分离苯甲苯精馏系统设计（另有全套CAD图纸） .pdf

第 1 页 共 47 页 化工课程设计说明书 作 作 者者 学 学 号号 学院学院 系系 专 专 业业 题 题 目目 分离苯 甲苯精馏系统设计 塔设计 指导者 指导者 评阅者 评阅者 年 月 化工课程设计说明书 第 2 页 共 47 页 2 目 目 录 录 第一章 第一章 概述概述 1 1 第二章 第二章 主要基础数据主要基础数据 2 2 第三章 第三章 设计方案的确定以及流程说明设计方案的确定以及流程说明 4 4 第四章 第四章 塔的物料横算塔的物料横算 5 5 第五章 第五章 塔板数的确定塔板数的确定 6 6 第六章 第六章 塔的工艺条件及物性数据计算塔的工艺条件及物性数据计算 10 10 第七章 第七章 汽液相负荷计算汽液相负荷计算 13 13 第八章 第八章 塔和塔板主要工艺尺寸计算塔和塔板主要工艺尺寸计算 14 14 第九章 第九章 筛板流体力学验算筛板流体力学验算 20 20 第十章 第十章 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 24 24 第十一章 筛板塔的工艺设计计算结果总表第十一章 筛板塔的工艺设计计算结果总表 31 31 第十二章 塔附件的设计第十二章 塔附件的设计 33 33 第十三章 课程设计心得体会第十三章 课程设计心得体会 40 40 参考文献参考文献 42 42 化工课程设计说明书 第 3 页 共 47 页 3 第一章 第一章 概 概 述述 高径比很大的设备称为塔器 塔设备是化工 炼油生产中最重要的设备之 一 它可使气 或汽 液或液液两相之间进行紧密接触 达到相际传质及传热的 目的 常见的 可在塔设备中完成的单元操作有 精馏 吸收 解吸和萃取等 此外 工业气体的冷却与回收 气体的湿法净制和干燥 以及兼有气液两相传质 和传热的增湿 减湿等 根据设计任务书 此设计的塔型为筛板塔 筛板塔是很早出现的一种板式 塔 五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究 逐步掌握了筛板塔的性能 并形成了较完善的设计方法 与泡罩塔相比 筛板塔具有下列优点 生产能力大 塔板效率高 压力降低 而且结构简 单 塔盘造价减少 左右 安装 维修都较容易 从而一反长期的冷落状况 获得了广泛应用 近年来对筛板塔盘的研究还在发展 出现了大孔径筛板 孔径 可达 mm 导向筛板等多种形式 筛板塔盘上分为筛孔区 无孔区 溢流堰及降液管等几部分 工业塔常用的 筛孔孔径为 mm 按正三角形排列 空间距与孔径的比为 近年 来有大孔径 mm 筛板的 它具有制造容易 不易堵塞等优点 只是 漏夜点低 操作弹性小 筛板塔的特点如下 结构简单 制造维修方便 生产能力大 比浮阀塔还高 塔板压力降较低 适宜于真空蒸馏 塔板效率较高 但比浮阀塔稍低 合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性 仅稍低与泡罩塔 小孔径筛板易堵塞 故不宜处理脏的 粘性大的和带有固体粒子的料 液 化工课程设计说明书 第 4 页 共 47 页 4 第二章 第二章 主要基础数据 主要基础数据 1 1 2 12 1 苯和甲苯的物理性质 苯和甲苯的物理性质 表 1 苯和甲苯的物理性质 项目 分子式 分子量 m 沸点 临界温度 tc 临界压强 pc kpa 苯 a c6h6 78 11 80 1 289 2 4910 甲苯 b c6h5ch3 93 13 110 8 321 0 4050 2 22 2 饱和蒸汽压 饱和蒸汽压 p p o o 苯和甲苯的饱和蒸汽压可用 苯和甲苯的饱和蒸汽压可用 antoine antoine 方程方程 求算 即 c t b a p o ln 式中 t 物系温度 p o 饱和蒸汽压 kpa a b c antoine 常数 其值见下表 表 2 antoine 常数 组分 a b c 苯 6 023 1206 35 220 24 甲苯 6 078 1343 94 219 58 2 3 苯和甲苯的液相密度 l 表 3 苯和甲苯的液相密度 温度 80 90 100 110 120 苯 kg m 3 815 0 803 9 792 5 780 3 768 9 甲苯 kg m 3 810 0 800 2 790 3 780 3 770 0 2 4 液体表面张力 表 4 液体表面张力 温度 t 60 80 100 120 140 化工课程设计说明书 第 5 页 共 47 页 5 苯 mn m 23 74 21 27 18 85 16 49 14 17 甲苯 mn m 23 94 21 69 19 94 17 34 15 32 2 5 液体粘度 l 表 5 液体粘度 温度 t 60 