苯甲苯板式精馏塔设计

河河 西西 学学 院院 Hexi University 化化工工原原理理课课程程设设计计 题题 目目 苯 甲苯板式精馏塔设计 学学 院院 化学化工学院 专专 业业 化学工程与工艺 学学 号号 2014210015 姓姓 名名 卢 婷 指导教师指导教师 冯 敏 20162016 年年 1111 月月 2222 日日 河西学院化学化工学院课程设计 化工原理课程设计任务书 一 设计题目 苯 甲苯分离板式精馏塔设计 二 设计任务及操作条件 1 设计任务 生产能力 进料量 6 万 吨 年 操作周期 每年 300 天 每天 24 小时运行 进料组成 含甲苯 40 质量分率 下同 塔顶产品组成 甲苯含量低于 2 塔底产品组成 甲苯含量高于 99 5 2 操作条件 操作压力 常压 进料热状态 自选 塔底加热蒸汽压力 0 5MPa 表压 单板压降 0 7kPa 3 设备型式 筛板或浮阀塔板 4 厂址 张掖 三 设计内容 1 设计方案的选择及流程说明 2 塔的工艺计算 3 主要设备工艺尺寸设计 1 塔径 塔高及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 总压降及接管尺寸的确定 4 辅助设备选型与计算 再沸器 冷凝器 5 设计结果汇总 6 工艺流程图及精馏塔设备条件图 7 设计评述 河西学院化学化工学院课程设计 I 目录目录 1 绪论 1 1 1 精馏原理及其在化工生产上的应用 1 1 2 塔设备简介 1 1 3 设计要求 2 1 4 精馏操作对塔设备的要求 2 1 5 常用板式塔类型及本设计的选型 3 1 6 筛板塔 3 1 7 工艺条件的确定和说明 3 1 8 确定设计方案的原则 5 1 9 物料流程简图 6 2 精馏塔的物料衡算 6 2 1 原料液进料量 塔顶 塔底摩尔分率 6 2 2 物料衡算 7 2 3 塔板计算 7 2 3 1 理论塔板数求取 7 2 4 全塔效率计算 9 2 5 实际塔板数计算 10 2 6 有效塔高计算 10 3 精馏塔有关工艺及物性数据计算 10 3 1 操作压力的计算 10 3 2 平均密度的计算 11 3 2 1 气相平均密度的计算 11 3 2 2 液相平均密度的计算 11 3 2 3 液体表面张力的计算 12 3 2 4 液相平均粘度的计算 12 3 2 5 气液负荷计算 13 3 3 塔径的计算 13 3 4 塔板主要工艺尺寸计算 15 河西学院化学化工学院课程设计 II 3 4 1 溢流装置计算 15 3 4 2 塔板布置 17 4 筛板的流体力学验算 单板压降 18 4 1 精馏段筛板的流体力学验算和单板压降 18 4 2 提馏段筛板的流体力学验算和单板压降 20 4 4 塔板负荷性能图 22 4 4 1 精馏段塔板负荷性能图 22 4 4 2 提馏段筛板负荷性能图 25 4 5 设计计算结果总结 28 5 精馏塔附件设计 30 5 1 接管 30 5 2 筒体与封头 31 5 3 除沫器 32 5 4 裙座 32 5 5 人孔 33 5 6 塔体总高度设计 33 5 6 1 塔的顶部空间高度 33 5 6 2 塔体高度 33 5 7 附属设备设计 33 5 7 1 冷凝器的选择 33 5 7 2 再沸器的选择 34 6 总结 35 参考文献 36 致 谢 37 河西学院化学化工学院课程设计 1 苯苯 甲苯分离板式精馏塔工艺设计甲苯分离板式精馏塔工艺设计 卢婷 摘要摘要 本设计采用筛板塔分离苯甲苯混合物 通过图解理论板法计算得出理论板数 为 16 块 回流比为 1 96 算出塔板效率 0 6 实际板数为 26 3 块 进料位置为第 16 块 在筛板塔主要工艺尺寸的设计计算中得出 塔径为 1 6 米 塔高 17 9 米 每层 筛孔数目为 216 通过筛板塔的流体力学验算 证明各指标数据均符合标准 同时 还对精馏塔的辅助设备进行了选型计算 关键词关键词 苯 甲苯 精馏 筛板塔 1 绪论绪论 1 1 精馏原理及其在化工生产上的应用 化工生产常需进行二元液相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多次部分冷 凝达到轻重组分分离目的的方法 广泛应用于炼油 化工 轻工等领域 蒸馏的理 论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异 即各组分在相同的压力 温度下 其挥 发性能不同 或沸点不同 来实现分离目的 以本设计所选取的苯 甲苯体系为例 加 热苯 沸点 80 1 和甲苯 沸点 110 6 的混合物时 由于苯的沸点较低 即挥发度 较高 所以苯易从液相中汽化出来 若将汽化的蒸汽全部冷凝 即可得到苯组成高 于原料的产品 