化工原理课程设计苯氯苯填料塔设计说明书

标准文档一、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学号后两位）；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： ET≥58%。三、设计要求（一）编制一份设计说明书，主要容包括：前言；流程与方案的选择说明与论证（附流程简图）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）附属设备的选型和计算（包括冷凝器、再沸器、塔构件：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）填料塔流体力学计算（压力降、泛点率、气体动能因子等）设计结果列表设计评价主要符号和单位表参考文献致谢（二）绘制带控制点的工艺流程图（ 3号图纸，CAD绘图）实用大全标准文档绘制精馏塔的工艺条件图（ 2号图实用大全标准文档目 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Rmin...................................................................................................112.2.5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......................................................................................................27实用大全 第1页共 40页标准文档目 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Rmin...................................................................................................112.2.5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......................................................................................................27实用大全 第1页共 40页标准文档目 录前 言 8符号说明 81概述与设计方案简介 101.1 操作条件的确定 10 操作压力 10 进料状态 10 加热方式 10 冷却剂与出口温度 10 热能的利用 111.2 确定设计方案的原则 11 满足工艺和操作的要求 11 满足经济上的要求 11 保证安全生产 121.3 流程的确定和说明 122.1 物料衡算 13 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 13 全塔物料衡算 132.2 理论塔板数估算 13 气液平衡线 15 进料热状况参数 16 求最小回流比 Rmin 16 最佳回流比 17 精馏段提馏段操作线 19 图解法求理论板数 202.3 各种操作条件及相关的物性估算 21 操作温度估算 21 平均摩尔质量估算 22 液相平均粘度估算 23 相对挥发度估算 25 操作压力估算 25 平均密度估算 262.4 气液相负荷估算 28 精馏段气液相负荷 28实用大全标准文档 提馏段气液相负荷 293设备设计 293.1 填料的选择 293.2 塔径的设计 30 精馏段塔径 30 提馏段塔径 313.3 填料层高度计算 32 精馏段的填料层高度 32 提馏段的填料层高度 32 精馏塔的填料层总高度 323.4 填料层压降的计算 324辅助设备的计算及选型 344.1 接管设计 34 进料管 34 回流管 35 塔底出料管 35 塔顶蒸汽出料管 35 塔底进气管 364.2 法兰 364.3 筒体与封头 37 筒体 37 封头 374.4 其他塔附件 37 裙座 37 吊柱 37 人孔手孔 374.5 塔总体高度设计 37 塔的顶部空间 37 塔的底部空间 38 塔的立体高度 384.6 附属设备 38 塔顶冷凝器 38 原料预热器 39 再沸器 40 进料泵 41 回流泵 415设计结果明细表 425.1 物料衡算计算结果 425.2 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果 425.3 精馏塔工艺设计结果 435.4 接管尺寸计算结果 43设计评述 43参考文献 44实用大全标准文档实用大全标准文档前 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， m2PPAT----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u’o----液体通过降液管底隙的速度D----塔径，m

ev----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θ----液体在降液管停留时间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mhc----与干板压降相当的液柱高度 mhd----与液体流过降液管的压降相当实用大全标准文档的液注高度 mhf----塔板上鼓层高度 mhL----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 mh′W----进口堰高度 mhσ----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 KPa

△P---压力降 KPa△Pp---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max----最大的min----最小的L----液相的V----气相的希腊字母δ----筛板的厚度 mθ----液体在降液管停留的时间 sυ----粘度 mPa.sρ----密度kg/m3σ----表面力 N/mφ----开孔率无因次α----质量分率 无因次实用大全标准文档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某些操作指标。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，对某些问题作些阐述。 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。 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，实用大全标准文档但一般不宜超过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。 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： 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。 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实用大全标准文档面积的大小，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。 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 工艺流程简图实用大全标准文档2.1 物料衡算 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量为： 错误!未找到引用源。氯苯的摩尔质量为： 错误!未找到引用源。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： 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，即可实用大全标准文档求出精馏塔的理论板数。 