80 100 120 140 苯 mpas 0 381 0 308 0 255 0 215 0 184 甲苯 mpas 0 373 0 311 0 264 0 228 0 200 2 6 温度 利用表中数据由拉格朗日插值法可求得tf td tw 50 95 0 30 84 38 6 98 3 39 0 30 2 95 6 98 f f t t 19 81 95 6 96 2 81 0 95 0 100 2 81 2 80 d d t t 40 109 0 0 35 2 6 110 0 0 8 8 6 110 1 106 w w t t 化工课程设计说明书 第 6 页 共 47 页 6 第三章 第三章 设计方案的确定及流程说明设计方案的确定及流程说明 苯和甲苯混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔 塔顶上升蒸汽采用 全凝器冷凝后 一部分作为回流 其余为塔顶产品 经冷却器冷却后送至贮槽 流程图如下 化工课程设计说明书 第 7 页 共 47 页 7 第四章 第四章 塔的物料衡算 塔的物料衡算 4 14 1 料液及塔顶 料液及塔顶 塔底产品含苯摩尔分率塔底产品含苯摩尔分率 3884 0 13 92 65 11 78 35 11 78 35 f x 966 0 13 92 4 11 78 96 11 78 96 d x 0235 0 13 92 98 11 78 2 11 78 2 w x 4 2 平均分子量 mf 0 3884 78 11 1 0 3884 92 13 86 68 kg kmol md 0 966 78 11 1 0 966 92 13 78 59 kg kmol mw 0 0235 78 11 1 0 0235 92 13 91 80 kg kmol 4 3 物料衡算 总物料衡算 f 1000 86 68 11 54 kmol h d w f 1 易挥发组分物料衡算 0 966 d 0 0235 w 0 3884 f 2 联立 1 2 解得 d 4 638 kmol h w 6 898 kmol h 4 4 物料衡算表 表 6 物料衡算表 进料量 f kg h 塔顶出料量 d kg h 塔底出料量 w kg h 11 54 4 638 6 898 合计 11 54 11 54 化工课程设计说明书 第 8 页 共 47 页 8 第五章 第五章 塔板数的确定 塔板数的确定 2 2 5 1 理论塔板数 nt 的求取 苯 甲苯属理想物系 可采用 m t 图解法求 nt 5 1 1 根据苯 甲苯的饱和蒸汽压 利用泡点方程 a o a a o b o a o b a x p p y p p p p x 计 算出苯 甲苯的气液平衡数据如下表 表 7 苯 甲苯的气液平衡数据表 温度 xa ya 80 2 1 1 81 2 0 950 0 979 82 3 0 903 0 957 84 4 0 803 0 914 86 8 0 700 0 85 3 89 4 0 592 0 789 92 1 0 489 0 710 95 2 0 397 0 618 98 6 0 300 0 500 102 2 0 200 0 370 106 1 0 088 0 212 110 6 0 0 根据计算结果作 t x y 图及 x y 图 化工课程设计说明书 第 9 页 共 47 页 9 图2 t x y图 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 80 6 85 6 90 6 95 6 100 6 105 6 110 6 t 浓度 液相 气相 图3 x y图 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 x y 苯 甲苯 平衡线 化工课程设计说明书 第 10 页 共 47 页 10 5 1 2 求最小回流比 rmin 操作回流比 r 因饱和蒸汽进料 在 x y 图对角线上自点 e 0 3884 0 3884 作平行于 y 轴 的线即为 q 线 该线与平衡线的交点坐标为 xq 0 3884 yq 0 6096 此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标 故 611 1 3884 0 6096 0 6096 0 966 0 min q q q d x y y x r 取操作回流比 r 2rmin 2 1 611 3 222 5 1 3 求理论板数 nt 精馏段操作线方程为 1 1 r x r r y xd 229 0 7632 0 1 222 3 966 0 1 222 3 222 3 x x 按 m t 图解法在 x y 图上作梯级得 化工课程设计说明书 