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苯-氯苯精馏系统的设计
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氯苯精馏系统设计
苯-氯苯精馏
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化工课程设计说明书作 者:学院(系):化工学院专 业:化学工程与工艺题 目:苯-氯苯精馏系统的设计 讲师 教授指导者： 评阅者： 年 9 月化工课程设计说明书（论文） 目录前言1流程的确定及设计方案11 塔板类型12 加料方式13 进料状况14 塔顶冷凝方式25 回流方式26 加热方式27 操作压力2一 精馏塔的设计计算31 基本数据31.1 全塔物料衡算31.2 各种定性温度41.3 密度41.4粘度61.5表面张力71.6 相对挥发度92 回流比的确定92.1 最小回流比92.2 实际回流比103 各段气液流量134 塔板数的确定144.1 理论塔板数144.2 实际塔板数155 塔径的初步设计16二 塔板的设计计算171 溢流装置171.1 堰长lw171.2 出口堰高hw171.3 降液管182 塔板的设计182.1 浮阀的数目与排列192.2 气体通过浮阀塔板的压降hp212.3 液泛222.4 雾沫夹带223 塔的负荷性能图243.1 雾沫夹带线243.2 漏液线253.3 液相下限253.4 液相上限253.5 液泛线25三 塔附件291 接管291.1 进料管291.2 回流管291.3 塔釜出料管301.4 塔顶蒸汽出料管301.5 塔釜进气管301.6 法兰的选择302 塔顶吊柱313 除沫器314 筒体与封头324.1 筒体324.2 封头335 裙座336 人孔346.1 人孔346.2 补强34四 塔的总体高度351 塔顶部空间高度HD352 进料板高度HF353 设置有人孔的塔板间距HP364 封头高度H1365 裙座高度H2366 塔底空间高度HB367总高度H36五 塔所受的载荷361 重力载荷361.1 筒体重量361.2 塔板重量361.3 保温层重量371.4 扶梯与平台371.5 塔总重估算372 风载荷37六 塔的其它附属设备381 原料预热器的选择382 泵的选取383 冷凝器和再沸器39参考文献41课程设计小结42 化工课程设计任务书一 设计题目 苯氯苯精馏系统设计二 设计任务 1 处理能力：150000吨/年； 2 进料组成：苯含量50%(质量，下同)； 3 工艺要求：塔顶氯苯含量不高于2%，塔底苯含量不高于1%； 4 操作条件：常压，泡点进料； 5 设备型式：浮阀塔。三 设计内容 1 设计方案的确定和流程说明 2 精馏塔的工艺设计 3 精馏塔的结构设计 4 精馏塔的强度设计 5 其他主要设备的选型四 设计要求 1 设计说明书一份； 2 设计图纸： a 工艺流程图一张(采用AutoCAD绘制)； b 主要设备总装配图一张(A1)； 3 答辩。五 设计完成时间 2007.9.32007.9.28化工课程设计说明书（论文） 第 86 页 共 43 页 理 工 大 学化工课程设计说明书作 者: 学 号： 学院(系):化工学院专 业:化学工程与工艺题 目:苯-氯苯精馏系统的设计 指导者： 评阅者： 年 月化工课程设计任务书一 设计题目 苯氯苯精馏系统设计二 设计任务 1 处理能力：150000吨/年； 2 进料组成：苯含量50%(质量，下同)； 3 工艺要求：塔顶氯苯含量不高于2%，塔底苯含量不高于1%； 4 操作条件：常压，泡点进料； 5 设备型式：浮阀塔。三 设计内容 1 设计方案的确定和流程说明 2 精馏塔的工艺设计 3 精馏塔的结构设计 4 精馏塔的强度设计 5 其他主要设备的选型四 设计要求 1 设计说明书一份； 2 设计图纸： a 工艺流程图一张(采用AutoCAD绘制)； b 主要设备总装配图一张(A1)； 3 答辩。