苯甲苯分離過程浮閥板式精餾塔設(shè)計方案

煙臺大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計說明書設(shè)計題目：苯-甲苯分離過程浮閥板式精餾塔設(shè)計學(xué) 號：200821504119學(xué)生姓名：魯家剛專業(yè)班級：化學(xué)工程與工藝一班 <化081-1）指導(dǎo)教師： 孫烈剛總評成績：2018年7月4日課程設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計題目苯-甲苯分離過程浮閥板精餾塔設(shè)計二、設(shè)計任務(wù)原料名稱:苯-甲苯二元均相混合物；原料組成：含苯38%<質(zhì)量百分比）；產(chǎn)品要求：塔頂產(chǎn)品中苯含量不低于99%，塔釜中苯含量小于1%；生產(chǎn)能力：年產(chǎn)量3萬噸/年；設(shè)備形式：浮閥塔；生產(chǎn)時間：300天/年，每天24h運行；進料狀況：泡點進料；操作壓力：常壓；加熱蒸汽壓力：270.18kPa冷卻水溫度：進口35℃，出口45℃；三、設(shè)計內(nèi)容設(shè)計方案的選定及流程說明精餾塔的物料衡算精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算<加熱物料進出口溫度、密度、粘度）塔板數(shù)的確定精餾塔塔體工藝尺寸的計算2/34塔板主要工藝尺寸的計算塔板的流體力學(xué)驗算塔板負(fù)荷性能圖換熱器設(shè)計餾塔接管尺寸計算繪制生產(chǎn)工藝流程圖<帶控制點、機繪，A2圖紙）繪制板式精餾塔的總裝置圖<包括部分構(gòu)件，A1圖紙）撰寫課程設(shè)計說明書一份四、設(shè)計要求工藝設(shè)計說明書一份工藝流程圖一張，主要設(shè)備總裝配圖一張<采用AutoCAD繪制）五、設(shè)計完成時間2018年6月27日～2018年7月15日3/34目 錄概述5第一章塔板的工藝設(shè)計 7第一節(jié) 精餾塔全塔物料衡算 7第二節(jié) 基本數(shù)據(jù)7第三節(jié) 實際塔板數(shù)計算 13第四節(jié) 塔徑的初步計算 14第五節(jié) 溢流裝置15第六節(jié) 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 16第二章 塔板的流體力學(xué)計算 18第一節(jié) 氣體通過浮閥塔的壓降 18第二節(jié) 液泛19第三節(jié) 霧沫夾帶20第四節(jié) 塔的負(fù)荷性能圖 20第三章塔附件設(shè)計 24第一節(jié) 接管24第二節(jié) 筒體與封頭26第三節(jié) 塔的總體高度27第四章附屬設(shè)備設(shè)計 28第一節(jié) 原料預(yù)熱器28第二節(jié) 塔頂冷凝器29第三節(jié) 再沸器30第四節(jié) 泵的計算與選型 30自我評價324/34參考文獻33概述本設(shè)計任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。對于該二元均相混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.2～2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。本設(shè)計的目的是分離苯～甲苯二元均相混合物，選用板式浮閥塔。工藝流程確定及說明塔板類型精餾塔的塔板類型有三種：泡罩塔板，篩孔塔板，浮閥塔板。浮閥塔板具有結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，造價低等優(yōu)點，且開孔率大，生產(chǎn)能力大，操作彈性大，汽液接觸時間長，因此塔板效率高。本設(shè)計采用板式浮閥塔加料方式本精餾塔加料選擇泵直接加料，結(jié)構(gòu)簡單，安裝方便，而且可以引入自動控制系統(tǒng)來實時調(diào)節(jié)流量及流速。進料狀況本精餾塔選擇泡點進料。塔頂冷凝方式苯與甲苯不反應(yīng)，且容易冷凝，故本精餾塔塔頂選擇全凝器，用水冷凝?；亓鞣绞奖驹O(shè)計處理量大，所需塔板數(shù)多，塔較高，回流冷凝器不適宜塔頂安裝，5/34故采用強制回流。進料狀況加熱方式可分為：直接蒸汽加熱和間接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱在一定的回流比條件下，塔底蒸汽對回流液有一定的稀釋作用，從而使理論板數(shù)增加，設(shè)備費用上升，所以本設(shè)計采用間接蒸汽加熱 <135℃）。操作壓力苯-甲苯在常壓下相對揮發(fā)度較大，因此在常壓下也比較容易分離，故本設(shè)計采用常壓精餾。6/34第一章 塔板的工藝設(shè)計第一節(jié) 精餾塔全塔物料衡算原料液級塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率已知苯的摩爾質(zhì)量MA78.11Kg/Kmol甲苯的摩爾質(zhì)量MB92.13Kg/Kmol原料液組成XF(摩爾分?jǐn)?shù)，下同0.38/78.110.4196>XF0.62/92.130.38/78.11塔頂組成XD0.99/78.110.99150.99/78.110.01/92.13塔底組成XW0.01/78.110.01180.01/78.110.99/92.132.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF 0.4196 78.11 (1 0.4196) 92.13 86.24Kg/KmolMD 0.991578.11(10.9915)92.1378.22Kg/KmolMW 0.011878.11 (10.0118)92.13 91.96Kg/Kmol3.物料衡算一年以300天，一天以24小時計，計算可得塔頂產(chǎn)品流率：D＝310000 1000（/78.22 300 24）＝53.27kmol/h全塔物料衡算：F 53.27 WF 0.4196 53.27 0.9915 W 0.0118解的F＝127.98kmol/hW＝74.71kmol/h第二節(jié) 基本數(shù)據(jù)1.