化工原理課程設計泡罩塔

1、歡迎共閱目錄中文摘要 7英文摘要 81引言 91.1 二元混合精餾概述 91.2 泡罩塔簡介 101.3 設計方案的確定 10« I 1 I=1.4 操作流程 101.5 精餾塔的設計步驟 112塔的工藝參數計算 122.1 主要基礎數據 122.1.1 苯和甲苯的物理性質 122.1.2常壓下苯一甲苯的氣液平衡數據 12. 'J2.1.3飽和蒸汽壓川122.1.4 苯與甲苯的液相密度 132.1.5 液體表面張力 132.1.6 液體黏度 132.1.7 液體氣化熱 132.2 精餾塔的物料衡算 132.2.1 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率 132.2.2 原料液及塔頂

2、、塔底產品的平均摩爾質量 142.2.3 物料衡算 14Xj "j r-_ _j'2.3塔板數的確定 142.3.1理論塔板數的求取 142.3.1.1 y x 圖及 t x y 14最小回流比及操作回流比 162.3.1.3 理論板數''162.3.2全塔效率 162.4精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 17241操作壓強" 17242操作溫度I 17243平均摩爾質量17244平均密度 18氣相平均密度-18液相平均密度計算 182.4.5液體平均表面張力 19% r| I 2.4.6液體平均黏度n 202.5氣液負荷計算 213精餾塔的塔體

3、及塔板工藝尺寸計算 213.1泡罩數計算 22.I i I 15<zp、ij/3.2塔徑的計算 22- . I.“ 113.3鼓泡面積 223.4溢流裝置的計算 233.4.1.堰長 lw 233.4.2堰上液層高度how 23'' I13.4.3堰高hw及ho等 233.5降液管計算 243.6塔盤布置 244塔板的流體力學計算 244.1 液面落差 25X s | |4.2 動液封hds 264.3 壓降 264.4 霧沫夾帶驗算 294.5 排空時間 304.6塔板負荷性能曲線 304.6.1 霧沫夾帶線 304.6.2液泛線 31463液體負荷上、下限線 3233

4、465液相負荷下限線 335塔附件設計 355.1 接管 355.1.1 進料管的管徑 355.1.2 回流管 35365.1.4 塔頂蒸汽出料管 36I 1 36工嚴 J I I I I .I I I I I1 I ; 36.B、I /«5.2 筒體封頭 37 37 .1 375.3除沫器 375.4裙座 385.5吊柱 38魚卜 *x.J|5.6人孔 396塔總體高度的設計 396.1塔的頂部空間高度 396.2塔的底部空間高度 396.3塔立體高度 397附屬設備設計 407.1冷凝器的選擇 407.1.1 熱負荷Q的計算407.1.2 冷卻水用量qm2 407.1.3總傳熱系

5、數K 407.1.4 泡點回流時的平均溫差Atm 407.1.5 換熱面積A 407.2再沸器的選擇 40I 17.2.1 熱負荷 QB 40hi,1 I:.I j I 1<Z'、*Ij I； : / ；'/7.2.2 加熱蒸汽用量qm1 41.JI -p IJ 7.2.3平均溫差Am 417.2.4 換熱系數K 418風載荷和風彎矩 418.1 風載荷 41C I 8.2 風彎矩 429地震載荷的計算 449.1塔的自震周期 44E J 迢s - X |9.2地震載荷計算 44y r-10設計結果一覽表 45心得體會 48參考文獻 49板式精餾塔設計摘要：本設計采用泡罩

6、精餾塔分離苯-甲苯溶液。通過對原料產品的要求和物性 參數的確定及對主要尺寸的計算，工藝設計和附屬設備結果選型設計， 完成對苯-甲苯精餾工藝流程和主體備設計。苯-甲苯溶液為理想物系， 禾I用作圖法求出最小回流比為0.9753，理論板數為14塊，計算出全塔 效率為52%實際板數為27塊，其中精餾段10塊，提餾段17塊，進料 位置為第11塊。得到精餾塔的塔徑為2.6米，總高15.748米；精餾段 操作彈性為2.59，提餾段操作彈性為3.77，通過泡罩塔的流體力學驗 算，證明各指標數據均符合標準。強度校核表明，該精餾塔滿足強度、 剛度及穩(wěn)定性等要求。關鍵詞：苯-甲苯溶液，精餾，泡罩塔設計，最小回流比A

