苯甲苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計

設(shè)計題目：苯-甲苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計一、設(shè)計任務(wù)：試設(shè)計一連續(xù)浮閥精餾塔以別離苯-甲苯混合物。具體工藝參數(shù)如下：1、原料處理量：年處理 76000 噸苯-甲苯混合液體。2、原料液中苯含量： 27.5 %〔質(zhì)量。3、產(chǎn)品要求：餾出液中的苯含量為 97 %〔質(zhì)量。釜液中的苯含量不高于 2 %〔質(zhì)量設(shè)備的年運行時間平均為300天。二、設(shè)計條件：2。2、操作壓力：常壓。3、進料狀況： 泡點進料 。4、冷卻水進口溫度： 25 ℃，出口溫度自定。5、塔板形式：浮閥塔板。三、應(yīng)完成的工作量：1有關(guān)控制或觀測所需的主要儀表與裝置。2、精餾塔的工藝設(shè)計，塔的結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計。3、輔助裝置的設(shè)計和選型；估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積、水蒸氣用量和再沸器換熱面積；。4、編寫設(shè)計說明書一份。5、繪制精餾塔的裝配圖一張〔一號圖紙〕。目錄前言 4設(shè)計說明 7（一）設(shè)計方案確實定 10操作壓力〔加壓、常壓、減壓10進料方〔熱狀況10加熱方〔直接或間接10····················11·················11··················11····················13（二）精餾塔的工藝設(shè)計計算及結(jié)構(gòu)設(shè)計 14原始液：苯——甲苯的混合物 14···················14···················15··············20···················23··············24··················35·················39····················43前言地應(yīng)用于物系的別離、提純、制備等領(lǐng)域，并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板類型主要有泡罩塔板、浮閥塔板、篩板塔板、舌形塔板、網(wǎng)孔塔板、垂直塔板等等,℃℃，在常溫下是一種無色、味甜、有芳香氣0.88g/ml，重。苯難溶于水，11.7g解有機分子和一些非極性的無機分子的能力很強。甲苯是最簡單，最重要的芳烴化合物之一。在空氣中，甲苯只能不完全燃燒，火焰呈黃色。甲苯的熔點為-95℃，沸點為111℃。甲苯帶有一種特殊的3，g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯0,6mPa40.9404535℃。式別離苯和甲苯的混合溶液，到達要求的別離目的。精餾設(shè)備所用的設(shè)備及其相互聯(lián)系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常對塔設(shè)備的要求大致如下：1：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。2：效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。3：流體阻力?。毫黧w通過塔設(shè)備時阻力降小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易于到達所要求的真空度。4：有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。5：結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。6：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。本方案主要是采用浮閥塔。浮閥塔的優(yōu)點正是：生產(chǎn)能力比泡罩塔板大20%～40%，與篩板塔接近。操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。而霧沫夾帶量小，塔板效率高。及液面落差比泡罩塔小。不是越來越廣。的設(shè)計數(shù)據(jù)比擬完整，因此設(shè)計選用浮閥塔比擬適宜。設(shè)計說明共14個表格，16張圖表格表1物料衡算結(jié)果234Antoine5苯，甲苯的飽和蒸汽壓678K910液泛線取點1112塔各接管及材料表13 塔間距與塔徑的關(guān)表14 塔體計算結(jié)果1516附表1——常壓下苯－甲苯的氣熱平衡數(shù)據(jù)表附表2——苯和甲苯的物理性質(zhì)附表3——苯和甲苯的液相密度附表4——液體外表張力附表5——液體黏度附表6圖12圖3全凝器內(nèi)物流流程圖45圖6苯-甲苯的氣液平衡圖78910泛點負荷系數(shù)111213全塔能量衡算圖圖14封頭符號說明英文字母Aa——塔板上鼓泡區(qū)面積，m2；Ab——板上液流面積，m2；Af——降液管截面積，m2；AT——塔截面積，m2；C——操作條件下的負荷系數(shù)，無因次；CF——泛點負荷系數(shù)，無因次；C20——當(dāng)液體外表張力為20mN／m時,計算umax的負荷系數(shù)，無因次；do——閥孔直徑，m；D——塔徑，m；餾出液摩爾流量，kmol/hev——霧沫夾帶量，kg液／kg氣E——液流收縮系數(shù)，無因次；()Fo——〔g——重力加速度，m／s2；

