苯-乙苯精餾課程設計報告-

-.z.-----優(yōu)質(zhì)資料**工程大學化工與制藥學院課程設計說明書課題名稱苯-乙苯精餾裝置工藝設計專業(yè)班級化學工程與工藝學生**1206210427學生**章學生成績指導教師煒課題工作時間2014-12-22至1月5日化工與制藥學院課程設計任務書專業(yè)：化學工程與工藝班級：01班學生**：*章發(fā)題時間：2014年12月20日課題名稱苯-乙苯精餾裝置工藝設計課題條件〔文獻資料、儀器設備、指導力量〕文獻資料：陳敏恒.化工原理[M].：化學工業(yè)，2002.王志魁.化工原理第三版[M].：化學工業(yè)，2005.王國勝.化工原理課程設計[M].：**理工大學，2005.路秀林.塔設備設計[M].：化學工業(yè)，2004.汪鎮(zhèn)安.化工工藝設計手冊[M].：化學工業(yè)，2003.王松漢.石油化工設計手冊(第3卷)[M].：化學工業(yè)，2002.周大軍.化工工藝制圖[M].：化學工業(yè)，2005.匡國柱，史啟才.化工單元過程及設備課程設計[M].：化學工業(yè)，2002.湯善甫，朱思明.化工設備機械根底[M].：華東理工大學，2004.朱有庭,曲文海,于浦義.化工設備設計手冊上下卷[M].：化學工業(yè),2004.賈紹義,柴誠敬.化工原理課程設計[M].：**大學，2005.設計任務*廠以苯和乙烯為原料，通過液相烷基化反響生成含苯和乙苯的混合物。經(jīng)水解、水洗等工序獲得烴化液。烴化液經(jīng)過精餾別離出的苯循環(huán)使用，而從脫除苯的烴化液中別離出乙苯用作生成苯乙烯的原料?，F(xiàn)要求設計一采用常規(guī)精餾方法從烴化液別離出苯的精餾裝置。1.確定設計方案根據(jù)設計任務書所提供的條件和要求，通過對現(xiàn)有生產(chǎn)的現(xiàn)場調(diào)查或?qū)ΜF(xiàn)有資料的分析比照，選定適宜的流程方案和設備類型，確定工藝流程。對選定的工藝流程、主要設備的型式進展簡要的論述。2.主要設備的工藝設計計算包括工藝參數(shù)的選定、模擬設計計算、設備的工藝尺寸計算及構造工藝設計。3.典型輔助設備的選型和計算包括典型輔助設備的主要工藝尺寸計算和設備型號規(guī)格的選定。4.繪制帶控制點的工藝流程圖A2號圖紙，以單線圖的形式繪制，標出主體設備和輔助設備的物料流向、物流量和主要化工參數(shù)測量點。5.繪制主體設備工藝條件圖A1號圖紙，圖面上應包括設備的主要工藝尺寸、技術特性表和管口表。設計所需技術參數(shù)進料量9200kg/h的物料由20℃預熱至壓力為0.14Mpa下泡點狀態(tài)下進料，進料組成〔質(zhì)量分數(shù)〕：苯0.516、乙苯0.484。要求塔頂餾出苯液中，苯含量不低于98.5%〔質(zhì)量分數(shù)，下同〕，釜液中苯含量低于1.5%。塔頂餾出液和釜液要求降至40℃。塔頂全凝器壓力為常壓0.1013MPa。全班以花名冊序號順序兩人一組。第一組進料組成〔質(zhì)量分數(shù)〕：苯0.596、乙苯0.404，組數(shù)增加1則苯的質(zhì)量分數(shù)增加0.002、乙苯的質(zhì)量分數(shù)減小0.002。第一組進料量為9250kg/h，組數(shù)增加1則流量增加50kg/h，以此類推，其它條件不變。設計說明書內(nèi)容1.封面2.任務書3.成績評定表4.目錄5.概述〔精餾操作對塔設備的要求、設計原則與步驟、精餾過程模擬計算方法〕6.工藝流程方案的說明和論證7.精餾塔模擬設計計算及操作條件的選擇〔塔板數(shù)、進料位置、操作壓力、回流比〕8.精餾塔主體工藝尺寸的計算及構造設計〔塔高、塔徑、降液管及溢流堰尺寸、浮閥數(shù)或篩孔數(shù)及排列方式、塔板流動性能的校核及負荷性能圖〕9.輔助設備的選型及計算(管路設計及泵、貯罐、再沸器、冷凝器選型)10.設計結果概要(主要設備的特性數(shù)據(jù)，設計時規(guī)定的主要操作參數(shù)，各種物料的量和狀態(tài)，能耗指標以及附屬設備的規(guī)格、型號及數(shù)量)11.對設計過程的評述和有關問題的討論12.主要符號說明13.參考文獻進度方案1.查閱文獻資料，初步確定設計方案及設計內(nèi)容，3天2.根據(jù)設計要求進展設計，確定設計說明書初稿，2-3天3.撰寫設計說明書，2天4.繪制工藝流程圖及總裝圖、辯論，2-3天指導教師：孫煒20143年12月20日學科部〔教研室〕主任：杜治平2014年12月20日化工與制藥學院"課程設計"綜合成績評定表學生**學生班級設計題目*章化工01班苯-乙苯精餾裝置工藝設計指導教師評語指導教師：孫煒2014年12月20日辯論記錄辯論組成員簽字：記錄人：年月日成績綜合評定欄設計情況辯論情況工程權重分值工程權重分值1、計算和繪圖能力351、答復下列問題能力202、綜合運用專業(yè)知識能力102、表述能力〔邏輯性、條理性〕103、運用計算機能力和外語能力104、查閱資料、運用工具書的能力55、獨立完成設計能力56、書寫情況〔文字能力、整潔度〕5綜合成績指導教師：孫煒學科部主任：杜治平2014年12月20日2014年12月20日摘要：本設計對苯-乙苯別離過程篩板精餾塔裝置進展了設計，主要進展了以下工作：1、對主要生產(chǎn)工藝流程和方案進展了選擇和確定。