b></p><p>　　由上式可知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)取兩個：</p><p>　　表3-1物沫夾帶曲線表1</p><p><

66、b>　　提餾段</b></p><p><b>　　整理得：</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)取兩個:</p><p>　　表3-2物沫夾帶曲線表2</p><p><b>　　3.5.2 液泛線</b></p><p>　　由此確定液泛線，忽略式中

67、</p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　整理得</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　整理得</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取若干個值，算出相

68、應的值</p><p><b>　　表3-3液泛線</b></p><p>　　3.5.3 液相負荷上限</p><p>　　液體的最大流量應保證激昂也管中停留時間不低于3-5s</p><p>　　液體降液管內(nèi)停留時間-5s</p><p>　　以=5s為液體在降液管中停留時間的下限,則<

69、/p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　3.5.4 漏液線</b></p><p>　　對于型重閥,依=5作為規(guī)定氣體最小符合的標準，則 </p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提餾

70、段 </b></p><p>　　3.5.5 也想負荷下限線</p><p>　　取堰上液層高度=0.006m，作為液相負荷下限條件，依=0.006，計算出的下限值以此作出液相負荷下限線，該線為與氣體流量無關的豎直線：</p><p><b>　　取E=1.0,則</b></p><p>　　由以上1-5作

71、出塔板負荷性能圖</p><p>　　圖3-4精餾段塔板負荷性能圖</p><p>　　圖3-5提留段塔板負荷性能圖</p><p>　　由塔板負荷性能圖可看出</p><p>　　在任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點P（設計點）處在適宜操作區(qū)的適中位置。</p><p>　　踏板的氣相負荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下線由

72、漏液控制。</p><p>　　按照固定的液氣比由塔板負荷性能圖查出踏板的氣相負荷上限（=0.068（0.0625）/s，氣相負荷下限=0.032（0.030）/s ，所以精餾段操作彈性為，提餾段操作彈性為</p><p><b>　　熱量衡算</b></p><p><b>　　熱量衡算示意圖</b></p&g

73、t;<p><b>　　熱量衡算</b></p><p>　　4.2.1 加熱介質(zhì)的選擇</p><p>　　選擇飽和水蒸氣，溫度133.3，工程大氣壓為300KPa</p><p>　　原因：水蒸氣清潔易得，不易結垢，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)相應越小，但水蒸氣不宜太高。</

74、p><p>　　4.2.2 冷卻劑的選擇</p><p>　　本設計建廠選在吉林，平均氣溫為25，故選用25的冷卻水，溫升10，即冷卻水的出口溫度為35。</p><p>　　4.2.3 熱量衡算</p><p>　?。?）冷凝器的熱負荷</p><p><b>　　蒸發(fā)潛化熱的計算：</b><

75、/p><p>　　蒸發(fā)潛化熱與溫度的關系：</p><p><b>　　式中——蒸發(fā)潛熱</b></p><p><b>　　——對比溫度</b></p><p>　　表4.1 沸點下蒸發(fā)潛熱列表[6]</p><p>　　由表2.1使用內(nèi)插法，計算出</p>&l

76、t;p>　　由上知,故由Pitzer偏心因子法</p><p><b>　　式中——偏心因子</b></p><p><b>　　——對比溫度</b></p><p>　　故：式中——塔頂上升蒸汽的焓</p><p><b>　　——塔頂溜出液的焓</b></p&g

77、t;<p><b>　　又</b></p><p>　　式中——塔頂液體質(zhì)量分數(shù)</p><p><b>　　R=1.78</b></p><p><b>　　(2）冷卻水消耗量</b></p><p>　　式中——冷卻水消耗量，kg/s</p>&

78、lt;p>　　——冷卻介質(zhì)在平均溫度下的比熱容，kJ/(kg)</p><p>　　——冷卻戒指在冷凝器進出口的溫度，</p><p><b>　　故</b></p><p>　　此溫度下冷卻水的比熱容，所以：</p><p>　?。?）加熱器熱負荷及全塔熱量衡算</p><p>　　表4.