五 设计完成时间 2007.9.32007.9.28目录前言1流程的确定及设计方案11 塔板类型12 加料方式13 进料状况14 塔顶冷凝方式25 回流方式26 加热方式27 操作压力2一 精馏塔的设计计算31 基本数据31.1 全塔物料衡算31.2 各种定性温度41.3 密度41.4粘度61.5表面张力71.6 相对挥发度92 回流比的确定92.1 最小回流比92.2 实际回流比103 各段气液流量134 塔板数的确定144.1 理论塔板数144.2 实际塔板数155 塔径的初步设计16二 塔板的设计计算171 溢流装置171.1 堰长lw171.2 出口堰高hw171.3 降液管182 塔板的设计182.1 浮阀的数目与排列192.2 气体通过浮阀塔板的压降hp212.3 液泛222.4 雾沫夹带223 塔的负荷性能图243.1 雾沫夹带线243.2 漏液线253.3 液相下限253.4 液相上限253.5 液泛线25三 塔附件291 接管291.1 进料管291.2 回流管291.3 塔釜出料管301.4 塔顶蒸汽出料管301.5 塔釜进气管301.6 法兰的选择302 塔顶吊柱313 除沫器314 筒体与封头324.1 筒体324.2 封头335 裙座336 人孔346.1 人孔346.2 补强34四 塔的总体高度351 塔顶部空间高度HD352 进料板高度HF353 设置有人孔的塔板间距HP364 封头高度H1365 裙座高度H2366 塔底空间高度HB367总高度H36五 塔所受的载荷361 重力载荷361.1 筒体重量361.2 塔板重量361.3 保温层重量371.4 扶梯与平台371.5 塔总重估算372 风载荷37六 塔的其它附属设备381 原料预热器的选择382 泵的选取383 冷凝器和再沸器39参考文献41课程设计小结42 前言塔设备是化学工业，石油化工，生物化工，制药等生产过程中广泛采用的传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔为逐级接触式气液传质设备，塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡形式或喷射形式通过塔板上的液层，正常条件下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，它具有结构简单，安装方便，压降低，操作弹性大，持液量小等优点，被广泛的使用。本设计的目的是分离苯氯苯混合液，且处理量较大，故选用板式塔。 流程的确定及设计方案 1 塔板类型精馏塔的塔板类型共有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力大，阀片可随气流量大小而上下浮动，故操作弹性大，气液接触时间长，因此塔板效率高。本设计采用浮阀塔板。 2 加料方式加料方式共有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用泵直接加料，结构简单，安装方便，而且可以引入自动控制系统来实时调节流量及流速。故本设计采用泵直接加料。 3 进料状况进料方式一般有两种：冷液进料及泡点进料。对于冷液进料，当进料组成一定时，流量也一定，但受环境影响较大；而采用泡点进料，不仅较为方便，而且不受环境温度的影响，同时又能保证精馏段与提馏段塔径基本相等，制造方便。故本设计采用泡点进料。 4 塔顶冷凝方式苯与氯苯不反应，且容易冷凝，故塔顶采用全凝器，用水冷凝。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后的回流液和产品无需进一步冷却，选用全凝器符合要求。5 回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流。本设计处理量较大，所需塔板数多，塔较高，为便于检修和清理，回流冷凝器不适宜塔顶安装，故采用强制回流。6 加热方式加热方式分为直接蒸气和间接蒸气加热。直接蒸气加热在一定回流比条件下，塔底蒸气对回流液有稀释作用，从而会使理论塔板数增加，设备费用上升。故本设计采用间接蒸气加热方式。7 操作压力苯和氯苯在常压下相对挥发度相差比较大，因此在常压下也能比较容易分离，故本设计采用常压精馏。一 精馏塔的设计计算 1 基本数据 1.1 全塔物料衡算苯摩尔质量78.11kg/kmol；氯苯摩尔质量112.5kg/kmol原料液组成xF（摩尔分数，下同）：xF= =0.59=59% （11）塔顶组成xD：xD= =0.986=98.6% （12）塔底组成xW：xW= =0.0143=1.43% （13）原料液的平均摩尔质量M：M=0.5978.11+(1-0.59)112.5=92.21kg/kmol （14）进料量F：F=150000000/7200kg/h=20833.33/92.21=225.9kmol/h物料衡算式：F=D+W （15） FxF=DxD +WxW （16） 其中D为塔顶产品流量，kmol/h;W为塔釜残液流量，kmol/h 联立解得：D=133.9kmol/h, W=92.05kmol/h 表1：苯，氯苯不同温度下的饱和蒸汽压 