2、對生產(chǎn)的主要設備—篩板塔進展了工藝計算設計,其中包括：①精餾塔的物料衡算；②塔板數(shù)確實定；③精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算；④精餾塔的塔體工藝尺寸計算；⑤精餾塔塔板的主要工藝尺寸的計算。3、繪制了生產(chǎn)工藝流程圖和精餾塔設計條件圖。4、對設計過程中的有關問題進展了討論和評述。本設計簡明、合理，能滿足初步生產(chǎn)工藝的需要，有一定的實踐指導作用。關鍵詞：苯-乙苯；別離過程；精餾塔；回流比Abstract:thedesignofbenzenetolueneseparationprocessofsieveplatedistillationdeviceisdesigned,mainlyforthefollowingwork:1,themainproductionprocessandschemeareanalyzedanddetermined.2,themainequipmentforproductionofsieveplatetowerprocesscalculationanddesign,includingmaterialbalanceofdistillationcolumncount;determinetheplatenumberofthedistillationtower;processconditionandcalculationofrelevantphysicaldata;calculationofdimensionoftowerbodyprocessofthedistillationtower;calculationofthemainprocessdimensionoftowerplatethedistillationtower.3,drawtheproductionprocessflowchartandthedistillationtowerdesignconditions.4,thequestionsofthedesignprocessarediscussedandreviewed.Thedesignsimple,reasonable,canmeettheneedofpreliminaryproductionprocess,haveacertainroleinguidingpractice.Keywords:benzenetolueneseparation;distillationcolumn;目錄一、概述-2-1.1精餾操求作對塔設備的要求-2-塔設備的簡介-2-工業(yè)上對塔設備的要求-2-1.1.3板式塔的分類-2-1.2苯和乙苯的主要物性數(shù)據(jù)-2-苯、乙苯的物理性質(zhì)-2-苯、乙苯在*些溫度下的外表*力-2-苯、乙苯在*些溫度下的粘度-2-苯、乙苯的液相密度-2-1.3設計原則與步驟-2-設計原則-2-設計步驟-2-二、工藝流程方案的說明和論證-2-2.1工藝流程方案的說明-2-設計方案簡介-2-塔型的選擇-2-2.2設計的依據(jù)與技術來源-2-三、精餾塔模擬設計計算及操作條件的選擇-2-3.1精餾塔的物料衡算與操作線方程-2-精餾塔的物料衡算-2-最小回流比-2-操作線方程-2-3.2塔板效率和實際塔板數(shù)-2-塔頂、進料、塔釜溫度的計算-2-相對揮發(fā)度的計算-2-塔頂、塔釜溫度下的粘度-2-實際塔板數(shù)-2-3.3精餾塔的操作條件-2-操作壓力-2-操作溫度-2-平均摩爾質(zhì)量-2-平均密度-2-液體平均外表*力-2-四、精餾塔主體工藝尺寸的計算及構造設計-2-4.1精餾塔塔徑-2-精餾段塔徑-2-提餾段塔徑-2-4.2精餾塔塔高-2-4.3降液管及溢流堰尺寸-2-降液管及溢流堰尺寸-2-篩孔數(shù)及排列方式-2-4.4塔板流動性能的校核-2-板壓降的校核-2-液沫夾帶的校核-2-溢流液泛條件的校核-2-4.5塔板的負荷性能圖-2-漏液線-2-液沫夾帶線-2-液相負荷下限線-2-液相負荷上限線-2-液泛線-2-五、輔助設備的選型及計算-2-5.1管路設計-2-進料管-2-回流管-2-塔頂蒸汽接收-2-塔釜進氣管-2-釜液排出管-2-塔頂產(chǎn)品出口管徑-2-5.2板式塔的構造-2-簡體-2-封頭-2-塔頂空間HD-2-進料空間高度HF-2-塔釜高度HB-2-人孔-2-支座-2-塔高-2-5.3輔助設備的選型-2-冷凝器-2-進料處預熱-2-再沸器-2-泵的計算及選型-2-六、設計結果匯總-2-七、設計小結與體會-2-八、主要符號說明-2-九、參考文獻-2--.z.