苯-甲苯精餾塔設(shè)計(jì)課程設(shè)計(jì)

⑦液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從公式的關(guān)系取，則且，板上不設(shè)進(jìn)口堰，可由式計(jì)算，即由于，故在本設(shè)計(jì)中不發(fā)生液泛現(xiàn)象。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。2.11塔板負(fù)荷性能圖2.11.1精餾段塔板負(fù)荷性計(jì)算（1）漏液線由得 整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表。0.00060.00150.00300.00450.73070.73160.80660.8291由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。（2）液沫夾帶線以為限，求關(guān)系如下：由 故整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表。0.00060.00150.00300.00453.2673.1553.012.888由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。（3）液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由公式得取,則整理得,據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。（4）液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限，由得據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。（5）液泛線令由聯(lián)立得忽略，將與，與，與的關(guān)系式代人上式，并整理得式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得故或在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表。0.00060.00150.00300.00453.0863.0142.9052.7916由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出精餾段篩Vs板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。精餾段篩板負(fù)荷性能圖2.11.2提餾段塔板負(fù)荷性計(jì)算：（1）漏液線由得整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表。0.00060.00150.00300.00450.76470.78660.81400.8363由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。（2）液沫夾帶線以為限，求關(guān)系如下：由故整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表。0.00060.00150.00300.00452.96162.83572.67362.5374由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。（3）液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由公式得取,則整理得,據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。（4）液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限，由得據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。（5）液泛線令由聯(lián)立得忽略，將與，與，與的關(guān)系式代人上式，并整理得式中將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得故或在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表。0.00060.00150.00300.00459.4309.078.628.23由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出提餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。提餾段篩板負(fù)荷性能圖2.12塔的輔助設(shè)備及附件的計(jì)算與選型2.12.1各管路管徑：(1)進(jìn)料管計(jì)算為維檢修方便進(jìn)料管應(yīng)采用帶外套管的可拆結(jié)構(gòu)。料液質(zhì)量流速體積流速取管內(nèi)流速為所以，進(jìn)料管管徑為由上述數(shù)據(jù)，查標(biāo)準(zhǔn)化參數(shù)可得，原料進(jìn)口管管徑選取為（DN=65mm）的無縫鋼管。法蘭選取公稱壓力為，公稱直徑為的帶頸平焊鋼制管法蘭。（2）塔頂回流管管徑計(jì)算同上，取管內(nèi)流速為回流液質(zhì)量流速體積流速所以，回流管管徑由上，塔頂回流管選的無縫鋼管。法蘭選取公稱壓力為，公稱直徑為的帶頸平焊鋼制管法蘭。（3）塔頂蒸氣出口管徑計(jì)算蒸氣出口管的允許氣速應(yīng)不產(chǎn)生過大的壓降，其值可下表表2.12蒸氣出口管中允許氣速參照表操作壓力（絕壓）常壓1400～6000Pa＞6000Pa蒸汽速度，12～2030～5050～70因，故取出口氣速故由上，塔頂蒸氣出口管選的無縫鋼管。法蘭選取公稱壓力為，公稱直徑為的帶頸平焊鋼制管法蘭。（4）塔釜出料管徑計(jì)算取，則出料液質(zhì)量流速體積流速所以，塔釜出料管管徑由上，塔釜出料管選的無縫鋼管。法蘭選取公稱壓力為，公稱直徑為的帶頸平焊鋼制管法蘭。2.12.2塔頂空間塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距，取。2.12.3塔底空間塔底空間指塔內(nèi)最下層踏板與塔底的間距，其值由如下因素確定：（1）塔底液面到最下層塔板間要有1～2m的間距，本設(shè)計(jì)為1.5m。（2）塔底貯液空間依貯存液停留時間而定，停留時間一般為3～5min。本設(shè)計(jì)取塔底貯液停留時間為4s；則貯液高度△Z為：則2.12.4裙座取。2.12.5確定塔高：為便于安裝，檢修，直徑800mm以上的塔都應(yīng)設(shè)人孔。人孔處的塔板間距不應(yīng)小于600mm。根據(jù)以上敘述，計(jì)算塔高：H=0.6+39*0.4+0.6+1.15+3=20.95m2.13熱量衡算及設(shè)備選型題目給的條件：進(jìn)料熱狀態(tài)泡點(diǎn)進(jìn)料