依此进行多次汽化及冷凝过程 即可将苯和甲苯分离 经过多次部 分汽化部分冷凝 最终在汽相中得到较纯的易挥发组分 而在液相中得到较纯的难 挥发组分 1 2 塔设备简介 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 气液接触件的结构型式 可分为板式塔和填料塔两大类 板式塔内设置一定数量塔 板 气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质 热传递 气液相组成成阶梯变化 属逐级接触逆流操作过程 填料塔内有定高度的填料层 液体自塔顶沿填料表面下 流 气体逆流而上 也有并流向下者 与液相接触进行质 热传递 气相组成沿塔高 连续变化 属微分接触操作过程 工业上对塔设备的主要要求 河西学院化学化工学院课程设计 2 1 生产能力大 2 传质 传热效率高 3 气流的摩擦阻力小 4 操作稳定 适应性强 操作弹性大 5 结构简单 材料消耗少 6 制造安装容易 操作维修方便 此外还要求不易堵塞 耐腐蚀等 实际上 任何塔设备都难以满足上述所有要求 因此 设计者应根据塔型特点 物系性质 生产工艺条件 操作方式 设备投资 操作与维修费用等技术经济评价 以及设计经验等因素 依矛盾的主次 综合考虑 选择适宜的塔型 在化学工业和 石油工业中广泛应用的诸如吸收 解吸 精馏 萃取等单元操作中 气液传质设备 必不可少 塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质和传热目的的气液 传质设备之一 1 3 设计要求 设计条件 体系 苯 甲苯体系 已知 进料量 F 60000 吨 年 操作周期 7200 小时 年 进料组成 甲苯 40 质量分率 下同 塔顶产品组成 甲苯含量低于 2 塔底产品组成 甲苯含量高于 99 5 操作条件 塔顶压强为常压 表压 进料热状况为泡点进料 加热蒸汽为饱和水蒸汽 0 5MPa 表压 单板压降小于 0 7MPa 冷公用工程为循环水 20 40 设备形式 筛板式精馏塔 厂 址 张掖 1 4 精馏操作对塔设备的要求 工业上对塔设备的主要要求 1 生产能力大 2 传质 传热效率高 3 气流的 河西学院化学化工学院课程设计 3 摩擦阻力小 4 操作稳定 适应性强 操作弹性大 5 结构简单 材料消耗少 6 制造安装容易 操作维修方便 此外还要求不易堵塞 耐腐蚀等 1 5 常用板式塔类型及本设计的选型 塔设备大致可以分为两类 一类是有降液管的塔板 如泡罩 浮阀 筛板 导 向筛板 舌形 S 形 多降液管塔板等 另一类是无降液管塔板 如传流式筛板 栅板 穿流式波纹板等 工业上应用较多的是有降液管的浮阀 筛板和泡罩塔板 等 板式塔是化工生产中广泛采用的一种传质设备 板式塔的塔盘结构是决定塔特 性的关键 常用塔板有泡罩形 浮阀形 筛板形 舌形及浮动喷射形等 对于苯 甲 苯体系 本设计选用筛板塔 1 6 筛板塔 筛板塔板简称筛板 结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔 根据孔径的大小 分为小孔径筛板 孔径为 3 8mm 和大孔径筛板 孔径为 10 25mm 两类 工业应用 小以小孔径筛板为主 大孔径筛板多用于某些特殊场合 如分离粘度大 易结焦的物 系 筛板的优点是结构简单 造价低 板上液面落差小 气体压降低 生产能力较 大 气体分散均匀 传质效率较高 筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点 生产能 力大于 10 5 板效率提高产量 15 左右 而压降可降低 30 左右 另外筛板塔结 构简单 塔板的造价可减少 40 左右 安装容易 也便于清理检修 近年来 由于 设计和控制水平的不断提高 可使筛板的操作非常精确 应用日趋广泛 1 筛板塔设计是在有关工艺计算已完成的基础上进行的 对于气 液恒摩尔 流的塔段 只需任选其中一块塔板进行设计 并可将该设计结果用于此塔段中 例 如 全塔最上面一段塔段 通常选上面第一块塔板进行设计 全塔最下面一段塔段 通常下面一块塔板进行设计 这样计算便于查取气液相物性数据 2 若不同塔段的塔板结构差别不大 可考虑采用同一塔径 若不同塔段塔板 的筛孔数 空心距与筛孔直径之比可能有差异 对筛孔少 塔径大的塔段 为 0 dt 减少进塔壁处液体 短路 可在近塔壁处设置挡板 只有当不同塔段的塔径相差较 大时才考虑采用不同塔径 即异径塔 河西学院化学化工学院课程设计 4 1 7 工艺条件的确定和说明 1 操作压力 塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题 而且与塔顶和塔底温度的选取有关 