3.456万吨-年 苯-甲苯连续精馏装置工艺设计 精馏塔设计说明书 化工设计.doc

成绩 化工原理课程设计 设计说明书 设计题目 3 456 万吨万吨 年苯年苯 甲苯连续精馏装置工艺设甲苯连续精馏装置工艺设 计计 姓 名 陈 端 班 级 化工 07 2 班 学 号 07014020206 完成日期 2009 10 30 指导教师 梁伯行 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 化工 07 1 2 3 4 适用 一 设计说明书题目设计说明书题目 3 456 万吨 年 苯 甲苯连续精馏装置工艺设计说明书 二 二 设计任务及条件设计任务及条件 1 处理量 3000 本班学号 300 Kg h 每年生产时间按 7200 小时计 2 进料热状况参数 2 班 为 0 20 3 进料组成 2 班 含苯为 25 质量百分数 4 塔底产品含苯不大于 2 质量百分数 5 塔顶产品中含苯为 99 质量百分数 装置加热介质为过热水蒸汽 温度及压力由常识自行指定 装置冷却介质 为 25 的清水或 35 的循环清水 三 三 设计说明书目录设计说明书目录 主要内容主要内容 要求要求 1 前言 说明设计题目设计进程及自认达到的目的 2 装置工艺流程 附图 及工艺流程说明 3 装置物料衡算 4 精馏塔工艺操作参数确定 5 适宜回流比下理论塔板数及实际塔板数计算 6 精馏塔主要结构尺寸的确定 7 精馏塔最大负荷截面处 T 1 型浮阀塔板结构尺寸的确定 8 装置热衡算初算确定全凝器 再沸器型号及其他换热器型号 9 装置配管及机泵选型 10 适宜回流比经济评价验算 不少于 3 个回流比比较 11 精馏塔主要工艺和主要结构尺寸参数设计结果汇总及评价 12 附图 装置工艺流程图 装置布置图 精馏塔结构简图 手绘图 四 四 经济指标及参考书目经济指标及参考书目 1 6000 元 平方米塔壁 塔径 1 1 1 4m 乘 1 3 塔径 1 5 1 8m 乘 2 0 塔径 1 9m 以上乘 2 8 2 4500 元 平方米塔板 3 4000 元 平方米传热面积 4 16 元 吨新鲜水 8 元 吨循环水 5 250 元 吨加热水蒸汽 设备使用年限 10 年 6 装置主要固定资产年折旧率为 10 银行借贷平均年利息 12 5 7 夏清 陈常贵主编 化工原理 上 下 册修订本 M 天津 天津大学 出版社 2005 8 贾绍文 化工原理课程设计 M 天津 天津大学出版社 2002 目录 一 前言 5 2 1 处理量确定处理量确定 5 2 2 设计题目与进程设计题目与进程 5 2 3 概述概述 5 2 4 设计方案设计方案 5 2 4 1 塔设备的工业要求 5 2 4 2 工艺流程如下 6 2 4 3 流程的说明 6 三 精馏塔设计 精馏塔设计 6 3 1 工艺条件的确定工艺条件的确定 6 3 1 1 苯与甲苯的基础数据 6 3 1 2 温度的条件 7 3 1 3 操作压力选定 7 3 2 精馏塔物料恒算精馏塔物料恒算 7 3 2 1 摩尔分数 7 3 2 2 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔量 7 3 2 3 质量物料恒算与负荷计算及其结果表 8 3 3 塔板数计算塔板数计算 8 3 3 1 理论塔板数 8 3 3 2 做 X Y 曲线 8 3 3 3 求 RMIN 8 3 3 4 求理论塔板数 8 3 3 5 求平均塔效率 ET 8 3 3 6 求实际塔板数 8 3 4 有关物性数据的计算有关物性数据的计算 以精馏段 R1 为例 9 3 4 1 平均压力计算 9 3 4 2 平均摩尔质量计算 9 3 4 3 平均密度计算 9 3 4 4 液体平均表面张力计算 9 3 3 2 5 液体的平均粘度 10 3 5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算 10 3 5 1 负荷计算 10 3 5 1 1 摩尔计算 10 3 5 1 2 同理得质量计算 10 3 5 1 3 不同回流比的负荷结果 10 3 5 1 4 Vs 和 Ls 计算 10 3 5 2 塔径的计算 10 3 5 3 精馏塔有效高度的计算 11 3 5 4 塔顶 塔底空间 11 3 5 4 1 塔顶空间 HD 11 3 5 4 2 塔底空间 HB 11 3 5 5 塔壁厚计算 12 3 6 F1 型浮阀塔板设计型浮阀塔板设计 12 3 6 1 溢流装置 12 3 6 1 1 堰长 lw 12 3 6 1 2 出口堰高 hw 12 3 6 1 3 弓形降液管宽度 Wd 和面积 Af 12 3 6 1 4 降液管底隙高度 ho 12 3 6 2 塔板布置及浮阀数目与排列 12 3 6 3 塔板流体力学验算 13 3 6 3 1 气相通过浮阀塔板的压强降 13 3 6 3 2 淹塔 14 3 6 3 3 雾沫夹带 14 3 6 4 塔板的负荷性能 14 3 6 4 1 雾沫夹带线 15 3 6 4 2 液泛线 15 3 6 4 3 液体负荷上限线 15 3 6 4 4 漏夜线 16 3 6 4 5 液相负荷下限线 16 3 7 操作弹性计算操作弹性计算 16 四四 热平衡确定热换器热平衡确定热换器 16 4 1 塔顶全凝器塔顶全凝器 16 4 1 1 热负荷 Qc 16 4 1 2 传热面积 A 17 4 1 2 1 求平均温度 17 4 1 2 2 K 值选定 17 4 