化工原理课程设计报告苯氯苯填料塔设计说明书

-一、 设计题目苯氯苯填料精馏塔设计二、 设计数据及条件原 料：苯和氯苯混合溶液，年处理能力为（7）万吨（开工率8000 小时/年），原料中苯的质量分数（0.34*后两位）；进料热状态：自选。分离要求：馏出液中苯的质量分率不低于95%釜残液中苯的质量分率不大于0.3%（1-10号）操作压力：常压建厂地址：家乡地区单板压降：0.7kpa。全塔效率：ET58%。三、 设计要求（一） 编制一份设计说明书，主要内容包括：1. 前言；2. 流程与方案的选择说明与论证（附流程简图）3. 精馏塔主要工艺结构尺寸设计计算（包括塔径、填料层高度、塔高的计算等）4. 附属设备的选型和计算（包括冷凝器、再沸器、塔内构件：接管管径、除沫器、液体分布器、液体再分布器、支撑板、手孔、裙座等）5. 填料塔流体力学计算（压力降、泛点率、气体动能因子等）6. 设计结果列表7. 设计评价8. 主要符号和单位表9. 参考文献10. 致谢（二） 绘制带控制点的工艺流程图（3号图纸，CAD绘图）绘制精馏塔的工艺条件图（2号图目 录前言3符号说明31 概述与设计方案简介51.1 操作条件的确定51.1.1 操作压力51.1.2 进料状态51.1.3 加热方式51.1.4 冷却剂与出口温度51.1.5 热能的利用61.2 确定设计方案的原则61.2.1 满足工艺和操作的要求61.2.2 满足经济上的要求61.2.3 保证安全生产71.3 流程的确定和说明72.1 物料衡算82.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率82.1.2 全塔物料衡算82.2 理论塔板数估算82.2.2 气液平衡线102.2.3 进料热状况参数112.2.4 求最小回流比Rmin112.2.5 最佳回流比122.2.6 精馏段提馏段操作线142.2.7 图解法求理论板数152.3 各种操作条件及相关的物性估算162.3.1 操作温度估算162.3.2 平均摩尔质量估算172.3.3 液相平均粘度估算182.3.4 相对挥发度估算202.3.5 操作压力估算202.3.6 平均密度估算212.4 气液相负荷估算232.4.1 精馏段气液相负荷232.4.2 提馏段气液相负荷243 设备设计243.1 填料的选择243.2 塔径的设计253.2.1 精馏段塔径253.2.2 提馏段塔径263.3 填料层高度计算273.3.1 精馏段的填料层高度273.3.2 提馏段的填料层高度273.3.3 精馏塔的填料层总高度273.4 填料层压降的计算274 辅助设备的计算及选型294.1 接管设计294.1.1 进料管294.1.2 回流管304.1.3 塔底出料管304.1.4 塔顶蒸汽出料管304.1.5 塔底进气管314.2 法兰314.3 筒体与封头324.3.1 筒体324.3.2 封头324.4 其他塔324.4.1 裙座324.4.2 吊柱324.4.3 人孔手孔324.5 塔总体高度设计334.5.1 塔的顶部空间334.5.2 塔的底部空间334.5.3 塔的立体高度334.6 附属设备334.6.1 塔顶冷凝器334.6.2 原料预热器354.6.3 再沸器354.6.4 进料泵364.6.5 回流泵365 设计结果明细表375.1 物料衡算计算结果375.2 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果375.3 精馏塔工艺设计结果385.4 接管尺寸计算结果38设计评述39参考文献39前 言在化工生产中，精馏是最常用的单元操作,，是分离均相液体混合物的最有效方法之一，在炼油、化工、石油化工等工业中得到广泛应用。塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。随着石油化工的发展，填料塔日益受到人们的重视，填料塔技术有了长足的进步，涌现出不少高效填料与新型塔。苯和氯苯的分离对于工业生产具有重要的意义填料塔是塔设备的一种。塔内填充适当高度的填料，以增加两种流体间的接触表面。结构较简单，检修较方便。广泛应用于气体吸收、蒸馏、萃取等操作。据有关资料报道塔设备的资料费用占整个投资的费用的较大比例。因此，塔设备的设计和研究，受到化工和炼油行业的极大重视。根据设计任务书，此塔设计为填料精馏塔。符号说明. z.