根据所处理的物料性质 兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑 一般 有下列原则 压力增加可提高塔的处理能力 但会增加塔身的壁厚 导致设备费用增加 压 力增加 组分间的相对挥发度降低 回流比或塔高增加 导致操作费用或设备费用 增加 因此如果在常压下操作时 塔顶蒸汽可以用普通冷却水进行冷却 一般不采 用加压操作 操作压力大于 1 6MPa 才能使普通冷却水冷却塔顶蒸汽时 应对低压 冷冻剂冷却和高压 冷却水冷却的方案进行比较后 确定适宜的操作方式 考虑利用较高温度的蒸汽冷凝热 或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝 且压 力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加 可以使用加压操作 真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用 而且由于真空下气体体积 增大 需要的塔径增加 因此塔设备费用增加 综合考虑以上因素本设计采用常压精馏 2 进料状态 精馏塔的进料情况有五种 冷进料 泡点进料 气液混合进料 饱和蒸汽进料 过热蒸汽进料 为了便于分析 令 q 每公斤分子进料液体变成 饱和蒸所需热量 每公斤分子进料的汽化潜热 从上式可以看出 冷进料时 q 1 泡 点进料时 q 1 气液混合进料时 0 q 1 饱和蒸汽进料时 q 0 过热蒸汽进料时 q 5s 符合要求 降液管底隙高度 h0 取液体在降液管底部流过的速度 u0 0 15m s h0 Lh 3600lwu0 0 0036 3600 3600 0 15 0 96 0 025m 河西学院化学化工学院课程设计 17 hw h0 0 043 0 025 0 018m 0 006m 满足条件 故降液管底隙高度设计合理 受液盘 采用平行受液盘 不设进堰口 深度为 60mm 提馏段 溢流堰长 lw 单溢流区 lw 0 6 0 8 D 取堰长 lw 0 60D 0 96 m 出口堰高 hw hw hL how lw D 0 96 1 6 0 6 Lh l2 5 w 0 0036 3600 0 962 5 14 35 查液流收缩系数计算图 图 5 液流收缩系数计算图 E 1 04 how 2 84 1000E Lh lw 2 3 2 84 1000 1 04 0 0036 3600 0 96 2 3 0 017 m hw hL how 0 06 0 017 0 043m 降液管的宽度 Wd和 Af 查得 Wd D 0 124 Af AT 0 056 河西学院化学化工学院课程设计 18 Wd 0 124D 0 124 1 6 0 198m Af 0 056AT 0 056 3 14 4 1 62 0 113m2 液体在降液管中停留的时间 3600ATHT Lh 3600 0 113 0 4 0 0086 3600 5 26 5s 符合要求 降液管底隙高度 h0 取液体在降液管底部流过的速度u0 0 07m s h0 Lh 3600lwu0 0 0036 3600 3600 0 07 0 96 0 02m hw h0 0 043 0 02 0 023m 0 006m 满足条件 故降液管底隙高度设计合理 受液盘 采用平行受液盘 不设进堰口 深度为 60mm 3 4 2 塔板布置 塔板的分块 因为 故 塔板采用分块式 对精馏段取边缘宽度 1200 由于小塔边缘宽度取 所以 30mm 50mm Wc 0 04m 安定区宽度 由于 故 D 1 6m 1 5m Ws 80 110mm 取 Ws 0 08m 开孔区面积 Aa 2 x R2 x2 R2 180sin 1x R R D 2 WC 1 6 2 0 04 0 76 河西学院化学化工学院课程设计 19 x D 2 Wd Ws 1 6 2 0 118 0 682 Aa 2 0 682 0 762 0 6822 3 14 0 762 180 sin 10 682 0 76 1 095 筛孔数 n 与开孔率 本例处理苯甲苯混合物 无腐蚀性 可算用碳钢板 取筛板直 3 径 筛孔按正三角形排列 取孔中心距 d0 5mm t 3 5 15mm n 1 155Aa t2 5621个 图 6 筛孔的正三角形排列 A0 Aa 0 907 t d0 2 0 101 每层板上的开孔面积为 A0 Aa 0 111m2 筛孔气速 u0 VS A0 1 64 0 111 14 77m s 4 筛板的流体力学验算 单板压降筛板的流体力学验算 单板压降 4 1 精馏段筛板的流体力学验算和单板压降 1 干板阻力 hc计算 d0 