1 2 3 传热面积 A 17 4 1 3 循环水的用量计算 17 4 1 4 热换器选用 17 4 2 塔底再沸器塔底再沸器 18 4 2 1 热负荷 QB 18 4 2 2 传热面积 A 18 4 2 2 1 求平均温度 18 4 2 2 2 传热面积 A 计算 18 4 2 3 过热蒸汽的用量 18 4 2 4 再沸器的选用 18 4 3 原料预热器原料预热器 19 4 3 1 求平均温度 19 4 3 2 求比热和传热的热量 19 4 3 3 塔底产品预热给的热量 19 4 3 3 传热面积和过热蒸汽的用量计算 19 4 3 4 预热器选用 19 4 4 塔釜产品冷却器塔釜产品冷却器 19 五 经济估算五 经济估算 20 5 1 塔主要设备经费计算 塔主要设备经费计算 R1为例 为例 20 5 1 1 塔壁面积计算 20 5 1 2 塔板面积计算 20 5 1 3 主要塔设备费用计算 20 5 1 4 固定资产折旧费用 20 5 25 2 主要操作费计算 主要操作费计算 1010 年 年 R R1 1为例 为例 20 5 2 1 清水用量费用 20 5 2 2 过热蒸汽的用量费用 20 5 2 3 设备费用和操作费用的总费用 p 21 5 2 4 银行利息后的总成本 P总 21 5 3 回流比的选择回流比的选择 21 六 精馏塔附件六 精馏塔附件及其重量计算及其重量计算 21 6 1 储罐储罐 21 6 2 精馏塔接管尺寸精馏塔接管尺寸 21 6 2 1 进料管线管径 21 6 3 泵的选用泵的选用 22 6 46 4 精馏塔重量计算精馏塔重量计算 22 七七 设计结果一览表 设计结果一览表 23 八八 个人总结及对本设计的评述个人总结及对本设计的评述 24 九九 参考文献参考文献 24 十 附图十 附图 25 32 一 前言一 前言 化工原理课程设计是理论系实际的桥梁 是让学生体察工程实际问题复杂 性的初次尝试 通过化工原理课程设计 要求我们能够综合运用化工原理上下 册的基本知识 进行融汇贯通的独立思考 在规定的时间内完成指定的设计任 务 从而得到以化工单元操作为主的化工设计的初步训练 通过课程设计 我 们了解到工程设计的基本内容 掌握典型单元操作设计的主要程序和方法 培 养了分析和解决工程实际问题的能力 同时 通过课程设计 还可以使我们树 立正确的设计思想 培养实事求是 严肃认真 高度负责的工作作风 二 设计方案的确定二 设计方案的确定 2 1 处理量确定处理量确定 依设计任务书可知 处理量为 300 6 300 4800Kg h 4800 7200 3 456 万吨 年 2 2 设计题目与设计进程设计题目与设计进程 该次设计题目为 3 456 万吨 年苯 甲苯连续精馏装置工艺设计 本次设计为俩周 安排如下 表 2 1 进程表 找数据与上课全部设计计算画图写说明书 第一周的周一 二第一周的周三到周日第二周的周一到周四剩余时间 2 3 概述概述 塔设备是炼油 化工 石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备 根据 塔内气液接触部件的结构型式 可分为板式塔和填料塔 板式塔大致可分为两 类 有降液管的塔板和无降液管的塔板 工业应用较多的是有降液管的塔板 如浮阀 筛板 泡罩塔板等 浮阀塔广泛用于精馏 吸收和解吸等过程 其主要特点是在塔板的开孔上 装有可浮动的浮阀 气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行 两相接触 浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动 自行调节 浮阀塔的主要 优点是生产能力大 操作弹性较大 塔板效率高 气体压强降及液面落差较小 塔的造价低 塔板结构较泡罩塔简单 浮阀有盘式 条式等多种 国内多用盘式浮阀 此型又分为 F 1 型 V 1 型 V 4 型 十字架型 和 A 型 其中 F 1 型浮阀结构较简单 节省 材料 制造方便 性能良好 故在化工及炼油生产中普遍应用 已列入部颁标 准 JB 1118 81 其阀孔直径为 39mm 重阀质量为 33g 轻阀为 25g 一般 多采用重阀 因其操作稳定性好 2 42 4 设计方案设计方案 2 4 12 4 1 塔设备的工业要求塔设备的工业要求 总的要求是在符合生产工艺条件下 尽可能多的使用新技术 节约能源和 成本 少量的污染 精馏塔对塔设备的要求大致如下 一 生产能力大 即单位塔截面大的气液相流率 不会产生液泛等不正常 流动 二 效率高 气液两相在塔内保持充分的密切接触 具有较高的塔板效 率或传质效率 三 流体阻力小 流体通过塔设备时阻力降小 可以节省动力 费用 在减压操作是时 易于达到所要求的真空度 四 有一定的操作弹性 当气液相流率有一定波动时 两相均能维持正常的流动 而且不会使效率发生 较大的变化 五 结构简单 造价低 安装检修方便 六 能满足某些工艺 的特性 腐蚀性 热敏性 起泡性等 2 4 22 4 2 工艺流程如下工艺流程如下 苯与甲苯混合液 原料储罐 原料预热器 浮阀精馏塔 塔顶 全凝 器 分配器 部分回流 部分进入冷却器 产品储罐 塔釜 再沸器 冷却器 产品进入储罐 2 4 3 流程的说明流程的说明 本方案主要是采用浮阀塔 苯和甲苯的原料混合物进入原料罐 在里面停 留一定的时间之后 通过泵进入原料预热器 在原料预热器中加热到 103 5 度 然后 原料从进料口进入到精馏塔中 混合物中既有气相混合物 