苯—甲苯分離過程板式精餾塔設(shè)計(共58頁)

1、精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上陜西理工學(xué)院生物科學(xué)與工程學(xué)院課程設(shè)計說明書設(shè)計題目：分離苯甲苯篩板式精餾塔的設(shè)計 學(xué) 號： 學(xué)生姓名： 郭博元 楊 逍 孫 娟 專業(yè)班級： 生 工 082 指導(dǎo)教師： 2010 年 11月 15 日陜西理工學(xué)院生物科學(xué)與工程學(xué)院課程設(shè)計任務(wù)書一、課題名稱分離苯甲苯篩板式精餾塔的設(shè)計二、課題條件（原始數(shù)據(jù)）一、設(shè)計方案的選定 原料：苯、甲苯 年處理量： t(十萬噸)/年 進料量 原料組成（甲苯的質(zhì)量分率）：、0.650.4料液初溫： 30操作壓力、回流比、單板壓降：自選進料狀態(tài)：飽和液體進料塔頂產(chǎn)品濃度： 98.5%98%塔底釜液含甲苯量不低于97%99%（質(zhì)量分率）

2、塔頂采用全凝器，泡點回流塔釜：飽和蒸汽間接/直接加熱塔板形式：篩板 生產(chǎn)時間：330天/年，每天24h運行 冷卻水溫度：2035 設(shè)備形式：篩板塔 廠址：沿海某城市（大氣壓：760mmHg）三、設(shè)計內(nèi)容（包括設(shè)計、計算、論述、實驗、應(yīng)繪圖紙等根據(jù)目錄列出大標(biāo)題即可）1概述2設(shè)計方案的選擇及流程說明3塔板數(shù)的計算（板式塔）或填料曾的高度計算（填料塔）4主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計1） 塔徑及提留段塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定2） 總塔高總、壓降5附屬設(shè)備選型6設(shè)計結(jié)果匯總7工藝流程圖及精餾塔裝配圖8設(shè)計評述四 圖紙要求 1 工藝流程圖（在說明書上畫草圖） 2 精餾塔裝配圖目 錄專心-專注-專業(yè)摘 要精餾是分離液體

3、混合物最常用的一種單元操作，在化工煉油石油化工等工業(yè)中得到廣泛的應(yīng)用。本設(shè)計的題目是苯甲苯二元物系板式精餾塔的設(shè)計。在確定的工藝要求下，確定設(shè)計方案，設(shè)計內(nèi)容包括精餾塔工藝設(shè)計計算，塔輔助設(shè)備設(shè)計計算，精餾工藝過程流程圖，精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu)圖，設(shè)計說明書。關(guān)鍵詞：板式塔；苯-甲苯；工藝計算；結(jié)構(gòu)圖第一章 文獻綜述塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，

4、氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。工業(yè)上對塔設(shè)備的主要要求是：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳熱、傳質(zhì)效率高；（3）氣流的摩擦阻力??；（4）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。苯的沸點為80.1，熔點為5.5，在常溫

5、下是一種無色、味甜、有芳香氣味的透明液體，易揮發(fā)。苯比水密度低，密度為0.88g/ml，但其分子質(zhì)量比水重。苯難溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一種良好的有機溶劑，溶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芳香味（與苯的氣味類似），在常溫常壓下是一種無色透明，清澈如水的液體，密度為0866克厘米3，對光有很強的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯幾乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多數(shù)其

6、他常用有機溶劑中也有很好的溶解性。甲苯的粘性為0,6 mPa s，也就是說它的粘稠性弱于水。甲苯的熱值為40.940 kJ/kg，閃點為4 ，燃點為535 。分離苯和甲苯，可以利用二者沸點的不同，采用塔式設(shè)備改變其溫度，使其分離并分別進行回收和儲存。板式精餾塔、浮法塔都是常用的塔類型，可以根據(jù)不同塔各自特點選擇所需要的塔。篩板是在塔板上鉆有均布的篩孔，呈正三角形排列。上升氣流經(jīng)篩孔分散、鼓泡通過板上液層，形成氣液密切接觸的泡沫層（或噴射的液滴群）。篩板塔是1932年提出的，當(dāng)時主要用于釀造，其優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，制造維修方便，造價低，氣體壓降小，板上液面落差較小，相同條件下生產(chǎn)能力高于浮閥塔，塔板