各種定性溫度由下表中的數(shù)據(jù)，采用內(nèi)插法計算一下溫度 (液相溫度>92.6994.09=tF94.09得tF93.54℃454041.964080.2180.01=tD80.01得tD80.18℃9910099.15100109.91108.79tW108.79得tW109.81℃13=31.187/34精餾段的平均溫度為：t1tFtD=86.86℃2提餾段的平均溫度為： t2 tF tW=101.68℃2精餾段：t1=86.86℃由表1內(nèi)差法可得x1=68.47%y1=84.72%精餾段液相平均摩爾質(zhì)量：ML10.684778.11(10.6847)92.13=82.53kg/kmol精餾段氣相平均摩爾質(zhì)量：MV10.847278.11(10.8472)92.13=80.25kg/kmol提餾段：t2=101.68℃由表1內(nèi)差法可得x2=21.41%y2=39.17%提餾段液相平均摩爾質(zhì)量：ML20.214178.11(10.2141)92.13=89.13kg/kmol提餾段氣相平均摩爾質(zhì)量：MV20.391778.11(10.3917)=86.64kg/kmol92.13表1苯-甲苯汽液平衡數(shù)據(jù)2.密度8/34表2不同溫度苯-甲苯的密度對于混合液體的密度：1aAaB<其中aA為質(zhì)量分率）LBB對于混合氣體的密度：VT0pM為平均摩爾質(zhì)量）<其中M22.4Tp0①精餾段： t1=86.86℃由表2內(nèi)差法可得 苯 807.39Kg.m3 甲苯 803.28Kg.m3aA78.11x1=0.64878.11x192.13(1x1)aB1aA=0.352由1aAaB計算得L=805.94Kg.m3LBB由VT0pM計算得V=2.72Kg.m322.4Tp0②提餾段： t2=101.68℃由表2內(nèi)差法可得 苯 790.45Kg.m3 甲苯 788.62Kg.m3aA78.11x2=0.187678.11x292.13(1x2)aB1aA=0.8124由1aAaB計算得L=788.96Kg.m3LBB由VT0pM計算得V=2.82Kg.m322.4Tp09/343.粘度表3不同溫度苯-甲苯的密度由內(nèi)差法分別求得精餾段與提餾段平均溫度下苯和甲苯的粘度①精餾段：t1=86.86℃計算得苯=0.288mPa·s甲苯=0.294mPa·s則精餾段平均粘度為：1=苯x1甲苯1-x1=0.290mPa·s②提餾段：t2=101.68℃計算得苯=0.251mPa·s甲苯=0.262mPa·s則提餾段平均粘度為：2=苯x2甲苯1-x2=0.260mPa·s4.表面張力表4不同溫度苯-甲苯的表面張力液相平均表面張力依下式計算，即：nLm xi ii1①精餾段： t1=86.86℃由內(nèi)差法計算得 苯=20.85mN/m甲苯=20.94mN/m精餾段平均表面張力為：Lm 20.850.6847 20.94 1 0.6847=20.88mN/m10/34②提餾段： t2=101.68℃由內(nèi)差法計算得 苯=18.65mN/m甲苯=19.68mN/m提餾段平均表面張力為：Lm 18.650.214119.68 1 0.2141=19.46mN/m5.相對揮發(fā)度查相關(guān)化工手冊可得苯的安托因常數(shù)為：A=6.0355 B=1211.033 C=220.79甲苯的安托因常數(shù)為：A=6.07954 B=1344.8 C=219.482①精餾段 t1=86.86℃<A代表苯，B代表甲苯，下同）lgPA1211.033PA125.6KPa6.03552.09986.86220.79lgPB1344.848.98KPa6.079541.690PB86.86219.482則1PA125.62.5648.98PB②提餾段 t2=101.68℃lgPA1211.033PA190.55KPa6.03552.28101.68220.79lgPB1344.8PB77.98KPa6.079541.892101.68219.482則PA190.5522.44P77.98B全塔的相對揮發(fā)度為：122.562.442.506.實際回流比由于是泡點進料，有 q=1，q線為一垂直線，x xF 0.4196。根據(jù)相平衡方程有yqxq2.500.4196=0.643811xq11.500.419611/34則最小回流比為RminxDyq0.99150.6438yqxq0.6438=1.550.4196取實際回流比為最小回流比的1.6倍:R=1.55*1.6=2.487.精餾塔的氣、液相負(fù)荷①精餾段液相流量：LRD2.4853.27132.11Kmol/h氣相流量：V(R1)D(2.481)53.27185.38Kmol/h液相體積流量：LSLMLm132.1182.530.0038m3/s3600Lm3600805.94氣相體積流量：VSVMVm80.25185.381.519m3/s3600Vm36002.72精餾段操作線方程：yn1RxnxD2.48xn0.99150.713xn0.285R1R12.4812.481②提餾段液相流量：L'LqF132.11127.98260.09Kmol/h氣相流量：V'V185.38Kmol/h液相體積流量：LSLMLm260.0989.130.0082m3/s3600Lm3600788.96氣相體積流量：VSVMVm86.64185.381.582m3/s3600Vm36002.82精餾段操作線方程：LqFxmWxwym1qFWqFWLL101.29127.98xm74.710.01181.483xm0.0057101.29127.9874.71101.29127.9874.7112/34表5精餾段提餾段數(shù)據(jù)匯總工程平均溫度℃液相平均組成x氣相平均組成y液相平均摩爾質(zhì)量 kg/kmol氣相平均摩爾質(zhì)量 kg/kmol液相平均密度kg/m3氣相平均密度kg/m3平均粘度mPa·s平均表面張力mN/m液相平均摩爾流量 kmol/h氣相平均摩爾流量 kmol/h液相平均體積流量 m3/s氣相平均體積流量 m3/s相對揮發(fā)度

