化工原理课程设计--苯-甲苯连续筛板式精馏塔的设计.doc

化工原理化工原理 课课 程程 设设 计计 题目：题目： 苯苯-甲苯二元物系筛板式精馏塔的设计甲苯二元物系筛板式精馏塔的设计 化工原理课程设计任务书 一一 设计题目设计题目：苯-甲苯连续筛板式精馏塔的设计 二二 任务要求任务要求 设计一连续筛板精馏塔以分离苯和甲苯， 具体工艺参数如下： 原料加料量 F100kmol/h 进料组成 xF0.462 馏出液组成 xD0.932 釜液组成 xw0.032 塔顶压力 p100kpa 单板压降 0.7 kPa 2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流。 三三 主要设计内容主要设计内容 1、设计方案的选择及流程说明 2、工艺计算 3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及 精或提 馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高 4、辅助设备选型与计算 5、设计结果汇总 6、工艺流程图及精馏塔设备条件图 目录目录 摘要摘要 化工生产常需要进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏 是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重 组分分离的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。 为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过 程中的各种参数是非常重要的。 塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生 产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、 核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。 精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡 算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工 艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的 各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，换热器和泵及各种接 管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。 关键词：关键词：苯、甲苯、精馏段、提馏段、筛板塔。 第一章第一章 绪论绪论 1.11.1 设计方案设计方案 苯和甲苯的混合液是使用机泵经原料预热器加热后，送入精馏塔。塔顶上升蒸 汽采用全凝器冷凝后，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出经冷却器冷却 后送至产品罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送入贮槽。具体连续精 馏流程参见下图（图 1-2-1）： 全凝器 回流 出料 乙胺二乙胺溶液 塔釜 1.21.2 设计设计 1.31.3 选塔依据选塔依据 筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下： 1) 结构简单、金属耗量少、造价低廉. 2) 气体压降小、板上液面落差也较小. 全塔物 料衡算 板数的确 定 筛板塔的 设计 画筛板 负荷性 能图 热量衡 算 附属设备及 主要附件的 设计 3) 塔板效率较高. 改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔. 第二章第二章 精馏塔的工艺设计精馏塔的工艺设计 2.1 精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算 2.1.1 原料液及塔顶塔底产品的摩尔分率： 进料组成：=0.45+0.001(20-8)=0.462 F x 溜出液组成：=0.92+0.001(20-8)=0.932 D x 釜液组成：=0.02+0.001(20-8)=0.032 W x 进料量 F=100kmol/h 总物料衡算： 即：WDFWD100 易挥发组分物料衡算： 即： WDF WxDxFxWDxF032 . 0 932 . 