第 11 页 共 47 页 11 nt 12 层 包括塔底再沸器 其中精馏段理论板数为 5 层 提馏段为 7 层 第 6 层为加料板 5 1 4 全塔效率 et 根据 m t e lg 616 0 17 0 6 根据塔顶 塔底液相组成查 t x y 图 求得塔平均温度为 95 4 该温度 下进料液相平均粘度为 b l f m i i x 3884 0 1 3884 0 a 0 3884 0 2672 1 0 728 0 2748 0 2719mpas 8 51 518 0 2719 0 lg 616 0 17 0 et 5 25 2 实际板层数 实际板层数 n np p 精馏段 n 精 5 0 518 9 64 取 10 层 提馏段 n 提 7 0 518 13 50 取 14 层 化工课程设计说明书 第 12 页 共 47 页 12 第六章 第六章 塔的工艺条件及物性数据计算 塔的工艺条件及物性数据计算 6 16 1 操作压强 操作压强 p pm m 塔顶压强 pd 101 33kpa 取每层塔板压降 p 0 7 kpa 则进料板压强 pf 101 33 0 7 10 108 33 kpa 塔底压强为 pw 108 33 0 7 14 118 13kpa 则 精馏段平均操作压强为 kpa p m 83 104 2 33 108 33 101 提馏段平均操作压强为 kpa p m 23 113 2 13 118 33 108 6 26 2 温度 温度 t tm m 根据操作压强 依下式两式试差计算操作温度 x x b o b a o a p p p 和 c t b a p o ln 试差结果 塔顶 td 81 2 进料板 tf 95 5 塔底 tw 109 4 则 精馏段平均温度 tm 精 4 88 2 5 95 81 2 提馏段平均温度 tm 提 5 102 2 5 95 4 109 6 36 3 平均摩尔质量 平均摩尔质量 用插值法算出 精馏段平均液相组成 x1 0 636 精馏段平均气相组成 y1 0 815 提留段平均液相组成 x2 0 193 提留段平均气相组成 y2 0 360 精馏段液相平均摩尔质量 ml1 83 22 kg kmol 精馏段气相平均摩尔质量 mv1 80 71 kg kmol 提留段液相平均摩尔质量 ml2 89 43 kg kmol 提留段气相平均摩尔质量 mv 2 87 08 kg kmol 精馏段 1 2 523 提留段 2 2 353 6 46 4 平均密度 平均密度 m m 化工课程设计说明书 第 13 页 共 47 页 13 6 4 1 液相密度 lm 依式 1 lm aa la ab lb a 为质量分率 塔顶 t 81 2 用插值法算出在此温度下苯和甲苯的密度 苯 814 kg m 3 甲苯 809kg m 3 809 04 0 814 96 0 1 lmd lmd 813 8kg m 3 进料板 tf 95 5 用插值法算出在此温度下苯和甲苯的密度 苯 797 kg m 3 甲苯 794kg m 3 由加料板液相组成 aa 0 35 794 35 0 1 797 35 0 1 lmf lmf 795kg m 3 塔底 tw 109 4 用插值法算出在此温度下苯和甲苯的密度 苯 781 kg m 3 甲苯 781kg m 3 781 99 0 781 01 0 1 lmw lmw 781kg m 3 故精馏段平均液相组成 lm 精 813 8 795 2 804 4kg m 3 提馏段平均液相组成 lm 提 795 781 2 788kg m 3 6 4 2 气相密度 vm 3 24 2 15 273 4 88 314 8 71 80 4 83 m kg rt m p m mv 精 精 3 16 3 15 273 5 102 314 8 08 87 23 113 m kg rt m p m mv 提 提 6 56 5 液体表面张力 液体表面张力 m m n i i i m x 1 塔顶 t 81 2 用插值法算出在此温度下苯和甲苯的液体表面张力 m 苯 21 12 m 甲苯 21 59 m 顶 0 966 21 12 1 0 966 21 59 21 14mn m 化工课程设计说明书 第 14 页 共 47 页 14 进料板 tf 95 5 用插值法算出在此温度下苯和甲苯的液体表面张力 m 苯 19 39 m 甲苯 20 33 m 进 0 3884 19 39 1 0 3884 20 33 19 96mn m 塔底 tw 109 4 用插值法算出在此温度下苯和甲苯的液体表面张力 m 苯 17 74 m 甲苯 18 72 m 底 0 0235 17 74 1 0 0235 18 72 18 70mn m 则精馏段平均表面张力为 m 精 