温度8090100110120130131.8苯kpa101.08136.325179.55234.08299.25377.72385.7氯苯kpa19.68427.26538.96953.272.21995.627101.08表2：t-x-y 温度8090100110120130131.8x10.6970.440.2660.1280.020y10.9140.7860.6150.37860.0750 111.2 各种定性温度图1：t-x-y利用图1中数据，采用图解法求得以下温度进料温度tF： tF=93.32同理求得： 塔顶温度tD=130.5 塔底温度tW=80.4则精馏段平均温度 t1= =111.91 提馏段平均温度 t2= =86.861.3 密度 表3：苯，氯苯不同温度下的液相密度kg/m温度8090100110120130苯817805793782770757氯苯10391028101810089979852对于混合液体的密度（其中a为质量分率） （17）对于混合气体的密度（其中M为平均摩尔质量）（18） （1）精馏段 t1=111.91 液相组成x1: x1=23.67% 气相组成y1: y1=57.55%则液相平均摩尔质量ML1=0.236778.11+(1-0.2367)112.5=104.36kg/kmol （19）气相平均摩尔质量MV1=0.575578.11+(1-0.5755)112.5=92.71kg/kmol （110）由表3数据 得苯=779.6 kg/m3 同理 得氯=1005.8 kg/m3 aA=78.11x1/78.11x1+112.5 (1-x1)=0.1772 （111） aB=1- aA=0.8228 得L1=956.63kg/m3 =2.936 kg/m3（2）提馏段 t2=86.86 液相组成x2: x2=77.22% 气相组成y2: y2=94.36%则液相平均摩尔质量ML2=0.772278.11+(1-0.7722)112.5=85.94kg/kmol （112）33则气相平均摩尔质量MV2=0.943678.11+(1-0.9436)112.5=80.05kg/kmol （113）由表3数据 得苯，=808.77 kg/m3 同理 得氯，=1031.45 kg/m3 aA=78.11x2/78.11x2+112.5(1-x2)=0.7018 aB=1- aA=0.2982 =2.711 kg/m3 1.4粘度表4：苯，氯苯不同温度下的黏度 mpa.s 温度-20020406080100苯0.6380.4850.3810.3080.255氯苯1.441.050.8040.6350.5150.4280.3631201401601802002202402600.2150.1840.1610.1400.1200.1030.0860.0710.3130.2740.2430.2170.1960.1790.1570.137利用内差法求得精馏段与提馏段平均温度下苯与氯苯的粘度t1=111.91 得苯=0.3067mPa.s 2 得氯=0.4265mPa.s则精馏段粘度 1=苯x1+氯(1- x1)=0.3091mPa.s （114）t2=86.86 得苯，=0.1975 mPa.s 得氯，=0.2913 mPa.s则提馏段粘度 2=苯x2+氯(1- x2)=0.2904mPa.s （115）1.5表面张力表5：苯，氯苯不同温度下的表面张力 mM/m 温度6080100120140160180苯23.7421.2718.8516.4914.1711.929.737氯苯25.9623.7521.5719.4217.3215.2513.23二元有机物水溶液表面张力可用下列各式计算: （116） 注： （117） （118） （119） （120） （121） （122） A=B+Q （123） （124） （125）13 式中下角标，w,o,s分别代表水，有机物及表面部分，xw,xo指主体部分的摩尔分数，vw,vo指主体部分的摩尔体积，w, o分别为纯水，有机物的表面张力，q值决定于有机物的型式及分子大小。所以对于苯氯苯体系，q=1。