0 100 联立解得：D=47.78kmol/h，W=52.22kmol/h 2.1.2 原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量： 苯的摩尔质量：kg/mol 甲苯的摩尔质量：kg/mol11.78 A M14.92 B M =O.46278.11+(1-0.462)92.14=85.66kg/mol F M =0.93278.11+(1-0.932)92.14=79.06kg/mol D M =0.03278.11+(1-0.032)92.14=91.69kg/mol W M 2.2 物性参数的计算 2.2.1 操作温度的计算 由苯-甲苯的气液平衡关系表 2-1 知：（101.3kPa) 表 2-1 苯的摩尔分数苯的摩尔分数温度 t/ 液相 x/ 气相 y/ 温度 t/液相 x/ 气相 y/ 110.4 0.0 0.0 90.0 58.4 77.8 106.0 10.8 23.2 86.0 73.8 87.6 102.0 21.0 39.9 84.082.4 92.1 98.0 32.2 54.3 82.0 91.5 96.4 94.0 44.6 66.8 81.0 96.3 98.5 92.0 51.2 72.5 80.2 100.0 100.0 下面用内插法分别求塔顶，进料，塔釜的温度，分别用，表示： D t F t W t 对于塔顶：=0.93，由气液平衡关系表用内插法求，即： D x D t 塔顶温度：= 解得：=81.65 5 .91 2 . 93 0 . 82 D t 3 . 965 .91 0 . 810 .82 D t 进料温度：= 解得：=93.52 6 .44 2 . 46 0 .94 F t 2 .51 6 . 44 0 . 920 .94 F t 塔底温度：= 解得：=109.10 0 . 02 . 3 4 . 110 W t 8 . 100 . 0 0 . 1064 .110 W t 精馏段平均温度：t =87.585 1 2 DF tt 2 65.8152.93 提溜段平均温度：t =101.31 2 2 WF tt 2 10.10952.93 2.2.2 相对挥发度 的计算 苯甲苯的饱和蒸汽压可用安托因方程求解，即： Lg=A- 式中：t：物系温度，单位： .：饱和蒸汽压， 0 p B tC 0 pkPa/ A,B,C,Antoine 常数，见如下表 2-2 表 2-2 组分 ABC 苯(A) 6.0231206.35220.24 甲苯(B) 6.0781342.94219.58 即：苯-甲苯的安托因方程分别为： 58.219 94.1342 078 . 6 lg 24.220 06.120 023 . 6 lg 0 0 t P t P B A 对于塔顶：=81.65，则 =6.023- =106.42Kpa D t 0 lg A P 04.22065.81 35.1206 0 A P =6.078- =41.35Kpa 0 lg B p 58.21965.81 94.1343 0 B P =2.574 D 0 0 B A P P 35.41 42.106 同理，塔底 ：=109.10 则 =6.023- =229.12Kpa W t 0 lg A P 24.22010.109 35.1206 0 A P =6.078- =97.52Kpa 0 lg B P 58.21910.109 94.1343 0 B P 解得：p=229.308kPa, p=97.230kPa 0 A 0 B =2.349 W 0 0 B A P P 52.97 12.22 相对挥发度为：=2.459 m WD 349 . 2 574. 2 从而得到相平衡方程:y= x x ) 1(1 x x 459 . 1 1 459 . 2 泡点进料：q=1，X =X =0.462，代入相平衡方程，得 y =0.68 q F q 1462. 0459 . 1 462. 0459. 2 最小回流比为：R=1.16 min qq qD xy yx 462 . 0 68 . 0 68 . 0 932 . 0 R=（1.12.0）R，取 R=1.8R=1.8 1.16=2.09 minmin 2.3 精馏塔汽液相负荷 精馏段：L=RD= 2.09 47.78=99.86kmol/h V=(R+1)D=(2.09+1) 47.78=147.64kmol/h 提馏段：=L+qF=99.86+1 100=199.86kmol/hL kmol/h64.147) 1(VFqVV 2.4 操作线方程的确定 精馏段操作线方程的确定：=932 . 0 64.147 78.47 64.147 86.99 D x V D x V L y 301. 0676 . 0 x 提馏段操作线方程的确定 011 . 0 353. 1032 . 0 64.147 22.52 64.147 86.199 xxxx V W x V L y W 联立以上两式得：，460 . 0 q x611 . 