m mn 55 20 2 96 19 14 21 提馏段平均表面张力为 m 提 m mn 33 19 2 70 18 96 19 6 66 6 液体粘度 液体粘度 lm lm n i i i lm x 1 塔顶 t 81 2 用插值法算出在此温度下苯和甲苯的液体粘度 lf 苯 0 305 lf 甲苯 0 308 l 顶 0 966 0 305 1 0 966 0 308 0 305mpas 进料板 tf 95 5 用插值法算出在此温度下苯和甲苯的液体粘度 lf 苯 0 267 lf 甲苯 0 275 l 进 0 3884 0 267 1 0 3884 0 275 0 272mpas 塔底 tw 109 4 用插值法算出在此温度下苯和甲苯的液体粘度 lf 苯 0 236 lf 甲苯 0 247 l 底 0 0235 0 236 1 0 0235 0 247 0 247mpas 则精馏段平均液相粘度为 l 精 s mpa 289 0 2 272 0 305 0 提馏段平均液相粘度为 l 提 s mpa 260 0 2 247 0 272 0 化工课程设计说明书 第 15 页 共 47 页 15 第七章 第七章 气液相负荷计算 气液相负荷计算 7 1 精馏段气液负荷计算7 1 精馏段气液负荷计算 h kmol d r v 58 19 64 4 1 222 3 1 196 0 24 2 3600 71 80 58 19 3600 vm vm s m v v m 3 s l rd 3 222 4 64 14 95kmol h 00043 0 4 804 3600 22 83 95 14 3600 lm lm s m l l m 3 s lh 1 548m 3 h 7 2 提馏段气液负荷计算7 2 提馏段气液负荷计算 泡点进料 q 1 h kmol v f q v v 85 19 1 s m 0 15 3 16 87 8 19 85 3600 m v v 3 s 提 提 提 l l qf l 14 95 1 11 536 26 483kmol h 000835 0 788 3600 43 89 483 26 3600 lm lm s m l l m 3 s lh 3 m 3 h 化工课程设计说明书 第 16 页 共 47 页 16 第八章 第八章 塔和塔板主要工艺尺寸计算 塔和塔板主要工艺尺寸计算 3 4 3 4 8 8 1 1 塔径 塔径 d d 18 1 1 精馏段塔径 初选板间距 m h t 35 0 取板上液层高度 m h l 06 0 故 m h h l t 29 0 06 0 35 0 0415 0 24 2 4 804 196 0 00043 0 2 1 2 1 v l s s v l 查 smith 关联图得 c20 0 06 依 2 0 20 20 c c 校正物系表面张力为 m mn 55 20 时的 c 0603 0 20 55 20 071 0 20 2 0 2 0 20 c c s m c u v v l 142 1 24 2 24 2 4 804 0714 0 max 可取安全系数为 0 60 则 s m u u 685 0 142 1 60 0 60 0 max 故 m u v d s 604 0 685 0 196 0 4 4 按标准 塔径圆整为 0 7m 则空塔气速 0 509m s 8 1 2 提馏段塔径 初 选 板 间 距 m h t 35 0 取 板 上 液 层 高 度 m h l 06 0 故 m h h l t 29 0 06 0 35 0 0452 0 16 3 788 15 0 00043 0 2 1 2 1 v l s s v l 查 smith 关联图 得 c20 0 06 依 2 0 20 20 c c 校正物系表面张力为 m mn 33 19 时的 c 即 化工课程设计说明书 第 17 页 共 47 页 17 0596 0 20 33 19 06 0 20 2 0 2 0 20 c c s m c u v v l 939 0 70 2 70 2 0 960 0596 0 max 可取安全系数为 0 60 则 s m u u 563 0 939 0 60 0 60 0 max 故 m u v d s 582 0 563 0 15 0 4 4 按标准 塔径圆整为 0 6m 则空塔气速 0 53m s 为统一精馏段和提馏段塔径 取为 d 0 7m 8 28 2 溢流装置 溢流装置 采用单溢流 弓形降液管 平行受液盘及平行溢流堰 不设进口堰 各项计 算如下 8 2 1 精馏段溢流装置计算 8 2 1 1 溢流堰长 w l 取堰长 w l 为 0 66d 即 w l 0 66 0 7 0 462m 8 2 1 2 出口堰高 w h ow l w h h