hl——進口堰與降液管間的水平距離，m；hc——與干板壓強降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱；hd——與液體經(jīng)過降液管時的壓強降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺液柱；h1——與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺液柱；hL——板上清液層高度，m；hn——齒形堰的齒深，mho——hOW——堰上液層高度，m；hW——出口堰高度，m；Hd——HT——板距，m；K——lW——堰長，M；L——液體摩爾流量，kmol/hLh——Ls——液體流量，m3／s；NP——實際板層數(shù)；N——P——壓強降，Pa；R——鼓泡區(qū)半徑，m，或回流比，無因次；t——孔心距，m；t’——排間距，m；u——空塔氣速，m/s；umax——極限空塔速度)，m/s：希臘字母εo——板上液層充氣系數(shù)，無因次；θ——液體在降液管內(nèi)停留時間,s；μ——粘度，mPa·s；ρl——液體密度，kg/m3下標D——餾出液；F——原料液；h——小時；s——秒；i——組分序號；L一液體的；m——平均；max——最大的；min——最小的；

uo——閥孔氣速，m/s；uoc——臨界孔速，m/s；u’o——降液管底隙處液體流速,m/s；Vh——氣體流量，m3／hVs——氣體流量，m3／s：Wc——邊緣無效區(qū)寬度，m；Wd——弓形降液管寬度，m；Ws——破沫區(qū)寬度，m；x——液相中易揮發(fā)的摩爾組成；或鼓泡區(qū)1/2的寬度，m；y——氣相摩爾組成；Z——板式塔的有效高度，m；ρv——氣體密度，kg/m3σ——液體的外表張力，mN／m或N／m；φ——計算液泛時的系數(shù)，無因次；n——塔板序號；V——氣體的。一、設(shè)計方案確實定確定設(shè)計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作指標。例如組分的別離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結(jié)合課程設(shè)計的需要，對某些問題作些闡述。操作壓力〔加壓、常壓、減壓〕質(zhì)，同時也從合理的經(jīng)濟本錢和設(shè)備條件來考慮選擇泡點進料進料狀態(tài)直接影響塔板數(shù)、塔徑、回流量、塔的熱負荷等參數(shù)的計算，所以在工藝計算前要首先加以確定。進料有多種熱狀態(tài)形式，如冷進料、泡點進料點作較易控制，精餾段與提餾段的塔徑相同，使塔的設(shè)計和制造更簡便。的操作處于穩(wěn)定，不受季節(jié)的影響。選擇間接加熱如果別離的混合溶液為水溶液，且水是難揮發(fā)組分，這選擇直接加熱較好，以省去再廢氣，提高熱能利用率。但是直接加熱時的理論板較間接蒸氣時稍多，同時本次別離溶液的不是水溶液，所以采用間接加熱的方式。能給操作帶來的不利影響。一個正常操作的精餾塔當(dāng)受到某一外界因素的影響的干擾(如回流比、進料組成發(fā)生波動等)，全塔各板的組成將發(fā)生變動，全塔的溫度分布也將發(fā)生相應(yīng)變化。貯槽。塔釜采用間接蒸汽向再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至貯槽。流程簡圖：原料液走向圖:

圖1精餾操作流程圖2精餾工藝流程圖全凝器內(nèi)物流的走向:圖3全凝器內(nèi)物流流程圖再沸器內(nèi)物流的走向:圖4再沸器內(nèi)加熱蒸汽走殼程、物料走管程原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。本設(shè)計采用浮塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器連種不同的設(shè)置。在這里采用全凝器，可以準確的控制回流比。此次設(shè)計是在常壓下操作。因為這次設(shè)計采用是使設(shè)備和操作費用之和最低。在設(shè)計時要根據(jù)實際需要選定回流比。塔板工藝計算冷凝器與再沸器的選型塔附屬設(shè)備計算圖5設(shè)計思路流程圖二、精餾塔的工藝設(shè)計計算及結(jié)構(gòu)設(shè)計1.原始液：苯——甲苯的混合物原料液處理量進料溫度操作壓力單板壓降