0 q y 2.5 精馏塔理论塔板数的计算 对于苯-甲苯物系，我采用了相平衡方程与操作线方程式逐板计算法求理论板数： 精馏段操作线方程： （1）301 . 0 676. 0 1 nn xy 提溜段操作线方程： （2）011 . 0 353 . 1 1 nn xy 平衡线方程： （3） n nn n y yy x 459. 1459 . 2 ) 1( 由于是全凝器： 932 . 0 1 D xy 从第一块塔板下降的液体组成由式（3）求得： 848. 0 932. 0459 . 1 459 . 2 932 . 0 459. 1459. 2 1 1 1 y y x 第二块板上升的气相组成用式（1）求得： 874. 0301. 0848. 0676 . 0 301 . 0 676 . 0 12 xy 第二块板下降的液相组成由（3）式求得： 738 . 0 874 . 0 459. 1459. 2 874 . 0 459. 1459 . 2 2 2 2 y y x 用此法依次计算得:， 799 . 0 3 y648. 0 3 x ， 739 . 0 4 y535. 0 4 x ， 800mm,故塔板采用分块式： 表 2-1 塔径 mm8001200160014002000180024002200 塔板分块数 3456 因此,塔板分为 4 块. 边缘区宽度确定: 精馏段:取 0.065 ,0.035 ssc WWm Wm 提馏段:取 0.065 ,0.035 ssc WWm Wm 开孔区面积计算 开孔区面积 2 22 2arcsin 180 a rx Ax rx r 精馏段:mWW D x Sd 461. 0065 . 0 174. 0 2 4 . 1 2 mW D r C 665. 0035 . 0 2 4 . 1 2 2 2 22 89 . 0 665 . 0 461 . 0 arcsin 180 665 . 0 14 . 3 461. 0665. 0461. 02mAa 提馏段:mWW D x Sd 461 . 0 065 . 0 174 . 0 2 4 . 1 2 mW D r C 665. 0035 . 0 2 2 . 1 2 2 2 22 89. 0 665 . 0 461. 0 arcsin 180 665. 014 . 3 461 . 0 665 . 0 461 . 0 2mAa 筛孔计算及其排列 因为所处理的物系无腐蚀性,可选用碳钢板,取筛孔直径,筛孔按mm3 0 5dmm 正三角排列,取孔中心距： 0 33 515tdmm 精馏段: 筛孔数目为个4569 015. 0 89. 0155 . 1 155 . 1 22 0 t A n 提馏段: 筛孔数目为个4569 015 . 0 89. 0155 . 1 155 . 1 2 0 t A n 开孔率为 22 0 0.005 0.9070.90710.1% 0.015 d t 精馏段 气体通过阀孔的气速为sm A V u S /09.13 89. 0101 . 0 177 . 1 0 0 提馏段 气体通过阀孔的气速为sm A V u S /52.12 89 . 0 101 . 0 125 . 1 0 0 3.53.5 筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算 3.5.1 塔板压降 干板阻力计算 c h 2 0 0 0.051 V c L u h C 由, 0 5 1.67 3 d 84. 0 0 c 精馏段: 液柱mhc0435 . 0 63.802 819 . 2 84 . 0 09.13 051 . 0 2 提馏段: 液柱mhc0461 . 0 578.778 169. 3 84 . 0 52.12 051 . 0 2 气体通过液层的阻力计算 1 h 气体通过液层的阻力 L hh 1 精馏段: sm AA V u fT S a /824 . 0 111 . 0 54. 1 177 . 1 2 1 2 1 0 ./383. 1819 . 2 824 . 0 mskguF va 62 . 0 液柱mhhhh owwl 0372 . 0 06 . 0 62 . 0 1 提馏段: sm AA V u fT s a /787 . 0 111 . 0 54 . 1 125. 1 )./(401 . 1 169 . 3 787 . 0 2 1 2 1 0 mskguF va 61 . 0 液柱mhhhh owwl 0366. 006 . 0 61 . 0 1 液体表面张力的阻力计算 h 精馏段: 液柱m gd h l l 0021. 0 005 . 0 81 . 9 63.802 1064.2044 3 0 气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算 p h 液柱mhhhh cp 0828 . 0 10097. 20372 . 0 0435 . 0 3 1 气体通过每层塔板的压降为： (设计允许kpakpapaghp lp 7 . 