-----優(yōu)質(zhì)資料一、概述1.1精餾操求作對塔設備的要求塔設備的簡介塔設備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應用的氣液傳質(zhì)設備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸件的構造型式，可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內(nèi)設置一定數(shù)量踏板，氣體以鼓泡活噴射形式穿過板上液層進展質(zhì)、熱傳遞，氣液相組成成階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)有定高度的填料層，液體自塔頂沿填料外表下流，氣體逆流而上〔也有并流向下者〕與液相接觸進展質(zhì)、熱傳遞，氣相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。工業(yè)上對塔設備的要求〔1〕生產(chǎn)能力大；〔2〕傳質(zhì)、傳熱效率高；〔3〕氣流的摩擦阻力小；〔4〕操作穩(wěn)定，適應性強，操作彈性大；〔5〕構造簡單，材料消耗少；〔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。實際上，任何塔設備都難以滿足上述所有要求，因此，設計者應根據(jù)塔型特點、物系性質(zhì)、生產(chǎn)工藝條件、操作方式、設備投資、操作與維修費用等技術經(jīng)濟評價以及設計經(jīng)歷等因素，依矛盾的主次，綜合考慮，選擇適宜的塔型。在化學工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應用的諸如吸收，解吸，精餾，萃取等單元操作中，氣液傳質(zhì)設備必不可少。塔設備就是使氣液成兩相通過嚴密接觸到達相際傳質(zhì)和傳熱目的的氣液傳質(zhì)設備之一。1.1.3板式塔的分類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)應用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。1.2苯和乙苯的主要物性數(shù)據(jù)苯、乙苯的物理性質(zhì)工程分子式分子量沸點℃臨界溫度℃臨界壓強Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.7苯、乙苯在*些溫度下的外表*力t/℃2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.82苯、乙苯在*些溫度下的粘度t/℃0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226苯、乙苯的液相密度t/℃20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8831.8813.6795.2776.2756.71.3設計原則與步驟設計原則設計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術上的最新成就，使生產(chǎn)到達技術上最先進、經(jīng)濟上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、平安、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點：〔1〕滿足工藝和操作的要求所設計出來的流程和設備，首先必須保證產(chǎn)品到達任務規(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，從而需要采取相應的措施。其次所定的設計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應能在一定*圍內(nèi)進展調(diào)節(jié)，必要時傳熱量也可進展調(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時，也應考慮到生產(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，以便采取相應措施?！?〕滿足經(jīng)濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當?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上下，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，即對操作費和設備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設備費也有很大影響?！?〕保證平安生產(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，因而需要平安裝置。以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設計中，對第一個原則應作較多的考慮，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。設計步驟⑴確定設計方案；⑵平衡級計算和理論塔板確實定；⑶塔板的選擇；⑷實際板數(shù)確實定；⑸塔體流體力學計算；⑹管路及附屬設備的計算與選型；⑺撰寫設計說明書和繪圖。二、工藝流程方案的說明和論證2.1工藝流程方案的說明設計方案簡介本工程是設計苯-乙苯體系生產(chǎn)工藝的設計。