76000t/年2705%泡點進料9%〔質(zhì)量百分數(shù)〕2%〔質(zhì)量百分數(shù)〕常壓原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分數(shù)X 27.5/78F =27.5/7872.5/92X = 97/78 =D 97/783/92WX = 2/78 =W2/78 98/92平均摩爾質(zhì)量FM =10×10)×92FDM =×78+(1-)×92=78.36kg/kmolDMW＝×78+(1-0.024)×92＝91.66kg/kmol物料衡算總物料衡算 D’+W’=76000000/(300×24)’76000000/(300×24)聯(lián)合以上二式得：F’D’W’產(chǎn)品溜出液量產(chǎn)品釜液量表1產(chǎn)品溜出液量產(chǎn)品釜液量工程進料量/(kg/h)數(shù)kg/kmol/(kg/h)/(kg/h)塔頂00進料00塔釜900xy00xy00〔1〕根據(jù)苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)做y----x圖6苯-甲苯的氣液平衡圖〔2〕求取最小回流比Rminy－xe〔0.310，0.310q0.3100.5479yxx Rmin＝D qyxx

0.974

1.791q D

0.54790.0310計算平均相對揮發(fā)度溫度/℃xy

表3苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)85 90 95 100 10500查常壓下氣液平衡數(shù)據(jù)可知：8580.1當(dāng)xtD

0.781

(0.9740.078)8580.7 ℃同理：xF

=0.310t

10095 (0.310.258)10098.31℃0.2580.412x=0.024時，t110.6105(0.0240)110.6109.56 ℃W 00.1300C0C0C苯和甲苯的飽和蒸氣壓可以用Antoine方程求算，即lgP0A

B [3]tC

表4苯、甲苯的Antoine常數(shù)組分組分ABC苯甲苯計算，所得數(shù)據(jù)如下：表5苯，甲苯的飽和蒸汽壓組分組分塔頂飽和蒸汽壓/kpa進料 塔釜苯甲苯塔頂a=1DaFaW全塔平均相對揮發(fā)度為aaDaaD wm 2.462精餾段平均相對揮發(fā)度aaDaaD Fm 2.506提餾段平均相對揮發(fā)度為aWaW Fam 2.389最正確回流比確實定lg[(

1x

lg 0.974 10.024D )(1

WX

10.974

0.024 Nmin＝

xD Wlgam

－1＝ 12.462實際回流比確實定：×精餾段和提餾段理論塔板層數(shù)求精餾塔的汽液相負荷qn,L=R××qn,V=(R+1)×qn,D=(2.886+1〕×qn,L′qn,V′精餾線操作方程;qn,L

x n,D

116.220x

40.55

0.9740.741x0.249qy=q

n,L

q Dn,V

156.766 156.766提餾線操作方程;q qn,L`x` n,W`

236.630

80.49

0.0241.509x`0.0123y′=

n,V·

q wn,V

156.766 156.766用圖解法作圖求得理論塔板數(shù)，1.00.80.6y0.40.20.0

0.0 0.2 0.4 0.6 0.8 x由上圖可知，在精餾段一共有8塊塔板，進料板在第879全塔效率ETL根據(jù)奧康奈爾方法：ET＝)0.245[2]L根據(jù)塔頂和塔底液相組成查苯和甲苯的t－x－y圖，求得塔的平均溫度為℃該溫度下進料液相平均黏度為：m+〔1-0.310〕甲苯×0.267+〔1-0.310〕×·SLET＝)0.2450.49(2.4620.272)L

0.245

0.495ET=50%實際塔板數(shù)精餾段 N精＝8/0.5＝16取16塊提餾段 N提＝9/0.5＝18 取184.塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算〔1〕操作壓力塔頂壓強PD＝101.3kpa，取每一層塔板的壓強降為PW＝101.3+26×提餾段的平均操作壓強：Pm＝〔112.5+125.1〕/2＝116kpa〔2〕溫度tm由前面計算可知：tD0C tF0C tw0C精餾段的平均溫度tm =