-英文字母Aa- 塔板的开孔区面积，m2Af- 降液管的截面积，m2Ao- 筛孔区面积，m2 PPAT-塔的截面积，m2C-负荷因子，无因次C20-表面*力为20mN/m的负荷因子do-筛孔直径t-筛孔的中心距 Wc-边缘无效区宽度Wd-弓形降液管的宽度Ws-破沫区宽度uo-液体通过降液管底隙的速度D-塔径，mev-液沫夹带量，kg液/kg气ET-总板效率R-回流比Rmin-最小回流比 M-平均摩尔质量 kg/kmoltm-平均温度 g-重力加速度 9.81m/s2Z-板式塔的有效高度-液体在降液管内停留时间Fo-筛孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2)hl-进口堰与降液管间的水平距离 m hc-与干板压降相当的液柱高度 m hd-与液体流过降液管的压降相当的液注高度 m hf-塔板上鼓层高度 m hL-板上清液层高度 mh1-与板上液层阻力相当的液注高度 mho-降液管的义底隙高度 mhow-堰上液层高度 mhW-出口堰高度 mhW-进口堰高度 mh-与克服表面*力的压降相当的液注高度 m-气体通过每层筛板的压降H-板式塔高度 mHB-塔底空间高度 mHd-降液管内清液层高度 mHD-塔顶空间高度 mHF-进料板处塔板间距 mHP-人孔处塔板间距 mHT-塔板间距 mH1-封头高度 mH2-裙座高度 mK-稳定系数lW-堰长 mLh-液体体积流量 m3/hLs-液体体积流量 m3/sn-筛孔数目 P-操作压力 KPaP-压力降 KPaPp-气体通过每层筛的压降 KPaT-理论板层数u-空塔气速 m/su0,min-漏夜点气速 m/suo -液体通过降液管底隙的速度 m/sVh-气体体积流量 m3/hVs-气体体积流量 m3/sWc-边缘无效区宽度 mWd-弓形降液管宽度 mWs -破沫区宽度 mZ - 板式塔的有效高度 m 下标ma*-最大的min-最小的L-液相的V-气相的希腊字母-筛板的厚度 m-液体在降液管内停留的时间 s-粘度 mPa.s-密度kg/m3-表面*力N/m-开孔率无因次-质量分率 无因次 . z.-1概述与设计方案简介1.1 操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和*些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。下面结合课程设计的需要，对*些问题作些阐述。1.1.1 操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。1.1.2 进料状态进料状态与填料层高度、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。这里根据任务要求选用饱和蒸汽进料。1.1.3 加热方式这里根据任务要求选用间接蒸汽加热。1.1.4 冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。1.1.5 热能的利用精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。若不计进料、馏出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底间接蒸汽所输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。1.2 确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：1.2.1 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定*围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。1.2.2 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。1.2.3 保证安全生产例如苯属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。1.3 流程的确定和说明图 1-1 工艺流程简图2.1 物料衡算2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量为：氯苯的摩尔质量为：塔顶采出液中苯的摩尔分率：原料液中苯的摩尔分率：塔釜液中苯的摩尔分率：2.1.2 全塔物料衡算每小时处理原料量：原料混合液的摩尔流量：联列：塔顶产品的摩尔流量：塔底产品的摩尔流量：2.2 理论塔板数估算本次设计采用图解法计算精馏塔的理论塔板数。因为该塔是常压塔，所以精馏塔塔内各处的压强仅仅比常压略高，根据常压下苯-氯苯汽液平衡数据来计算，即可求出精馏塔的理论板数。