7、bstract:Ablister distillati on tower is desig ned to separate Benzene and Tolue ne.The desig n in cludes determ in atio n of the distillati on process, optimal reflux ratio through economic accounting, calculation of the distillation colu mn size and selecti on of auxiliary equipme nt. The Benzen e-

8、Tolue neI 1solution is aideal physical system. The minimum reflux ratio was 0.9753in mapp ing method. The theoretical plate nu mber was 14, the efficie ncy of the rectifyi ng secti on is52%, the actual plate nu mber was 27, of which thef«rectify ing sect ion 10 and the stripp ing sect ion 17, t

9、he feed ing locati on is the11th plate. The diameter of distillati on tower is 2.6 meters, the total height of tower is 15.748 meters; the operat ing flexibility of the rectifyi ng secti on is 2.59 and of the stripp ing secti on is3.77. Through calculati ng the fluid mecha nics of the float valve to

10、wer every target and data is up to sta ndard. Stre ngth check ing shows that the distillati on tower meets the stre ngth, stiff ness and stability requireme nt.Keywords: Benzene and Toluene distillation，float valve tower， minimum reflux ratio1引言塔設備是是化工、石油化工和煉油等生產中最重要的設備之一。它可使氣液 或液液兩相間進行緊密接觸，達到相際傳質及傳

11、熱的目的?？稍谒O備中完成常 見的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、 氣體的濕法凈制和干燥以及兼有氣液兩相傳質和傳熱的增濕、減濕等。在化工、石油化工、煉油廠中，塔設備的性能對于整個裝置的產品質量和環(huán)境保 護等各個方面都有重大影響。塔設備的設計和研究受到化工煉油等行業(yè)的極大重 視。根據板式精餾塔設計任務，我們選擇用泡罩板精餾塔，運用化工設計的程序 和方法，通過查閱資料、使用手冊，選用數據和公式，合理確定工藝流程，正確 進行工藝計算，并且用文字、數表、圖紙表達了設計成果。具體設計內容如下：1.1二元混合精餾概述«在化工實際生產中，精餾是最常用的單元操作，是

12、分離均相液體混合物的最 有效方法之一。在化學工業(yè)中，總能耗的 40%用于分離過程，而其中的95%是 精餾過程消耗的，因此有必要開辟多種途徑來降低能耗，實現精餾節(jié)能。因此， 對二元混合物連續(xù)精餾的研究無論是對節(jié)省投資， 還是降低能耗，都具有非常重 要的意義。|雙組分混合液的分離是最簡單的精餾操作。典型的精餾設備是連續(xù)精餾裝置，包 括精餾塔、再沸器、冷凝器等。精餾塔供汽液兩相接觸進行相際傳質，位于塔頂 的冷凝器使蒸汽得到部分冷凝，部分凝液作為回流液返回塔頂，其余餾出液是塔 頂產品。位于塔底的再沸器使液體部分汽化，蒸汽沿塔上升，余下的液體作為塔 底產品。進料加在塔的中部，進料中的液體和上塔段來的液體

13、一起沿塔下降，進料中的蒸汽和下塔段來的蒸汽一起沿塔上升。在整個精餾塔中，汽液兩相逆流接 觸，進行相際傳質。液相中的易揮發(fā)組分進入汽相，汽相中的難揮發(fā)組分轉入液 相。對不形成恒沸物的物系，只要設計和操作得當，餾出液將是高純度的易揮發(fā) 組分，塔底產物將是高純度的難揮發(fā)組分。 進料口以上的塔段，把上升蒸汽中易 揮發(fā)組分進一步提濃，稱為精餾段； 進料口以下的塔段，從下降液體中提取易揮 發(fā)組分，稱為提餾段。兩段操作的結合，使液體混合物中的兩個組分較完全地分 離，生產出所需純度的兩種產品。當使n組分混合液較完全地分離而取得 n個高 純度單組分產品時，須有n-1個塔。近年來人們逐漸重視對于將化學反應和精餾過

14、程結合起來的研究。這種伴有化學反應的精餾過程稱為反應精餾。按照反應中是否使用催化劑可將反應精餾分 為催化反應精餾過程和無催化劑的反應精餾過程。催化反應精餾過程按所用催化 劑的相態(tài)又可分為均相催化反應精餾和非均相催化精餾過程，非均相催化精餾過程即為通常所講的催化精餾。這種非均相催化精餾過程能避免均相反應精餾中存 在的催化劑回收困難，以及隨之帶來的腐蝕、污染等一系列問題。1.2泡罩塔簡介板式精餾塔中溶液經過一塊塔板即相當于一次相平衡，塔板的數目越多則分 離效果越明顯，但同時塔板費用也越高，故需要根據實際的費用及操作要求來確 定塔板的數目。塔板是板式塔的主要構件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類， 工