又有液相混 合物 这时候原料混合物就分开了 气相混合物在精馏塔中上升 而液相混合 物在精馏塔中下降 气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中 这些气相混合物 被降温到泡点 其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中 停留一定的时间然 后进入苯的储罐 而其中的气态部分重新回到精馏塔中 这个过程就叫做回流 液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中 一部分进入再沸器 在 再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔 塔里的混合物不断重复前面所说 的过程 而进料口不断有新鲜原料的加入 最终 完成苯与甲苯的分离 本次设计的要求是先算出最小回流比 然后随意选三个系数得到三个回流 比 最后比较那个最好 而不是找出最佳的回流比 三 精馏塔设计三 精馏塔设计 3 1 工艺条件的确定工艺条件的确定 3 1 13 1 1 苯与甲苯的基础数据苯与甲苯的基础数据 表 3 1 相平衡数据 温度 80 1859095100105110 6 P PO OA A Kpa Kpa101 33116 9135 5155 7179 2204 2240 0 P PO OB B Kpa Kpa40465463 374 386101 33 2 542 512 462 412 37 x1 000 7800 5810 4120 2580 1300 y1 000 8970 7730 6330 4610 2690 表 3 2 苯与甲苯的物理性质 项目分子式相对分子量沸点 临界温度 临界压力 Pa 苯C6H678 1180 1288 56833 4 甲苯C6H5 CH392 13110 6318 574107 7 表 3 3 Antoine 常数值 组分ABC 苯6 0231206 35220 24 甲苯6 0781343 94219 58 表 3 4 苯与甲苯的液相密度 温度 8090100110120 3 mkg L 苯 810800 2792 5780 3768 9 3 mkg L 甲苯 815803 9790 3780 3770 9 表 3 5 液体的表面张力 温度 8090100110120 苯 mmN 21 2720 0618 8517 6616 49 甲苯 mmN 21 6920 5919 9418 4117 31 表 3 6 液体的黏度 温度 8090100110120 苯 smpL a 0 3080 2790 2550 2330 215 甲苯 smpL a 0 3110 2860 2640 2540 228 表 3 7 液体的汽化热 温度 8090100110120 苯 KJ Kg 384 1386 9379 3371 5363 2 甲苯 KJ Kg 379 9373 8367 6361 2354 6 3 1 23 1 2 温度的条件 温度的条件 假定常压 作出苯 甲苯混合液的 t x y 图 如后附图所示 依任务书 可算出 xf 0 25 78 11 0 25 78 11 0 75 92 13 0 282 同理 xD 0 992 xw 0 024 查 t x y 图可得 tD 80 6 tW 109 7 tF 103 5 精馏段平均温度 tm 80 6 103 5 1 2 91 34 3 1 33 1 3 操作压力选定操作压力选定 最底操作压力 取回流罐物料的温度为 45 查手册得 POA 29 33Kpa POB 10 00Kpa 由泡点方程 XD Pmin POB POA POB 0 992 可得 Pmin 29 18Kpa 取塔顶操作压力 P 1 5P0 1 5 101 33Kpa 152Kpa 3 23 2 精馏塔物料恒算精馏塔物料恒算 3 2 13 2 1 摩尔分数摩尔分数 由以上可知 摩尔分数为 xf 0 282 xD 0 992 xw 0 024 3 2 23 2 2 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔量原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔量 MF xFMA 1 xF MB 0 282 78 11 1 0 282 92 13 88 18 kg kmol MD xDMA 1 xD MB 0 992 78 11 1 0 992 92 13 78 22kg kmol MW xWMA 1 xW MB 0 024 78 11 1 0 024 92 13 91 79 kg kmol 3 2 33 2 3 质量物料恒算与负荷计算及其结果表质量物料恒算与负荷计算及其结果表 总物料衡算 D W 4800 1 易挥发组分物料衡算 0 99D 0 02W 0 25 4800 2 联立 1 2 解得 F 4800 kg h 1 33 kg s 3 456 万吨 年 F 4800 88 18 54 43 kmol h 0 015kmol s W 3661 9 kg h 1 02kg s 2 637 万吨 年 W 3661 9 91 79 39 92 kmol h 0 011kmol s D 1138 1kg h 0 32 kg s 0 819 万吨 年 D 1138 1 78 22 14 51kmol h 0 