（1）精馏段 vw=mw/w=M氯/L1=112.5103/812.24=22.19cm3/mol （126） vo=mo/o=M苯/V1=78.11/1.0086=31.77cm3/mol （127） xo= x1=44.47% xw=1- xo=55.53% A=B+Q=-0.0595-0.410=-1.005联立方程组 sw+so=1 得sw=0.09 so=0.91 则 m11/4=0.0963.5881/4+0.9117.8651/4 得m1=20.95 dyn.cm-1 （2）提馏段 Vw=mw/w=M氯/L2=112.5103/925.69=19.47cm3/mol （128） 2 Vo=mo/o=M甲/V1=78.11/0.7747=41.36cm3/mol （129） xo= x2=6.97% xw=1- xo=93.03% A=B+Q=0.798-0.294=0.504联立方程组 sw+so=1 得sw=0.761 so=0.239 则m21/4=0.76160.4971/4+0.23916.3041/4 得m2=21.33 dyn.cm-11.6 相对挥发度 (1)精馏段 XA= x1=23.67% xB=1- XA=76.33% 由x-y图查得：yA=57.55% yB=42.45% 则1= =4.372 （130） (2)提馏段 XA= x2=77.22% xB=1- XA=22.78% 由x-y图查得：yA=94.36% yB=5.64% 则2=4.936 （131） 2 回流比的确定2.1 最小回流比图2：苯氯苯的平衡曲线图 由表1中数据做出苯氯苯的平衡曲线如图1所示，可知此平衡 曲线为非正常曲线，塔中各段相对挥发度相差较大， 故采用图解法计算最小回流比及理论塔板数。 从点（xF,xF）向平衡曲线作切线，交纵坐标于一点,该点即为最小回流比条件下精馏段操作线的截距。即2.2 实际回流比 在实际操作中，常取最小回流比的（1.12.0）倍作为实际回流比，在本设计系统中，经过核算，考虑到设备费用与操作费用，实际回流比取1.22.0倍的最小回流比。 即：R = k 表6：实际回流R的取值k1.21,41.61.82.0R0.4620.5390.6160.6930.7704 分别以表6中的R值作图，求出各自的塔板数。 图3：R = 1.2 图4：R = 1.4 图5：R = 1.6 图6：R = 1.8 图7：R = 2.0 继续作R-R(N+1)图图8：R-R(N+1)图 得到最佳回流比：R = 0.61211 3 各段气液流量 （1）精馏段 液相流量L：L=RD=0.612110.0372=0.0228kmol/s （132） 气相流量V：V=（R+1）D=（0.61211+1）0.0372=0.06kmol/s（133） 液相体积流量L1： （134） 气相体积流量V1：（135） （2）提馏段 由前言中所述，本系统为泡点进料，则： 液相流量L：L=L+qF=0.0855kmol/s （136） 气相流量V：V=V=0.06kmol/s （137） 液相体积流量L2：（138） 气相体积流量V2：（139）表5 精馏段，提馏段数据结果汇总 精馏段提馏段平均温度t/111.9186.86平均液相摩尔质量ML/kg.kmol-1104.3685.94平均气相摩尔质量MV/kg.kmol-192.7180.05平均液相密度L/kg.m-3956.626864.416平均气相密度V/kg.m-32.9362.711粘度/mPa.s0.3090.290表面张力/dyn.cm-120.9521.33平均气相组成y0.57550.9436平均液相组成x0.23670.7722液相摩尔流量L/kmol.s-10.02280.06液相体积流量L/m3.s-10.002480.0085气相摩尔流量V/kmol.s-10.060.06气相体积流量V/m3.s-11.891.77相对挥发度4.3724.936 4 塔板数的确定4.1 理论塔板数 本系统平衡线为非正常曲线，故采用图解法求理论板数 精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程： 如图9所示图9：R最优时平衡线与操作线图分别在图中做出两条操作线，在平衡线与操作线之间画阶梯，从图中看出，共得到理论板数NT=9(不包括再沸器)，加料板在第5块板。即NT精=4块 NT提=5块4.2 实际塔板数 已知Oconnell公式塔板效率ET=0.49(L)-0.245 其中为平均相对挥发度，L为平均粘度 （1）精馏段 （140） 块 （2）提馏段 （141） 块4 则实际塔板数NP=9+12=21块，加料板在第13块板 全塔效率5 塔径的初步设计 塔内气液流量已知，则塔径与塔内气液流速有关 求流速有经验式u=(0.60.8)umax （142） 其中为平均密度，C为负荷因子，m/s。C值可由Smith关联图查得：在关联图中，横坐标为；参数HT-hL,反映液滴沉降空间高度对负荷因子的影响（HT为板间距，hL为板上液层高度）对于常压塔，hL一般取0.050.08m,本设计取0.06m本设计塔板数较多，而且生产负荷波动不大，故板间距取较小值即可，根据标准，HT取0.45m.