精餾段提餾段86.86101.680.68470.21410.84720.391782.5389.1380.2586.64805.94788.962.722.820.2900.26020.8819.46132.11260.09185.38185.380.00380.00821.5191.5822.562.44第三節(jié) 實際塔板數(shù)計算理論塔板數(shù)lgxD1xW1xDxW由芬斯克方程可知Nminlg1mlg0.991510.01180.99150.0118=Nmin11=9.03lg2.50RRmin2.481.55=0.267R12.481由吉利蘭圖可查的NNmin0.398(天大化工原理下冊P37>N213/34解得N=16.32 圓整N=17<不包括再沸器）精餾段最小理論塔板數(shù)：xD1xF0.991510.4196lgxFlg0.41961xD10.9915Nmin1=Nminlg2.561=4.41lg1前面已計算得N Nmin 0.398 N=8.65N 2所以進料板為自塔頂向下第 9塊板精餾段理論板數(shù)為 9塊，提餾段理論板數(shù)為 8塊<不包括再沸器）實際塔板數(shù)精餾段和提餾段粘度的平均值為：=<0.290+0.260）/2=0.275mPa·s全塔效率估算:ET0.49(L)0.245=0.49(0.2752.50)0.245=53.7%9=16.817精餾段實際板數(shù)為：N精=0.5378=14.915<不包括再沸器）提餾段實際板數(shù)為：N提=0.537此精餾塔實際塔板數(shù)為 N=17+15=32塊<不包括再沸器）第四節(jié) 塔徑的初步計算本精餾塔設(shè)計：板間距取 HT=0.45m 板上液層高度取 HL=0.06mHT-HL=0.38m①精餾段1LS L 2VS V