ttD

80.798.3189.51℃提餾段的平均溫度tm

精==t t=W

2 2109.5698.31103.94℃提 2 2〔3〕平均摩爾質(zhì)量MmD1塔頂 x ＝y(tǒng)1＝0.974xD1MVDm×78+〔1-0.974〕×MLDm×78+〔1-0.942〕×92＝78.81進料板yF＝0.515xFMVDm×78+〔1-0.515〕×MLDm×78+〔1-0.314〕×塔釜 yw＝0.0473 xwMVDm×78+〔1-0.0473〕×MLDm×78+〔1-0.0240〕×那么精餾段的平均摩爾質(zhì)量：MVmMLm提餾段的平均摩爾質(zhì)量MVmMLmm〔4pmp①液體密度Lm℃pA=815kg/m3 pB=810kg/m3LD A LA LB依下式 1/p ＝a/p +aLD A LA LB塔頂

p p m3LmD LmDF進料板，有加料板液相組成xF℃pA=795kg/m3 pA=792kg/m3a 0.31478 0.280A 0.31478(10.314)92LmF 1/p ＝0.280/795+〔1-0.280〕/792p ＝792.84kg/mLmF ℃pA=783kg/m3 pB=781kg/m3塔釜 1/pLmW＝0.02/783+〔1-0.02〕/781

p m3LmW故精餾段平均液相密度：提餾段平均液相密度：

pL（精＝〔814.85+792.84〕/2＝803.85kg/3pL（提＝〔781.04+792.84〕/2＝786.94kg/3②氣相密度pmVp ＝pmmV

106.981.55VM（精）＝ ＝2.86kg/m38.314(89.51273.15)（精） RT（提）p pM（提）

11688.07mV ＝

VM（提）＝ m3RT8.314273.15)RTm液相外表張力mn x＝ i i＝m i1（頂××進）××19.97=19.78mN/m提mN/m那么精餾段平均外表張力為：精〔21.21+19.82〕/2＝20.52mN/m提〔19.82+18.38〕/2＝19.1mN/mLm〔6〕液體黏度Lm℃μ·Sμ·S℃μ·Sμ·S℃μ·Sμ·S ＝nxLm i ii1 ××Lm(頂） ××0.26=0.257mpaLm(進） ××0.250=0.249mpaLm(提）那么精餾段平均液相黏度

＝〔0.301+0.257〕/2＝0.279mpa提餾段平均液相黏度

Lm(精）＝〔0.257+0.249〕/2＝0.253mpaLm(提）工程數(shù)值及說明工程數(shù)值及說明備注操作壓力操作壓力/kpa塔頂進料塔釜精餾段116操作溫度/C提餾段塔頂進料塔釜精餾段提餾段液體密度/(kg/m3液體密度/(kg/m3〕塔頂進料塔釜提餾段氣體密度/(kg/m3)精餾段提餾段液體外表張力/(dyn/cm)塔頂進料塔釜提餾段液體黏度/mpa塔頂進料塔釜精餾段提餾段由V=L+D L=RD得V=(R+1)D=(2.866+1)×由于是泡點進料所以q＝1，V＝V'×L'=L+F=116.22+120.41=236.63kmol/h轉(zhuǎn)換為質(zhì)量流量×V'××83.21＝9670.66 kg/h×89.63＝21209.15kg/h轉(zhuǎn)化為體積流量V＝12784.59/〔3600m3/V＝13806.73/〔3600m3/s×m3/s'L＝21209.15/〔3600m3/'L工程VLV'工程VLV'L'kg/hm3/hm3/s塔和塔板主要工藝尺寸計算〔1〕塔徑D精餾段的塔徑：空塔氣速u(安全系數(shù))umax依據(jù)u

CLVV式中C可由圖6－1史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，圖8史密斯關(guān)聯(lián)圖橫坐標的數(shù)值0.5Lp 12.024 803.850.5h Lh

0.0451VhpV 4471.2 2.86 取塔板間距HT=0.45m，上層液層高度hL=0.07m，那么圖中參數(shù)值H T

0.45-0.070.38m由以上數(shù)據(jù)，查圖6－1得C

，由公式CC

C20

0.2 20C Lm

0.2

0.08420.47

0.2

0.0842020

20 pVL那么u C p 0.084 803.852.861.406m/spVLpmaxpV

2.86取平安系數(shù)為，空塔氣速u×s41.2420.984塔徑s41.2420.984提餾段的塔徑：空塔氣速u(安全系數(shù))umax依據(jù)u

LVV式中C可由圖6－1史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，橫坐標的數(shù)值Lp0.5 28.368 786.940.5h L