h 由 66 0 7 0 462 0 d l w m l l w h 66 10 462 0 00043 0 3600 5 2 5 2 查流体收缩系数计算图知 e 1 03 m l l e h w h ow 006 0 462 0 3600 00043 0 045 1 1000 84 2 1000 84 2 3 2 3 2 取板上清液层高度 hl 0 06m 故 m h w 054 0 006 0 06 0 8 2 1 3 降液管的宽度 d w 与降液管的面积 f a 由 66 0 d l w 查弓形降液管的宽度与面积图得 化工课程设计说明书 第 18 页 共 47 页 18 175 0 d w d 077 0 t f a a 故 m d w d 1225 0 7 0 175 0 175 0 2 2 2 0296 0 7 0 4 077 0 4 077 0 m d a f 由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积 即 15 24 00043 0 35 0 00296 0 s t f l h a s 5s 符合要求 8 2 1 4 降液管底隙高度 o h 取液体通过降液管底隙的流速 s m u o 08 0 m u l l h o w s o 012 0 08 0 462 0 00043 0 hw h0 0 0535 0 012 0 0415 0 006m 故符合要求 8 2 2 提馏段溢流装置计算 8 2 2 1 溢流堰长 w l 取堰长 w l 为 0 66d 即 w l 0 66 0 7 0 462m 8 2 2 2 出口堰高 w h ow l w h h h 由 66 0 7 0 462 0 d l w m l l w h 72 20 462 0 00083 0 3600 5 2 5 2 查流体收缩系数计算图知 e 1 045 3 2 1000 84 2 w h ow l l e h m 0103 0 462 0 3600 00083 0 045 1 1000 84 2 3 2 故 m h w 050 0 0103 0 06 0 8 2 2 3 降液管的宽度 d w 与降液管的面积 f a 由 66 0 d l w 查弓形降液管的宽度与面积图得 175 0 d w d 077 0 t f a a 故 化工课程设计说明书 第 19 页 共 47 页 19 m d w d 1225 0 7 0 175 0 175 0 2 2 2 0296 0 7 0 4 077 0 4 077 0 m d a f 由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积 即 2 14 00083 0 35 0 0296 0 s t f l h a s 5s 符合要求 8 2 2 4 降液管底隙高度 o h 取液体通过降液管底隙的流速 s m u o 08 0 m u l l h o w s o 023 0 08 0 462 0 00083 0 hw h0 0 0497 0 023 0 0267 0 006m 故符合要求 8 38 3 塔板布置 塔板布置 8 3 1 精馏段塔板布置 因为 d 0 7m 所以选用整块式塔板 8 3 1 1 取边缘区宽度 wc 0 030m 安定区宽度 m w s 040 0 8 3 1 2 开孔区面积 r x r x r x a a 1 2 2 2 sin 180 2 2 1 2 2 2 096 0 24 0 1556 0 sin 24 0 180 1556 0 24 0 1556 0 2 m 其中 m w d r c 32 0 030 0 2 7 0 2 1875 0 04 0 1224 0 2 6 0 2 s d w w d x 8 3 2 提馏段塔板布置 8 3 2 1 取边缘区宽度 wc 0 030m 安定区宽度 m w s 040 0 8 3 2 2 开孔区面积 化工课程设计说明书 第 20 页 共 47 页 20 r x r x r x a a 1 2 2 2 sin 180 2 2 1 2 2 2 096 0 24 0 1556 0 sin 24 0 180 1556 0 24 0 1556 0 2 m 其中 m w d r c 32 0 030 0 2 7 0 2 1875 0 04 0 1224 0 2 6 0 2 s d w w d x 8 48 4 筛孔数 筛孔数n与开孔率与开孔率 8 4 1 精馏段 取筛空的孔径 0 d 为 mm 5 正三角形排列 一般碳钢的板厚为 mm 3 取 孔 中心距 t 13mm 塔板上的筛孔数 709 0964 0 013 0 155 1 155 1 2 2 a a t n 01392 0 005 