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101.325kPa＝760mmHg下），以100℃为例，换算得：pAo=101.08′1350=179.550kPa760pBo=101.08′293=38.969kPa760o101.08-38.969=0.442x=po-pBo=pA-pB179.550-38.969y=poAx=179.550′0.442=0.785p101.08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/℃8090100110120130131.8pio苯760102513501760225028402900mmH氯苯148205293400543719760go苯101.325136.325179.550234.080299.250377.720385.700pikPa氯苯19.68427.26538.96953.20072.21995.627101.325x=p-pBo1.00.6770.4420.2650.1270.0190oopA-pBy=poAx1.00.9130.7850.6140.3760.0p相对挥发度5.5.0004.6084.4004.1443.9503.816根据表 1中苯-氯苯气液平衡数据绘制出 t-x-y图，见下图 2：实用大全标准文档图2-1 常压下苯 -氯苯气液平衡相图 气液平衡线绘制气液平衡线，如下图所示：实用大全标准文档图 2-2 气液平衡线 进料热状况参数判断进料热状况任务要求饱和液体进料。进料热状况参数q 求最小回流比 Rmin本次设计采用泡点进料， 则从图中测得 错误!未找到引用源。，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：实用大全标准文档图 2-3 求最小回流比作图在图中测出 Q点的坐标，即 错误!未找到引用源。，又错误!未找到引用源。，则： 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：XYR/RminR(R-Rmin)/(R+1)(N-Nmin)/(N+1)NTN(R+1)实用大全标准文档1.10.60800.03440.63018.772030.18481.20.66320.06650.58916.799727.94201.30.71850.09650.55715.517826.66751.40.77380.12460.52914.533525.77931.50.82910.15110.50413.746825.14351.60.88430.17600.48113.102924.69001.70.93960.19950.46112.566024.37281.80.99490.22160.44212.111324.16031.91.05010.24260.42511.721124.029721.10540.26250.40911.382423.96442.11.16070.28140.39511.085423.95192.21.21590.29930.38110.822823.98262.31.27120.31640.36910.588724.04922.41.32650.33260.35710.378824.14602.51.38180.34810.34610.189324.26832.61.43700.36290.33610.017324.41242.71.49230.37700.3279.860524.57532.81.54760.39050.3189.716924.75452.91.60280.40350.3099.584924.947931.65810.41590.3019.463125.15383.11.71340.42780.2939.350325.37083.21.76860.43920.2869.245525.59753.31.82390.45020.2799.148025.83303.41.87920.46070.2739.056926.07643.51.93450.47090.2678.971626.32673.61.98970.48070.2618.891626.58343.72.04500.49010.2558.816426.84593.82.10030.49920.2508.745627.11363.92.15550.50790.2448.678827.386142.21080.51640.2398.615627.66294.12.26610.52460.2358.555827.94374.22.32130.53250.2308.499028.22824.32.37660.54020.2268.445228.51604.42.43190.54760.2228.393928.80704.52.48720.55470.2178.345229.10084.62.54240.56170.2148.298729.39734.72.59770.56840.2108.254329.69634.82.65300.57490.2068.211929.99764.92.70820.58130.2038.171330.301152.76350.58740.8.132530.6065实用大全标准文档 精馏段提馏段操作线取实际回流比： 错误!未找到引用源。，则精馏段操作线方程为：即泡点进料， q=1，那么提馏段操作线方程为：即 图解法求理论板数由塔顶点 A开始，泡点回流，于是 错误!未找到引用源。，实用大全标准文档在图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： 错误!未找到引用源。，液相组成： 错误!未找到引用源。；进料板的气相组成： 错误!未找到引用源。，液相组成： 错误!未找到引用源。；塔釜的气相组成： 错误!未找到引用源。，液相组成： 错误!未找到引用源。。实用大全标准文档2.3 各种操作条件及相关的物性估算 操作温度估算因为塔压强仅略高于常压，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-x-y图，记录在下图 2-4：图 2-4 t-x-y 图在图2-4中读出塔顶塔顶、进料板和塔釜温度求塔顶塔顶温度错误!未找到引用源。求进料板温度错误!未找到引用源。求塔釜温度错误!未找到引用源。精馏段的平均温度错误!未找到引用源。估算实用大全标准文档提馏段的平均温度错误!未找到引用源。估算全塔的平均温度错误!未找到引用源。估算 平均摩尔质量估算 塔液相估算塔顶：错误!未找到引用源。进料板：错误!未找到引用源。塔釜：错误!未找到引用源。精馏段：提馏段： 塔气相估算塔顶：错误!未找到引用源。进料板上： 错误!未找到引用源。塔釜：错误!未找到引用源。精馏段：提馏段： 液相平均粘度估算 纯液体粘度估算由塔顶温度 错误!未找到引用源。、进料板错误!未找到引用源。、塔釜温度错误!实用大全标准文档未找到引用源。。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(mPa·s)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(mPa·s)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：塔顶液相粘度估算塔顶温度错误!未找到引用源。 下苯的粘度估算：塔顶温度错误!未找到引用源。 下氯苯的粘度估算：进料板上液相粘度估算进料板温度 错误!未找到引用源。 下苯的粘度估算：进料板温度 错误!未找到引用源。 下氯苯的粘度估算：塔釜液相粘度估算塔釜温度错误!未找到引用源。 下苯的粘度估算：塔釜温度错误!未找到引用源。 下氯苯的粘度估算：实用大全标准文档 混合液粘度估算塔顶温度错误!未找到引用源。 下混合液粘度：错误!未找到引用源。进料温度错误!未找到引用源。 下混合液粘度：错误!未找到引用源。塔釜温度错误!未找到引用源。 下混合液粘度：错误!未找到引用源。 