004kmol s 表 3 8 物料恒算表 物料 kg hkg s 万吨 年 kmol hkmol s F48001 333 45654 430 015 D1138 10 320 81914 510 004 W3661 91 022 63739 920 011 3 33 3 塔板数计算塔板数计算 3 3 1 3 3 1 理论塔板数理论塔板数 3 3 23 3 2 做做 X YX Y 曲线曲线 作出苯与甲苯的 X Y 图如后面的附图所示 因 P 1 2P0 故可不对 X Y 图进行修 正 3 3 33 3 3 求求 R Rmin min 依 Q 线斜率 K 0 2 0 8 0 25 且通过 XF XF 0 282 0 282 作出 Q 线与平 衡线交一点 Xq Yq 0 167 0 32 故 Rmin XD Yq Yq Xq 0 992 0 32 0 32 0 167 4 39 3 3 43 3 4 求理论塔板数求理论塔板数 取 R1 1 2Rmin 5 3 故 可求精馏段操作方程为 y 0 841x 0 157 提馏段操作方程为 y 1 834x 0 02 用图解法求出理论塔板数 NT 18 进料板 为第 10 层 同理得出 R2 1 5Rmin 6 595 时 精馏段操作方程为 y 0 881x 0 118 提馏段操作方程为 y 1 51x 0 012 NT 14 进料板为第 9 层 R3 1 9Rmin 8 34 时 精馏段操作方程为 y 0 893x 0 106 提馏段操作方程为 y 1 434x 0 010 NT 13 进料板为第 8 层 3 3 53 3 5 求平均塔效率求平均塔效率 E ET T 塔顶与塔底的平均温度 tm 80 6 109 7 0 5 94 03 分别算出 t 94 03 下得相对挥发度和 L L如下 POA POB 152 91Kpa 62 03Kpa 2 47 有 t x y 图查得该温度下 XA 0 45 m xA 苯 1 xA 甲苯 0 45 0 2754 0 55 0 0 2804 0 278 mpa s 故 m 0 69 查塔效率关联曲线得 ET 0 53 3 3 63 3 6 求实际塔板数求实际塔板数 精馏段实际塔板数 N精 9 0 53 16 98 17 提馏段实际塔板数 N提 8 0 53 16 全塔实际塔板数 N 18 0 53 34 同理可得 R2和 R3得如下 R2 1 5Rmin 7 395 精馏段实际塔板数 N精 15 提馏段实际塔板数 N提 10 全塔实际塔板数 N 26 R3 1 9Rmin 8 34 时 精馏段实际塔板数 N精 14 提馏段实际塔板数 N提 10 全塔实际塔板数 N 25 3 43 4 有关物性数据的计算有关物性数据的计算 以精馏段以精馏段 R R1 1为例为例 3 4 13 4 1 平均压力计算平均压力计算 取每层压降为 那么进料板的压力 P 152 0 7 10 159KPa a Kpp7 0 精馏段的平均压力位 Pm 152 159 2 155 5KPa 同理其他回流比计算结果如下表 表 3 9 压力表 RR1R2R3 进料板压力 KPa 159158 3157 6 精馏段平均压力 KPa 155 5155 15154 8 3 4 23 4 2 平均摩尔质量计算平均摩尔质量计算 由 xD y1 0 992 查 t x y 图 得 x1 0 983 塔顶气相平均摩尔分子量 MVmD y1MA 1 y1 MB 0 992 78 11 0 08 92 13 78 22Kg Kmol 塔顶液相平均摩尔分子量 MLmD x1MA 1 x1 MB 0 983 78 11 0 017 92 13 78 38Kg Kmol 由 xF 0 282 查 t x y 图知 yF 0 491 进料板气相平均摩尔分子量 MVmF yFMA 1 yF MB 0 491 78 11 0 509 92 13 85 25Kg Kmol 进料板液相平均摩尔分子量 MLmF xFMA 1 xF MB 0 282 78 11 0 718 92 13 88 18Kg Kmol 精馏段气相平均摩尔分子量 Kg Kmol74 812 25 8522 78 2 MM VmFVmD Vm M 精馏段液相平均摩尔分子量 Kg Kmol28 832 MM LmFLmD Lm M 3 4 33 4 3 平均密度计算平均密度计算 A A 气相平均密度气相平均密度 Pm Mm RTm 155 5 78 22 8 314 91 34 273 15 4 01Kg m3 Vm 同理计算出其他回流比 R2和 R3的分别 为 4 00Kg Kmol 和 4 00Kg Kmol Vm B B 液相的平均密度液相的平均密度 塔顶平均密度 由 tD 80 6 查手册得 A 814 4Kg m3 B 809 5Kg m3 LDm 1 0 99 814 4 0 01 809 5 814 4Kg m3 进料板平均密度 tF 103 5 A 790 2Kg m3 B 789 9Kg m3 进料板液相的质量分率 aA 0 282 78 11 0 282 78 11 0 718 92 13 0 25 LFm 1 0 25 790 2 0 75 789 9 789 97Kg m3 精馏段液相平均密度为 Lm LDm LFm 2 802 15 Kg m3 3 4 43 4 4 液体平均表面张力计算液体平均表面张力计算 由塔顶温度 t 80 6 时 查苯 甲苯表面张力于下表 表 3 10 