0.104VhpV

4233.6 3.26 取塔板間距H，上層液層高度h，那么圖中參數(shù)值H-hT

T L0.45-0.070.38m由以上數(shù)據(jù)，查圖得C，由公式CC Lm0.2校正得：20 20

20 0.2 19.090.2C Lm

0.084

0.0742020

20 ppLVpppLVpV

0.084

1.145m/smax786.94786.94-3.263.262.86max×s41.1760.890塔徑s41.1760.890所以按標準塔徑圓整為塔截面積AT

D24

4

1.33m2V實際空塔氣速精餾段：u S

1.242

0.955AT 1.33V提餾段：u SAT

1.1451.33

0.861u

0.8060.66F1.406F在0.6--0.8范圍之間，適宜。FuuF

0.8610.751.145在0.6--0.8范圍之間，適宜(2)溢流裝置采用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平直溢流堰，不設(shè)進口堰。各項計算如下l①溢流堰長Wl取堰長W0.66D，即lW×1.3＝0.858mW②出口堰高hWh h hW L OW

可由下式算出OW32.84 L 23OWh 1000ElhOWW2 2近似取E=1，那么h

2.84

ELh3

2.84

112.0243

0.0165mow(精)

1000

I

1000

0.858w 2 2 how(提)

2.84

ELh3

2.84

128.3683

0.0293mw1000 Iw

1000

0.858h0.07-0.01650.0535mw精h0.07-0.02930.0407mw提③弓形降液管Wd

和面積Af用弓形降液管的寬度與面積圖

取W和Ad

，因為lW由圖查得Af

/A＝0.0721 WT d所以Af

×m2W×d液體在降液管中的停留時間（精（提

3600AHf Lh3600AHf Lh

＝36000..0960.4512.024＝36000.0960.4528.368停留時間>5s，故降液管可以使用④降液管底隙高度h0Lh＝ h0 3600lu'W 0

取u'0Lh ＝ h

12.024

0.026m0(精

3600lu

36000.8580.15w w h ＝ h

28.368 0(提

3600lwu0

36000.8580.15〔3〕塔板布置及浮閥數(shù)目與排列F0

＝10，那么孔速u為00pVu ＝0pV0(精）

＝102.860pV3.26u ＝2.860pV3.260(提）

=10求取每層塔板上的浮閥數(shù)，即VN ＝ s

1.242＝

176.1 177（精）

d2u4 0 V

0.03941.176

5.91N ＝ s =

177.79 178（提）

d2u4 0

4

5.54取邊緣寬度Wc

＝0.06m，破沫區(qū)寬度為Ws

＝0.1m，計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即As＝2[x

R2R2x2

R2arcsinx]RR=D/2-WcX=D/2-(W+Wd s0.592-0.592-0.3892

2 0.389 2s=20.389

180

arcsin

0.59

0.846m浮閥排列方式采用等腰三角形叉排取同一橫排的孔心距為 估排間距t'，即精餾段t'

A＝s=

0.846Nt 1770.075t'提餾段

A=s=

0.846Nt 1780.075t't＝75mmt'

＝60mm等腰三角形叉排方式作圖圖9精餾段和提餾段閥孔數(shù)151151按N＝180個重新核算及閥孔動能因數(shù)精餾段u

＝0(精）

1.242Vs Vs

6.89m/s4d02NV

0.03941.176

2151提餾段u （提）

s d2

2151

6.52m/sp4 0 N 4pu精餾段F=up0 0p

6.89 2.8611.65Vu提餾段F＝Vu0 0

6.52 3.2611.14VFV0

變化不大，還在9---12范圍內(nèi)。精餾段塔板開孔率＝u＝0.955/6.89＝13.9％u0提餾段塔板開孔率＝u' ＝0.861/6.52＝13.9％u0精餾段和提餾段的開孔率都在10%~14%之間，兩者都符合要求?！?〕塔板流體力學(xué)驗算氣相通過浮閥塔板的壓強降，可以公式h h h hp c l ①干板阻力73.1 1u ( )1.825oc pv1精餾段u

73.111.825

5.91m/s oc 2.861提餾段u

73.111.825

5.50 m/s oc 3.26因為精餾段和提餾段的u <u ,故o ochu0

0.175c pL精餾段hc

u0.1750

×6.890.175803.85pLhc

u0.1750

×6.520.175786.94pL②板上充氣液層阻力所以h ＝ h ×l 0 L③液體外表張力所造成的阻力此阻力很小，忽略不計。因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強降所相當(dāng)?shù)囊后w高度為