3.2.1 常压下苯-氯苯汽液平衡数据根据苯-氯苯饱和蒸汽压数据，计算得到常压下苯-氯苯气液平衡数据，及相对挥发度数据，计算方法如下：气液平衡数据的计算（苯-A、氯苯-B，在101.325kPa760mmHg下），以100为例，换算得：kPakPa以此类推，得出101.325kPa下苯氯苯的气液平衡数据如下表所示，并记录于下表1：表 1 常压下苯-氯苯汽液平衡数据温度/8090100110120130131.8mmHg苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760kPa苯101.325136.325179.550234.080299.250377.720385.700氯苯19.68427.26538.96953.20072.21995.627101.3251.00.6770.4420.2650.1270.01901.00.9130.7850.6140.3760.0710相对挥发度5.1355.0004.6084.4004.1443.9503.816根据表1中苯-氯苯气液平衡数据绘制出t-*-y图，见下图2：图2-1 常压下苯-氯苯气液平衡相图2.2.2 气液平衡线绘制气液平衡线，如下图所示：图 2-2 气液平衡线2.2.3 进料热状况参数(1) 判断进料热状况任务要求饱和液体进料。(2) 进料热状况参数q2.2.4 求最小回流比Rmin本次设计采用泡点进料，则从图中测得，在图2-1中作出，塔顶，进料及塔釜摩尔分率线，分别与对角线相交于点A、E、C，进料摩尔分率线与气液平衡线相交与Q点，连接AQ并延长至Y轴，交点记为P得到下图2-3：图 2-3 求最小回流比作图在图中测出Q点的坐标，即，又，则：2.2.5 最佳回流比最小理论塔板数：利用吉利兰关联图，计算R NT如下：*YR/RminR(R-Rmin)/(R+1)(N-Nmin)/(N+1)NTN(R+1)1.10.6080 0.0344 0.630 18.7720 30.1848 1.20.6632 0.0665 0.589 16.7997 27.9420 1.30.7185 0.0965 0.557 15.5178 26.6675 1.40.7738 0.1246 0.529 14.5335 25.7793 1.50.8291 0.1511 0.504 13.7468 25.1435 1.60.8843 0.1760 0.481 13.1029 24.6900 1.70.9396 0.1995 0.461 12.5660 24.3728 1.80.9949 0.2216 0.442 12.1113 24.1603 1.91.0501 0.2426 0.425 11.7211 24.0297 21.1054 0.2625 0.409 11.3824 23.9644 2.11.1607 0.2814 0.395 11.0854 23.9519 2.21.2159 0.2993 0.381 10.8228 23.9826 2.31.2712 0.3164 0.369 10.5887 24.0492 2.41.3265 0.3326 0.357 10.3788 24.1460 2.51.3818 0.3481 0.346 10.1893 24.2683 2.61.4370 0.3629 0.336 10.0173 24.4124 2.71.4923 0.3770 0.327 9.8605 24.5753 2.81.5476 0.3905 0.318 9.7169 24.7545 2.91.6028 0.4035 0.309 9.5849 24.9479 31.6581 0.4159 0.301 9.4631 25.1538 3.11.7134 0.4278 0.293 9.3503 25.3708 3.21.7686 0.4392 0.286 9.2455 25.5975 3.31.8239 0.4502 0.279 9.1480 25.8330 3.41.8792 0.4607 0.273 9.0569 26.0764 3.51.9345 0.4709 0.267 8.9716 26.3267 3.61.9897 0.4807 0.261 8.8916 26.5834 3.72.0450 0.4901 0.255 8.8164 26.8459 3.82.1003 0.4992 0.250 8.7456 27.1136 3.92.1555 0.5079 0.244 8.6788 27.3861 42.2108 