15、業(yè)中以錯流式為主，常用的錯流式塔板有：泡罩塔板，篩孔塔板，浮閥塔板。泡罩塔是典型的板式塔，長期以來在蒸餾、吸收等單元操作所使用的塔設備 中曾占有主要地位，近幾十年來由于塔設備有很大進展，出現了許多性能良好的 新塔型，才使泡罩塔的應用范圍和在塔設備中所占的比重都有所減少。但泡罩塔 j XX' iji I并不因此失去重要性，因為其具有以下優(yōu)點：（1）塔板效率較高（2）操作彈性較大，在負荷變動范圍較大時仍能保持較高的效率。（3）生產能力較大。（4）液氣比的范圍大。（5）不易堵塞，能適應多種介質。（6）操作穩(wěn)定可靠。泡罩塔的不足之處在于結構復雜、 造價高、安裝維修麻煩以及氣相壓力降較 大。然而

16、泡罩塔經過長期的實踐，積累的經驗比其他任何塔型都豐富。 常用的泡 罩已經標準化。1.3設計方案的確定設計方案選定是指確定整個精餾裝置的流程、主要設備的結構型式和主要操 作條件。所選方案必須：能滿足工藝要求，達到指定的產量和質量；操作平 穩(wěn)，易于調節(jié)；經濟合理；生產安全。在實際的設計問題中，上述四項都必 須兼顧考慮。課程設計方案選定所涉及的主要內容有：操作壓力，進料狀況，加 熱方式及其熱能的利用。本設計選用泡罩塔，采用泡點進料，采用間接加熱塔釜加熱蒸汽壓力為0.2MPa（表壓）。1.4操作流程精餾裝置有精餾塔、原料預熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產品冷卻 器等設備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內

17、經多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分 離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。苯-甲苯混合液原料經預熱器加熱到泡點溫度后送入精餾塔進料板，在進料 板上與自塔上部下降的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上， 回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質的傳遞過程。操作時，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產品，部分液體氣化，產生上升蒸汽，一起通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中被冷凝， 并將部分冷凝液送回塔頂作為回流液， 其余 部分經冷凝器冷凝后送出作為塔頂產品，經冷凝器冷卻后送入貯槽。塔釜采用再 沸器加熱。塔底產品經冷卻后送入貯槽。1.5精餾塔的設計步驟本設計按以下幾個階段進行：(1)

18、 設計方案確定和說明。根據給定任務，對精餾裝置的流程、操作條件、 主要設備型式及其材質的選取等進行論述。(2) 蒸餾塔的工藝計算，確定塔高和塔徑。(3) 塔板設計：計算塔板各主要工藝尺寸，進行流體力學校核計算。接管尺 寸、泵等，并畫出塔的操作性能圖。(4) 管路及附屬設備的計算與選型，如再沸器、冷凝器。(5) 精餾塔主體設備的機械設計。(6) 繪制精餾裝置工藝流程圖和精餾塔的設備圖。(7) 編寫設計說明書。2塔的工藝參數計算2.1主要基礎數據2.1.1苯和甲苯的物理性質項目分子式分子量M沸點C)臨界溫度t C(C)臨界壓強Pc(kPa)苯AGH78.1180.1288.56833.4甲苯BGI

19、4 CH92.13110.6318.574107.72.1.2常壓下苯甲苯的氣液平衡數據溫度t C液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.