0652 . 0 951.65181 . 9 63.802828. 0 值) 提馏段: 液柱m gd h l l 0020 . 0 005. 081. 9578.778 1040.1944 3 0 气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算 p h 液柱mhhhh cp 0847 . 0 0020 . 0 0366 . 0 0461 . 0 1 气体通过每层塔板的压降为： 0.7Kpa(设计kpapaghp lp 647 . 0 926.64681. 9578.7780847 . 0 允许值) 3.5.2 液面落差 对于筛板塔,液面落差很小且本例的塔径和液流量均不大,故可忽略液面落差的 影响. 3.5.3 液沫夹带 液面夹带量: 2 . 3 6 107 . 5 fT a L V hH u e 其中:2.52.5 0.060.15 fL hhm 精馏段: 气液气液kg/1 . 0/0126 . 0 15 . 0 4 . 0 824 . 0 1064.20 107 . 5 2 . 3 3 6 kgkgkgev 提馏段: 气液气液kgkgkgev/1 . 0kg/0115. 0 15. 04 . 0 787 . 0 1040.19 107 . 5 2 . 3 3 6 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内. V e 3.5.4 漏液 对筛板塔,漏液点气速 VLL hhCu /13 . 0 0056 . 0 4 . 4 0min, 0 精馏段: smu/63 . 6 819 . 2 /63.8020021 . 0 06 . 0 13. 00056 . 0 84. 04 . 4 min, 0 实际孔速smsmu/63 . 6 /09.13 0 稳定系数5 . 1974 . 1 63 . 6 9 .13 min, 0 0 u u k 提馏段: smu/185 . 6 169 . 3 /578.7780020 . 0 06 . 0 13 . 0 0056 . 0 84. 04 . 4 min, 0 实际孔速smsmu/185. 6/52.12 0 稳定系数5 . 1024 . 2 185 . 6 52.12 min, 0 0 u u k 故在本设计中无明显漏液 3.6 液泛 为防止塔内发生液泛,降液管内液层高度应服从 d H wd hHH 甲苯-对二甲苯属一般物系,取,则5 . 0 精馏段: 液柱mhH wT 223 . 0 046. 04 . 05 . 0 板上不设进口堰， 液柱muhd0015 . 0 1 . 0153. 0153 . 0 2 2 0 液柱mhhhH dlpd 1443 . 0 015 . 0 06. 00828 . 0 wd hHH 提馏段: 液柱mhH wT 218. 0)036 . 0 4 . 0(5 . 0 板上不设进口堰， 液柱muhd0015. 01 . 0153 . 0 153 . 0 2 2 0 液柱mhhhH dlpd 146 . 0 0015 . 0 06. 00847 . 0 wd hHH 故在本设计中不会发生液泛现象 3.6.13.6.1 漏液线 由 VLL hhCu /13 . 0 0056. 04 . 4 0min, 0 , 0min,min, 0 / AVu s owwL hhh 3 2 1000 84 . 2 w h ow l L Eh 得 VL w h ws h l L EhACV / 1000 84 . 2 13 . 0 0056 . 0 4 . 4 3 2 00min, 精馏段: 819. 2/63.8020021 . 0 924 . 0 3600 1 1000 84. 2 046. 013. 00056 . 0 89 . 0 101. 084 . 0 4 . 4 3 2 min, s l Vs = 3 2 0914 . 0 00948 . 0 602 . 5 s l 在操作线范围内,任取几个值,依上式计算出 s L s V 表 2-2 smLs/ 3 0.00060.00150.00300.0045 smVs/, 3 0.5640.5790.5980.613 提馏段: =4.870 SV 3 2 0914 . 0 00818 . 0 s l 操作线范围内,任取几个值,依上式计算出 s L s V 表 2-3 3 / s L ms 0.00060.00150.00300.0045 3 ,/ s V ms 0.4580.4720.4890.503 由上表数据可作出漏液线 1 3.6.2 液沫夹带线 以为限,求出关系如下:气液 kgkgeV/1 . 0 ss LV 由 2 . 3 6 107 . 5 fT a L V hH u e 精馏段: S S fT S a V V AA V u70 . 0 111 . 0 54 . 1 046 . 0 ,5 . 