0.5164 0.239 8.6156 27.6629 4.12.2661 0.5246 0.235 8.5558 27.9437 4.22.3213 0.5325 0.230 8.4990 28.2282 4.32.3766 0.5402 0.226 8.4452 28.5160 4.42.4319 0.5476 0.222 8.3939 28.8070 4.52.4872 0.5547 0.217 8.3452 29.1008 4.62.5424 0.5617 0.214 8.2987 29.3973 4.72.5977 0.5684 0.210 8.2543 29.6963 4.82.6530 0.5749 0.206 8.2119 29.9976 4.92.7082 0.5813 0.203 8.1713 30.3011 52.7635 0.5874 0.199 8.1325 30.6065 2.2.6 精馏段提馏段操作线取实际回流比：，则精馏段操作线方程为：即泡点进料，q=1，则提馏段操作线方程为：即2.2.7 图解法求理论板数由塔顶点A开始，泡点回流，于是，在图2-3中分别作出q线、气液平衡线、精馏段操作线和提馏段操作线，然后从点(0.9648，0.9648)开始在操作线和气液平衡线之间作梯级。然后，将图解法的结果记录在图2-5中：图 2-3 梯级图由上图2-5可以看出，精馏段的理论板数N精=3块，提馏段的理论板数N提=6块(不包含再沸器)，另外，梯级数为全塔的理论板数，即NT=9块(不包含再沸器)，进料板位置NF=4。另外，由上图2-3得，塔顶的气相组成：，液相组成：；进料板的气相组成：，液相组成：；塔釜的气相组成：，液相组成：。2.3 各种操作条件及相关的物性估算2.3.1 操作温度估算因为塔内压强仅略高于常压，所以可以利用常压下的苯-氯苯气液平衡数据估算出精馏塔各部位的的物料温度。下面作出T-*-y图，记录在下图2-4：图 2-4 t-*-y图在图2-4中读出塔顶塔顶、进料板和塔釜温度(1)求塔顶塔顶温度(2)求进料板温度(3)求塔釜温度(4)精馏段的平均温度估算(5)提馏段的平均温度估算(6)全塔的平均温度估算2.3.2 平均摩尔质量估算2.3.2.1 塔内液相估算塔顶：进料板：塔釜：精馏段：提馏段：2.3.2.2 塔内气相估算塔顶：进料板上：塔釜：精馏段：提馏段：2.3.3 液相平均粘度估算2.3.3.1 纯液体粘度估算由塔顶温度、进料板、塔釜温度。查苯的粘度数据如表2所示：表 2 苯的粘度数据温度()80100120140粘度(mPas)0.3080.2550.2150.184查氯苯的粘度数据如表3所示：表 3 氯苯的粘度数据温度()80100120140粘度(mPas)0.4280.3630.3130.274利用插值法分别估算塔顶、进料板和塔底的液相粘度：(a)塔顶液相粘度估算塔顶温度下苯的粘度估算：塔顶温度下氯苯的粘度估算：(b)进料板上液相粘度估算进料板温度下苯的粘度估算：进料板温度下氯苯的粘度估算：(c)塔釜液相粘度估算塔釜温度下苯的粘度估算：塔釜温度下氯苯的粘度估算：2.3.2.2 混合液粘度估算塔顶温度下混合液粘度：进料温度下混合液粘度：塔釜温度下混合液粘度：2.3.2.3 平均粘度估算精馏段的平均粘度：提馏段的平均粘度：2.3.4 相对挥发度估算塔顶的相对挥发度：进料板上的相对挥发度：塔釜的相对挥发度：精馏段：提馏段：2.3.5 操作压力估算这里取每层塔板压降：塔顶上的气相压强：进料的气相压强：塔釜的气相压强：精馏段的平均压强：提馏段的平均压强：2.3.6 平均密度估算2.3.6.1 塔内液相估算由塔顶温度、进料板、塔釜温度。查化学化工物性数据手册(有机卷)299页，得苯的密度数据如表2所示：表 2 苯的密度数据温度/80100120140密度/(kg/m3)815.0792.5768.9744.1查化学化工物性数据手册(有机卷)299页，得氯苯的密度数据如表3所示：表 3 氯苯的密度数据温度/80100120140密度/(kg/m3)10421019996.4972.9利用插值法分别估算塔顶、进料板和塔底的液相密度：(a)塔顶液相密度估算塔顶温度下苯的密度估算：塔顶温度下氯苯的密度估算：则，塔顶上液相密度估算：(b)进料板上液相密度估算进料板温度下苯的密度估算：进料板温度下氯苯的密度估算：则，进料板上液相密度估算：(c)塔釜液液相密度估算塔釜温度下苯的密度估算：塔釜温度下氯苯的密度估算：则，塔釜液相密度估算：(d)精馏段液相平均密度估算：(e)提馏段液相平均密度估算：2.3.6.2 塔内气相平均密度估算假设气相为理想气体，则塔顶：进料板：塔釜：精馏段气相：提馏段气相：2.4 气液相负荷估算2.4.1 精馏段气液相负荷2.4.2 提馏段气液相负荷3 设备设计3.1 填料的选择填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性质。