。冷凝器的熱量衡算：在露點(diǎn)溫度下（CAD作圖求知）冷凝為液體，溫度為80.5℃，冷卻介質(zhì)為冷卻水，設(shè)計(jì)進(jìn)口溫度20℃，選定出口溫度為40℃。表2.14冷凝器物料衡算表進(jìn)料V出料DL組分kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%苯198154449939.63088.8991.0279.561甲苯218410.436.81101.989382.1699總量20015628100403125.61001029461.72100Σ=15628kg/h2.13.1各組分熱力學(xué)參數(shù)見下表查《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊》得：表2.14.1各組分的汽化潛熱（kJ/kg）組分80℃100℃120℃苯394.1379.3363.2甲苯379.4367.1354.2由內(nèi)差法得：r苯=393.73kJ/kg，r甲苯=379.09kJ/kg2.13.2計(jì)算放熱量Q放=15444×393.73+184×379.09=6150518.68kJ/h2.13.3冷卻介質(zhì)量冷凝水的平均溫度：Tm==30℃查《化工原理》附錄六（水的物理性質(zhì)）：30℃時，Cp=4.17kJ/(kg*℃)取Q吸=3%Q，則Q吸=97%Q放=0.97×6150518.68=5966003.12kJ/h由Q吸=Cp水mt得：冷卻水質(zhì)量m=Q吸/Cp水t=5966003.12/4.174*（40-20）=71466.26Kg/h冷凝器熱負(fù)荷為：q==17084.78kJ/s2.13.4再沸器的熱量衡算40℃103.475℃苯98.6℃苯 甲苯甲苯120KPa20℃飽和水蒸汽圖2.13.4再沸器熱量衡算圖由于進(jìn)出口的溫度相差較小,塔釜產(chǎn)品的顯熱變化可以忽略.取進(jìn)口平均溫度下的潛熱，由《化工設(shè)計(jì)手冊》下冊圖19-122得:表2.13.4苯和甲苯的汽化潛熱t(yī)/℃20406080100[]431.1420.0407.7394.1379.6[]412.7402.2391.0379.4367.1則在=98.6℃時苯和甲苯的潛熱為：r潛1=381.41=29749.98r潛2=371.17=34195.89Q吸=m1r1+m2r2=15444*381.41+184*371.17=5958791.28KJ/h假定熱損失==5958791.28/0.95=6272411.87KJ/h由Q吸=Cp水mtm=71466.26Kg/h得出溫差t=87.80℃所以再沸器用絕壓101.3KPa，127.8℃飽和水蒸汽加熱。2.13.5流體流徑的選擇根據(jù)流體流徑的選擇規(guī)則以得出結(jié)論：冷凝水走管間，物料走管內(nèi)，逆流操作。2.13.6冷凝器的熱負(fù)荷q冷凝器熱負(fù)荷為：q==17084.78kJ/s其中Q——管程流體吸收的熱量2.13.7流體兩端溫度的確定塔頂回流全凝器通常采用管殼式換熱器，因?yàn)樗x精餾塔處理量大，且塔板數(shù)較多，為了避免給安裝和檢修帶來不便，選擇強(qiáng)制循環(huán)式，由精餾塔計(jì)算得塔頂蒸汽溫度℃，按需冷卻到℃，取冷卻水進(jìn)口溫度t1=20℃,出口溫度t2=40℃,查表有，在此溫度范圍內(nèi)水的比熱容，故查資料，K取為，由得，故所以，換熱面積將冷凝器安置于塔頂，冷凝液借重力回流入塔，即整體式，優(yōu)點(diǎn)是蒸汽壓降小，節(jié)省安裝面積。表2.14.7冷凝器的參數(shù)表公稱直徑/mm管程數(shù)管數(shù)管長/mm換熱面積/m2公稱壓力/(kg/cm2)400IV86600023.9942.13.8管管徑計(jì)算與選型由上述計(jì)算得知原料進(jìn)口管管徑選取為（DN=65mm）的無縫鋼管。法蘭選取公稱壓力為，公稱直徑為的帶頸平焊鋼制管法蘭。塔頂回流管選的無縫鋼管。法蘭選取公稱壓力為，公稱直徑為的帶頸平焊鋼制管法蘭。冷凝器選用管徑管長的無縫鋼管。塔頂蒸氣出口管選的無縫鋼管。法蘭選取公稱壓力為，公稱直徑為的帶頸平焊鋼制管法蘭。塔釜出料管選的無縫鋼管。法蘭選取公稱壓力為，公稱直徑為的帶頸平焊鋼制管法蘭。由以上得出再沸器用臥式熱虹吸式的再沸器，管徑管長，用平焊鋼制做主要的接管設(shè)計(jì)尺寸。進(jìn)料管（mm）回流管（mm）釜液出料管（mm）塔頂蒸氣管（mm）2.14篩板塔主要設(shè)計(jì)參數(shù)工藝參數(shù)匯總篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果及符號匯總表項(xiàng)目符號單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)PmkPa90.898.8各段平均溫度tm℃89.6103.475氣相平均密度ρKg/m32.462.77液相平均密度ρKg/m3807.5790.625氣相流量VSm3/s1.851.64液相流量LSm3/s0.00460.00885實(shí)際塔板數(shù)N塊1921板間距HTm0.400.40塔的有效高度Zm3.65.6塔徑Dm1.61.6塔截面積ATm222空塔氣速um/s0.81570.791堰長lwm1.121.12堰高h(yuǎn)wm0.0370.048堰上液層高度hOWm0.0180.032弓形降液管截面積Afm20.1880.188弓形降液管寬度Wdm0.24160.2416安定區(qū)寬度Wsm0.080.08邊緣區(qū)高度Wcm0.050.05降液管底隙高度hom0.0210.04板上清液層高度hLm0.0550.065孔徑domm44孔間距tmm88孔數(shù)n個1028710287開孔率Φ22.675%22.675%開孔區(qū)面積Aam20.570.57篩孔面積A0m20.1290.129孔流系數(shù)C00.790.79液層充氣系數(shù)β0.580.57相對泡沫密度φ0.50.5穩(wěn)定系數(shù)K5.032.27降液管形式弓形弓形溢流形式單溢流單溢流溢流堰平行平行篩孔氣速uom/s14.31412.69塔板壓降△PPkPa0.4760.728干板阻力hCm液柱0.0050.046氣體通過液層阻力hlm液柱0.03190.0456液體表面張力σmN/m20.42519.186液體在降液管中停留時間θs16.358.5液沫夾帶eVkg液/kg氣0.10.1液相負(fù)荷上限L