【正文】 進料管接管法蘭： DN15PN105HG2059297 回流管接管法蘭： DN15PN105HG2059297 塔底出料管法蘭： DN20PN105HG2059297 塔頂蒸汽管法蘭： DN150PN105HG2059297 塔釜蒸汽進氣法蘭： DN150PN105HG2059297 裙座 塔底采用圓筒形桾座支撐。 4 0 . 6 0 . 1 9 5 5 1 9 5 . 53 . 1 4 2 0Td m m m?? ? ?? 加料蒸汽管的選擇 加料蒸汽管直徑依下式計算： 吉林化工學院化工原理課程設計 31 4 SVDu??? 式中： u 為液料在塔頂蒸汽管內的流速，且取 u =23m/s； 4 0 . 6 7 7 6 0 . 1 7 7 2 1 7 7 . 23 . 1 4 2 3D m m m?? ? ?? 封頭 的設計 封頭分為橢圓形封頭、 蝶形封頭等幾種，本設計采用橢圓形封頭，由公稱直徑 D=1000mm，可查得曲面高 hl=250mm,直邊高度 h0=40mm，內表面積 2m ，容積 V= 3m 人孔的設計 人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于人進出任何一層塔板。 3. 按固定的液氣比，從負荷性能圖中可查得 精餾段氣相負荷上限 Vsmax= m3/s,氣相負荷下限 Vsmin= m3/s，所以可得 m axm in1 .0 5 4 .7 70 .2 2VsVs ?? 精餾段氣相負荷上限 Vsmax= m3/s,氣相負荷下限 Vsmin= m3/s，所以可得 m axm in0 .9 4 4 .2 70 .2 2VsVs ?? 塔板的這一操作彈性在合理的范圍 (3～ 5)之內，由此也可表明塔板設計是合理的。 提餾段：取系數(shù) k=,泛點負荷系數(shù) CF= 吉林化工學院化工原理課程設計 25 2 3 780 .4196 2 100 % %1 4F ? ? ? ??? ? ???由以上計算可知，符合要求 根據(jù)以 上塔板的各項流體力學驗算，可以認為精餾段塔徑和各項工藝尺寸是合適的。 所以氣體通過浮閥塔板的靜壓頭 ?hhhh lcf ??? =+= 換算成單板壓降 △ Pf=hf L? g= =700 Pa 1) 降液管液面高度的計算 ○1 單層氣體通過塔板的壓降相當于液柱高度 hp1= ②液體通過降液管的靜壓頭降 dh 因不設進口堰 ，所以可用式 201 5 ????????? hLLhwsd 式中 00. 00 14 04 , 0. 7 , 0. 02 5swl m l m h m? ? ? 20 . 0 0 1 4 0 40 . 1 5 3 0 . 0 0 0 9 8 4 80 . 7 0 . 0 2 5dhm??? ? ??????m ③板上液層高度： hL=,hd1=++= 取 ? =，已選定 HT=,hw= ( ) 0 .5 ( 0 .4 0 0 .0 4 9 ) 0 .2 2 4 5TwH h m? ? ? ? ? ? 從而可知 )( wTd hHH ??? ，符合防 止液泛的要求。綜合考慮 0F 對塔板效 率、壓力降和生產能力等的影響，根據(jù)經(jīng)驗可取 0F =8～ 12，即閥孔剛全開時比較適宜，由此可知適宜的閥孔氣速為 00VFu ?? ①塔板分塊 因 D=1000mm800mm，故采用分塊塔板，查表的分為三塊。此時多固定底邊尺寸 B,例如 B為 70、 7 80、 90、 100、 110mm 等。V4 型基本上和 F1 型相同，除采用輕閥外，其區(qū)別僅在于將塔板上的閥孔制成向下彎的文丘里型以減小氣體通過閥孔阻力，主要用于減壓塔。 5) 降液管底隙高度 h0 的計算 取液體通過降液管底隙的流速 smu /39。Dt =℃ ,在此溫度下： 1 ? / ( )kJ kmol K? 2 ? / ( )kJ kmol K? 12 (1 )p p D p DC C x C x? ? ? ? ? = 9 9 .8 3 0 .9 8 1 2 4 .3 8 (1 0 .9 8 )? ? ? ? = / ( )kJ kmol K? 