塔顶苯 甲苯表面张力 组分苯 A 甲苯 B 表面张力 mN m 21 2022 10 塔顶表面张力 塔顶表面张力 m 顶 0 992 21 20 1 0 992 22 10 21 20mN m 由进料温度 t 103 5 时 查苯 甲苯表面张力于表 3 8 表 3 11 进料苯 甲苯表面张力 组分苯 A 甲苯 B 表面张力 mN m 18 2019 60 进料板的表面张力进料板的表面张力 m 进 0 282 18 20 1 0 282 19 60 19 20mN m 则精馏段平均表面张力为 则精馏段平均表面张力为 m 精 m 顶 m 进 2 20 20 mN m 3 3 2 53 3 2 5 液体的平均粘度液体的平均粘度 由塔顶温度 t 80 6 时 查手册得 A 0 309mPa S B 0 315mPas L 顶 0 992 0 309 1 0 992 0 315 0 309mPas 由进料温度 t 103 5 时 查苯 甲苯粘度为 A 0 254mPa S B 0 261mPas L 进 0 282 0 254 1 0 282 0 261 0 59mPas 精馏段液相平均粘度 L 精 L 顶 L 进 2 0 284 mPas 3 53 5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3 5 13 5 1 负荷计算负荷计算 R1 5 3 3 5 1 13 5 1 1 摩尔计算 摩尔计算 L RD 5 3 14 51 76 90kmol h 0 021kmol s V R 1 D 6 3 14 51 91 41kmol h 0 025kmol s L L qF 76 90 0 2 54 43 87 79kmol h 0 024kmol s V V q 1 F 91 41 0 8 54 43 47 89kmol h 0 013kmol s 3 5 1 23 5 1 2 同理得质量计算 同理得质量计算 L 6031 93kg h 1 68kg s V 7170 03kg h 1 99kg s L 6991 93kg h 1 94kg s V 3330 03kg h 0 93kg s 3 5 1 33 5 1 3 不同回流比的负荷结果不同回流比的负荷结果 同理得出 R2 1 5Rmin 6 585 和 R3 1 9Rmin 8 34 得负荷计算 三个回流比计算结果如下表 表 3 12 摩尔负荷 LVL V R kmol hkmol skmol hkmol skmol hkmol skmol hkmol s R176 900 02191 410 02587 790 02447 890 013 R2107 300 030121 730 034118 190 03374 490 021 R3121 010 034135 430 038131 900 03791 890 0286 表 3 13 质量负荷 LVL V R kg hkg skg hkg skg hkg skg hkg s R16031 931 687170 031 996991 931 943330 030 93 R28416 252 349554 352 659376 252 605714 351 59 R39491 752 6410629 852 9510292 422 866789 851 89 3 5 1 43 5 1 4 VsVs 和和 LsLs 计算计算 以 R1 5 3 为例 Vs V MVm 3600 91 41 81 74 3600 4 01 0 518m3 s Vm Ls V MLm 3600 76 90 83 28 3600 802 15 0 0022m3 s Lm 同理得 R2 和 R3 总的结果如下表 表 3 13 Vs 和 Ls 值表 RVs m3 s Ls m3 s R10 5180 0022 R20 6910 0031 R30 7690 0034 3 5 23 5 2 塔径的计算塔径的计算 以 R1 5 3 为例 查塔间距与塔径关系表 初选 HT 0 45m 取板上液层高度 hL 0 07m 那么 HT hL 0 38m 0600 0 3600 518 0 3600 0022 0 01 4 15 802 2 12 1 hhVL VL 查史密斯关联图得 C20 0 0825 0827 0 20 2 20 0825 0 20 2 02 0 20 L CC smCu VVL 167 1 01 4 01 4 15 802 0827 0 2 12 1 max 取安全系数为 0 8 那么 u 0 8umax 0 8 1 167 0 934m s 塔径 D 为 muVsD841 0 934 0 14 3 518 0 4 4 按标准圆整后取 D 1 0m 塔截面积 222 785 04 1 14 3 4 mDAT 实际空塔气速 smAVsu T 660 0 785 0 518 0 同样计算出 R2 和 R3 其总结果如下表 表 3 14 塔径及其有关数据表 RC20Cumax m s u m s D m 圆整后 D m AT m2 实际 u m s R10 08250 08271 1670 9340 8381 00 7850 660 R20 08020 08041 1360 9090 9841 21 1300 612 R30 08040 08061 1390 9111 041 21 1300 681 3 5 33 5 3 