0.0038805.941.519 2.72

120.043查史密斯關(guān)聯(lián)圖(天大化工原理下冊 P158>得：C20=0.0820.20.2物系表面張力修正：CC20ml=0.08220.8820=0.08220max=CLV0.0827805.942.721.42m/sV2.7214/34取1=0.7max=0.71.42=0.995m/s4V141.519D13.141.39m10.995②提餾段1LS L 2VS V

0.0082 788.961.582 2.82

120.0867查史密斯關(guān)聯(lián)圖(天大化工原理下冊 P158>得：C20=0.0770.20.2物系表面張力修正：CC20ml=0.07719.4620=0.076620max=CLV0.0766788.962.821.279m/sV2.82取2=0.7max=0.71.279=0.895m/s4V141.5821.501mD23.140.8951經(jīng)圓整取D=1400mm，則塔截面積為ATD2=1.5386m24精餾段實際空塔氣速為：u1VS0.987m/sAT提餾段實際空塔氣速為：u2VS1.028m/sAT第五節(jié) 溢流裝置堰長由計算的塔徑及塔內(nèi)液體流量，本精餾塔選用單溢流，弓形降液管，溢流堰選擇平直堰。單溢流:lw0.6~0.8D系數(shù)取0.7，則lw0.7D0.98m2how2.84Lh3對于平直堰，堰上液層高度為：，對于苯-系統(tǒng)E≈11000Elw15/34降液管有關(guān)參數(shù)①精餾段：2how

2.84 0.0038 3600

30.0165m1000 0.98堰高：hw=0.06-0.0165=0.0435m②：提餾段how

2.84 0.0082 3600

230.0275m1000 0.98堰高：hw=0.06-0.0275=0.0325m降液管寬度及橫截面lw0.7查圖得Wd0.15Af0.092DDATWd為弓形寬度，Af為弓形面積，AT為塔截面積Wd 0.151.4 0.21mAf 0.0921.5386 0.1416m2精餾段停留時間為：AfHT0.14160.455s1=16.8sL0.0038提餾段停留時間為：AfHT0.14160.455s2=7.8sL0.0082降液管底隙高度精餾段：hohw0.0060.04350.0060.0375m提餾段：hohw0.0060.03250.0060.0265m第六節(jié) 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列本次設(shè)計采用浮閥式塔板，根據(jù)機械部標(biāo)準(zhǔn) JB1118-68，選用F1型重閥，孔徑39mm，選擇碳鋼材料制作浮閥，其厚度為 2mm。浮閥的數(shù)目與排列16/34孔速可由公式u1 F0 求的，其中F0為閥孔的動能因子，一般取 8~12，本設(shè)V1V計中，F(xiàn)0取10。則閥數(shù)為N4