分為精餾塔的設計，換熱器的設計，閥門等帶控制點的設備的設計。設計的主要內(nèi)容為精餾塔的設計，換熱器的選型以及帶控制點的流程圖的繪制。精餾塔的設計流程為原料液由高位槽經(jīng)過預熱器預熱后進入精餾塔內(nèi)。操作時連續(xù)的從再沸器中取出局部液體作為塔底產(chǎn)品〔釜殘液〕再沸器中原料液局部汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或局部冷凝，然后進入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余局部經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進展，流程中還要考慮設置原料槽。產(chǎn)品槽和相應的泵,有時還要設置高位槽。且在適當位置設置必要的儀表〔流量計、溫度計和壓力表〕。以測量物流的各項參數(shù)。換熱器的選型主要為換熱器的熱量衡算以及其選型。原料預熱器的熱量主要通過再沸器中的蒸汽經(jīng)過冷卻下來的水，通過控制溫度到達原料預熱器的所需溫度，用以加熱，出去的水用來作為塔頂冷卻器的冷卻水，通過這樣的循環(huán)，可以減少工廠運行的本錢。設計中采用泡點進料，塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡點下一局部回流至塔內(nèi)，其余局部經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易別離物系，最小回流比擬小，故操作回流比取最小回流比的1.5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。加料方式采用直接流入塔內(nèi)，采用泡點進料，即熱狀態(tài)參數(shù)q=1.0。塔型的選擇本設計中采用篩板塔。篩板塔的優(yōu)點是構造比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60％，為浮閥塔的80％左右。處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％。塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。壓降較低。缺點是塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。2.2設計的依據(jù)與技術來源本設計依據(jù)于精餾的原理〔即利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于屢次局部汽化和局部冷凝使輕重組分別離〕，并在滿足工藝和操作的要求，滿足經(jīng)濟上的要求，保證生產(chǎn)平安的根底上，對設計任務進展分析并做出理論計算。三、精餾塔模擬設計計算及操作條件的選擇3.1精餾塔的物料衡算與操作線方程精餾塔的物料衡算通過全塔物料衡算，可以求出精餾產(chǎn)品的流量、組成和進料流量、組成之間的體系。物料衡算主要解決以下問題：〔1〕根據(jù)設計任務所給定的處理原料量、原料濃度及別離要求〔塔頂、塔底產(chǎn)品的濃度〕計算出每小時塔頂、塔底的產(chǎn)量；〔2〕在加料熱狀態(tài)q和回流比R選定后，分別算出精餾段和提餾段的上升蒸汽量和下降液體量；〔3〕寫出精餾段和提餾段的操作線方程，通過物料衡算可以確定精餾塔中各股物料的流量和組成情況，塔內(nèi)各段的上升蒸汽量和下降液體量，為計算理論板數(shù)以及塔徑和塔板構造參數(shù)提供依據(jù)。通常，原料量和產(chǎn)量都以kg/h或噸/年來表示，但在理想板計算時均須轉(zhuǎn)換為kmol/h。在設計時，汽液流量又須用QUOTE來表示。因此，要注意不同的場合應使用不同的流量單位?？偽锪希篎=D+W3-1易揮發(fā)組分：FQUOTE3-2原料處理量F=9650kg/h=108.435kmol/h，進料組成〔質(zhì)量分數(shù)〕：苯0.612、乙苯0.388。要求塔頂流出液中，苯含量不低于98.5%〔質(zhì)量分數(shù)，下同〕，釜液中苯含量低于1.5%。苯的摩爾質(zhì)量：78.11g/mol，乙苯的摩爾質(zhì)量：106.16g/mol。則有：QUOTEQUOTEQUOTE式中F、D、W——分別為原料液、餾出液和釜殘液流量，kmol/h；QUOTE、QUOTE、QUOTE——分別為原料液、餾出液和釜殘液中易揮發(fā)組分的摩爾分率。由〔3-1〕、〔3-2〕式得：D=QUOTE；W=FQUOTE34.369kmol/h。最小回流比由化工手冊查得苯和乙苯的t-*-y關系，并由E*cel作圖得：T/℃*y80.111840.860.974880.