精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度的计算 以 R1 5 3 为例 除人孔板层后 精馏段有效高度 Z精 N精 2 HT 15 0 45 6 75m 精馏段有效高度 Z提 N提 2 HT 14 0 45 6 3m 在进料板 塔顶 第九层 第 27 层 塔底分别设一个人孔 其塔板距为 0 8m 故精馏塔的有效高度为 Z 6 75 6 3 0 8 3 15 05m 同理计算出其他回流比及总结果如下表 表 3 15 塔有效高度及人孔表 R Z精 mZ提 m人孔数塔有效高度 Z m R16 756 3515 05 R25 853 6511 85 R35 44 05411 05 3 5 43 5 4 塔顶 塔底空间塔顶 塔底空间 3 5 4 13 5 4 1 塔顶空间塔顶空间 H HD D 取塔顶 HD 2 0HT 2 0 45 0 9 m 3 5 4 23 5 4 2 塔底空间塔底空间 H HB B 假定塔底空间依储存液量停留 5 分钟 那么塔底液高 h V A Ls 5 60 0 785 0 0022 300 0 785 0 84 m 取塔底液面距最下面一层板留 1 16 米 故塔底空间 HB 0 84 1 16 2m 可见 三个回流比的 HB都可取 2 米 3 5 53 5 5 塔壁厚计算塔壁厚计算 取每年腐蚀 1 5mm 因限制用年数为 10 年 那么壁厚 mmmm23 10 5 18 min 故按标准 取壁厚 25mm 同理可得出其他回流比的值 总结果如下表 表 3 16 塔顶 塔底和壁厚表 R 塔顶空间 HD m塔底液高 h m塔底空间 HB m塔体壁厚 mm R10 90 42225 R20 90 59225 R30 90 45225 3 6 F13 6 F1 型浮阀塔板设计型浮阀塔板设计 以 R1 5 3 为例 3 6 13 6 1 溢流装置溢流装置 选用单溢流方形降液管 不设进口堰 各项计算如下 3 6 1 1 3 6 1 1 堰长堰长 l lw w 取堰长 lw 0 66D 0 66m 3 6 1 2 3 6 1 2 出口堰高出口堰高 h hw w hw hL how 近似取 2 3 2 84 1000 h ow w L hE l E 1 Lh Ls 3600 0 0022 3600 7 92m3 s 故 how 0 015m 则 hw hL how 0 07 0 015 0 065m 3 6 1 33 6 1 3 弓形降液管宽度弓形降液管宽度 W Wd d和面积和面积 A Af f 由lw D 0 66 1 0 66 查弓形降液管的宽度和面积图可得 Af AT 0 0721 Wd D 0 124 故Af 0 0721 0 785 0 0566m2 Wd 0 124 1 0 124m 验算液体在降液管中的停留时间 sLHA hTf 58 11 0022 0 3600 45 0 0566 0 3600 3600 s5 故降液管尺寸可用 3 6 1 43 6 1 4 降液管底隙高度 ho 可取降液管底隙处液体流速取 uo 0 13m s 0 0 s w L h l u 则 ho 0 0022 0 66 0 13 0 0256m 合理 wo hh 同理可得出其他回流比的各项计算 总结果如下表 表 3 17 溢流装置参数表 R堰上液层高度 h0 m 堰长 lw m出口堰高 hw m 降液管宽 度 Wd m 降液管的 面积 Af m2 停留时间 S 底隙高度 ho m R1 0 0150660 0550 1240 056611 580 026 R2 0 0170 7920 0530 1450 081511 830 030 R3 0 0180 7920 0520 1450 081510 790 033 3 6 23 6 2 塔板布置及浮阀数目与排列塔板布置及浮阀数目与排列 选用 F1 型重阀 阀孔直径 d0 39mm 底边孔中心距 t 75mm 取阀孔动能因子 F0 10 孔速smFu V 99 4 01 4 10 00 每一层塔板上的浮阀数 N 87 99 4 039 0 4 14 3 518 0 4 2 0 2 0 udVN s 取边缘区域宽度 Wc 0 06m Ws 0 10m 塔板上的鼓泡面积 222 2arcsin 180 a x Ax RxR R R D 2 Wc 0 5 0 06 0 44m x D 2 Wd Ws 0 5 0 124 0 10 0 276m 把数据代入得 Aa 0 4516 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排 取同一排的孔心距 t 75mm 0 075m 则估算排间距mmtNAat2 69 075 0 87 4516 0 考虑到塔的直径较大 必须采用分块式塔板 而各分块版的支撑与衔接也要占 去一部分鼓泡区面积 因此排间距不宜采用 69 2mm 而应小于此值 故取 t 65mm 0 065m 按 t 75mm t 65mm 以等腰三角形叉排方式作图 或者查标准可得阀数 76 个 按 N 76 重新核算孔速及阀孔动能因数 smNVsu 71 5 76039 0 414 3 518 0 039 0 4 22 0 阀孔动能因数 F0 变化不大 43 1101 4 71 501 4 00 uF 仍在 9 12 范围内 塔板开孔率 u u0 0 66 5 71 11 56 同理 得出其他回流比总结果如下表 表 3 18 塔板参数表 R u0 m s 