7、效率接近浮閥塔。其缺點是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的料液。但設(shè)計良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性，對易引起堵塞的物系可采用大孔徑篩板，故近年我國對篩板的應(yīng)用日益增多，所以在本設(shè)計中設(shè)計該種塔型。第二章 設(shè)計方案的確定2.1 操作條件的確定確定設(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(biāo)。例如組分的分離順序、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。2.1.1操作壓力蒸餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進行。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)

8、濟上的合理性進行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設(shè)備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進行蒸餾。當(dāng)物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?。有時應(yīng)用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。2.1.2進料狀態(tài) 進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產(chǎn)中進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于

9、此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計和制造上提供了方便。2.1.3加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增加。采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。對于苯-甲苯溶液，一般采用1.12.0KPa（表壓）。2.2 確定設(shè)計方案的原則確定設(shè)計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的

10、最新成就，使生產(chǎn)達到技術(shù)上最先進、經(jīng)濟上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點：2.2.1滿足工藝和操作的要求所設(shè)計出來的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進行調(diào)節(jié)，必要時傳熱量也可進行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能

11、通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。2.2.2滿足經(jīng)濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當(dāng)?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設(shè)備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設(shè)備費也有很大影響。2.2.3保證安全生產(chǎn)例如苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要

12、的。但在化工原理課程設(shè)計中，對第一個原則應(yīng)作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。第三章 塔體計算3.1 設(shè)計方案的確定本設(shè)計采用連續(xù)精餾流程，飽和液體進料。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。該物系屬于易分離物系，最小回流比比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用飽和蒸汽間接加熱，塔底產(chǎn)品冷卻后送至儲罐。3.2 精餾塔的物料衡算3.2.1原料液級塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 3.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 3.2.3物料衡算原料處理量 總物料衡算

13、苯物料衡算 聯(lián)立解得 第四章 塔板計算4.1 塔板數(shù)的確定4.1.1理論板數(shù)的求取(1)相對揮發(fā)度的求取苯的沸點為80.1，甲苯額沸點為110.631 當(dāng)溫度為80.1時 解得，2 當(dāng)溫度為110.63時 解得，則有 (2)最小回流比的求取由于是飽和液體進料，有q=1，q線為一垂直線，故，根據(jù)相平衡方程有最小回流比為回流比為最小回流比的2倍，即(3)精餾塔的氣、液相負(fù)荷 (4)操作線方程精餾段操作線方程 提餾段操作線方程 兩操作線交點橫坐標(biāo)為 理論板計算過程如下總理論板數(shù)為13（包括蒸餾釜），精餾段理論板數(shù)為7，第8塊板為進料板。4.1.2實際板數(shù)的求取取全塔效率為0.52，則有4.2 精餾段

14、的計算4.2.1精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算(1)操作壓力的計算塔頂?shù)牟僮鲏毫?每層塔板的壓降 進料板壓力 精餾段平均壓力 (2)操作溫度的計算依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽有安托尼方程計算，計算結(jié)果如下：塔頂溫度 進料板溫度 精餾段平均溫度 (3)平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量的計算由理論板的計算過程可知，進料板平均摩爾質(zhì)量的計算由理論板的計算過程可知，精餾段的平均摩爾質(zhì)量為(4)平均密度計算 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程式計算，即 液相平均密度計算液相平均密度計算依下式計算，即：塔頂液相平均密度的計算。由，查液體在不同溫度下的密度表