25 . 2 wowwlf hhhhh , 3 2 3 2 3 703 . 0 924 . 0 3600 11084 . 2 s s ow l l h 3 2 76. 1115. 0 sf lh 3 2 76 . 1 285 . 0 sfT lhH 1 . 0 76 . 1 285. 0 70 . 0 1064.20 107 . 5 2 . 3 3 23 6 s s v l v e 整理得: 3 2 85.1557 . 2 ss lv 在操作范围内,任取几个值,依上式计算出值 S L S V 表 2-4 smLS/, 3 0.00060.00150.00300.0045 smVS/, 3 2.4572.3622.242.138 提馏段: s s fT s a v v AA v u70 . 0 111 . 0 54 . 1 , owwLf hhhh5 . 25 . 2036 . 0 w h , 3 23 2 703. 0 924 . 0 3600 184 . 2 s s ow l l h 3 2 758. 109. 0 s f lh 3 2 758 . 1 31 . 0 sfT lhH 1 . 0 758 . 1 31 . 0 70. 0 104 .19 107 . 5 2 . 3 3 23 6 s s v l v e 整理得: 3 2 53.1574 . 2 ss lv 在操作范围内,任取几个值,依上式计算出值 S L S V 表 2-5 3 ,/ S L ms 0.00060.00150.00300.0045 3 ,/ S V ms 2.632.532.422.32 由上表数据可作出液沫夹带线 2. 3.6.3 液相负荷下限线 对于平直堰,取堰上液层高度作为最小液体负荷标准mhow006. 0 006 . 0 3600 1000 84. 2 3 2 w ow l Eh 取 E=1,则smls/000788 . 0 1088 . 7 3600 924 . 0 84 . 2 1000006. 0 34 2 3 min, 据此可作为与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3. 3.6.4 液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限s4 ffT S S A HA H L L smls/0111 . 0 4 4 . 0111. 0 3 min, 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4. 3.6.5 液泛线 令,由, wTd hHH dLpd hhhH hhhh cp 1 , L hh 1owwL hhh 联立得: hhhhhH dcoww 11 忽略,将与,与,的关系代入上式,并整理得: h ow h S L d h S L Sc Vh 与 3 2 22 SSS LdLcbVa 式中: L V CA a 2 00 051 . 0 wT hHb1 2 00 /153 . 0 hlc 3 2 3 3600 11084 . 2 w l Ed 将相关数据代入上式,得: 精馏段: 0314 . 0 63.802 819 . 2 )84 . 0 89 . 0 101 . 0 ( 051 . 0 2 a 148. 0046 . 0 162 . 0 054 . 05 . 0b 476.186031 . 0 924. 0/153. 0 2 c 139 . 1 924 . 0 3600 62 . 0 111084 . 2 3 2 3 d 故 3 2 22 139 . 1 476.186148 . 0 0314 . 0 sss llv 继续整理得: 3 2 22 274.36726.5938713 . 4 sss llv 在操作范围内.任取几个值,依上式计算出值 s L s V 表 2-6 smLS/, 3 0.00060.00150.00300.0045 smVS/, 3 2.232.0551.981.90 提馏段: 0364 . 0 578.778 169 . 3 84. 089 . 0 101. 0 051 . 0 2 a 160 . 0 036 . 0 161. 05 . 04 . 05 . 0b 755.38068 . 0 924 . 0 /153 . 0 2 c 139. 1 924 . 0 3600 61 . 0 1110842 3 2 3 d 故 3 2 22 139. 1755.38160. 00364 . 0 sss llv 继续整理得 3 2 22 29.31698.1064396. 4 sss llv 在操作范围内.