初算 浮阀 数 N Aa m2R mX m初算 t mm 最后 t mm 最后 确定 N 最后 u0 m s F0开孔 率 R1 4 99870 451 6 0 440 27669 265765 7111 4311 56 R2 51150 707 1 0 540 35582651184 909 8012 49 R3 51280 707 1 0 540 35573651185 4610 9212 47 3 6 33 6 3 塔板流体力学验算塔板流体力学验算 3 6 3 13 6 3 1 气相通过浮阀塔板的压强降气相通过浮阀塔板的压强降 pCI Hhhh A 干板阻力干板阻力 因为 uo uocsmu Vc 91 4 01 4 1 73 1 73 825 1 825 1 0 液柱mguh LVC 044 0 81 9 15 802 2 71 5 01 4 34 5 2 34 5 22 0 B B 板上充气液层阻力板上充气液层阻力 由液相为碳氢化合物 可取充气系数 0 0 5 hI 0hL 0 5 0 07 0 035m 液柱 C C 液体表面张力所造成的阻力液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小 可以忽略不计 h 因此 与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高为 hp 0 044 0 035 0 079m 液柱 则单板压降 700Pa 故设计合理 Pagh Lp 66 62181 9 15 802 079 0 同理算出其他回流比 R2 R3的 hp为 0 068m 和 0 076m 同样也设计合理 3 6 3 23 6 3 2 淹塔淹塔 为了防止淹塔现象的发生 要求控制降液管中清液层高度 Hd HT hw 其中 Hd hp hL hd A 依前面可知 hp 0 069 m 液柱 B 液体通过降液管的压头损失 因不设进口堰 故 mhlLh owsd 00251 0 026 0 66 00022 0 153 0 153 0 22 同理得出其他回流比 R2和 R3的 hd分别为 0 0026 和 0 00259 C 板上液层高度 前已选定 hL 0 07m 则 Hd 0 079 0 07 0 00251 0 1515m 取 0 5 又已选定 HT 0 45m hw 0 055m 则 HT hw 0 5 0 45 0 055 0 2525m 可见 Hd HT hw 符合防止淹塔的要求 同理得出其他回流比 R2和 R3的 Hd分别为 0 141m 和 0 149m 3 6 3 33 6 3 3 雾沫夹带雾沫夹带 泛点率 a 式 0 0 1 36 100 vm ssL Lmvm Fb VL Z KC A 精 精精 板上液体流经长度ZL D 2Wd 1 2 0 124 0 752m 板上液体面积Ab AT 2Af 0 785 2 0 0566 0 6718m2 苯和甲苯按正常系统取物性系数 K 1 0 由泛点负荷系数图查得CF 0 128 泛点率 b 试 3 45 100 6718 0 128 0 1 752 0 0022 036 1 01 4 15 802 01 4 518 0 泛点率 8 46 785 0128 0 178 0 01 415 802 01 4 512 0 100 78 0 518 0 TF VL V AKC 依俩式算出泛点率均在 80 以下 故知雾沫夹带量能满足 ev 0 1 kg 液 kg 气的要求 同理算出其他回流比的总结果如下表 表 3 19 泛点率有关数据表 R ZL mAb m2 a 式泛点率 B 式泛点率 R1 0 7520 671845 346 8 R2 0 910 96742 943 4 R3 0 910 96747 448 3 3 6 43 6 4 塔板的负荷性能图塔板的负荷性能图 以 R1为例 3 6 4 13 6 4 1 雾沫夹带线雾沫夹带线 依据泛点率 0 0 1 36 100 vm ssL Lmvm Fb VL Z KC A 精 精精 按泛点率 80 代人数据化简整理得 Vs 14 43Ls 0 97 作出雾沫夹带线 1 如附图中 Vs Ls图所示 同理算出其他回流比 R2和 R3的雾沫夹带线分别如下 Vs 17 48Ls 1 75 和 Vs 17 48Ls 1 75 3 6 4 23 6 4 2 液泛线液泛线 依前可知 hp hc hI h Hd hp hL hd Hd HT hw 得 HT hw 由此式确定液泛线 忽略 h 项 pLdcILd hhhhhhhh 即 3 2 0 2 0 2 3600 1000 84 2 1 153 0 34 5 0 w s w w s L V wT l L Eh hl L g u hH 因 HT hw ho lw 把有关数据代人 Nd V u s LV 4 2 0 00 均为定值 且及 整理得液泛线 017 032 159 519165 0 3 222 S LLV SS 任意取四点坐标如下 0 001 0 973 0 005 0 847 0 010 0 587 和 0 012 0 397 在 Vs Ls 图中作出液泛线 2 同理得出其他回流比 R2和 R3得液泛线如下 和0175 017 1 02 271068 0 3 222 SSS LLV0173 0 17 1 98 223068 0 3 222 SSS LLV 3 6 4 33 6 4 3 