本设计选用规整填料，CY700型丝网波纹规整填料。规整填料是一种在塔内按均匀图形排布、整齐堆砌的填料，规定了气液的通路，改善了沟流和壁流现象，压降可以很小，可以提供更大的比表面积，在等溶剂中达到更高的传质、传热效果。与散装填料相比，规整填料结构均匀、规则、有对称性，当与散装填料有相同的比表面积时，填料孔隙率更大，具有更大的通量，单位分离能力大。名称CY700型丝网波纹规整填料型号700型(CY)材料金属丝网比表面积a/(m2/m3)712空隙率0.87气相动能因子F/m/s(kgm3)0.52.0（最大）每米填料理论板数1/m9压降P/(Pa/m)500A0.300K1.75适用*围精馏、吸收等3.2 塔径的设计3.2.1 精馏段塔径精馏段：把以上数据代入贝恩(Bain)霍根(Hougen)关联式：即：得：取安全系数0.70，则：精馏段空塔气速的估算：根据经验，得到精馏段的计算塔径为：取精馏段的塔径：。实际空塔气速：所以，安全系数估算：在允许*围之内，所以初步认定符合设计要求。3.2.2 提馏段塔径提馏段：把以上数据代入贝恩(Bain)霍根(Hougen)关联式：即：得：取安全系数0.76，则：提馏段空塔气速的估算：根据经验，得到提馏段的计算塔径为：查阅相关国家标准，取提馏段的塔径：。实际空塔气速：所以，安全系数估算：在允许*围之内，所以初步认定符合设计要求。3.3 填料层高度计算本设计选用HETP=600mm。3.3.1 精馏段的填料层高度在精馏段，空塔气速u0.6001m/s，精馏塔的理论塔板数是3。Z=HETPNT=0.603=1.80m采用上述方法计算出填料层高度后，留出一定的安全系数，取1.1Z=1.1Z=1.11.80=1.98m（取2.00m）3.3.2 提馏段的填料层高度在提馏段，空塔气速u0.6204m/s，精馏塔的理论塔板数是6。Z=HETPNT =0.606=3.60m采用上述方法计算出填料层高度后，留出一定的安全系数，取1.1Z=1.1Z=1.13.60=3.96m（取4.00m）3.3.3 精馏塔的填料层总高度Z=2.004.00=6.00m3.4 填料层压降的计算本设计中，填料的压降值由埃克特通用关联图来计算。图 4-1 通用压降关联图计算时，先根据有关物性数据求出横坐标值，再根据操作空塔气速、压降填料因子以及有关的物性数据，求出纵坐标值。通过作图得出交点，读出过交点的等压线值，得出每米填料层压降值。查得，金属波纹丝网填料的压降填料因子。(1) 精馏段的压降横坐标：纵坐标：查埃克特通用关联图，可得：p/Z=429.81=412.02pa/m因此，精馏段的压降：p1=412.022.00=164.81pa(2) 提馏段的压降横坐标：纵坐标：查埃克特通用关联图，可得：p/Z=209.81=164.81pa/m因此，提馏段的压降：p1=164.814.00=196.20pa (3) 精馏塔的压降p=164.81+196.20=361.01pa4 辅助设备的计算及选型4.1 接管设计4.1.1 进料管本设计采用直管进料管，管径计算如下：查化工设备机械基础第126页，选取进料管参数如表3-1所示：表 3-1 进料管参数公称直径/mm外径/mm壁厚/mm内孔截面积/cm250573.519.644.1.2 回流管本设计采用直管回流管，取，管径计算如下：查化工设备机械基础第126页，选取回流管参数如表3-2所示：表 3-2 回流管参数公称直径/mm外径/mm壁厚/mm内孔截面积/cm250573.519.644.1.3 塔底出料管本设计采用直管出料，取，管径计算如下：查化工设备机械基础第126页，选取塔底出料管参数如表3-3所示：表 3-3 塔底出料管参数公称直径/mm外径/mm壁厚/mm内孔截面积/cm250573.519.644.1.4 塔顶蒸汽出料管本设计采用直管出气，取，管径计算如下：查化工设备机械基础第126页，选取塔顶蒸汽出料管参数如表3-4所示：表 3-4 塔顶蒸汽出料管参数公称直径/mm外径/mm壁厚/mm内孔截面积/cm22502738518.754.1.5 塔底进气管本设计采用直管进气，取，管径计算如下：查化工设备机械基础第126页，选取塔底进气管参数如表3-5所示：表 3-5 塔底进气管参数公称直径/mm外径/mm壁厚/mm内孔截面积/cm22502738518.754.2 法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，带颈平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应的法兰。