＝0.5，0精餾段hp提餾段hp那么精餾段單板壓降＝h p××9.81＝552Pap p L提餾段單板壓降＝h p××p p L提餾段和精餾段的單板壓降pp所以假設(shè)符合要求?！?〕淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，H d可以按公式

〔H +h，T wH hd

h hL d①與氣體通過塔板的壓強降所相當(dāng)?shù)囊后w高度h：p精餾段hp提餾段hp②液體通過降液管的壓頭損失：因不設(shè)進口堰，故可以按公式Llh ( s )2ld hwo精餾段h 0.00334 2 d0.8580.026提餾段h

0.00788 2 d138580.061③板上液層高度：hL故 精餾段Hd提餾段Hd?。?.5 又選定了HT精餾段hw

＝0.0535m精餾段hw

＝0.0407m，那么精餾段HT

+h×w提餾段HT

+h×w可見Hd

<HT

h〕,符合防止淹塔的要求。w按公式VsVspp v1.36LZs LL vKC AF bVsVspp vL v

0.78KC AF T

*100%板上液體流徑長度ZL

＝D-2W×d板上液流面積 A＝Ab T

-2A ×m2f苯和甲苯為正常系統(tǒng)，可以按下表取物性K＝1.0，數(shù)CF圖10泛點負荷系數(shù)表8物性系數(shù)K精餾段的CF＝0.127 提餾段的CF精餾段的泛點率＝1.242

1.2422.86

2.861.360.003340.978803.96-2.86 100%＝54.44%0.1271.138泛點率＝

803.85-2.86100%56.23%0.780.1271.331.176 3.26 1.360.007880.978提餾段的泛點率＝1.176

3.26

786.94-3.26 100%59.27%×0.1281.138泛點率＝

786.94-3.26100%57.12%0.780.1281.33根據(jù)兩個泛點公式計算出的泛點率都在80％以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足e <0.1kg〔液〕/kg〔氣〕的要求。V塔板負荷性能圖〔1〕霧沫夾帶線，按公式泛點率＝

VsVsppv1.36LZs LL vF b按泛點率為80％計算如下V2.86VSS精餾段S

803.96-

1.360.978L

0.80.1270.138VLs sS提餾段S

3.26VS 786.94-V

1.360.978L

0.80.1280.138VLs s由上式可知道霧沫夾帶線為直線，那么在操作范圍內(nèi)任取兩個Ls

可作出霧沫夾帶線〔1〕相應(yīng)的VL值s s精餾段提餾段精餾段提餾段Ls/〔m3/s〕Vs/〔m3/s〕Ls/〔m3/s〕Vs/〔m3/s液泛線由公式HT

h〕＝hw

h h＝hhL d c

hh ho L d忽略ho

pu2 L

2.84 3600L〔H +h vo ( s)2+〔1+

〕[h E(

s)2/3]T wpL

2g lhwo

0 w 1000 lw由于物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，而且Vu＝ so d2N4 0將上式化簡為V2LS

2L2/3SV2LS

2L2/3S相應(yīng)的VL值精餾段ss10液泛線取點Ls/〔m3/s〕Vs/〔m3/s〕提餾段Ls/〔m3/s〕Vs/〔m3/s〕根據(jù)數(shù)據(jù)作出液泛線〔2〕液相負荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留的時間不低于3---5s。依據(jù)公式，液體在降液管內(nèi)的停留時間為3600 A H f TLh以＝5s精餾段 (L)

＝AfHT

＝0.0960.45

m3/ss提餾段 (L

max)

Ls＝AfHT

5＝0.0960.45

m3/ssmax L 5sLs

Vs

--Ls

圖液相負荷上限線為與氣體流量V無s關(guān)的豎線〔3〕pvpvpFF＝up

＝5u＝51又知道 Vs

0d4

0 v 02Nu05那么 Vs

d2Npv4 opvF＝50精餾段 s

)max

5pv＝d2Npv4 o

＝0.0392151 52.8642.86

0.533m3/s提餾段 s

)max

＝d2N4 o

5 ＝0.0392151 53.26pv43.26pv

0.499m3/s作出與液相流量無關(guān)的水平漏液線〔4〕(5)液相負荷下限線how

＝0.006m2.84 3600(L)E( 1000 lw

min)2/3E＝1，精餾段(L)