d2u0為保證塔板的強度，需留有一定的邊緣區(qū)和安定區(qū)，在邊緣區(qū)內(nèi)不設(shè)置浮閥。取邊緣區(qū)寬度WC=0.05m，安定區(qū)寬度WS=0.1m。xDWdWs0.70.210.1DWC=0.6520.39mR2單溢流塔板鼓泡區(qū)面積為：Aa2xR2x21800R2arcsin1x=0.95m2R①精餾段：孔速：u1F0106.06m/s2.72V1閥數(shù)：NV1.519209.9個d2u02210440.0396.06取同排孔心距t=0.075m，則t=Aa=0.95=0.061mNt2100.075考慮到塔的直徑較大，必須用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡面積，因此排間距應(yīng)該小于0.061m，取t=55mm。按照t=0.075m，t=55mm以等腰三角形叉排方式作圖，排得N=188個。實際孔速為：u0V=6.77m/sd2N4動能因子為：F0u1V1=11.2<12,符合要求開孔率=u0.98714.6%uo6.77②提餾段：孔速：u2F0105.95m/s2.82V217/34V1.582個閥數(shù)：N2222.7223d2u05.950.03944取同排孔心距t=0.075m，則t=Aa=0.95=0.057mNt2230.075考慮到塔的直徑較大，必須用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡面積，因此排間距應(yīng)該小于0.057m，取t=55mm。按照t=0.075m，t=55mm以等腰三角形叉排方式作圖，排得N=188個。實際孔速為：u0V=7.05m/sd2N4動能因子為：F0 u2 V2=11.8<12,符合要求u 1.028開孔率 = 14.6%18/34第二章 塔板的流體力學(xué)計算第一節(jié) 氣體通過浮閥塔的壓降氣體通過每層塔板的壓降hphchlh其中hc為干板阻力，hl為板上充氣液層阻力，h為液體表面張力造成的阻力，可忽略。1.干板阻力的計算①精餾段uoc73.16.07m/s<uo1.825vhc5.34Vu02=0.042m2LghlohL0.5*0.060.03mhp0.0420.030.072mPhpLg0.0729.81805.94569.25Pa②提餾段uoc73.11.8255.84m/s<uovh5.34Vu02=0.048mc2LghlohL0.5*0.060.03mhp0.0420.030.108mPhpLg0.1089.81788.96835.89Pa第二節(jié) 液泛<淹塔）19/34為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高 Hd應(yīng)服從下式所表示的關(guān)系，即：Hd(HThw)，其中HdhphLhd，hd為液體通過降液管的壓頭損失。塔板上不設(shè)進液口，hd0.153Lslwho①精餾段Ls22hd0.1530.1530.0038lwho0.0016m0.980.0375HdhphLhd=0.0720.060.0016=0.1336m苯—甲苯物系屬一般物系，取0.5，則：(HThw)0.5(0.450.0435)0.247mHd(HThw)，符合防止淹塔的要求②提餾段Ls20.00822hd0.1530.1530.0153m0.98lwho0.0265HdhphLhd=0.1080.060.0153=0.1833m苯—甲苯物系屬一般物系，取 0.5，則：(HT

hw)

0.5(0.45

0.0325)