液体负荷上限线液体负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 3 5s 液体在降液管内停留 时间 3 5S 则 3600 fT h A H L smHALs Tf 0051 05 45 00566 0 5 3 max 液相负荷上限线 3 在 VS LS 图中为与气相流量 无关的垂线 同理得出其他回流比 R2和 R3得液体负荷上限线如下 和smLS 0073 0 3 max smLS 0073 0 3 max 3 6 4 43 6 4 4 漏夜线漏夜线 对于 F1 型重阀 依据 计算 则 00 5 V Fu V u 5 0 又知 0 2 0min 4 NudVS 则smNdV V S 227 001 4576039 0 414 3 5 4 322 0min 作气相负荷下限线 4 同理得出其他回流比 R2和 R3得漏夜线如下 和smVS 352 0 3 min smVS 352 0 3 min 3 6 4 53 6 4 5 液相负荷下限线液相负荷下限线 取堰上液层上高度 how 0 006m 作为液相负荷下限条件 即 0 006m 2 3 2 84 1000 h ow w L hE l 从而计算出下限值 取 E 1 02 则 sm l L W S 00056 0 3600 66 0 184 2 1000006 0 3600 184 2 1000006 0 32 32 3 min 依此作出液相负荷下限线 5 该线为气相流出无关的竖直线 同理得出其他回流比 R2和 R3漏夜线如下 和smLS 00068 0 3 min smLS 00068 0 3 min 3 7 3 7 操作弹性计算操作弹性计算 依附图中的 R1 Vs Ls 图可知 由 得smLS 0051 0 3 max smVS 843 0 3 max 因 故 操作弹性 VSmax VSmin 0 843 0 227 3 71smVS 227 0 3 min 同理得出其他回流比 R2和 R3操作弹性分别如下 3 72 和 3 73 四四 热平衡确定热换器热平衡确定热换器 4 1 4 1 塔顶全凝器塔顶全凝器 以 R1 5 3 为例 4 1 14 1 1 热负荷热负荷 Q Qc c 以 1 秒钟计算 查手册对应的温度得 kgkJIkgkJkgKcalI VL D 1067 5 5 135 115 5 27 2 千克千卡 塔顶 KgKJKgKcalI L 4 167 40 塔顶 从气相变为液相 温度不变 skJIIDRQ LV C 1081 0 4 167567 32 0 3 6 1 3 1 塔底塔顶 从液相变为液相的 温度变化 skJIIDRQ L D L C 1012 0 115 4 167 32 0 3 6 1 3 2 塔顶 故总的负荷SKJQQQ CCC 930 21 同理得出其他回流比 R2和 R3的 QC如下 表 4 1 热负荷表 R QC1 KJ SQC2 KJ SQC KJ S R1 810120930 R2 1073 5140 81214 3 R3 1194 3156 61350 9 4 1 24 1 2 传热面积传热面积 A A 4 1 2 14 1 2 1 求平均温度求平均温度 m t 依以上可知 T塔顶 80 6 TD 45 t2 45 t1 25 35 4 20 t 故 m t 0 27 20 4 35ln 20 4 35 ln 12 12 tt tt 4 1 2 24 1 2 2 K K 值选定值选定 因属于液 汽传热 故可取 K 1000w m2 4 1 2 34 1 2 3 传热面积传热面积 A A 2 6 5 34 0 271000 1093 0 m tK Q A m C 同理得出其他回流比 R2和 R3的传热面积 A 分别如下 A 45 0m2和 50 0m2 4 1 34 1 3 清水的用量计算清水的用量计算 依 查手册 t 35 0 时水的比热 Cp 0 997kcal kg 4171 5J kg Cp Qtmc 水 故把数据代人求得 m 11 15kg20 t 故一年的用水量年万吨 总 9 2872003600 mm 同理得出其他回流比 R2和 R3的 m总分别如下 表 4 2 循环水的用量表 Rm kg s m总 万吨 年 R1 11 1528 9 R2 14 5537 71 R3 16 1941 96 4 1 44 1 4 换热器选用换热器选用 选用 U 型管式换热器 JB T4717 92 DN 500mm 排管数 n 28 热换面积 A 39 7m2 换热管长 L 3m 选用俩台交替使用 同理可得其他回流比 R2和 R3分别为 选用 U 型管式换热器 JB T4717 92 DN 400mm 排管数 n 56 热换面积 A 23 8m2 换热管长 L 3m 选用俩台并联使用 再准备俩台备用 选用 U 型管式换热器 JB T4717 92 DN 500mm 排管数 n 56 热换面积 A 25 7m2 换热管长 L 3m 选用俩台交替使用 再准备俩台备用 4 2 4 2 塔底再沸器塔底再沸器 4 2 14 2 1 热负荷热负荷 Q QB B 以 1 秒质量来算 查手册对应的温度并依下式计算得 L W L DCFB IWDIQIFQ 2 0 LV FV II II qKgKJIKgKJIKgKJI L D L WF 115 50 579 22 490 从前面可知 F W D 和 Qc 的值 并分别把它们的值代人上式可得 QB 905 90KJ S 同理得出