0 785 0 709 4 2 2 d n a o 则 4 13 100 1037 0 01392 0 0 a a a 在 5 15 范围内 气体通过筛孔的气速为 s m a v u s o 09 14 001392 0 196 0 0 8 4 2 提馏段 取筛空的孔径 0 d 为 mm 5 正三角形排列 一般碳钢的板厚为 mm 3 取 孔 中心距 t 13mm 塔板上的筛孔数 709 0964 0 013 0 155 1 155 1 2 2 a a t n 01392 0 005 0 785 0 709 4 2 2 d n a o 则 4 13 100 1037 0 01392 0 0 a a a 在 5 15 范围内 气体通过筛孔的气速为 s m a v u s o 78 10 01391 0 15 0 0 化工课程设计说明书 第 21 页 共 47 页 21 8 58 5 塔的有效高度 塔的有效高度 z z 精馏段 m h n z t p 15 3 35 0 1 10 1 提馏段 m h n z t p 55 4 4 0 1 14 1 精馏段与进料板间的距离可以取 0 35m 故塔的有效高度 z 3 15 4 55 0 35 8 05m 化工课程设计说明书 第 22 页 共 47 页 22 第九章 第九章 筛板的流体力学验算 筛板的流体力学验算 3 4 5 3 4 5 9 19 1 精馏段筛板的流体力学验算 精馏段筛板的流体力学验算 9 1 1 气体通过筛板压强相当的液柱高度 hp h h h h l c p 9 1 1 1 干板压降相当的液柱高度 c h 67 1 3 5 0 d 查干筛孔的流量系数图得 c0 0 772 m c u h l v c 0473 0 4 804 24 2 772 0 96 13 051 0 051 0 2 2 0 0 9 1 1 2 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 l h s m a a v u f t s a 552 0 0296 0 385 0 196 0 826 0 24 2 552 0 v a a u f 由充气系数 o 与 a f 关联图查得板上液层充气系数 o 0 64 m h h h h ow w o l o l 0384 0 06 0 64 0 9 1 1 3 克服液体表面张力压降相当的液柱高度 h m gd h l 0021 0 005 0 81 9 4 804 10 55 20 4 4 3 0 故 m h p 088 0 0021 0 0384 0 0473 0 单板压降 kpa pa g h p l p p 7 0 693 81 9 4 804 088 0 9 29 2 提馏段筛板的流体力学验算 提馏段筛板的流体力学验算 9 2 1 干板压降相当的液柱高度 c h 67 1 3 5 0 d 查干筛孔的流量系数图得 c0 0 772 m c u h l v c 0277 0 788 16 3 772 0 47 11 051 0 051 0 2 2 0 0 化工课程设计说明书 第 23 页 共 47 页 23 9 2 2 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 l h s m a a v u f t s a 422 0 0296 0 385 0 15 0 750 0 16 3 422 0 v a a u f 由充气系数 o 与 a f 关联图查得板上液层充气系数 o 0 64 m h h h h ow w o l o l 0384 0 06 0 064 9 2 3 克服液体表面张力压降相当的液柱高度 h m gd h l 002 0 005 0 81 9 788 10 33 19 4 4 3 0 故 m h p 0681 0 002 0 0384 0 0277 0 单板压降 kpa pa g h p l p p 7 0 526 81 9 788 0681 0 9 39 3 雾沫夹带量 雾沫夹带量 v e 的验算的验算 9 3 1 精馏段雾沫夹带量 v e 的验算 根据设计经验 一般取 hf 2 5hl 2 3 6 10 7 5 f t a v h h u e 气 液 气 液 kg kg kg kg 1 0 10 8 9 06 0 5 2 35 0 552 0 10 55 20 10 7 5 6 2 3 3 6 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 9 3 2 提馏段雾沫夹带量 v e 的验算 气 液 气 液 kg kg kg kg h h u e f t a v 1 0 10 4 2 06 0 5 2 35 0 422 