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.200由E*cel作圖有：圖3.1苯-甲苯氣液平衡曲線圖3.2苯-甲苯泡點露點曲線采用作圖法法確定最小回流比，在圖3.1中作垂線*=0.6819，與平衡線的交點為：QUOTE=0.6819QUOTE故最小回流比QUOTE操作回流比取最小回流比的1.5倍,有QUOTE操作線方程〔1〕精餾段上升蒸汽量：QUOTE下降蒸汽量：QUOTE操作線方程：QUOTEQUOTEQUOTE——精餾段內(nèi)第n層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分率；QUOTE——精餾段內(nèi)第n+1層板上升蒸汽中易揮發(fā)組分的摩爾分率。〔2〕提餾段上升蒸汽量：下降蒸汽量：QUOTE操作線方程：QUOTEQUOTE作圖得：由擬合趨勢線方程得如下數(shù)據(jù)：yn*n10.98890.93742320.9729390.86807830.9514830.78480640.9257190.69823650.8989340.62172360.8144230.44881370.5861120.23099880.298510.08165590.1013170.031552100.0351620.012597表3.1由數(shù)據(jù)可知：所需總理倫板數(shù)位10塊，第5塊加料，精餾段需4塊。3.2塔板效率和實際塔板數(shù)在實際塔板上，氣液兩相并未到達平衡，這種氣液兩相間傳質(zhì)的不完善程度用塔板效率來表示，在設計計算中多采用總板效率求出實際塔板數(shù)?？偘逍室?guī)定是否合理，對設計的塔在建成后能否滿足生產(chǎn)的要求有重要的意義。而總板效率與物系物性、塔板構造和操作條件密切相關。塔頂、進料、塔釜溫度的計算純組分的飽和蒸汽壓QUOTE與溫度t的關系通?？杀硎境扇缦碌慕?jīng)歷式：QUOTE上式稱為安托因〔Antoine〕方程。A、B、C為該組分的安托因常數(shù)。由化工手冊查得：苯的安托因常數(shù)：A=6.031，B=1211，C=220.8乙苯的安托因常數(shù)：A=6.079，B=1422，C=212.9苯：QUOTE乙苯：QUOTE塔頂全凝器壓力為常壓0.1013mPa，取全凝器的壓降為10kPa,則塔頂壓力為111.3kPa。又QUOTE即QUOTE假設一個溫度t，用上述的安托因方程算出QUOTE，帶入上式檢驗。設t=84.9℃QUOTEQUOTEQUOTEQUOTEQUOTE假設正確，即塔頂溫度QUOTE84.9℃，該溫度下苯的飽和蒸汽壓QUOTE，乙苯的飽和蒸汽壓QUOTE。假設全塔實際塔板數(shù)為22塊，塔板壓降為600Pa,則塔釜壓力為111.3+0.6*23=125.1kPa。同理可得：塔釜溫度QUOTE142.5℃，該溫度下苯的飽和蒸汽壓QUOTE，乙苯的飽和蒸汽壓QUOTE。相對揮發(fā)度的計算塔頂體系相對揮發(fā)度QUOTE塔釜體系相對揮發(fā)度QUOTE全塔體系相對揮發(fā)度QUOTE塔頂、塔釜溫度下的粘度苯、乙苯在*些溫度下的粘度t/℃0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226表3.2由示差法求得在塔頂、塔釜溫度下的粘度如下：84.9℃142.5℃苯0.295mPa·s0.180mPa·s乙苯0.341mPa·s0.222mPa·s表3.3QUOTEQUOTE實際塔板數(shù)總板效率QUOTE理論塔板數(shù)QUOTE，修正得QUOTE。精餾段塔板數(shù)QUOTE，修正得QUOTE。提餾段塔板數(shù)QUOTE修正得QUOTE塊。實際加料版位置在第10塊。3.3精餾塔的操作條件操作壓力塔頂操作壓力:QUOTE每層塔板壓降:QUOTE進料板壓力:QUOTE塔釜壓力:QUOTE精餾段平均壓力QUOTE提餾段平均壓力QUOTE操作溫度由3.2中數(shù)據(jù)可知：塔頂溫度：QUOTE進料板溫度：QUOTE塔釜溫度:QUOTE精餾段平均溫度:QUOTE提餾段平均溫度：QUOTE平均摩爾質(zhì)量由表3.1可知：塔頂平均摩爾質(zhì)量：氣相平均摩爾質(zhì)量：QUOTE液相平均摩爾質(zhì)量：QUOTE進料板平均摩爾質(zhì)量:氣相平均摩爾質(zhì)量：QUOTE液相平均摩爾質(zhì)量：QUOTE塔釜平均摩爾質(zhì)量：氣相平均摩爾質(zhì)量：QUOTE液相平均摩爾質(zhì)量：QUOTE精餾段平均摩爾質(zhì)量:氣相平均摩爾質(zhì)量：QUOTE液相平均摩爾質(zhì)量:QUOTE提餾段平均摩爾質(zhì)量:氣相平均摩爾質(zhì)量：QUOTE液相平均摩爾質(zhì)量:QUOTE平均密度氣相平均密度：由理想氣體狀態(tài)方程，即QUOTE液相平均密度：QUOTE(QUOTE為該物質(zhì)的質(zhì)量分數(shù))塔頂液相平均密度：由QUOTE查數(shù)據(jù)手冊知：QUOTE，QUOTE。質(zhì)量分數(shù)和平均密度：QUOTEQUOTE進料板液相平均密度：由QUOTE查數(shù)據(jù)手冊知：QUOTE，QUOTE。質(zhì)量分數(shù)和平均密度：QUOTEQUOTE塔釜液相平均密度：由QUOTE查數(shù)據(jù)手冊知：QUOTE，QUOTE。