0.241mH

d

(HT

hw)，符合防止淹塔的要求第三節(jié) 霧沫夾帶霧沫夾帶率有兩個公式可以計算：VsV1.36LSZLVVsFLV100%或FLV100%KCFAb0.78KCFAT二者結(jié)果取最大值，保證eV0.1液/kg氣，即F<80%.kg20/34其中板上液體流徑長度： ZL D 2Wd=0.98m板上液流面積： Ab AT 2Af=1.5386-2*0.1416=1.2554m2苯-甲苯按正常系統(tǒng)物性系數(shù) K=1.0，查泛點負(fù)荷系數(shù)圖可得 CF=0.127①精餾段由霧沫夾帶率公式計算得： F=55.6%<80% 或 F=54.6%<80%滿足要求。②提餾段由霧沫夾帶率公式計算得： F=58.1%<80% 或 F=54.0%<80%滿足要求。第四節(jié) 塔的負(fù)荷性能圖霧沫夾帶線VsV1.36LSZL已知泛點率FLV100%KCFAb取eV0.1kg液/kg氣，即F=80%①精餾段將 L=805.94kg/m3,V 2.72kg/m3,ZL 0.98m,CF 0.127,Ab 1.2554m2代入整理得V12.19122.90L1②提餾段將L=788.96kg/m3,V2.82kg/m3,ZL0.98m,CF0.127,Ab1.2554m2代入整理得V22.12922.25L2漏液線對于F1型重閥，以Fo uo V 5為氣體最小負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)21/34則uoFo，VSd2NuoV4①精餾段V1min250.681m3/s40.0391882.72②提餾段V20.039250.668m3/smin41882.82液相負(fù)荷上限以5s作為液體在降液管中的停留時間下限LSminAfHT0.14160.453/s50.0127m5液相負(fù)荷下限取堰上液層高度how 0.006m作為液相負(fù)荷下限的條件，則：232.84Lh30.00610000.980.006231000lwLSmin2.8436000.0008m/s液泛線發(fā)生液泛的臨界條件為：(HThw)HdhphLhdhchlhhLhd225.34Vu02.84ELh3Ls其中hc，how，h0.153，hLhwhow2Lg1000lwdlwhohh，u0VloLd2N422/34①精餾段將上式及求得的數(shù)據(jù)代入，整理得：2V29.9566214L255.64L3SSS在操作范圍內(nèi)取若干個Ls值，由上式計算出V，列于下表中：sLSm3/s0.0010.0050.0090.013Vm3/s3.0652.8592.6542.414S②提餾段將上式及求得的數(shù)據(jù)代入，整理得：2VS2 9.957 11749.65LS2 52.53LS3在操作范圍內(nèi)取若干個 Ls值，由上式計算出 Vs，列于下表中：LSm3/s0.0010.0050.0090.013Vm3/s3.0692.8512.5952.251S作圖將精餾段與提餾段的各條性能曲線畫于坐標(biāo)系中，如下圖所示，由圖可知，各操作點均在有效范圍內(nèi)。23/34精餾段負(fù)荷性能圖43.5)3s2.5/3m2(S1.5V10.5000.0050.010.015LS(m3/s)提餾段負(fù)荷性能圖43.53)2.5s/3m2(SV1.510.5000.0050.010.015LS(m3/s)從上圖中可得：精餾段氣相負(fù)荷上限：VS,MAX1.9m3/s，氣相負(fù)荷下限：VS,MIN