15、得： 進料板液相平均密度的計算。由，查液體在不同溫度下的密度表得： 精餾段的平均密度為：(5)液體平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算，即：塔頂液相平均表面張力的計算。由，查液體表面張力共線圖得： 進料板液相平均表面張力的計算。由，查液體表面張力共線圖得： 精餾段平均表面張力為：(6)液體平均黏度計算液相平均黏度依下式計算，即：塔頂液相平均黏度的計算：由，查氣體黏度共線圖得： 精餾段液相平均黏度的計算：由，查氣體黏度共線圖得： 精餾段液相平均黏度為：4.2.2精餾塔的塔體工藝尺寸計算(1)塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為：由，式中C由求取，其中由篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖查取，圖橫坐

16、標(biāo)為取板間距，板上液層高度，則查篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖得取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為。塔截面積為：(2)精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為：提餾段有效高度為：在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為：4.2.3.塔板主要工藝尺寸的計算(1)溢流裝置計算因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：1 堰長取 2 溢流堰高度由，選用平直堰，堰上液層高度由下式計算，即：近似取E=1，則取板上清液層高度故3 弓形降液管寬度和截面積：由，查弓形降液管參數(shù)圖得： 則：，驗算液體在降液管中停留時間，即：故降液管設(shè)計合理。4 降液管底隙的流速，

17、則：故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度。(2)塔板布置 塔板的分塊。因，故塔板采用分塊式。查塔板塊數(shù)表得塔板分為4塊。 邊緣區(qū)寬度確定：取， 開孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積計算為：其中 故 篩孔計算及其排列。由于苯和甲苯?jīng)]有腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為：篩孔數(shù)目n為：開孔率為：氣體通過篩孔的氣速為：4.2.4.篩板的流體力學(xué)驗算(1)塔板壓降 干板阻力計算。干板阻力由下式計算：由，查篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖得故 氣體通過液層的阻力計算。氣體通過液層的阻力由下式計算，即 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得。故。 液體表面張力的阻力計算。液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下

18、式計算，即：氣體通過每層塔板的液柱高度按下式計算：氣體通過每層塔板的壓降為：(2) 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。(3) 液沫夾帶液沫夾帶按下式計算：故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)。(4) 漏液對篩板塔，漏液點氣速按下式計算：實際孔速穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計中無明顯漏液。(5) 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式所表示的關(guān)系，即：苯甲苯物系屬一般物系，取，則：而 板上不設(shè)進口堰，按下式計算：，故本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。4.2.5.精餾段塔板負(fù)荷性能圖(1)漏液線由得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列

19、于下表表4-1 漏液線計算結(jié)果 0.0006 0.0030 0.0045 0.014 0.696 0.737 0.755 0.839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：由整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表表4-2 液沫夾帶線計算結(jié)果 0.0006 0.0030 0.0045 0.014 1.252 1.204 1.142 0.839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=0.006作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn):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

20、 故據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。(5)液泛線令由聯(lián)立解得忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得：式中將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表表4-3液泛線計算表 0.0006 0.0030 0.0045 0.014 2.589 2.433 2.347 1.690由上表即可作出液泛線5根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如下圖： 圖4-1 精餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由上圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得： = 0.788 = 1.017故操作

21、彈性為：/=1.29所設(shè)計精餾段篩板的主要結(jié)果匯總于下表4-7表4-7 精餾段篩板塔設(shè)計計算結(jié)果序號項目數(shù)值1234567891011121314151617181920212223242526272829303132平均溫度平均壓力氣相流量液相流量塔的有效高度實際塔板數(shù)塔徑/m板間距溢流形式降液管形式堰長/m堰高/m板上液層高度/m堰上液層高度/m降液管底隙高度/m安定區(qū)高度/m邊緣區(qū)高度/m開孔區(qū)面積/篩孔直徑/m篩孔數(shù)目孔中心距/m開孔率/%空塔氣數(shù)/(m/s)篩孔氣數(shù)/(m/s)穩(wěn)定系數(shù)單板壓降/kPa負(fù)荷上限負(fù)荷下限液沫夾帶量/(kg液/kg氣)氣相負(fù)荷上限/氣相負(fù)荷下限/ 操作彈性