（1）精馏段 = HT-hL=0.45-0.06=0.39m查图得：C20=0.068对C作修正： （143）则 u1=0.6 umax=0.742m/s （144）经过圆整，D1=1800mm 空塔气速u1=0.744 m/s塔板面积AT=(1/4)D2=2.54m2（2）提馏段5= HT-hL=0.45-0.06=0.39m查图得：C20=0.064对C作修正： （145）则 u2=0.6 umax=0.6934m/s （146）经过圆整，D2=1800mm 空塔气速u2=0.696 m/s塔板面积AT=(1/4)D2=2.54m2 二 塔板的设计计算 1 溢流装置1.1 堰长lw 本设计的系统液体流量L,L均比较小，所以采用单流型塔板，溢留堰选择平直堰。为提高塔板面积的利用率，采用弓形降液管。 对于弓形降液管，有lw=（0.60.8）D 为保证有一定的溢流量，系数取0.7，则lw=0.7 D=1.26m （21）1.2 出口堰高hw hw=hL-how （22） 堰上液高度how由Francis公式确定：（23） 其中E为液体收缩系数，对于苯氯苯系统，E1 （1）精馏段 5 则堰高hw=0.06-0.0105=0.0495m (2) 提馏段 则堰高hw=0.06-0.0238=0.0362m1.3 降液管 a 降液管的有关参数可查图得到 查图得： 其中Wd为弓形宽度，Af为弓形面积，AT为塔截面积 b 停留时间 则精馏段 （24） 提馏段 （25） c 降液管底隙高度h0 降液管底隙流速u0=0.1m/s 对于精馏段 （26）考虑到此处流速较小，为避免被杂物堵塞使液流不畅而引起液泛，取20mm 对于提馏段 （27） 考虑到此处流速较小，为避免被杂物堵塞使液流不畅而引起液泛，取70mm 2 塔板的设计6由于结构简单，制作方便，节省材料，本次设计采用浮阀式塔板。根据机械部标准JB1118-68,选用F1型33g重阀，孔径d0=39mm，选择碳钢材料来制作浮阀，其厚度=4mm2.1 浮阀的数目与排列孔速可由公式确定，其中F0为阀孔的动能因子，一般取812，本设计中，F0取为12。则阀数 为保证塔板的强度，需留有一定的边缘区和安定区，在边缘区内不设置浮阀，在边缘区内不设置阀。取边缘区宽度Wc=0.06m,安定区宽度Ws=0.1m. 又开孔区面积 （28） 其中 （1）精馏段 孔速 （29）阀数 （210）采用等腰三角形排列，孔间距 t = 0.075m，则 （211）实际孔速 （212）则动能因子 符合要求开孔率 （213）6图10：精馏段阀孔图（2）提馏段 孔速 （215） （216）采用等腰三角形排列，孔间距 t = 0.075m，则 （217）实际孔速 （218）则动能因子 符合要求开孔率 （219） 图11：提馏段阀孔图2.2 气体通过浮阀塔板的压降hp气体通过每层塔板的压降hp=hc+hl+h （220）其中hc为干板阻力，hl为板上充气液层阻力,h为液体表面张力造成的阻力，可忽略。由于开孔率 ，则 （221）d=39mm,查得：c=0.61,从而c0=1.15c=0.70（1）精馏段 hl1= 综上hp1=hc1+hl1=0.0734m 5 (2) 提馏段hl2= 综上hp2=hc2+hl2=0.073m 2.3 液泛塔板不产生液泛的条件，其中 （222） （1）精馏段 ，则 符合要求 （2）提馏段,则 符合要求2.4 雾沫夹带4 雾沫夹带率有两个公式如下： （223） （224）二者结果取最大值，要保证其中，Kc为物性系数，本系统为无泡沫正常体系，Kc为1，CF为泛点负荷系数，可查图得到。（1）精馏段 Z=1.8-20.1704=1.296m Ab=2.54-20.0988=2.087m 由代入公式得：F1=43.70% F1=44.11% ,均小于80%（2）提馏段Z=1.8-20.1704=1.296m Ab=2.54-20.0988=2.087m由代入公式得：F1=46.42% F1=42.4% ,均小于80%77表7 精馏段，提馏段塔板数据结果汇总精馏段提馏段浮阀数（单板）/个220210开孔率/%10.339.858孔速/m.s-17.2057.057单板压降/Pa688.13614.63出口堰高hw/m0.04950.0362堰上液层高度how/m0.01050.0238弓形面积Af/m20.2290.229弓形宽度Wd/m0.2520.252停留时间/s36.8810.77降液管底隙高度h0/m0.020.07堰长lw/m1.261.26雾沫夹带率%44.1146.42 3 塔的负荷性能图3.1 雾沫夹带线 已知泛点率 取ev=0.1kg液/kg气为雾沫夹带底限，即泛点率为80%（1）精馏段 将 代入公式，整理得： 即8（2）提馏段将 代入公式，整理得： 即3.2 漏液线 对于F1型重阀，把动能因子F0=5作为气体最小负荷的标准。