霧沫夾帶線漏液線液泛線液相負(fù)荷上限液相負(fù)荷下限線性(液相負(fù)荷下限)線性(霧沫夾帶線)線)線)負(fù)荷上限)霧沫夾帶線漏液線液泛線液相負(fù)荷上限液相負(fù)荷下限線性(液相負(fù)荷下限)線性(液泛線)線)0.68m3/s負(fù)荷上限)提餾段氣相負(fù)荷上限：VS,MAX1.85m3/s，氣相負(fù)荷下限：VS,MIN0.67m3/s夾帶線)所以精餾段的操作彈性=1.92.790.68提餾段操作彈性=1.852.760.6724/34表5浮閥塔塔設(shè)計數(shù)據(jù)匯總工程精餾段提餾段塔的有效高度m7.26.3實際塔板數(shù)1715塔徑m1.41.4板間距m0.450.45溢流形式單溢流單溢流降液管形式弓形弓形堰長m2.722.82降液管底隙高度m0.03750.0265浮閥孔徑m0.0390.039浮閥數(shù)目188188開孔率%14.614.6氣相負(fù)荷上限m3/s1.91.85氣相負(fù)荷下限m3/s0.680.67操作彈性2.792.76第三章塔附件設(shè)計第一節(jié) 接管1.進料管進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管、彎管進料管、 T形進料管。本設(shè)計采用直管進料管。tF 93.54℃時,由內(nèi)差法計算得 苯=799.86Kg/m3，甲苯=796.62Kg/m3則進料混合液的密度為： =0.4196*799.86 1 0.4196*796.62=797.98Kg/m3進料液的質(zhì)量流量為：F=127.98*[0.4196*78.11+(1-0.4196>*92.13]=11037.9225/34則體積流量VFF11037.9213.83m3/h管內(nèi)流速取u1.6m/sF797.98則管徑d4VF/3600413.83/36000.0437m43.7mmu23.141.61.6取進料管規(guī)格Φ57×3.5則管內(nèi)徑d=50mm進料管實際流速u4VF413.83/36001.40m/sd23.140.05022.回流管本設(shè)計采用直管回流管，本回流管為頂冷凝器的出口管，由冷凝器的設(shè)計取u=2.0m/s，則：dR4*0.00380.0492m=49.2mm3.14*2查無縫鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取Φ57×3.5則管內(nèi)徑d=50mm3.塔頂蒸汽出料管對儲料罐的基本要求是：盡可能減少霧沫夾帶，以降低液體物料的損失，采用直管出料。出料液流流速選擇 30m/s4*1.5190.254m254mm則出料管直徑D3.14*30查無縫鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取Φ273×8則管內(nèi)徑d=257mm4.釜液出料管塔底液體的出料管一般有直管出料和經(jīng)過裙座的彎管出料，本塔塔徑不大，宜采用彎管出料。釜液出料管即為塔底再沸器的進口管，由再沸器設(shè)計取u=1.6m/s：40.00820.0805m80.5mm則dW1.63.14查無縫鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取Φ89×4則管內(nèi)徑d=81mm5.塔釜進氣管V ′ =206.09kmol/h 相 平 均 摩 爾 質(zhì) 量26/34M92.130.9978.110.0191.99kg/kmol塔釜蒸汽密度V釜mMVDM206.0991.995.9567kg/m3RT8.314(109.81273)則塔釜蒸汽體積流量：VVVM206.0991.993182.67kg/hV釜5.9567取管內(nèi)蒸汽流速u 30m/s4Vv/360043182.67/3600則d0.1937mu3.1430可取回流管規(guī)格Φ219×9則實際管徑d=201mm塔釜蒸汽接管實際流速u4Vv/d243182.67/360027.87m/s3.140.20126.再沸器接管40.00820.0722m72.2mm取u=2m/s,dW23.14查無縫鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取Φ89×5則管內(nèi)徑d=79mm7.法蘭由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭。進料管接管法蘭：PN6DN70HG5010回流管接管法蘭：PN6DN50HG5010塔釜出料管接法蘭：PN6DN80HG5010塔頂蒸汽管法蘭：PN6DN500HG5010塔釜蒸汽進氣管法蘭：PN6DN500HG5010第二節(jié) 筒體與封頭1.