0.0061000＝ ＝

0.8580.00073m3/ssmin

2.84

3600提餾段(L)

＝0.00610001.50.8580.00073m3/ssmin

2.84

3600 分別作出塔板負荷性能圖上的〔12345由塔板負荷性能圖可以看出：〔1〕任務(wù)規(guī)定的氣液負荷下的操作點p〔設(shè)計點〕，處在適宜操作區(qū)內(nèi)的位置。〔2〕精餾段氣相負荷上限是由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。提餾段塔板的氣相負荷上限是由液相負荷上限控制，操作下限由漏液控制。〔3精餾段的塔板氣相負荷上限)maxm3/s氣相負荷下限)minm3/s提餾段的塔板氣相負荷上限)maxm3/s氣相負荷下限)minm3/s圖11精餾段操作性能圖圖12提餾段操作性能精餾段 操作彈性) /)smax smin提餾段 操作彈性) /)smax smin塔的附屬設(shè)備計算全塔熱量衡算14精餾塔進行全塔的熱量衡算。圖13全塔能量衡算圖①冷凝器熱量衡算可知：Q (R1)D(IC

I )(2.86640.55393.5785.44106kJ/hLDC冷卻水用量：W QC

3.82106 1.303105kg/hC c pc 2

t) 4.174135℃1900J〔kg.KK＝800W/(m2.℃)所以對數(shù)平均溫度差tmtm△2tmln2

(80.7-35)-(35-ln80.75-35

23.5℃35-25A QC

5.44106 289.36m2換熱面積為：

Ktm

80023.5因水和苯兩流體均不發(fā)生相變的傳熱過程，因水的對流傳熱系數(shù)一般較大，且易結(jié)垢，應(yīng)選擇冷卻水走換熱器管程，苯走殼程。因此查管殼式換熱器系列標準得：應(yīng)選用JB/T4715的固定管板式換熱器。即其公稱直徑為1000mm、公稱壓4.0Mpa289.5m2為19mm25mm4500mm38。②再沸器0.25MpaT=127.2℃Q Q Q QlQcQ Q Q QlQc前面計算得QB=4.98×106kJ/h，加熱蒸氣的消耗量可按下式計算，即W QB4.981062216.49.kg/hh r 2246.8℃℃℃，加熱后蒸汽K600W/(m2.℃)△℃換熱面積：A QBK tm

4.98106 470.52m60017.64查管殼式換熱器系列標準得：JB/T47151000mm4Mpa470.52m2為25=mm32mm698309000mm。表11冷凝器和再沸器的熱負荷工程進入溫度/t流出溫度/t換熱面積熱量負荷/〔kJ/h〕全冷凝器355440000冷卻水〔塔頂〕2535再沸器354980000冷卻水〔塔底〕25100確定塔體各接管及材料①蒸汽管4V3.144V3.14usD在常壓下取u=30m/s，以實際精餾段和提餾段最大的Vs來計算3.14SV41.2423.143.14SV41.2423.1430o查管子規(guī)格表，得蒸汽接管用245mm×12mm的熱軋鋼管②回流管0.00788*43.14*1.6d 0.00788*43.14*1.6查管子規(guī)格表，得回流管用83mm×4mm的熱軋鋼管③進料管u由泵輸入塔內(nèi)，取1.6m/suR4Fp 4Fp LR410555.563600792.843.141.6F4F'uL R44F'uL R499003600794.913.141.6F查管子規(guī)格表，得進料管用60mm×4mm的熱軋鋼管④塔釜液出口管WpuL R4WpuL R489.4991.663600781.043.140.8dW查管子規(guī)格表，得塔釜液出口管用70mm×4mm的熱軋鋼管⑤進入再沸器的氣液混合液入口管Ls0.007880.785*0.8Ls0.007880.785*0.8查管子規(guī)格表，得再沸器的氣液混合液入口管用121mm×4mm的熱軋鋼管⑥再沸器進入塔內(nèi)管選擇臥式再沸器氣化率為50％V'入查設(shè)計資料，由于u=10—30m/s，取20m/sVs2.4840.78520d 那么dVs2.4840.78520查管子規(guī)格表，得再沸器進入塔內(nèi)管用402mm×9mm的熱軋鋼管表12塔各接管及材料工程公稱直徑/mm壁厚/mm材料蒸氣管2457熱軋鋼管回流管834熱軋鋼管進料管544熱軋鋼管塔釜液出口管654熱軋鋼管再沸器的入口管1214熱軋鋼管再沸器進入塔內(nèi)管4029熱軋鋼管9.塔總體構(gòu)型〔1〕總體結(jié)構(gòu)其中，塔體是塔設(shè)備的外殼，由等直徑、等壁厚的鋼制圓筒及橢圓封頭的頂蓋構(gòu)成。塔體直徑為1.4m。塔體支座是支撐塔體并與根底連接的部件，塔體采工儀表接口等。〔2〕塔體總高度計算①板間距HT板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、別離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)。塔間距與塔徑之間的關(guān)系，應(yīng)通過流體力學(xué)驗算，權(quán)衡經(jīng)濟效益，反復(fù)調(diào)整。HT的大小與液氣和霧沫夾帶有密切關(guān)系。板間距大，可允許氣流速度較高，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HT10-1塔徑D/m塔徑D/mHT/m200～300300～350350～450450～600500～800本設(shè)計取HT＝450mm。所以根據(jù)上表可以知道原設(shè)計值相符。’②開人孔處板間距H’T但凡人孔處板間距H’T