则， 对于精馏段， （225） 对于提馏段， （226）3.3 液相下限 为保证正常传质过程的进行，堰上最低液层高度为0.004m,取how=0.006m又，代入解得：Ls=0.018m3/s （227）3.4 液相上限 液体在降液管内的停留时间应不低于35s，取=5s由 （228） 则3.5 液泛线 9发生液泛时，临界条件为 10=，其中，（229） 10（1）精馏段hw=0.0536m,N=220,代入整理得： （2）提馏段 hw=0.0490m,N=210,代入整理得：综上：将精馏段与提馏段的各条性能曲线画于坐标系中，如图4，5所示，由图可知，各段操作点均在有效范围内。从图中得出该塔精馏段的气相负荷上限Vs，max=3.1894m3/s ,气相负荷下限Vs，min=0.8193m3/s提馏段的气相负荷上限Vs，max=2.8514m3/s ,气相负荷下限Vs，min=0.7617m3/s所以精馏段操作弹性 = 3.892 （230） 提馏段操作弹性 = 3.743 （231） 图12: 精馏段负荷性能图表8 各条曲线所通过的点（精馏段）漏液线液相上限液相下限L(m3/s)V（m3/s)L(m3/s)V（m3/s)L(m3/s)V（m3/s)00.5410.00691700.00038900.0080.5410.0069171.80.0003891.9雾沫夹带线液泛线操作点与原点连线L(m3/s)V（m3/s)L(m3/s)V（m3/s)L(m3/s)V（m3/s)01.8580.0081.363332000.0081.593280.0031.7088260.0007961.07610.00151.798132图13: 提馏段负荷性能图表9 各条曲线所通过的点（提馏段）漏液线液相上限液相下限L(m3/s)V（m3/s)L(m3/s)V（m3/s)L(m3/s)V（m3/s)00.5630.00691700.00038900.0080.5630.0069172.30.0003892.3雾沫夹带线液泛线操作点与原点连线L(m3/s)V（m3/s)L(m3/s)V（m3/s)L(m3/s)V（m3/s)02.170.0012.222096000.0081.846640.0032.0811530.0017971.1284080.0051.9380450.0081.682101 三 塔附件1 接管 1.1 进料管 进料管的结构类型有很多，其中直管进料方便，而且阻力小，故采用直管进料，则进料管的直径，其中V为进料流量，m3/s,u为进料流速，m/s. tF=93.32 对密度做内插 aA=78.11xF/78.11xF+18.04(1-xF)=0.2794 aB=1- aA=0.7206 得：L=899.4kg/m3 （31） 进料方式有多种，由泵直接进料操作方便且容易调节流量，但波动较大，本设计流量较大，采用泵直接进料。则uF取1.6m/s。 则 查无缝钢管标准，取 质量为7.15kg/m 1.2 回流管 回流的方式一般有两种，直管回流和弯管回流。本设计采用直管回流。本回流管为塔顶冷凝器的出口管，由冷凝气的设计结果知：回流管的尺寸为 1.3 塔釜出料管 塔底的液体出料管一般有直管出料和经过裙座的弯管出料，本塔的塔径不大，宜采用弯管出料。考虑到安装的需要，弯管的外型尺寸A小于裙座的内径D,取A=800mm. 该塔的出料管即为塔底再沸器的进口管，由再沸器的设计结果知：取956。查无缝钢管标准，质量为9.66kg/m 1.4 塔顶蒸汽出料管 对其提出料管的基本要求是：尽可能减少雾沫夹带，以降低液体物料的损失，采用直管出料。 出料气体的体积流量V =1.893m3/s，出料液流速选择u=20m/s, 则出料管直径 （32） 查无缝钢管标准，取 质量为44.0kg/m 1.5 塔釜进气管 对他的气体进料管的基本要求是：避免液体淹没气体通道，尽量使气体沿塔的横截面分布均匀，本设计采用带有斜切口的直管进气，斜切口可改善气体的分布状况。 该塔的进气管即为塔底再沸器的出口管，由再沸器的设计结果知：取37730。查无缝钢管标准，质量为53.29kg/m。 