平均粘度估算精馏段的平均粘度：提馏段的平均粘度： 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：实用大全标准文档精馏段：提馏段： 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： 平均密度估算 塔液相估算由塔顶温度错误!未找到引用源。、进料板错误!未找到引用源。、塔釜温度错误!未找到引用源。。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实用大全标准文档密度/(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：塔顶液相密度估算塔顶温度错误!未找到引用源。 下苯的密度估算：塔顶温度错误!未找到引用源。 下氯苯的密度估算：那么，塔顶上液相密度估算：进料板上液相密度估算进料板温度 错误!未找到引用源。 下苯的密度估算：进料板温度 错误!未找到引用源。 下氯苯的密度估算：那么，进料板上液相密度估算：塔釜液液相密度估算实用大全标准文档塔釜温度错误!未找到引用源。 下苯的密度估算：塔釜温度错误!未找到引用源。 下氯苯的密度估算：那么，塔釜液相密度估算：精馏段液相平均密度估算：提馏段液相平均密度估算： 塔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：实用大全标准文档提馏段气相：2.4 气液相负荷估算 精馏段气液相负荷 提馏段气液相负荷实用大全标准文档设备设计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ε0.87气相动能因子F/[m/s·(kg·m3)0.5]2.0（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 精馏段塔径精馏段：把以上数据代入贝恩 (Bain)—霍根(Hougen)关联式：实用大全标准文档即：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： 错误!未找到引用源。。实际空塔气速：所以，安全系数估算：在允许围之，所以初步认定符合设计要求。 提馏段塔径提馏段：把以上数据代入贝恩 (Bain)—霍根(Hougen)关联式：实用大全标准文档即：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： 错误!未找到引用源。。实际空塔气速：所以，安全系数估算：在允许围之，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。 精馏段的填料层高度在精馏段，空塔气速 u＝0.6001m/s，精馏塔的理论塔板数是 3。Z=HETP×NT=0.60×3=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 1.1实用大全标准文档Z’=1.1Z=1.1×1.80=1.98m（取2.00m） 提馏段的填料层高度在提馏段，空塔气速 u＝0.6204m/s，精馏塔的理论塔板数是 6。Z=HETP×NT=0.60×6=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=1.1×3.60=3.96m（取4.00m） 精馏塔的填料层总高度Z=2.00＋4.00=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WL0.5计算时，先根据有关物性数据求出横坐标V值，再根据操作空塔气速、WVL压降填料因子以及有关的物性数据，求出纵坐标u2PV0.2值。通过作图得出gL交点，读出过交点的等压线值，得出每米填料层压降值。实用大全标准文档查得，金属波纹丝网填料的压降填料因子 错误!未找到引用源。。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=42×9.81=412.02pa/m因此，精馏段的压降： ?p1=412.02×2.00=164.81pa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=20×9.81=164.81pa/m因此，提馏段的压降：?p1=164.81×4.00=.20pa精馏塔的压降?p=164.81+.20=361.01pa辅助设备的计算及选型4.1 接管设计 进料管本设计采用直管进料管，管径计算如下：实用大全标准文档查《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孔截面积/cm250573.519.644.1.2回流管本设计采用直管回流管，取错误!未找到引用源。，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孔截面积/cm250573.519.644.1.3塔底出料管本设计采用直管出料，取错误!未找到引用源。，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孔截面积/cm250573.519.64实用大全标准文档 塔顶蒸汽出料管本设计采用直管出气，取 错误!未找到引用源。，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孔截面积/cm22502738518.754.1.5塔底进气管本设计采用直管进气，取错误!未找到引用源。，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 公称 钢管 连接尺寸 法兰 厚度C实用大全标准文档编号尺寸外径带颈平焊法DNA2法兰螺栓孔螺孔螺栓孔兰的法兰颈质量法兰与外径中心圆直径数量螺栓n/G/kg法兰盖D直径KL个ThNR15057140110144M128061.501425057140110144M128061.501435057140110144M128061.501442502733752351812M16295129.02242502733752351812M16295129.0224.3 筒体与封头 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曲面高度直边高度表面积容积厚度质量DN/mmhi/mmho/mmF/m2V/m3δp/mmG/kg1200300251.6650.25581034.4 其他塔附件 裙座本设计采用圆筒形裙座，由于裙座径＞ 800mm，故裙座壁厚取 16mm。基础环径： 错误!未找到引用源。基础环外径： 错误!未找到引用源。圆整：错误!未找到引用源。，错误!未找到引用源。，考虑到再沸器，裙座高度取3m，底角螺栓取 M36。 吊柱因设计塔径 1200mm，可选用吊柱， s=900mm，L=3150mm，H=900mm实用大全标准文档 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，人孔伸入塔部应与塔壁修平。4.5塔总体高度设计4.5.1塔的顶部空间指塔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1.5~2.0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：①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1~2m)；这里预留1.20m的间距②塔底储液空间依据储存液体量停留时间3~8min而定。本设计停留时间取6分钟。储液空间高度计算方法=q’vL(m3/min)×停留时间(min)/塔截面积(m2)。=错误!未找到引用源。=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。 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，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）部分实用大全标准文档冷凝下来，作为回流液回流至塔，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 P