20、4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02.1.3飽和蒸汽壓苯、甲苯的飽和蒸汽壓可用 Antoine方程求算，即 式中t 物系溫度，°C；八一飽和蒸汽壓，kPa；A 、B、C Antoine常數，其值見下表:組分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.582.1.4苯與甲苯的液相密度溫度(C)8090100110120苯,kg/ m3815803.9792.5780.3768.9

21、甲苯,kg/ m3810800.2790.3780.3770.02.1.5液體表面張力溫度(C)8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，Mn/m21.6920.5919.9418.4117.312.1.6液體黏度溫度C)8090100110120苯(mPa .s)0.3080.2790.2550.2330.215甲苯(mP0.3110.2860.2640.2540.228a.S )2.1.7液體氣化熱溫度0c8090100110120苯，kJ/kg394.1386.9379.3371.5363.2|i甲苯，kJ/kg379.9373.836

22、7.6361.2354.62.2精餾塔的物料衡算2.2.1原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率苯的摩爾質量 Ma =78.11 kg/kmol甲苯的摩爾質量S眈13 kg/km012.2.2原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量2.2.3物料衡算原料處理量30000000084.5430024二 492. 86(kmol/h)總物料衡算D W二492. 86苯物料衡算 0. 542F = 0.949D + 0.012W聯立解得 D = 278.78(kmo l/h)式中f原料液流量D塔頂產品量W-塔底產品量2.3塔板數的確定2.3.1理論塔板數的求取苯一甲苯屬理想物系，可采 M.T .圖解法求理論塔

23、板數-根據苯、甲苯的氣液平衡數據作 yx圖及txy，參見圖1及圖2 圖1苯、甲苯的y x圖及圖解理論版圖2苯、甲苯的t-x-y圖2.3.1.2求最小回流比及操作回流比。因泡點進料，在圖2中作進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標為'=0.7475 ,=0.5412，此即最小回流比時操作線與平衡線的交點坐標。依最小回流比計算二 0. 9753Xd - y 0.9487 - 0.7475 yq - xq 二 0.7475 - 0.5412取回流比 R = 1. 5Rmin = 1.5 X 0.9753 = 1.46 231.3求理論板數精餾段操作線如圖2所示，按常規(guī)M.T.作圖法解得：Nt

24、 = C14.5 - 1）層（不包括釜）。其中精餾段理論板數為5層，提餾段為8.5層（不包括釜）。',I11 II, II I I .2.3.2全塔效率匚-=I /«7 丿” 'ijI I根據塔頂、塔底液相組成查圖3,求得塔平均溫度為95.43 C，該溫度下進料液 相黏度為：0. 270mPa sJm =0.5412i苯1 - 0. 5412 苯= 0.5412 0.2671 - 0. 54120.274 二 故 Et = 0. 17 - 0. 616lg 0. 270 二 52%I1fl X. !2.3.3實際塔板數N精餾段N精二5 0. 52 = 9.6 : 10

25、層I I ' I”j j提餾段 N精= 8.5 0. 52 = 16. 35、17層 2.4精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 2.4.1操作壓強5塔頂操作壓力 &= 101.3 kPa每層塔板壓降 P= 0.7 kPa進料板壓力 Pf = 101.3+0.7 X 10= 108.3kPa塔底操作壓力 巳=101.3+27X 0.7=120.2kPa精餾段平均壓力 P m精=(101.3+108.3 ) /2 = 104.8 kPa提餾段平均壓力 P m提=(120.2+108.3)/2 =114.25 kPa2.4.2操作溫度5甲苯的飽和蒸I 1廠f二 116. 0C依據操

26、作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、 氣壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結果如下：塔頂溫度t D = 81. 1C，進料板溫度t F = 93. 1C塔底溫度t w I.§ j,'<i. i I81 1 + 93 1精餾段平均溫度t諦=_= 87. 1C116 0 + 93 1提餾段平均溫度t m是二 2 _ 104. 55 C仝，f I2.4.3平均摩爾質量5塔頂平均摩爾質量計算 ” y.- i|由Xd二y1 = 0. 9487代入相平衡方程得X1二0. 877W 11I fV j進料板平均摩爾質量計算由上面理論板的算法，得Yf二0.748, Xf

27、二0.5412MLFm = 0.5412 X 78.11 +(1 - 0.5412) X 92.13 = 84.55塔底平均摩爾質量計算 由由相平衡方程，得'MLWm = 0.029 X 78.11 +(1 - 0.029) X 92.13 = 91.72精餾段平均摩爾質量提餾段平均摩爾質量244平均密度m氣相平均密度、由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即7丿/ J提餾段的平均氣相密度 液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，即由：二81.1 r，查手冊得P 山° = S13,7/m3 p 圖=8095/m3塔頂液相的質量分率10. 940. 06=+ ?LmD8