1.6 法兰的选择 本设计的塔为常压操作塔，设计压力为0.4MPa,故选择法兰时，以，0.6MPa作为其公称压力，即PN=0.6 则根据HG5010-58标准，均选择标准管法兰，平焊法兰，结果如表9所示：表10 精馏塔各接管法兰选择接管型号法兰外径螺栓圆直径螺栓个数螺栓尺寸进料管PN0.6DN40 HG20593401004M12回流管PN0.6DN40 HG2059340904M12塔釜出料管PN0.6DN150 HG205931501104M12塔顶蒸气管PN0.6DN200 HG2059320033512M16塔釜进气管PN0.6DN200 HG2059320033512M162 塔顶吊柱 对于室外无框架的整体塔，塔高超过15m时，考虑到安装检修时起吊塔盘板及其它零件，在塔顶设置吊柱。考虑本地基本不受地震载荷的影响，设计载荷定为W=5000N 塔径D=1800mm,则查得其主要参数为： 质量为500kg,标准图号：HG/T21639-1980-163 除沫器 对于气体出料处，应尽可能减少雾沫夹带，以将低液体物料的损失，改善后续的工艺操作，为此，应在塔的气体出口处安装适宜的除沫装置。常用的除沫装置有折板除沫器和丝网除沫器两种。 折板除沫器结构虽然简单，但金属消耗量大，造价高；丝网除沫器则比表面积大，重量轻，空隙率达，效率高，压降小，使用方便。故本塔采用丝网除沫器。在计算塔径时，求得，精馏段的最大气速umax=1.928m/s，以这个速度作为设计空塔气速。 则除沫器直径 （33） 选用不锈钢标准型除沫器，规格：HG/T21618，丝网尺寸为0.234 筒体与封头 4.1 筒体精馏塔可视为内压容器。其各种设计参数如下：a 设计压力该精馏塔在常压下操作，设计压力取为0.5MPab 设计温度该精馏塔塔底采用加热介质为蒸汽，温度不超过150,因此设计温度定为150。c 许用应力该精馏塔筒体采用钢板卷焊而成，材料选择Q235-A，查得： d 焊缝系数按照GB150规定，焊缝系数主要考虑焊缝形式与对焊缝进行无损检验长度两个因素，本设计采用全焊透对接焊，对焊缝作局部无损探伤，则=0.85壁厚的确定：计算厚度 （34）由计算厚度查得，钢板负偏差C1=0.25mm该系统中苯对筒体腐蚀较小，年腐蚀率为0.1mm/a,设计寿命为20年。8 则C2=0.120=2mm （35）取圆整值=0.62，则筒体壁厚 4.2 封头 本设计采用标准椭圆形封头，材料选用Q235-A,除封头的拼接焊缝需100%探伤外，其余均为对接焊缝局部探伤，则=0.85 （36） （37） 取圆整值=0.62，则封头壁厚 以内径为公称直径，选用封头 查得封头曲面高度h1=450mm,直边高度h2=40mm,内表面积F=3.73m3,容积V=0.866m35 裙座 对于较高的立式容器，为抵抗风载荷及地震载荷，同时为了安装方便，一般安装性能较好的裙式支座。本设计塔径D=1200mm，塔高H15m,因此采用圆筒形裙座。 裙座结构主要有座圈，基础环，螺栓座及人孔。 尺寸确定：基础环外（内）径 （38） 裙座因受整个塔体的重力载荷，壁厚需大些，取为8mm 则基础环内径Dbi=(1200+28)-0.3103=1532mm （39） 基础环外径Dbo=(1200+28)+0.3103=2132mm （310） 经过圆整Dbi=1800mm, Dbo=2100mm ,座圈与塔体间采取对接焊的形式。 9考虑到安装再沸器的需要，裙座高度H=3m6 人孔 6.1 人孔 为了检查塔设备的内部空间以及安装和拆卸设备的内部构件，压力容器需开设人孔。人孔的形状一般有圆形和椭圆形两种。椭圆形人孔的短轴应力与受压容器的筒身轴线平行。本设计的工作压力不大，所以采用圆形人孔。圆形人孔的直径一般为400600mm,此塔选择450mm直径。 人孔主要由筒节，法兰，盖板和手柄组成，一般人孔手柄有两个，通常情况下每隔68块塔板需设置一个人孔，本塔共21块板，需设置2个人孔，每隔8块塔板设置一个人孔。在有人孔的塔板处，板间距需增加，取HT=600mm. 为了便于检修和安装，在裙座上也应开设12个不带盖板的圆形人孔，直径也为450mm. 根据化工处标准HG21515-95 这些人孔DN=450mm,PN为常压，查得人孔的特征尺寸如下： ，螺栓螺母共20个，螺栓直径长度=M1650,总质量（每个人孔）50.7kg. 6.2 补强 开孔以后，一方面由于器壁材料被削弱会引起应力的增加和容器强度的减弱，应力集中系数达到2.5，另一方面由于结构的连续性破坏，在开孔处会产生较大的附加弯曲应力。因此在开孔处都需要进行补强。 补强的形式有补强圈补强，加强管补强和整锻件补强。补强圈补强结构，是采用一补强圈来增强开孔边缘处的金属强度。考虑到焊接的方便，通常把补强圈放在壳体外侧进行单面补强。补强圈的材料，厚度一般与壳体相同。