22、87.6110.21.1070.00295.2141.40.40單溢流弓形0.840.0530.0650.0120.0250.070.041.2100.00562110.01510.10.7298.321.570.7液泛控制漏液控制0.00780.01240.00321.294.3提溜段的計算4.3.1 精餾塔的提餾段工藝條件(1)操作溫度的計算 依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽有安托尼方程計算，計算結(jié)果如下：塔釜溫度 進料板溫度 提餾段平均溫度 (2)平均摩爾質(zhì)量計算塔釜平均摩爾質(zhì)量的計算由理論板的計算過程可知，由理論板的計算過程可知，提餾段的平均摩爾

23、質(zhì)量為：(3)平均密度計算 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程式計算，即 液相平均密度計算液相平均密度計算依下式計算，即：塔釜液相平均密度的計算。由，查液體在不同溫度下的密度表得： 進料板液相平均密度的計算。由，查液體在不同溫度下的密度表得： 提餾段的平均密度為：(4)液體平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算，即：塔釜液相平均表面張力的計算。由，查液體表面張力共線圖得： 進料板液相平均表面張力的計算。由，查液體表面張力共線圖得： 提餾段平均表面張力為：(5)液體平均黏度計算液相平均黏度依下式計算，即：塔釜液相平均黏度的計算：由，查氣體黏度共線圖得： 提餾段液相平均黏度的計算：由，查氣體

24、黏度共線圖得： 提餾段液相平均黏度為：4.3.2 提餾塔的塔體工藝尺寸計算(1)塔徑的計算提餾段的氣、液相體積流率為：由，式中C由求取，其中由篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖查取，圖橫坐標(biāo)為取板間距，板上液層高度，則查篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖得取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為。塔截面積為：4.3.3 塔板主要工藝尺寸的計算(1)溢流裝置計算因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：1 堰長取 2 溢流堰高度由，選用平直堰，堰上液層高度由下式計算，即：近似取E=1，則取板上清液層高度故3 弓形降液管寬度和截面積：由，查弓形降液管參數(shù)圖得： 則：，驗算液體在降液管中

25、停留時間，即：故降液管設(shè)計合理。4 降液管底隙的流速，則：故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度。(2)塔板布置1 塔板的分塊。因，故塔板采用分塊式。查塔板塊數(shù)表得塔極分為3塊。2 邊緣區(qū)寬度確定：取，3 開孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積計算為：其中 故 4 篩孔計算及其排列。由于苯和甲苯?jīng)]有腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為：篩孔數(shù)目n為：開孔率為：氣體通過篩孔的氣速為：4.3.4 篩板的流體力學(xué)驗算(1)塔板壓降1 干板阻力計算。干板阻力由下式計算：由，查篩板塔的汽液負(fù)荷因子曲線圖得故2 氣體通過液層的阻力計算。氣體通過液層的阻力由下式計算，即 查充氣系

26、數(shù)關(guān)聯(lián)圖得。故。3 液體表面張力的阻力計算。液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計算，即：氣體通過每層塔板的液柱高度按下式計算：氣體通過每層塔板的壓降為：(2)液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。(3)液沫夾帶液沫夾帶按下式計算：故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)。(4)漏液對篩板塔，漏液點氣速按下式計算：實際孔速穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計中無明顯漏液。(5)液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式所表示的關(guān)系，即：苯甲苯物系屬一般物系，取，則：而 板上不設(shè)進口堰，按下式計算：，故本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。4.3.5 塔板負(fù)荷性能圖(1)漏液線

27、由得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表表4-4漏液線計算結(jié)果 0.0006 0.0030 0.0045 0.014 0.603 0.638 0.653 0.724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：由整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表表4-5 液沫夾帶線計算結(jié)果 0.0006 0.0030 0.0045 0.014 1.204 1.10 1.045 0.801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=0.006作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限

28、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 故據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。(5)液泛線令由聯(lián)立解得忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得：式中將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表表4-6 液泛線計算結(jié)果 0.0006 0.0030 0.0045 0.014 1.941 1.813 1.737 1.588由上表即可作出液泛線5根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如下圖： 圖4-2提餾段負(fù)荷性能圖 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由上圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液