0 10 33 19 10 7 5 10 7 5 6 2 3 3 6 2 3 6 ow u u k 故在设计负荷下不会产生过量漏液 9 4 2 提馏段漏液的验算 v l l ow h h c u 13 0 0056 0 4 4 0 s m 64 5 16 3 788 002 0 06 0 13 0 0056 0 76 0 4 4 筛板的稳定性系数 5 1 03 2 64 5 47 11 0 ow u u k 故在设计负荷下不会产生过量漏液 9 59 5 液泛验算 液泛验算 9 5 1 精馏段液泛验算 为防止降液管液泛的发生 应使降液管中清液层高度 w t d h h h m h l l h w s d 0010 0 0136 0 396 0 00043 0 153 0 153 0 2 2 0 d l p d h h h h 149 0 001 0 06 0 088 0 hd m 取 5 0 则 m h h w t 196 0 042 0 35 0 5 0 w t d h h h 故在设计负荷下不会发生液泛 9 5 2 提馏段液泛验算 为防止降液管液泛的发生 应使降液管中清液层高度 w t d h h h 0010 0 026 0 396 0 00083 0 153 0 153 0 2 2 0 h l l h w s d m 化工课程设计说明书 第 25 页 共 47 页 25 d l p d h h h h 134 0 001 0 06 0 073 0 hd m 取 5 0 则 m h h w t 195 0 039 0 35 0 5 0 w t d h h h mpa di p pdi 8 9 700 5 0 4 7 0 1400 2 2 2 该壁厚符合要求 并满足刚性要求 并且因为实际壁厚远大于设计最小壁厚 所以开孔处的不强可以忽略不 计 12 3 2 封头 本设计采用标准椭圆形封头 设计压力为 0 5mp 材料选用不锈钢 许 板式平焊法兰 法兰盖 法兰内径 b1 坡口宽度 b 法兰厚度 c 法兰质量 kg 厚度 c 质量 kg 39 0 16 1 19 16 1 34 135 0 18 4 08 18 6 10 39 0 16 1 19 16 1 34 59 0 16 1 51 16 1 86 110 0 18 3 41 18 4 75 化工课程设计说明书 第 38 页 共 47 页 38 用应力 2 1400 m mpa 采用对接焊缝局部探伤 则 85 0 腐蚀余量 为 0 钢板负偏差取 0 5mm mm pdi 147 0 85 0 1400 2 700 5 0 2 mm c c n 1 353 0 0 5 0 147 0 2 1 考虑到设备的刚性 取 mm n 4 以内径为公称直径的椭圆形封头 dg di 700mm 曲面高度和 h1 为 175mm 直边高度 h2 为 40mm 并且因为实际壁厚远大于设计最小壁厚 所以开孔 处的不强可以忽略不计 12 4 裙座裙座 为了制造方便 裙座一般选用圆筒形 其外径与塔釜封头外 o 径相 等 裙座筒体与塔釜封头的连接焊缝应采用全焊透的连续焊 且与塔釜 封头外壁圆滑过渡 因为考虑到裙座受整个塔体的重力载荷 壁厚需要 大些 8mm 查表 19 得到裙座筒体上端面至塔釜封头切线距离为 38mm 裙座外径 708mm 裙座体 圈 厚度取 8mm 基础环内径 3 7002 8 0 2 10516 bi dmm 基础环外径 3 7002 8 0 2 10916 bo dmm 塔高h 20m 基础环厚度 24 6 9 13 m z mm r z 地脚螺栓 个数 m 地脚螺栓直径 基础环厚度 考虑到腐蚀余量取为 18mm 地角螺栓直径取 m24 12 5 12 5 人孔人孔 由于本塔直径比较小 在塔顶设置法兰 不在塔体上开设人孔 因为塔径为 0 7m 公称压力按 0 6mpa 来计算 可以使用 dn700 的 甲型平焊法兰 d 830 d1 790 d2 755 d3 745 d4 742 d 23 厚度 36 42 0kg 螺柱规格 m20 数量 24 12 6 预热器的选择预热器的选择 12 6 1 t o 12 t t 20 95 50 57 755 c 22 在 t t 57 75 o c 时 由内插法可以算得 化工课程设计说明书 第 39 页 共 47 页 39 1 1 828 1 764 1 828 406057 7560 p c 1 k p c i 1 82866kj kg 2 1 834 1 786 1 834 406057 7560 p c 2 k p c i 1 83485kj kg p c i p1p2 0 35c 0 65c 0 35 1 82866 0 65 1 83485 1 8237kj kg k q 1p21 1000 