79、2 苯、甲苯液態(tài)比熱容[6]</p><p>　　表4.3 計算得苯、甲苯在不同溫度下混合物的比熱容</p><p>　　由表4.3 ，精餾段 ：</p><p><b>　　苯：</b></p><p><b>　　甲苯：</b></p><p><b>　　提餾

80、段：</b></p><p><b>　　苯：</b></p><p><b>　　甲苯：</b></p><p>　　塔頂流出液的比熱容：</p><p>　　塔釜溜出液的比熱容：</p><p>　　以進料焓，即時的焓值為基準：</p><

81、p>　　對全塔進行熱量衡算：</p><p>　　塔釜熱損失為10%，則</p><p><b>　　故</b></p><p>　　式中——加熱器理想熱負荷</p><p>　　——加熱器實際熱負荷</p><p>　　——塔頂溜出液帶出熱量</p><p>　　—

82、—塔底溜出液帶出熱量</p><p><b>　　加熱蒸汽消耗量：</b></p><p><b>　　查得</b></p><p><b>　　故 </b></p><p>　　表4.4 熱量衡算結果表</p><p><b>　　塔附屬設備

83、的計算</b></p><p><b>　　筒體與封頭</b></p><p><b>　　筒體 </b></p><p>　　壁厚選4mm，所選材質(zhì)為。</p><p>　　封頭 選取橢圓形封頭，由公稱直徑300mm，查得曲面高度，直邊高度，故選用封頭</p><p

84、><b>　　除沫器</b></p><p>　　空塔氣速較大，塔頂帶液嚴重以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設備的正常操作。</p><p>　　這里選用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大，質(zhì)量輕，空隙大及實用方便等優(yōu)點。</p><p>　　設計氣速選?。?系數(shù)</p&g

85、t;<p><b>　　除沫器直徑：</b></p><p>　　故選取不銹鋼除沫器，類型：標準型，規(guī)格40-100，材料：不銹鋼絲網(wǎng)（1Cr18Ni9Ti），絲網(wǎng)尺寸，圓絲</p><p><b>　　裙座</b></p><p>　　塔底常用裙座支撐，裙座的結垢性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是設備

86、的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。裙座內(nèi)徑為300mm,取裙座壁厚16mm，則基礎環(huán)內(nèi)徑：</p><p><b>　　基礎環(huán)外徑：</b></p><p>　　圓整：，基礎環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm，考慮到再沸器裙座高取2m，地角螺栓直徑去。</p><p><b>　　手孔</b></p>

87、<p>　　由于本次設計的塔徑較小，所以應設置手孔。手孔的設置應便于人的手臂可以伸入塔內(nèi)，一般每隔4—5m才設一個手孔，本塔中共34塊板，須設5個手孔，每個孔直徑為100mm。</p><p><b>　　塔總體高度的設計</b></p><p>　　5.4.1塔頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚拥剿敺忸^的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為600mm，塔頂部

88、空間高度為1200mm。</p><p>　　5.4.2塔的底部空間高度</p><p>　　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10min。</p><p>　　5.4.3 塔總體高度</p><p>　　換熱器（進料預熱器或產(chǎn)品冷卻器）的設計計算</p><p><b&g

89、t;　　5.5.1 冷卻器</b></p><p>　　選取管殼式冷凝器，冷凝水循環(huán)與氣體方向相反，即逆流式。當氣體流入冷凝器時，使其液膜厚度減薄，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費用。</p><p>　　取冷凝器傳熱系數(shù)：，又吉林地區(qū)平均溫度25，10</p><p><b>　　對于逆流： </b></p>

90、<p>　　T 81.0682.25</p><p><b>　　t 2535</b></p><p><b>　　故冷凝器冷凝面積：</b></p><p>　　表5.1 選取的冷凝器參數(shù)表[7]</p><p>　　注：摘自《金屬設備》上冊P118表2-2-5和P135表2-2-