質(zhì)量分數(shù)和平均密度：QUOTEQUOTE故精餾段平均密度：QUOTEQUOTE提餾段平均密度：QUOTEQUOTE液體平均外表*力塔頂液相平均外表*力:由QUOTE查數(shù)據(jù)手冊知：QUOTE。進料板液相平均外表*力：由QUOTE查數(shù)據(jù)手冊知：QUOTE。塔釜液相平均外表*力:由QUOTE查數(shù)據(jù)手冊知：QUOTE。故精餾段平均外表*力：QUOTE提餾段平均外表*力:QUOTE四、精餾塔主體工藝尺寸的計算及構造設計4.1精餾塔塔徑精餾段塔徑精餾段的氣液相體積流率為：QUOTEQUOTE取板間距QUOTE上液層高度QUOTE，則：QUOTE查Smith關聯(lián)圖有：QUOTE，故：QUOTEQUOTE取平安系數(shù)為0.7，得空塔氣速Q(mào)UOTE塔徑QUOTE塔的截面積為QUOTE實際空塔氣速為：QUOTEQUOTE介于0.6—0.8之間。提餾段塔徑提餾段的氣液相體積流率為：QUOTEQUOTE取板間距QUOTE上液層高度QUOTE，則：QUOTE查Smith關聯(lián)圖有：QUOTE，故：QUOTEQUOTE取平安系數(shù)為0.7，得空塔氣速Q(mào)UOTE塔徑QUOTE塔的截面積為QUOTE實際空塔氣速為：QUOTEQUOTE介于0.6—0.8之間。故塔徑為1.2m。4.2精餾塔塔高精餾段有效高度的計算：QUOTE提餾段有效高度的計算：人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。對于處理不需要經(jīng)常清洗的物料，可隔8～10塊塔板設置一個人孔；對于易結垢、結焦的物系需經(jīng)常清洗，則每隔4～6塊塔板開一個人孔。人孔直徑通常為450-550mm。此處每隔5層塔板開一人孔，人孔高度為0.5m人孔直徑HT，為0.5m.人孔數(shù)：S=(22/5)-1=3.4≈4塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應大于板間距，塔頂空間高度通HD常?。捍颂幦?.2m塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定：當進料有15分鐘緩沖時間的容量時，塔底產(chǎn)品的停留時間可取3～5分鐘，否則需有10～15分鐘的儲量，以保證塔底料液不致流空。塔底產(chǎn)品量大時，塔底容量可取小些，停留時間可取3～5分鐘；對易結焦的物料，停留時間應短些，一般取1～1.5分鐘。此處塔底空間高度HB取1.5m。進料段高度HF取決于進料口得構造形式和物料狀態(tài)，一般比HT大，此處取0.5m塔高：QUOTEQUOTE11.6m4.3降液管及溢流堰尺寸降液管及溢流堰尺寸由塔徑D=1.2m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。堰長QUOTE由單溢流，QUOTE，取系數(shù)為0.7，則：溢流堰高度QUOTEQUOTE選用平堰，則平堰上的液流高度：QUOTE取有精餾段液流高度QUOTE提餾段液流高度QUOTE取板上的清液層高度QUOTE，則：精餾段溢流堰高度QUOTE提餾段溢流堰高度QUOTE(3)弓形降液管寬度QUOTE和截面積QUOTE由,查弓形降液管的參數(shù)圖得QUOTE故：QUOTEQUOTE精餾段液體在降液管的停留時間QUOTE提餾段液體在降液管的停留時間QUOTE故降液管設計合理。降液管底隙高度QUOTE取QUOTE則精餾段QUOTE取QUOTE提餾段QUOTE故設計合理。選用凹形受液盤，深度QUOTE篩孔數(shù)及排列方式取出口安定區(qū)寬度QUOTE，QUOTE又有效傳質(zhì)區(qū)面積QUOTE式中QUOTE有QUOTE由于苯和甲苯?jīng)]有腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑QUOTE篩孔按正三角形排列，取孔中心距QUOTE。篩孔數(shù)目QUOTE開孔率QUOTE氣體通過篩孔的氣速：精餾段QUOTE提餾段QUOTE4.4塔板流動性能的校核板壓降的校核由QUOTE查干板孔流系數(shù)圖知：孔流系數(shù)QUOTE故精餾段干板壓降QUOTE提餾段干板壓降QUOTE液層阻力QUOTE，QUOTE。精餾段：QUOTEQUOTE查充氣系數(shù)關聯(lián)圖知：QUOTE故QUOTE提餾段：QUOTE查充氣系數(shù)關聯(lián)圖知：QUOTE故QUOTE液沫夾帶的校核液沫夾帶量QUOTE可根據(jù)亨特〔Hunt〕提出的經(jīng)歷式計算QUOTE精餾段QUOTE<QUOTE提餾段QUOTE<QUOTE故本設計液沫夾帶量在允許*圍中。溢流液泛條件的校核為防止發(fā)生溢流液泛，必須滿足以下條件：QUOTE,QUOTE取0.5QUOTE〔1〕液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響?！?〕降液管阻力降液管阻力損失可由下式計算：QUOTE則精餾段降液管阻力損失：QUOTE提餾段降液管阻力損失：QUOTE(3)漏液對篩板塔，漏液點氣速Q(mào)UOTE可由以下公式計算：QUOTEQUOTE則精餾段：QUOTE實際氣速穩(wěn)定系數(shù)提餾段：QUOTE實際氣速穩(wěn)定系數(shù)故本設計無明顯漏液。