任取几个值,依上式计算出值sL sV 表 2-7 3 ,/ S L ms 0.00060.00150.00300.0045 3 ,/ S V ms 2.041.9961.9331.875 由上表数据即可作出液泛线 5 第四章第四章 热量衡算热量衡算 4.1 热量衡算示意图热量衡算示意图 4.2 加热介质和冷凝剂的选择 4.2.1 加热介质的选择 选择饱和水蒸气，温度 133.3，工程大气压为 300KPaC 原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸气冷凝放热值大，而 水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应越小，但水蒸气不宜太高。 4.2.2 冷却剂的选择 常用的冷却剂是水和空气。故选用 25的冷却水，温升 10，即冷却水的出口温度CC 为 35。C 4.3 热量衡算 4.3.1 比热容及汽化潜热的计算 （1）塔顶温度下的比热容 D t =81.69下，苯和甲苯的比热容分别为 D t )/(53.151)/(941 . 1 1 KkmolkJKkgkJCP)/(78.175)/(908. 1 2 KkmolkJKkgkJCP )/(22.153)93. 01 (78.17593 . 0 53.151)1 ( 21 KkmolkJxCxCC DPDPPD （2）进料板温度=93.55时， F t )/(75.150)/(93 . 1 1 KkmolkJKkgkJCP )/(65.179)/(95 . 1 2 KkmolkJKkgkJCP )/(88.169)338. 01 (65.179338. 075.150)1 ( 21 KkmolkJxCxCC FPFPPD （3）塔釜温度 =109.18 W t )/(00.157)/(01 . 2 1 KkmolkJKkgkJCP )/(85.185)/(02. 2 2 KkmolkJKkgkJCP )/(36.185)017. 01 (85.185017 . 0 00.157)1 ( 21 KkmolkJxCxCC WPWPPD （4）汽化潜热 (1)=81.69下, D tkgkJrkgkJr/87.378,/88.392 21 kgkJxrxrr DD /90.391)93 . 0 1 (87.37893 . 0 88.392)1 ( 21 4.3.2 热量衡算： （1）0时塔顶上升的热量,塔顶以 0为基准。 V Q （hkJMrVtCVQ VDDPDV /1036 . 6 14.7990.39121.14669.8122.15321.146 6 2）回流液的热量与塔顶组成相同。 R Q hkJtCLQ RPRR /1018368.8122.15321.146 6 (3)塔顶流出液的热量： hkJtCDQ DPD D /1098 . 5 69.8122.15378.47 5 （4）进料的热量： hkJtCFQ FPFF /1059 . 1 55.9388.169100 6 （5）塔底残夜的热量： hkJtCWQ wPWW /1006 . 1 18.10936.18522.52 6 （6）冷凝器消耗的热量： hkJQQQQ DRVC /10932 . 3 1098 . 5 1083. 11036 . 6 6566 项 目 进 料 塔顶溜出液 塔底残液 平均比热容 )/(KkmolkJ 169.88 153.22185.36 热量)/(hkJQ 6 1059 . 1 5 1098 . 5 6 1006 . 1 第五章第五章 附属设备及主要附件的设计附属设备及主要附件的设计 5.15.1 塔附件的设计塔附件的设计 5.1.1 接管管径的设计 塔顶蒸汽出料管 操作压力为常压，蒸汽速度可取 ，本设计取 16m/s .m/s2012Wv 301 . 0 819 . 2 1614 . 3 3600 092.79207.1464 3600 4 VV D W d 整圆后： v d 表 4-1 塔顶蒸汽管参数表 外径内径壁厚重量标准号 热轧无缝钢管 325mm309mm8mm62.54kg/mYB231-70 塔釜出料管 取 W W0.6m/s m W w d LW w 0569 . 0 715.7646 . 014 . 3 3600 313.8022.524 3600 4 整圆后： w d 表 4-2 塔釜出料管参数表 外径内径壁厚重量标准号 热轧无缝钢管 108mm100mm4mm10.26kg/mYB231-70 回流管 取m/s5 . 0WR m W l d LR R 0823. 0 82.8125 . 014 . 3 3600 092.7943.984 3600 4 1 整圆后： R d 表 4-3 回流管参数表 外径内径壁厚重量标准号 热轧无缝钢管 133mm125mm4mm12.72kg/mYB231-70 进料管 F u2.0m/s取 m u F d LF F 0434 . 0 44.792214 . 