为检验焊缝的紧密型，补强圈上需钻M10螺孔一个，以通入压缩空气检验焊缝质量。根据等面积补强原则，补强面积A求取如下： 被削弱的面积A=（311）其中为壳体的计算壁厚，d为考虑腐蚀裕量的开孔内直径，C为厚度附加量，nt为接管计算壁厚。为强度削弱系数，=1 d=di+2C2=500+22=504mm （312） （313） 有效补强区宽度B= （314） 外伸高度 （315） 内伸高度 （316） 则筒体多余截面积 （317）接管多余截面积 （318）焊缝金属截面积 （319）则需补强面积A=A-(A1+A2+A3)=1577.5-(438.5+95.7+36)=1077.3mm2 （320） 四 塔的总体高度1 塔顶部空间高度HD 塔顶空间指指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取塔顶间距为（1.52.0）HT,同时考虑到安装除沫器的需要，塔顶空间高度HD取1200mm.2 进料板高度HF 为了便于进料和安装进料管，在进料板处，管间距应大一些，HF取为600mm63 设置有人孔的塔板间距HP 在有人孔的塔板处，板间距需增加，取HP=600mm.4 封头高度H1 封头高度包括曲面高度h1和直边高度h2，则H1= h1+ h2=300+40=340mm （41）5 裙座高度H2在求取裙座参数时已得，H2=3m6 塔底空间高度HB 设釜液在塔底的存留时间为5min，则釜液高度 （42）釜液上方需留有0.50.7m的空间高度，此处取0.6m，考虑到再沸器的安装，再留有0.6m的高度。 则HB=0.477+1.2=1.55m7总高度H=(21-2-1)0.35+0.6+40.8+1+1.68+0.34+3=16.4m （43）五 塔所受的载荷1 重力载荷 1.1 筒体重量 已知钢板单位面积重量，则G0.0067.85103=47.1kg/m3, （51）1.2 塔板重量 查得浮阀塔板的单位质量约为75kg/m24 则（52）1.3 保温层重量 由于价格便宜，较易制造，选用膨胀珍珠岩（二级）作为保温层材料。其密度为100kg/m3,导热系数为0.050kcal/m.h.采用直接涂抹式保温法。因为半径大于1000，操作温度小于150，保温层厚度选为60mm。 （53） 1.4 扶梯与平台 选用钢制平台，150kg/m2,5m设置一个平台，共设两个，平台宽度设置为0.5m. 则 （54） 选用笼式扶梯，40kg/m 则1.5 塔总重估算 前面已知塔顶吊柱重量为500kg，螺钉螺母及法兰的总重估计为800kg. 则m=m筒体m塔板m保温m梯+m平台+m吊柱m=6397kg （55）2 风载荷 查得南京地区的基本风压为q0=350N/m2风压高度变化系数为fi：10m_1.00/15m_1.14/20m_1.25Dei=1200+120+400(扶梯当量宽度)+500(平台宽度) 2220mm,两相邻截面的氯苯平分力为： （56）其中K1为体型系数，K10.7, K2i为风振系数，K2i1.7,li为各段计算长度。 本塔高17.8m,分两段计算，每隔10米一段则P1=0.71.7350110000222010-6=9246.3N P2=0.71.73501.147800222010-6=8221.8N从而风弯矩9246.3(10/2)+8221.8(7.8/2) =78296.52N.m （57） 六 塔的其它附属设备1 原料预热器的选择 因为本设计是采用泡点进料，而原料液的温度是25，因此需要一台原料预热器。本塔原料预热器采用的是蒸气加热，其温度为150。 故：苯溶液：2593.32 水： 150150 已知，c苯 =3.022kJ/kg., c水 =4.232kJ/kg. （61） 取水的流量为1.07kg/s,则 （62）t水=133.3-48.3=85 （63） 又，其中K取1000w/m2 （64） 根据标准，选择预热器型号为：REBIS325-2.5-10.5-2 泵的选取104 Z=裙座高度+塔底空间+十块塔板高度+人孔高度=0.357+0.82+3+1.68+0.6=9.33m （65） Q=1.07kg/s=1.073600/931.9=4.13m3/h （66）介质基本无腐蚀，选用清水泵，查B型水泵性能表，选用2B19A型水泵，为避免气蚀现象的发生，将水泵按安装在地面，与塔底同一平面。3 冷凝器的选择有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为5001
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