28、13. 7809. 5求得|?:-:.|'一八：進料板液相平均密度的計算由，查手冊得P UF= 800A/m3, p LBF = 796.9Q/m3進料板液相的質量分率!"'求得 i： :* 塔底液相平均密度的計算、i /«亠 、i.I |由-:ri' - -ic:-，查手冊得p LAW = 774.1 切/n?p LBW = 773.5Wrn3塔底液相的質量分率!C" I W T八 J - |精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為、:11I ，Ln提=(773.5 + 798.5)/2= 786 kg/m3245液體平均表面張力&qu

29、ot;液相平均表面張力依下式計算，即nm =' Xi、- ii =1塔頂液相平均表面張力的計算 由'：；_ 'L1 '，查手冊得川二 21.13/m , a B = 21.55/m進料板液相平均表面張力的計算由，查手冊得打生二 19.71o B = 20.40m/v/m塔底液相平均表面張力的計算由八一，查手冊得a z = 16.94/m a B= 17.73/mcm底=0.0118 X 16.94 + 0.0882 X 17.73 = 17.72 mN/m精餾段液相平均表面張力為二誦 =(21.15 + 20.03)/2= 20.59 mN/m 'll

30、11；' I!提餾段液相平均表面張力為二 提二(17.72 + 20.03)/2= 18.875 mN/m2.4.6液體平均黏度m液相平均黏度依下式計算，即n% = W Xi 片i 、7塔頂液相平均黏度的計算由tD = 81A C：,查手冊得訃百二 Or305mPa s ix b = 0.308mPa s- <y.'A J |進料板液相平均黏度的計算由'u ;，查手冊得H 4 = 0.272mPa s 卩 r = O.279mPa - s塔底液相平均黏度的計算由，查手冊得卩山二 0.222mPa s p r = 0.238mPa s精餾段液相平均黏度為提餾段液相平

31、均黏度為2.5氣液負荷計算精餾段：提餾段：3精餾塔的塔體及塔板工藝尺寸計算選取泡罩塔尺寸Di § "00 3mm齒縫高度h=30mm齒縫寬度b=5mm齒縫數n=32升氣管直徑D2 =68mm齒縫總面積*i1 I| I '泡罩底面積Ac = 78.5cm2f .-、心;<升氣管凈面積 R = 25.85cm23.1泡罩數計算對精餾段：對提餾段：為了排列方便，我們選取泡罩數為 245個 3.2塔徑的計算塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質、分離效率、塔的操 作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關。對精餾段：取泡罩中心距t二1.25D二125mmV 11I

32、 I鼓泡面積 ab = 0. 886t2 = 12520. 886 = 13531.25口吊根據t/D1查圖可得A =1.715AcAa 鼓泡總面積AC各泡罩的底面積之和塔徑 D,0650. 785 一 0. 653.2981 c: 2. 54m0.785所以取2.6m符合要求對提餾段：塔徑D也為2.6m3.3鼓泡面積塔板總鼓泡面積：A二 m 10-6 二 245 13531.2510-6二 3. 3151m23.4溢流裝置的計算3.4.1.堰長 lw本塔采用單溢流，常用弓形降液管的溢流堰長取值范圍為lw 二 0.6 0.8 D取I w =0. 66D = 0. 662. 6 二 1. 716

33、m3.4.2堰上液層高度how本設計采用平直堰設出口堰，不設進口堰，堰上液層高度how按下式計算精餾段：how = 0. 00284E/、2/ 341 4 != 0.02371mJ.716 i0.02371 = 0.03629mhh-泡罩下緣距塔板間距0.01m3.4.3堰咼hw及h0等初選動液封，： 小小1 靜液封 hss = hds - how = °.。6堰高 hw =小-+ hr + h + hss =0.01 + 0.005 + 0.03 + 0.03629 = 0.08129mhr泡罩帽緣高度0.005m取 0.081m考慮降液管底部液封為12m m,則管底通道寬度2/3

34、土口怖匚幾 C CCCC* '360° X 0. 028 'c CCC提餾段：h°w = 0. 00284 乂 = 0. 04292m1. 716IJ堰高：初選動液封匸-二"；靜液封 hss = hds - how = 0.06 - 0.04292 = 0.01708m堰咼hw = hT + hr + h + hss = 0.01 + 0.005 + 0.03 + 0.01708 = 0.06208m8泡罩下緣距塔板間距 0.01mhr 泡罩帽緣高度0.005m取 0.062mI I IX I III I | / :考慮降液管底部液封為12m m,