3 3600 269.841004 3600 4 整圆后： F d 表 4-4 进料管参数表 外径内径壁厚重量标准号 热轧无缝钢管 45mm40mm2.5mm3.58kg/mYB231-70 5.1.2 法兰的选择 由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，根据不同的公称直径选用相 应的法兰，据材料与零部件可得: 表 4-5 法兰型号 进料管 Pg10 Dg40 Hg5010-58 回流管 Pg10 Dg125 Hg5010-59 塔底出料管 Pg10 Dg100 Hg5010-60 塔顶进气管 Pg10 Dg300 Hg5010-61 塔釜进气管 Pg10 Dg300 Hg5010-62 5.1.3 除沫器 气速 : smKW V VL K /814 . 1 819. 2 819 . 2 82.812 107 . 0 除沫器直径: m W V D K S 909 . 0 814. 114. 3 177 . 1 44 5.1.4 塔底设计 料液在釜内停留 15min，装料系统取 0.5 . 塔底高 h：塔径 d =2:1 塔底料液量 :smVL Sw /125. 1 3 塔底体积 : 32 25 . 2 4 mhdVw m W d W 43 . 1 14 . 3 25 . 2 22 33 mdh86 . 2 2 5.1.55.1.5 筒体 操作压力 P=1atm ,公称直径 dg=1600mm 查得筒体壁厚为 5mm，所用材质为. 3 A 5.1.6 封头 封头分为椭圆形封头，蝶形封头几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径 Dg=1600mm 查得: 2 12 3 h400mm h40 F2.97m V0.617m Dg1600 6JB115473 mm 封 封 曲面高度直边高度内表面积 容积选封头， 5.25.2 冷凝器的设计冷凝器的设计 取冷凝器传热系数 2 2302/() o KkJmhC 假如该地区平均水温25，升温15. 对于逆流: 81.48 4069.81 2569.81 4069.812569.81 2 1 21 nn m l t t l tt t hkJQC/10932 . 3 6 冷凝器冷凝面积: 99.34 81.482302 3932000 m L tK Q A 2 m 5.3 塔顶封头塔顶封头 本设计采用椭圆形封头，公称直径： 内表面积,403502,1400 21 mmhmmhmmDN，直边高度，曲面高度查附录 ，容积 2 3005 . 2 mA 3 4202 . 0 mV 则封头高度：mmhhH39040350 211 5.3.1 塔顶空间 取塔顶间距mHH Ta 80 . 0 40. 022 考虑到需装除沫器，选他顶空间mHD2 . 1 5.3.2 塔底空间 取釜液停留时间为 5mim,取塔底液面至最下一层塔板之剑距离为 1.5m，则 77 . 1 5 . 1 54 . 1 4202 . 0 600028 . 0 5 5 . 1 60 T S B A VLt H 5.3.3 裙座 塔底常用裙座支撑，裙座的结垢性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是设 备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座内径为 300mm,取裙座壁厚 16mm。 基础环内径：mmDbi93210)4 . 02 . 0()1621400( 3 基础环外径：mmDbo193210)4 . 02 . 0()1621400( 3 圆整：，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取 18mm，考虑到mmDmmD bbi 2000,1000 0 再沸器裙座高取.mH3 2 塔总高度：mHHHHZ BD 76.14339 . 0 77 . 1 2 . 14 . 8 21 第六章第六章 筛板塔的工艺设计计算结果汇总表筛板塔的工艺设计计算结果汇总表 数值 序号项目单位 精馏段提馏段 1 平均温度 m t 87.62101.36 2 平均密度 Lm -3 kg m 802.63778.578 3 平均表面张力 Lm -1 mN m20.6419.40 4 平均粘度 Lm mPa 0.2880.259 5 气相流量Vs m3/s1.1771.125 6 液相流量 s L m3/s0.002860.0063 7实际塔板数N 块 1110 8 有效段高度Z m3.64.0 9 塔径D m1.41.4 10 板间距 T H m0.400.40 11 溢流形式单溢流单溢流 12 降液管形式弓形弓形 13 堰长 w W l m0.9240.924 14 堰高 w W h m0.0460.036 15 板上液层高度 hL m0.060.06 16 堰上液层高度 how m0.0140.024 17 降液管底隙高度 ho m0.0310.068 18 安定区高度 WS m0.0650