记录如下：进料管法兰名称：SO50-0.6FF，HG/T标准号：HG20593-97；回流管法兰名称：SO50-0.6FF，HG/T标准号：HG20593-97；塔顶蒸汽出料管法兰名称：SO50-0.6FF，HG/T标准号：HG20593-97；塔顶蒸汽出料管法兰名称：SO250-0.6FF，HG/T标准号：HG20593-97；塔底进气管法兰名称：SO250-0.6FF，HG/T标准号：HG20593-97。表 15 所选带颈平焊法兰尺寸一览表接管编号公称尺寸DN钢管外径A2连接尺寸法兰厚度C法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺孔直径L螺栓孔数量n/个螺栓Th带颈平焊法兰的法兰颈质量G/kg法兰与法兰盖NR15057140110144M128061.501425057140110144M128061.501435057140110144M128061.501442502733752351812M16295129.02242502733752351812M16295129.0224.3 筒体与封头4.3.1 筒体壁厚选8mm，所用材质为A3。4.3.2 封头本设计采用椭圆形封头，由公称直径1200mm，查化工设备机械基础第229页，选取椭圆形封头参数如表6所示：表 3-6 椭圆形封头参数公称直径DN/mm曲面高度hi/mm直边高度ho/mm内表面积F/m2容积V/m3厚度p/mm质量G/kg1200300251.6650.25581034.4 其他塔4.4.1 裙座本设计采用圆筒形裙座，由于裙座内径800mm，故裙座壁厚取16mm。基础环内径：基础环外径：圆整：，考虑到再沸器，裙座高度取3m，底角螺栓取M36。4.4.2 吊柱因设计塔径1200mm，可选用吊柱，s=900mm，L=3150mm，H=900mm4.4.3 人孔手孔本塔分两段填料，需设置4个人孔，每个人孔直径为450mm，在进料处，间距为1100mm，裙座上应开两个人孔，直径为450mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平。4.5 塔总体高度设计4.5.1 塔的顶部空间指塔内最上层塔板到塔顶封头直边的距离（不包括封头）。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度要大于板间距，通常取塔径的1.52.0倍。这里取塔径的1.5倍，即1800mm。4.5.2 塔的底部空间指塔底填料最底部到塔底封头直边的距离（不包括封头）。要求如下： 塔底液面至提馏段填料最底部之间要留一定的间距(一般为12m)；这里预留1.20m的间距 塔底储液空间依据储存液体量停留时间38min而定。本设计停留时间取6分钟。储液空间高度计算方法=qvL(m3/min)停留时间(min)/塔截面积(m2)。=1.337（这里取1.40米）塔底空间高度等于以上两个高度之和，所以底部空间高度2600mm。4.5.3 塔的立体高度H=H顶+H底+H塔顶出气管高度+H填料层高度+H进料高度+H裙座H=1800+2600+480+(2000+4000)+1100+3000=14.980m4.6 附属设备4.6.1 塔顶冷凝器塔顶上升蒸汽经过冷凝器（全凝器）中，全部冷凝下来成为液体。一部分液体回流至塔内，一部分再经冷却器作为产品，或者上升蒸汽经过冷凝器（分凝器）部分冷凝下来，作为回流液回流至塔内，余下蒸汽再进入冷凝冷却器，进而冷却至一定温度作为产品取出。大型设备的冷凝器采用列管式，为提高冷却水的流速，通常安装冷却水在管内流动，蒸汽在管外冷凝。另外，因水的对流传热系数一般较大，且易结垢，故选择冷却水走换热器管程，苯走壳程，这样冷凝器安装和清洗均较方便。设换热器采用逆流的方式，冷水的进口温度为25，设出口温度为35，根据管式换热器用作冷凝器时的K值*围表（见化工原理上册P364）, 取传热系数K=300W/（m2K）。塔顶温度 冷凝水平均传热温度差，按逆流计算，依下式得：由，查液体比汽化热共线图得：塔顶气体被冷凝量：冷凝的热量：取传热系数：则，传热面积：冷却水流量：由于水和苯两流体均不发生相变的传热过程，再加上水的对流传热系数一般较大，且易结垢，故选择冷却水走换热器管程，苯走壳程。