w ct t 1 8237 95 50 25 35 89kj s 3600 12 6 2 蒸气温度 1 140 o tc 1 t o 140 20 120 c 2 t o 140 95 50 44 5 c m t o 12 1 2 t t 120 44 5 74 254 c t120 ln ln 44 5 t 12 6 3 计算蒸气流量 1 t 140 o c r 2147 83kj kg 2 w q 35 89 0 0168kg s r2147 83 12 6 4 取传热系数 k 500 i 2 w m k 则 2 35 89 1000 0 966 500 74 254 am m k t 12 6 5 由换热面积可以选择换热器 a 0 966 2 m l 3 m t d 25 2mm d 25mm dn 325mm n 2 n 60 中 心 排 管 数 5 管 程 流 通 面 积 2 0 0055m 型 号 rebos325 2 5 7 4 25 2i 选用 2b19a 型泵 12 7 塔总体高度的设计塔总体高度的设计 12 7 1 塔的顶部空间高度 塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离 取除沫器 到第一块板的距离为 600mm 塔顶部空间高度为 1200mm 化工课程设计说明书 第 40 页 共 47 页 40 12 7 2 塔的底部空间高度 塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下法兰切线的距离 釜液 停留时间取 5min 考虑再沸器的安装 预留高度 0 8m 2 h st tl 60 a 0 8 0 5 3 0 7 5 0 835 10 60 0 385 0 5 0 7 1 3m 12 7 3 塔立体高度 塔板间距 0 35m 塔板数 24 块 包括再沸器 塔板厚度 3mm 设进料 回流处 塔板间距加大 最小为 600mm 1 h 0 35 24 2 2 2 0 6 24 0 003 8 27m h h1 h2 h 裙 h 封 h 顶 h 接管 8 27 1 3 1 5 0 25 1 2 0 15 12 67m 12 7 4 风载荷 6 1i f10 iiei pkl d 2i0 k q 式中 pi 第 i 段质量中心处的水平风力 n k1 体型系数 取 0 7 k2i 第 i 段风振系数 当塔高 h 20m 时 k2i 1 70 q0 基本风压值 查得 南京风压为 350n m 2 i f 风压高度变化系数 由下表可查 i l 操作平台 所在计算段长度 mm 表 5 地面粗糙度类别为 b 时的风压变化系数值 距地面高度 hit 5 10 15 风压变化系数 0 80 1 00 1 14 其中 b 类是指田野 丛林 丘陵以及房屋比较稀疏的中小城镇和大城市郊区 hit 为塔设备的第 i 段顶截面距地面的高度 m 4 2 eioisi ddk 3 k oi d 各计算段处的外径 mm si 塔设备第 i 段保温层厚度 mm 3 k 笼式扶梯当量宽度 当无确切厚度时 可取 3 k 40mm 4 k 操作平 台当量宽度 mm 4 0 2 a k l a 第 i 段内平台构件的投影面积 0 l 操作平 台所在计算段的长度 mm 化工课程设计说明书 第 41 页 共 47 页 41 将塔分成三段进行计算 0 5m 5 10m 10 12 67m 第一段 o1 d 1012mm 1 60 s mm 3 k 400mm 4 k 22 2 1012 60 500 1012 60 4 415 32mm 5000 ei d 1012 2 60 400 415 32 1947 32mm 1 p 6 0 7 1 7 350 0 8 5000 1947 32 10 3244 2n 第二段 2 e d 1947 32mm 2 p 6 0 7 1 7 350 1 0 5000 1947 32 10 4055 3n 第三段 3 e d 1856 98mm 3 p 6 0 7 1 7 350 1 14 2670 1856 98 10 2353 0n 12 7 5 风弯距 底截面处的风弯距为 0 0 3 12 121312 222 w l ll mpplpll 98000n 12 8 保温层保温层 化工设备当壁温超过 50 o c 就需要进行保温 选择膨胀水玻璃珍珠岩作隔热 材料 直接涂抹式保温法 查得 操作温度 150 o c 公称直径 1000mm 保温 层厚度 50mm 选用膨胀珍珠岩 查得容重 200kg m 3 导热系数 0 05kcal m h o c 1 v 22 63 700 8 100 700 8 16 40 10 1 95m 4 1 m 11 v 1