精餾段QUOTEQUOTE提餾段QUOTEQUOTE故不會發(fā)生明顯液泛。4.5塔板的負荷性能圖漏液線由QUOTE，QUOTE，QUOTE，QUOTE得：精餾段QUOTE在操作*圍內(nèi)，任取幾個QUOTE值，依上式計算出QUOTE值，計算結果列于下表：QUOTE,m3/s0.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120QUOTE,m3/s0.50170.51030.51830.53590.54760.55810.5721表4-1精餾段漏液線計算結果由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1提餾段QUOTE在操作*圍內(nèi)，任取幾個QUOTE值，依上式計算出QUOTE值，計算結果列于下表：QUOTE,m3/s0.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120QUOTE,m3/s0.43390.44230.45010.46730.47860.48860.5021表4-2提餾段漏液線計算結果由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線2液沫夾帶線以QUOTE為限，求QUOTE關系如下：QUOTEQUOTEQUOTEQUOTE得：精餾段QUOTE在操作*圍內(nèi)，任取幾個QUOTE值，依上式計算出QUOTE值，計算結果列于下表：QUOTE,m3/s0.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120QUOTE,m3/s1.46711.40681.35021.22121.13341.05380.9447表44-3精餾段液沫夾帶線計算結果由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線1提餾段QUOTE在操作*圍內(nèi)，任取幾個QUOTE值，依上式計算出QUOTE值，計算結果列于下表：QUOTE,m3/s0.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120QUOTE,m3/s1.65001.59131.53631.41081.32551.24811.1420表4-4提餾段液沫夾帶線計算結果由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2液相負荷下限線對于平堰，取堰上液層高度QUOTE作為最小液體負荷標準。QUOTE據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線。液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限QUOTE故液泛線令QUOTEQUOTEQUOTE得：QUOTE式中QUOTEQUOTEQUOTEQUOTE代入數(shù)據(jù)得：精餾段：QUOTE在操作*圍內(nèi)，任取幾個QUOTE值，依上式計算出QUOTE值，計算結果列于下表：QUOTE,m3/s0.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120QUOTE,m3/s1.47461.42471.36421.13810.84470.08094-5精餾段液泛線計算結果提餾段：QUOTEQUOTE,m3/s0.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120QUOTE,m3/s1.45241.41951.38701.30451.23911.17061.0573根據(jù)以上各線方程，可作出精餾段篩板塔的負荷性能圖，如圖4-1所示。圖4.1精餾段篩板塔的負荷性能圖在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液沫夾帶，下限為液相負荷下限控制。則:QUOTEQUOTE，則操作彈性為2.4提餾段篩板塔的負荷性能圖，如圖4-2所示。QUOTEQUOTE，則操作彈性為2.7滿足條件。五、輔助設備的選型及計算5.1管路設計進料管進料管的構造類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設計采用直管進料管。