4.6.2 原料预热器预热器原料液走管程，饱和水蒸气走壳程，采用逆流的方式，饱和蒸汽的进口温度为133.59，设冷凝水为饱和水，取传热系数K=300W/(m2K)。原料液初温25，塔进料温度，假设原料液初温为25。平均传热温度差，按逆流计算，依下式得：每小时处理原料量：比热容(52.58) kJ/(kgK)苯2.687氯苯4.176则，传热面积：冷却水流量：4.6.3 再沸器塔底温度，所用饱和水蒸气压力：(表压，即133.59饱和水蒸汽)，釜液出口温度平均传热温度差，按逆流计算，依下式得：由，查液体比汽化热共线图得：塔底液体被加热量：加热的热量：取传热系数：则，传热面积：加热蒸汽流量：4.6.4 进料泵进料口离底距离：H=H底+ H提+H进料+H支座H=1000+600+250+500=2.350m离心泵个参数的确定：所以选IS50-32-125型离心泵，该型离心泵各参数如下：转速1450r/min 4.6.5 回流泵回流口离底距离：H=H顶H底+H精+H提+H进料+H支座H=300+1000+900+600+250+500=3.550m离心泵个参数的确定：所以选IS50-32-125型离心泵，该型离心泵各参数如下：转速1450r/min 5 设计结果明细表5.1 物料衡算计算结果表 4-1 物料衡算计算结果序号项目符号单位数值1塔顶摩尔分数*D10.96482塔顶液相平均摩尔质量MDkg/kmol83.473塔顶流量Dkmol/h39.2544进料摩尔分数*F10.42615进料液平均摩尔质量MFkg/kmol101.116进料流量Fkmol/h89.3937塔釜摩尔分数*W10.0022488塔釜液相平均摩尔质量MWkmol/h112.489塔釜产品流量Wkmol/h50.1395.2 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果表 4-2 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果序号项目符号单位精馏段提馏段1平均压力PmkPa106.375109.5252平均温度tm95.21118.753平均粘度mmPas0.3080.2974液相平均摩尔质量MLmkg/kmol92.29106.805气相平均摩尔质量MVmkg/kmol84.06100.536液相平均密度Lmkg/m3881.11952.947气相平均密度Vmkg/m32.9183.3755.3 精馏塔工艺设计结果表 4-3 精馏塔工艺设计结果项目代号单位精馏段提馏段备注各段平均压强PmkPa106.375109.525各段平均温度tm95.21118.75气相平均流量Vsm3/s0.67870.7017液相平均流量Lsm3/s0.0013260.004201填料层高度Zmm400700塔径Dm1.2001.200空塔气速Um/s0.60010.62045.4 接管尺寸计算结果表 4-4 接管尺寸计算结果表公称直径/mm外径/mm壁厚/mm内孔截面积/cm2进料管50573.519.64回流管50573.519.64塔底出料管50573.519.64塔顶蒸汽出料管2502738518.75塔底进气管2502738518.75设计评述通过这次课程设计，让我对化工原理这门课有了进一步的认识。这次课设是对化工原理这门课程的一个总结，对化工机械知识的应用。通过这次设计对我们独自解决问题的能力也有所提高。在整个过程中，我查阅了相关书籍及文献，取其相关知识要点应用到课设中，而且其中有很多相关选取标准可以直接选取，这样设计出来的精馏塔更加符合要求。在设计的最后附有CAD设备图，在绘图的整个过程中，我对制图软件的操作更加熟悉。这次课设的书写中对格式的要求也很严格，在老师的指导下我们按照毕业设计的格式要求完成课设。这就为我们做毕业设计打下了基础。因为的知识有限，所做出的设计存在许多缺点和不足，请老师做出批评和指正。最后感谢老师对这次课设的评阅。参考文献1 王卫东. 化工原理课程设计M. 化学工业，2011，9(3):65-82.2 *雪暖，汤景凝. 化工原理课程设计M. 石油大学，2001，5:98-101.3 王晓红，田文德，王英龙. 化工原理M. 化学工业，2009，6:144-154.4 *光启，马连湘，*杰. 化学化工物性数据手册(有机卷)M. 化学工业，2002，5:299-306.6 *光启，马连湘，*杰. 化学化工物性数据手册(无机卷)M. 化学工业，2002，5:299-306.7 卢焕章. 石油化工基础数据手册M. 化学工业，1982，7:157-159. z.