回流液組成與塔頂組成相同 吉林化工學院化工原理課程設計 15 1 1 3 . 2 8 9 9 . 7 9 8 0 . 4 9 0 8 8 5 8 . 5 8 /D D DQ L Cp t k j h? ? ? ? ? ? ? （ 3）塔頂餾出液的焓 DQ 因餾出口與回流口組成一樣，所以 9 9 .7 9 / ( )pC kJ km ol K?? 5 5 . 2 6 9 9 . 7 9 8 0 . 6 4 4 4 4 6 0 . 2 6 9 /R P DQ D C t K J h?? ? ? ? ? ? ? （ 4）冷凝器消耗的焓 CQ 4/C V R DQ Q Q Q k J h? ? ? ? ? ? ? （ 5）進料口的焓 FQ 1291939Q F C t? ? ? ? kJ/h （ 6）塔底殘留液的焓 6 9 . 7 4 1 2 3 . 6 2 1 0 8 . 7 9 9 3 7 9 0 6 . 7 4 4 9 /W P W WQ W C t K J h? ? ? ? ? ? ? （ 7）再沸器 BQ （全塔范圍列衡算式） 塔釜熱損失為 10% ，則 ?? 設再沸器損失能量 Q 損 ? ， B F C W DQ Q Q Q Q Q? ? ? ? ?損 加熱器實際熱負荷 B C W D FQ Q Q Q Q? ? ? ? =QB=表格 15 熱量衡算表 項目 進料 冷凝器 塔頂餾出液 塔底殘液 再沸器 平均比熱 kJ/() 熱量 kJ/h 1291939 平均摩爾質量的計算 塔頂平均摩爾質量的計算 由 1 ?? , 1 ? 可知： ? ? ? ?11 1 0 . 9 8 7 8 . 1 1 1 0 . 9 8 9 2 . 1 4 7 8 . 3 9 /V D m A BM y M y M k g k m o l? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ?11 1 0 . 9 5 1 1 7 8 . 1 1 1 0 . 9 5 1 1 9 2 . 1 4 7 8 . 8 /L D m A BM x M x M k g k m o l? ? ? ? ? ? ? ? ? 進料板平均摩爾質量的計算 由 ? ， xF= 可知： ? ? ? ?1 0 . 6 3 8 0 7 8 . 1 1 1 0 . 6 3 8 0 9 2 . 1 4 8 3 . 1 9 /V F m F A F BM y M y M k g k m o l? ? ? ? ? ? ? ? ? k m o lkgMxMxM BFAFL F m /)1( ???? 塔釜平均摩爾質量的計算 吉林化工學院化工原理課程設計 16 由 ? ,由相平衡方程得 : ? ? ? ? ?1 0 . 6 9 7 7 8 . 1 1 1 0 . 6 9 7 9 2 . 1 4 8 2 . 3 6 /V w m w A w BM y M y M k g k m o l? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ?1 0 . 0 3 7 8 . 1 1 1 0 . 9 7 9 2 . 1 4 9 1 . 7 2 /L w m w A w BM x M x M k g k m o l? ? ? ? ? ? ? ? ? 精餾段平均摩爾質量的計算 7 8 . 3 9 8 3 . 1 9 8 0 . 7 9 /2VmM k g k m o l??? 7 8 . 8 8 5 . 1 3 8 1 . 9 6 5 /2LmM k g k m o l??? 提餾段平均摩爾質量的計算 8 3 . 1 9 8 2 . 3 6 8 2 . 7 7 5 /2VmM k g k m o l??? 8 5 . 1 3 9 1 . 7 2 8 8 . 4 2 5 /2LmM k g k m o l??? 