應(yīng)等于或大于600mm，人孔直徑一般為450~550mm。500mmH’＝600mmT③人孔數(shù)目SS4-68-10159④進料段高度HFHFHFHTHF＝800mm。⑤塔頂空間高度HDHDHDHD＝1.2m＝1200mm⑥塔底空間高度HBHB10-153-5料，塔底停留時間那么應(yīng)按工藝要求而定，HB值可按儲量和塔徑計算。對于本設(shè)計，設(shè)塔釜液停留時間為5min，所以根據(jù)液相流量計算得：LH

0.5

0.007885600.5

為2300mmB 2 1.42 B4 4⑦總高塔總高度〔不包括裙座〕，由下式計算得：HH (N2S)H SH' H HD T T F B式中 HD

——塔頂空間高度，mm;H——塔板間距，mm;TH'——開有人孔的塔板間距，mm;TH——進料段空間高度，mm;FH——塔底空間高度，mm;BN——實際塔板數(shù);S——人孔數(shù)目〔不包括塔底和塔底人孔〕。++所以++H=HD

+(N-2-S)

+SH H HTTBF=1200+(34-2-4)×450+4×600+800+2300TTBF塔體計算結(jié)果匯總表14表14 塔體計算結(jié)果塔徑塔頂空塔板間mm 間高度mmmm1300 1200 450

開有人孔的進料段空塔底空塔 塔板間距間高度mm 間高度mmmm mm600 800 2300 19300〔3〕筒體精餾塔可視為內(nèi)壓容器。其各種設(shè)計參數(shù)如下：①設(shè)計壓力②設(shè)計溫度該精餾塔塔底采用加熱介質(zhì)為蒸汽，溫度不超過150℃,因此設(shè)計溫度定為150℃。③許用應(yīng)力Q235-B，GB-3274-1988，查得：t 113Mpa⑤焊縫系數(shù)GB150個因素，本設(shè)計采用全焊透對接焊，對焊縫作局部無損探傷，那么表15筒體的設(shè)計參數(shù)設(shè)計壓力/MPa設(shè)計壓力/MPa設(shè)計溫度/℃150許用應(yīng)力/MPa113焊縫系數(shù)壁厚確實定：計算厚度

PDi 2t Pi

1.5130021130.850.5該系統(tǒng)中苯和甲苯對筒體腐蝕較小，腐蝕裕量C22mm那么筒體的設(shè)計厚度2d2

C

10.177212.177mm那么筒體的名義厚度15mmn那么筒體的有效厚度n

-C15213mm〔3〕封頭Q235-B探傷外，其余均為對接焊縫局部探傷。如圖那么

PD

圖14封頭1.51300

10.191mm2t0.5P 21130.850.51.5d2那么封頭的