筒體精餾塔可視為內(nèi)壓容器，其各種參數(shù)如下：27/34設(shè)計壓力：該精餾塔在常壓下操作，設(shè)計壓力取0.5MPa設(shè)計溫度：該精餾塔底采用加熱介質(zhì)為蒸汽，設(shè)計溫度取135℃許用應(yīng)力：該精餾塔采用鋼板卷焊而成，材料選則Q235-A,查的t=113Mpa焊縫系數(shù)：本設(shè)計采用全焊透對接焊，對焊縫作局部無損探傷，則0.85由以上數(shù)據(jù)，可計算壁厚：pD0.51400tp21130.853.65mm20.5由計算厚度查的，鋼板負(fù)偏差C1=0.5mm，腐蝕余量C2取2mmC1C23.650.526.15mm圓整取n7mm2.封頭本設(shè)計采用橢圓形封頭，材料選擇 Q235-A,除封頭的拼接焊縫需 100%無損探傷外，其余均需對接焊縫局部探傷，則 0.85pD0.51400t3.65mm2p21130.850.50.5由計算厚度查的，負(fù)偏差 C1=0.2mm，腐蝕余量C2取2mm計算厚度： n C1 C2 3.65 0.2 2 5.85mm圓整取 n 6mm所以選用封頭DN1400×6，JB1154-733.裙座由于裙座內(nèi)徑>800mm，故裙座壁厚取 16mm基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：Dbj(1400216)0.31031132mm基礎(chǔ)環(huán)外徑：Dbo(1400216)0.31031432mm圓整Dbj1000mmDbo1500mm基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取 18mm考慮到再沸器，裙座高度取 3m，地角螺栓直徑取 M30第三節(jié) 塔的總體高度28/34塔頂部的空間高度頂部空間是指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，同時考慮到安裝除沫器的需要，取除沫器到第一塊塔板的距離為800mm<此處有一人孔），塔頂空間高度取1500mm。進料板高度為了便于進料和安裝進料管，在進料板處，管間距應(yīng)大一些，由于設(shè)有人孔，古取為800mm。設(shè)有人孔的塔板間距本精餾塔在塔頂，進料板，塔釜處各設(shè)一人孔，在設(shè)有人孔的塔板處，板間距設(shè)為800mm，人孔內(nèi)徑為650mm。封頭高度封頭高度包括曲面高度和直邊高度， H=350+40=390mm。5.裙座高度在求取裙座參數(shù)時已得:裙座高度為3m。6.塔底空間高度塔底空間高度是指塔底最底層的塔板到塔底下封頭切線的距離<包括一人孔），其影響因素有：①塔底儲液停留時間，此處取釜液停留時間為5min；②再沸器的安裝方式及安裝高度；③塔底液面到最下層塔板之間的間距，此處取1.3m；所以塔底空間高度為：HtL提1.35600.00821.32.9mAT1.5386精餾塔總高度H3220.450.81.50.39032.922.09m第四章附屬設(shè)備設(shè)計第一節(jié) 原料預(yù)熱器因為本設(shè)計是采用泡點進料，設(shè)原料液溫度為 25℃，因此需要一臺原料預(yù)熱器。本預(yù)熱器的熱流體采用 135℃的水蒸氣。苯-甲苯混合液：25℃93.54℃29/34水蒸氣：135℃135℃wFMF127.9886.2411037kg/h苯-甲苯混合液進出口溫度的平均值為：2593.54t259.27℃查表可得CP苯=4.07kJ/(kg·℃>，C甲苯=3.93kJ/(kg·℃>PCP4.070.383.930.623.9832kJ/(kg·℃>△t113525110℃△t213593.5441.46℃tmt1t268.5470.24℃lnt10.9757t2所以QWCPt2t1110373.983293.54253013195.1kJ/h傳熱系數(shù)K取21400W/<m·℃）SQ3013195.110008.51m2Ktm140070.243600查135℃水蒸汽的汽化潛熱為2155.8kJ/kgQ 3013195.1加熱蒸汽的質(zhì)量流量W 1397.72kg/h2155.8第二節(jié) 塔頂冷凝器塔頂溫度tD 80.18C，冷凝水t1 35Ct2 45Ct1tDt180.183545.18Ct2tDt280.184535.18Ctmt2t11039.97Ct2ln0.2502t130/34tD80.18C時，查圖得苯=385kJ/kg，甲苯=379kJ/kg=甲苯0.99+甲苯0.01=384.94kJ/kg3又氣體流量V=1.582m/sh塔頂被冷凝量qVhv1.5822.824.461kg/s冷凝的熱量Qq苯4.461384.941717.22KJ/s2取傳熱系數(shù)K=600W/mk，則傳熱面積冷凝水流量

SQ/Ktm1717.22103260039.9771.61mQ1717.2210341.05kg/sWt2)418310CP(t1第三節(jié) 再沸器塔底溫度tw℃用t0=135℃的蒸汽，釜液出口溫度t1℃=109.81=109.81則tm135-109.81=25.19℃由tw=109.81查液體比汽化熱共線圖得甲苯363KJ/kg℃又氣體流量Vh=1.582m3/s密度v2.82Kg/m3則qVv1.5822.824.46kg/smhQqm甲苯4.463631618.98KJ/s取傳熱系數(shù)2K=600W/mk，則傳熱面積SQ/Ktm1618.9810001