平均密度 [3]計 算 氣相平均密度計算 表 25 苯和甲苯的不同溫度下密度 [2] 溫度 t ，℃ 80 90 100 110 120 L?， 苯 3kg/m 815 ,L?甲 苯 3kg/m 810 已知混合液密度：1 ABL A Baa? ? ???。 對于苯 (A)，其中 ? ， ? 即： 5 4 5 .6 4 5 4 5 .6 4lg 2 7 3 .1 5 2 6 5 .3 4LA t? ??? 1 ?當 ℃時， ,1 ,15 4 5 . 6 4 5 4 5 . 6 4l g 0 . 2 5 4 /8 5 . 9 2 7 3 . 1 5 2 6 5 . 3 4L A L A m p a s??? ? ? ?? 2 ?當 ℃時， , 2 , 25 4 5 . 6 4 5 4 5 . 6 4l g 0 . 2 9 1 m /1 0 0 . 0 9 5 2 7 3 . 1 5 2 6 5 . 3 4L A L A p a s??? ? ? ?? 對于甲苯 (B)，其中 ?? ， ?? 即： 4 6 7 .3 3 4 6 7 .3 3lg 2 7 3 .1 5 2 5 5 .2 4L t? ? ??? 1 ?當 ℃時， 吉林化工學院化工原理課程設計 11 ,1 ,14 6 7 . 3 3 4 6 7 . 3 3l g 0 . 2 9 5 5 /8 5 . 9 2 7 3 . 1 5 2 5 5 . 2 4LL m p a s????? ? ? ?? 2 ?當 ℃時， , 2 , 24 6 7 . 3 3 4 6 7 . 3 3l g 0 . 2 6 3 7 /1 0 0 . 0 9 5 2 7 3 . 1 5 2 5 5 . 2 4LL m p a s????? ? ? ?? 又精餾段的液相組成： 1 ????? FD xxx 提餾段的液相組成： 2 0 . 4 5 0 . 0 3 0 . 2 422FWxxx ? ?? ? ? ?精餾段的平均液相粘度： ? ? ? ?, 1 , 1 1 , 1 11 0 . 7 1 0 . 2 5 4 1 0 . 7 1 0 . 2 9 5 5 0 . 2 6 4 8 m /L L A L Bx x p a s? ? ?? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ? 提餾段的平均液相粘度： ? ? ? ?, 2 , 2 1 , 2 21 0 . 2 4 0 . 2 6 5 0 . 2 6 3 7 1 0 . 2 4 0 . 2 7 0 9 m /L L A L Bx x p a s? ? ?? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ?精餾段的板效率 ? ? ? ?0 . 2 4 5 0 . 2 4 5,1 1 10 . 4 9 0 . 4 9 2 . 5 9 0 5 0 . 2 6 4 8 0 . 5 3 7TLEa ? ??? ? ? ? ? ? ? 提餾段的板效率 ? ? ? ?0 . 2 4 5 0 . 2 4 5, 2 2 20 . 4 9 0 . 4 9 2 . 4 7 0 . 2 7 0 9 0 . 5 4 1TLEa ?? ? ? ? ? ? ? 實際板數(shù)的計算 （塊）（塊），提提精精 8 7N2T1,P??????ENNENTPTT ?全塔所需實際塔板數(shù)： )(291514 塊提精 ????? PPP NNN ，實際加料板為第15塊板 . 吉林化工學院化工原理課程設計 12 第二章 精餾塔主要工藝尺寸的設計 操作壓力計算 塔頂壓強 DP =， 每層塔板壓降 Δ P=， 進料板壓力 FP =+150 .7=， 塔底壓力 WP =+290 .7= 精餾段平均操作壓強 Pm=(+)/2= 提餾段平均操作壓強 pm’ =(+)/2= 全塔平均操作壓力 K P ap ??? 液相平均表面張力計算 液相平均表面張力計算依公式 Lm? = ii???? 計算 表 28 液體表面張力 ? [1] 溫度t ，℃ 80 90 100 110 120 A?苯 mN/m