29、控制。由圖查得： = 0.655 = 0.991故操作彈性為：/=1.513所設(shè)計提餾段篩板的主要結(jié)果匯總于下表3-8表4-8 提餾段篩板塔設(shè)計計算結(jié)果序號項目數(shù)值1234567891011121314151617181920212223242526272829303132平均溫度平均壓力氣相流量液相流量塔的有效高度實際塔板數(shù)塔徑/m板間距溢流形式降液管形式堰長/m堰高/m板上液層高度/m堰上液層高度/m降液管底隙高度/m安定區(qū)高度/m邊緣區(qū)高度/m開孔區(qū)面積/篩孔直徑/m篩孔數(shù)目孔中心距/m開孔率/%空塔氣數(shù)/(m/s)篩孔氣數(shù)/(m/s)穩(wěn)定系數(shù)單板壓降/kPa負(fù)荷上限負(fù)荷下限液沫夾帶量/

30、(kg液/kg氣)氣相負(fù)荷上限/氣相負(fù)荷下限/操作彈性101.8118.60.990.00564.4101.40.40單溢流弓形0.9240.0480.0700.0220.0350.0660.040.9660.00549590.01510.10.77110.621.820.7液泛控制漏液控制0.00630.00480.0111.531第五章 塔附件設(shè)計5.1附件的計算5.1.1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。F=12t/h=6945Kg/h , =792.6Kg/ 則體積流量 管內(nèi)流速則管徑取進料管規(guī)格45×2.5 則

31、管內(nèi)徑d=39mm進料管實際流速(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量塔頂液相平均摩爾質(zhì)量,平均密度則液體流量取管內(nèi)流速則回流管直徑可取回流管規(guī)格32×2.5 則管內(nèi)直徑d=27mm回流管內(nèi)實際流速(3)塔頂蒸汽接管塔頂蒸汽密度塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量則整齊體積流量：取管內(nèi)蒸汽流速則可取回流管規(guī)格219×7 則實際管徑d=205mm塔頂蒸汽接管實際流速(4)釜液排出管塔底w=48.26kmol/h 平均密度平均摩爾質(zhì)量體積流量：取管內(nèi)流速則可取回流管規(guī)格38×2.5 則實際管徑d=33mm塔頂蒸汽接管實際流速(5)塔釜進氣管V=133.56 相平均摩爾質(zhì)量塔釜蒸汽

32、密度塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量則塔釜蒸汽體積流量：取管內(nèi)蒸汽流速則可取回流管規(guī)格200×10 則實際管徑d=180mm塔頂蒸汽接管實際流速(6)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：PN6DN70 HG 5010回流管接管法蘭：PN6DN50 HG 5010塔釜出料管接法蘭：PN6DN80 HG 5010塔頂蒸汽管法蘭：PN6DN500 HG 5010塔釜蒸汽進氣管法蘭：PN6DN500 HG 50105.1.2.筒體與封頭(1)筒體 壁厚選6mm 所用材質(zhì)直徑為A3 (2)封頭 封頭采用橢圓形封頭，由公稱直徑DN=1400

33、mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 h1=450mm，直邊高度h0=40mm，內(nèi)表面積F封=3.73m2 容積V封=0.866m3選用封頭 DN1400×6，J13-1154(3)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：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整 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(4)塔總體高度的設(shè)計塔的頂部空間高度為1200m （取除味器到第一塊板的距離為600mm）塔底高度H1=HTN5150=400×(24-1)+50150=9.95mH=H1+H裙+H封+H頂=9.95+3+0.49+1.2=15.58m5.2 附屬設(shè)備設(shè)計5.2.1 泵的計算及選型進料溫度tq=94.72 已知進料量F=6945kg/h=1.9290kg/s 取管內(nèi)流速則故可采用GB3091-93 57×3.5的油泵則內(nèi)徑d=57-3.5×