91、8</p><p>　　標準圖號：JB1145-71-2-38 設備型號G273I-25-5</p><p><b>　　5.5.2 加熱器</b></p><p>　　選用U型管加熱器，經(jīng)處理后，放在塔釜內(nèi)。蒸汽選擇133.3飽和水蒸氣，傳熱系數(shù)：</p><p><b>　　由熱量衡算知</b>

92、</p><p><b>　　換熱面積</b></p><p>　　表5.2 所選加熱器參數(shù)表[7]</p><p>　　注：摘自《金屬設備》上冊P118表2-2-5和P135表2-2-8</p><p>　　標準圖號：JB1145-71-2-39 設備型號：G273Ⅱ-25-4</p><p>

93、<b>　　進料管的設計</b></p><p>　　本次加料選擇高位槽加料，所以可取0.4-0.8m/s。本次取。</p><p>　　，查化學化工物性數(shù)據(jù)手冊得</p><p><b>　　則</b></p><p>　　式中——進料液質(zhì)量流量，kg/s</p><p>

94、　　——進料條件下的液體密度，，圓整后</p><p>　　表5.3 所選進料管參數(shù)表[8]</p><p>　　注：摘自《浮閥塔》P197表5-3</p><p><b>　　泵的選型</b></p><p>　　為確定泵輸送一定流量所需的揚程H，應對輸送系統(tǒng)進行機械能衡算，這里選擇原料罐內(nèi)的液面與進料口處的管截面建立

95、機械能衡算式：</p><p>　　式中：Z——兩截面處位頭差</p><p>　　——兩截面處靜壓頭差</p><p>　　——兩截面處動壓頭差</p><p><b>　　——直管阻力</b></p><p>　　——管件、閥門局部阻力</p><p>　　——流體流經(jīng)

96、設備的阻力</p><p>　　對進料管可取1.5-2.5m/s</p><p><b>　　取，</b></p><p><b>　　提升壓頭</b></p><p>　　設料液表面至加料空位置為10m，管長為20m，有兩個彎頭，，</p><p>　　在原料液內(nèi)的液面與進

97、料口建立機械能衡算：</p><p>　　表8-3泵的參數(shù)表[7]</p><p><b>　　設備型號：</b></p><p><b>　　貯罐的計算</b></p><p>　　以回流罐為例，回流罐通過的物流量</p><p>　　設凝液在回流罐中停留的時間為10min

98、，罐的填充系數(shù)為0.7，則該罐的容積V計算如下</p><p>　　故回流罐容積可取V=0.3</p><p><b>　　結論</b></p><p><b>　　結論</b></p><p>　　我們的課程設計任務：苯-甲苯浮閥式連續(xù)精餾塔的設計在歷時進5個星期后，終于完成了。這次對苯-甲苯浮閥

99、式連續(xù)精餾塔的設計，我們了解任務設計的基本內(nèi)容，掌握了它的主要程序和方法，培養(yǎng)了分析和解決工程實際問題的能力，更重要的是樹立正確的設計思想，加強了 個人的獨立完成任務的能力。</p><p>　　根據(jù)4個多星期的數(shù)據(jù)計算處理，得出了一些主要的基本數(shù)據(jù)，由所選參數(shù)在進行校核可知： 冷卻水消耗量Wc=Kg/h ，塔頂餾出液帶出熱量=-2617.96KJ/h ，塔底餾出液帶出熱量=5188.40KJ/h ，加熱蒸汽

100、消耗量Wh = 101.47Kg/h。由精餾塔的附屬設備的計算可知：塔頂冷凝器的型號為G159I-25-2，塔底再沸器的型號為G273II-25-3。</p><p>　　本次設計計算結果均符合設計要求，故本次設計是合理的。</p><p><b>　　主要數(shù)據(jù)結果總匯</b></p><p>　　表6.1 設計浮閥塔板的主要結果匯總表<