35、則管底通道寬度 ； LA' W3.5降液管計算對于弓形降液管，堰長一經確定之后，降液管寬和面積可按下圖計算.O.S040.30.2O.t aos 0 06005 0 040 030 020.0104030.60.70.8 0.9 L02DJ0*66，AT5. 3093m2圖3查圖可得：Wd0. 124, Wd = 0. 124D = 0. 3224mDf = 0. 0722, A. = 0. 072245. 3093 二 0. 3833m2A驗算降液管內停留時間，應用公式AH精餾段:0. 38330. 450. 0115=14. 9987S提餾段：£0. 038330. 45

36、0. 028二 6. 16s停留時間5s，故降液管可用。3.6塔盤布置塔盤面積分為鼓泡面積、降液面積、穩(wěn)定區(qū)和無效區(qū)。由上面數據得:鼓泡區(qū)：Aa3. 298462. 13%A5. 30932A0. 38332c,降液區(qū)：14. 44%At5. 3093無效區(qū)：1-62.13%-14.44%=23.43%4塔板的流體力學計算4.1液面落差對精餾段：r二二先按塔徑計算液流強度，根據hw及hT由下圖求出未校正的每排泡罩的液面落差:查表得丁二 0. 042473G.>n I * r in1/! . I)計算氣動因子Fp：從上圖求出校正系數C、.，在算出校正后的每排泡罩的液面落差Aa有關計算式如下

37、:0查上表得C = 1.333對提餾段：述 Y春JI查表得"=1.6V 11 I I計算氣動因子Fp：從上圖求出校正系數在算出校正后的每排泡罩的液面落差A 有關計算式如下：0查上表得C -1.064.2動液封hds對精餾段：初選動液封hds二0. 06 m則靜液封 hss - hds - how = 0. 06 一 0. 02371 = 0. 03629m 對提餾段：初選動液封hds = 0. 06 m則靜液封 hss 二 hds - how = 0. 06 一 0. 04292 二 0. 01708m4.3壓降對精餾段：屏保壓降hc由已知得，取Kc=0.25液層阻力hi式中：Wb

38、按液流面積Ab計算的氣速圖5查圖得1二0. 57全塔總壓降 p = 100. 1268 二 1.268m對提餾段：由已知得，取Kc=0.25液層阻力h1式中：Wb 按液流面積Ab計算的氣速查圖得1二0. 65全塔總壓降 p = 170. 1437 = 2. 4089m4.4霧沫夾帶驗算檢驗液泛：對精餾段：所以不發(fā)生液泛。對提餾段：同理可得2巴-hw = 0. 4481 : Ht所以不發(fā)生液泛。檢查霧沫夾帶：對精餾段：h.f = 0+0432F嚴 + l-89/iw - 0.0406 = 0.2866m5.4453089 - 2 x 0-3833S = Hr0.45 - 0.2866 = 0.1

39、643m =1.1976/sWG=72893Ar-Af5.7 x 10 6/3.2T .= 0.07970 < 0.1Hr-hf)所以不發(fā)生霧沫夾帶對提餾段： 同理求得 所以不發(fā)生霧沫夾帶。4.5排空時間對精餾段：2 2采用排空孔徑do =10mm，取AW =2.5cm /m2m° /5 1/4 二D 七.6個 孔數1/4旬0取4個對提餾段：2 2采用排空孔徑d0二10mm,取AW =2.5cm /mm°孔數取4個25 1/4方七.6個 1/4 二 d0i r-4.6塔板負荷性能曲線461霧沫夾帶線： 精餾段近似取 E 賂 1.0, hv = 0. 08129m lw

40、 = 1. 716mhf=2. 5 0. 08129 + 2. 84 x 10°、2/ 3、3600LS1.716 =0. 20251. 1535LS/3已知 b = 20. 59 沃 10°N / m Ht = 0. 45m所以0.15.710-620. 59_10”“.20.203040 45 0. 2025 1.635LS ,整理得Vs 二 7. 6803 一 36. 1058L|/3提餾段 與精餾段同理可得整理得 Vs = 1. 6125 _ 6. 2686LS/3 4.6.2液泛線：令Unf = un求出關系式精餾段將 Ht 二 0. 45, hw 二 0. 08