F=9650Kg/h,=795.99Kg/則體積流量QUOTE管內(nèi)流速Q(mào)UOTE則管徑QUOTE取進料管規(guī)格Φ80×2.5，則管內(nèi)徑QUOTE進料管實際流速Q(mào)UOTE回流管采用直管回流管，回流管的回流量L=33.174kmol/h塔頂液相平均摩爾質(zhì)量M=79.75kg/kmol,平均密度QUOTE則液體流量QUOTE取管內(nèi)流速1.5m/s則回流管直徑QUOTE可取回流管規(guī)格Φ33×2.5則管內(nèi)直徑d=28mm回流管內(nèi)實際流速Q(mào)UOTE塔頂蒸汽接收塔頂蒸汽接收由PA=111.3kPa,查有關表取u=30m/s由V=107.24kmol/h,PA=111.3kPa,td=84.9℃得：QUOTE故塔頂蒸汽接收直徑QUOTE可取接收規(guī)格Φ200×5則管內(nèi)直徑d=190mm塔頂接收實際流速Q(mào)UOTE塔釜進氣管由Pw=124.5kPa,查有關表取u=60m/s由V=107.24kmol/h,td=142.5℃得QUOTE故接收直徑QUOTE可取接收規(guī)格Φ140×5則管內(nèi)直徑d=130mm塔釜進氣管實際流速Q(mào)UOTE釜液排出管塔底W=34.369kmol/h平均密度QUOTE平均摩爾質(zhì)量M=105.65kmol/h體積流量：QUOTE取管內(nèi)流速u=1m/s則接收直徑QUOTE可取回流管規(guī)格Φ45×2.5則實際管徑d=40mm釜液排出管實際流速Q(mào)UOTE塔頂產(chǎn)品出口管徑D=74.066koml/h相平均摩爾質(zhì)量M=79.75kg/kmol溜出產(chǎn)品密度QUOTE則塔頂液體體積流量：QUOTE取管內(nèi)蒸汽流速u=1.5m/s則接收直徑QUOTE可取回流管規(guī)格Φ45×2.5則實際管徑d=40mm塔頂蒸汽接收實際流速Q(mào)UOTE5.2板式塔的構造簡體簡體的材料選擇要考慮塔的操作壓力、溫度、物系的腐蝕性及經(jīng)濟上的合理性。常用的材料有碳鋼〔Q235,Q235F〕及低合金鋼。此塔選用碳鋼16MnR，查表可知當工稱直徑為Dg=1200mm，工稱壓力小于3kg/cm2時，筒體壁厚可選用5mm.封頭橢圓形封頭在化工中應用最廣，它由曲面局部和直邊局部組成。標準橢圓封頭的長短軸之比為2。此塔采用標準橢圓封頭，材料選用16MnR。查表可知，工稱直徑Dg=1200mm時，可取曲面高度h1=300mm。直邊高度h2=25mm，封頭厚度S=6mm.塔頂空間HD塔頂空間HD的作用是供安裝塔板的開人孔的需要，也使氣體中的液滴自由沉降，取1.2m進料空間高度HF進料是液相，HF應大于一般的板間距，可取HF=1.0m塔釜高度HB釜液體積流量為QUOTE，取釜液在釜內(nèi)的停留時間6min,裝填系數(shù)取0.5，塔釜高h/塔釜直徑D=2:1。釜液流量LW=LS×6×60=1.6297m3VW=πd2h/4=πd3/8=2.6596得到d=1.89m塔釜高度HB=2d=3.78m人孔對于直徑大于或等于800mm的塔采用人孔，人孔處板間距等于或大于600mm，人孔規(guī)格為450mm，伸出塔體的筒體長為200mm，人孔中心距離操作平臺1m，本塔設計每6塊板設一個人孔，共3個.支座采用圓筒形裙座。裙座高度為2m.塔高QUOTEQUOTEQUOTE5.3輔助設備的選型冷凝器塔頂溫度tD=84.9℃冷凝水t1=20℃t2=30℃則由tD=84.9℃查液體比熱汽化熱共熱圖得γ苯=387.279KJ/kg又氣體流量V=0.9074m3/s塔頂被冷凝量q=Vρ=0.9074×2.6671=2.42kg/s冷凝的熱量Q=qγ苯=2.42×387.279=922.695KJ/s取傳熱系數(shù)K=600W/m2k則傳熱面積冷凝水流量選取換熱管為Φ19mm的換熱器，公稱直徑為325mm，工程壓力為1.6MPa，管程數(shù)為1，管子根數(shù)為99，中心排管數(shù)為11，管程流通面積為0.0175m2，換熱管長度為4500mm，換熱面積為26.0m2。進料處預熱取原料溫度為t1=20℃，原料預熱后溫度t2=97.82℃則定性溫度t=(t1+t2)/2=〔97.82+20〕=58.91℃查表得，cp苯=1.70kJ/(kg?k)選取換熱管為Φ25mm的換熱器，公稱直徑為400mm，工程壓力為1.6MPa，管程數(shù)為4，管子根數(shù)為76，中心排管數(shù)為11，管程流通面積為0.0066m2，換熱管長度為2000mm，換熱面積為11.3m2。再沸器塔底溫度tw=142.76℃，用t0=170℃的蒸汽，釜液出口溫度t1=150℃則由tw=142.76℃查液體比汽化熱共線圖的γ=394KJ/kg又氣體流量V=0.9377m3/s密度ρ=3.08kg/m3則qm=Vρ=0.9377×3.08=2.89kg/sQ=qmγ甲苯=2.89×394=1138.66KJ/s傳熱面積加熱蒸汽的質(zhì)量流量選取換熱管為Φ25mm的換熱器，公稱直徑為500mm，工程壓力為1.6MPa，管程數(shù)為1，管子根數(shù)為174，中心排管數(shù)為14，管程流通面積為0.0603m2，換熱管長度為6000mm，換熱面積為81.6m2。泵的計算及選型進料溫度t=20℃進料量QUOTE取管內(nèi)流速，則QUOTE故可采用Ф50×2mm的離心泵則內(nèi)徑QUOTEQUOTE取絕對粗糙度為QUOTE則相對粗糙度為QUOTE管徑故可采用Ф50×2mm的離心泵則內(nèi)徑得取絕對粗糙度為，得摩擦系數(shù)=0.02775進料口位置高度QUOTEQUOTEλQUOTE揚程H>QUOTE+h=11.48+1.12=12.6m選擇型號為IS100-65-200型離心泵。六、設計結果匯總序號工程單位計算結果精餾段提餾段