41、129 m，帶入得：提餾段Ht 二 0. 45, hw 二 0. 06208m，帶入得：4.6.3液體負荷上、下限線精餾段齒縫度計算：齒縫全開時氣量Vm二5.8197m3 / sV 5 8197負荷上限5.8197 二 1.0698V 5.44負荷上限為106.98%負荷下限：Vmin3.6806負荷下限0. 6766V 5. 44、1 11I I負荷下限為67.66%提餾段齒縫度計算：齒縫全開時氣量Vm = 5. 2695m3 / sV 5 2695負荷上限=圧695二1.0056V 5.24負荷上限為100.56%負荷下限：V3 3327負荷下限二方"636° 負荷下限

42、為63.60%上限線：精餾段提餾段4.6.4漏液線（氣象脈動線）：由隘=1.69mF4 jD陽；尺3丿*內精餾段將m = 245, F4 = 4. 8匯10-3等等參數 代入得：提餾段將各種參數代入得：4.6.5液相負荷下限線精餾段提餾段由以上（1）（5）做出塔板負荷性能圖，按固定的液氣比，由圖可查出塔板的氣相負荷上限和下限：圖6精餾段塔板負荷性能圖 圖7提餾段塔板負荷性能圖I1精餾段：Vs,max = 1.5256mf/s,匕irl = 0. 5888m3 / s提餾段：Vs,max = 2. 01m3/s, Vs,min = 0.5333m' / s所以精餾段操作彈性廣_1. 52

43、560. 5888=2. 59，提餾段操作彈性2. 010. 5333-3. 775塔附件設計塔的外殼多用鋼板焊接，如外殼米用鑄鐵鑄造，則往往以每層塔板為一節(jié)， 然后用法蘭連接。板式塔除內部裝有塔板、降液管及各種物料的進出口之外， 還有很多附屬裝 置，如除沫器、人（手）孔、基座，有時外部還有扶梯或平臺。此外，在塔體上 有時還焊有保溫材料的支承圈。為了檢修方便，有時在塔頂裝有可轉動的吊柱。 一般說來，各層塔板的結構是相同的， 只有最高一層，最低一層和進料層的結構有所不同。最高一層塔板與塔頂的距離常大于一般塔板間距，以便能良好的除沫。最低一層塔板到塔底的距離較大，以便有較大的塔底空間貯液，保證液體

44、能有 1015min的停留時間，使塔底液體不致流空。塔底大多是直接通入由塔外再沸 器來的蒸汽，塔底與再沸器間有管路連接，有時則再塔底釜中設置列管或蛇管換 熱器，將釜中液體加熱汽化。若是直接蒸汽加熱，則在釜的下部裝一鼓泡管，直 接接入加熱蒸汽。另外，進料板的板間距也比一般間距大。5.1接管 5.1.1進料管的管徑計算m I1 I_進料管的結構種類很多，有直管進料管，彎管進料管，T型進料管。本設計采用直管進料管，管徑計算如下：I I 選取 u 二 2.00m/sI I進料管料液體積流量F FMf_ = 4928空_8455 = 1.45仿口33600 PF3600 漢 798. 5丿川'j

45、I |5.1.2回流管冷凝器安裝在塔頂，一般流速為0.200.50m/s,故取Ud =0.35m/s則dD41873°.°115. 0. 2046m5.1.3二 Ud3. 140. 35塔釜出料管釜液流出速度一般范圍為0.501.00m/s，故取 uW =0.80m/s塔底平均摩爾質量為Mw二 91. 96kg/kmol塔釜排液管的體積流量:故dw =：4W二uw,Q9. 20710-3=0. 121m3. 140. 805.1.4塔頂蒸汽出料管Uv =16.00m/s由于是常壓精餾，允許氣速為 12.0020.00m/s,故取則dV45.44'二 16. 00二

46、0. 658m5.1.5塔釜進氣管45.44.3.1423本塔采用直管進氣，取出口氣速為 u=23m/s =0. 5386m 5.1.6法蘭由于常壓操作，所以法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑, 選用法蘭。 蒸氣出口管法蘭：HG 20593法蘭PL400-1.6RF Q235-A(2) 回流管法蘭：HG 20593 法蘭 PL80-1.6RF Q235-A(3) 進料管法蘭：HG 20593 法蘭 PL65-1.6RFQ235-A釜液排出管法蘭：HG 20593法蘭PL40-1.6RF Q235-A(6)塔釜蒸氣進氣法蘭：HG 20593法蘭PL300-1.6RF Q235-A5

47、.2筒體和封頭., . ' | ' ；.、i /5.2.1筒體筒體厚度式中：汀為Q235 A在100C下的許用應力，查表 得汀為113MPa;塔體焊縫為雙面對接焊，局部無損探傷，查表得 =0.85 ;TI1C I G 鋼板厚度負偏差，估計筒體厚度在 825mn范圍內，查表得C 0.8mm ;C2 腐蝕裕量，根據已知工藝條件，C2=4mm；2D按鋼度要求，筒體所需最小厚度：“in- 5. 2mm1000故按鋼度條件，筒體厚度僅需6mm考慮到此塔較高，風載荷較大，而塔的內徑不太大，故適當增加厚度，現假設塔體厚度=27mm,貝M假設的塔體有效厚度飛二、n - c = 27 - 4.8

48、= 22. 2mm5.2.2封頭故取封頭厚度;d二27mm5.3除沫器空塔氣速較大，塔頂帶液現象嚴重，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，以液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設備的正常 操作。常用除沫器有折流板式除沫器、絲網除沫器以及程流除沫器。 本設計采用絲網除沫器，其具有比表面積大、重量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點。設計氣速選?。簎=K. “一=V,系數K 0,1071805. 95 - 2. 81則 u = 0. 1071.809m/s 2.81" 除沫器直徑 D =餞=J 4 * 5. 44= 1. 957m' I -;-V nu 3. 14x1

49、.809故取不銹鋼除沫器選取不銹鋼除沫器。類型：標準型；規(guī)格： 60；材料：不銹鋼 絲(1Gr18Ni9Ti);絲網尺寸：圓絲。 1.1 .11 / /5.4裙座塔底采用裙座支撐，裙座的結構性能好，連接處產生的局部阻力小，所以它 是塔設備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內徑 300mm故裙座壁厚取12mm基礎環(huán)內徑：Dbi = (2600 2 16) - 0.4 103 二 2232mm基礎環(huán)外徑：耳。二(2600 2 16)0. 4 103 = 3032mmc I 、圓整：Dbi = 2200, Dbo = 3000，基礎環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取 18mm考慮到再沸器，

50、裙座高度取1.5m。地角螺栓直徑取M305.5吊柱對于較高的室外無框架的整體塔，在塔頂設置吊柱，對于補充和更換填料、 安裝和拆卸內件，既經濟又方便的一項實施，一般取15 m以上的塔物設吊柱，本設計中塔高度較大，因此設吊柱。本設計塔徑D=2600mm可選用吊柱500kg。 S=800 mm L=3150 mm H=900 mm 材料為 A3o5.6人孔人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應變于進入任何一層 塔板，由于設置人空處塔間距離大，且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求，一般每隔68塊板才設一個人孔，本設計每降7層板設置一個人孔,本塔中共27塊板，塔上人孔數:27在設

51、置人孔處，板間距為 700mm人孔直徑為450mm裙座上開2個人孔，直徑為450mm6塔總體高度的設計6.1塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂第一層塔盤到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到u, I r 1 |_第一塊板的距離為600mm塔頂部空間高度為1200mm6.2塔的底部空間高度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10mi n，6.3塔立體高度 I，I.' '/ ；'/塔的總高度：H廿(N2S)Ht SHt Hf HwJ 7 丿/ J' I7附屬設備設計7.1冷凝器的選擇7.1.1、熱負荷QC的計算塔頂溫度tD =8

52、1.C，該溫度下苯的汽化潛熱為393.27kJ/kg,甲苯的汽化潛熱為379.21kJ/kg,平均汽化潛熱為：7.1.2、冷卻水用量qm2取冷卻水的進口溫度為20C,出口溫度為45C，水的比熱容為4.18kJ/(kg C),則V 11I i7.1.3總傳熱系數K杳表取 K=800W/( m2 C)7.1.4泡點回流時的平均溫差Atm7.1.5換熱面積A7.2再沸器的選擇7.2.1熱負荷QB塔底溫度tw二116.0C722加熱蒸汽用量qm1=2152kJ/kg選用0.25MPa(表壓)的飽和蒸汽加熱，溫度為T=138.8C, r 考慮 10%的熱損失，qmi = 1.10. 844 = 0. 928kg / s7.2.3平均溫差Atm7.2.4換熱系數K查手冊，取 K =900W/(m2 C)換熱面積A'考慮 10% 的熱損失，A = 1. 1 X 88. 54 = 97. 39m2.,.