5 3 1 67 河西学院化学化工学院课程设计 20 图 7 干筛孔流量系数图 查干筛孔流量系数图可得 C0 0 84 hc 1 2g v L u0 C0 2 1 2 9 81 2 379 809 42 11 55 0 84 2 0 028m 液柱 2 气体通过液层的阻力 h1计算 h1 hL ua VS AT Af 1 73 2 01 0 113 0 9m s F0 u0 Vm 0 9 2 379 1 388 kg 1 2 s m 1 2 查充气系数关联图得 图 8 充气系数关联图 故 0 62 h1 hL 0 62 0 06 0 0372m 液柱 3 液体表面张力的阻力计算 河西学院化学化工学院课程设计 21 h 4h Lgd0 4 0 020866 809 419 9 81 0 005 0 002102m 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度 hp hp hc h1 h 0 028 0 0372 0 002102 0 067m 液柱 气体通过每层塔板的压降 Pp hp Lg 0 067 809 419 9 81 532 0 Pa Hd 所以设计中不会出现液泛现象 6 雾沫夹带 5 7 10 3 2 5 3 2 0 0104 液 气 u0min 7 2m s 稳定系数 河西学院化学化工学院课程设计 22 K u0 u0min 14 77 7 2 2 05 1 6 故 在本设计中无明显漏液现象 4 2 提馏段筛板的流体力学验算和单板压降 1 干板阻力 hc计算 d0 5 3 1 67 查筛板塔气液负荷因子曲线图 查图可得 C0 0 84 hc 1 2g v L u0 C0 2 1 2 9 81 2 723 792 27 11 55 0 84 2 0 033m 液柱 2 气体通过液层的阻力 h1计算 h1 hL ua VS AT Af 1 64 2 01 0 113 0 86m s F0 u0 Vm 0 86 2 723 1 42 kg 1 2 s m 1 2 故 0 60 h1 hL 0 60 0 06 0 036m 液柱 3 液体表面张力的阻力计算 h 4h Lgd0 4 0 019446 792 27 9 81 0 005 0 002 m 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度 hp hp hc h1 h 0 033 0 036 0 002 0 071 m 液柱 气体通过每层塔板的压降 Pp hp Lg 0 071 792 27 9 81 551 8 Pa Hd 所以设计中不会出现液泛现象 6 雾沫夹带 v 5 7 10 3 L ua HT 2 5hL 3 2 0 005 kg液 kg气 u0min 6 7 m s 稳定系数 K u0 u0min 11 55 6 7 1 7 1 6 故 在本设计中无明显漏液现象 4 4 塔板负荷性能图 4 4 1 精馏段塔板负荷性能图 1 漏液线 u0min 4 4C0 0 0056 0 13 hw how h L v u0min Vsmin A0 hL hw how A0 Aa 河西学院化学化工学院课程设计 24 how 2 84 1000E Lh lw 2 3 联立得 Vs0 min 4 4C0A0 0 0056 0 13 hw 2 84 1000 E Lh lw 2 3 h L v 代入数据整理得 Vs 0 52 3 092 27 16Ls 2 3 在操作范围内 任取几个值 计算得出 表四 精馏段漏液线数据 LS m3 s 0 0030 0040 0050 0060 01 VS m3 s 0 940 950 9530 960 97 根据以上数据 做出精馏段漏液线 2 雾沫夹带线 以 为限 eV 0 1kg液 kg气 eV 5 7 10 6 L ua HT hf 2 3 how 2 84 1000E 3600Lh 0 96 2 3 0 86LS 2 3 hf 2 5 hw how 0 108 2 2LS 2 3 HT hf 0 4 0 108 2 2LS 2 3 0 292 2 2LS 2 3 联立解得 VS 3 498 26 258LS 2 3 在操作范围内取几个 计算出 表五 精馏段雾沫夹带数据 河西学院化学化工学院课程设计 25 LS m3 s 0 0030 0040 0050 0060 01 VS m3 s 3 3143 2753 2393 2063 087 根据以上数据做出雾沫夹带线 3 液相负荷下限线 对于平直堰 取堰上液层高度为最小液体负荷标准 0 006 how 2 84 1000 1 04 3600Lh 0 96 2 3 0 86LS 2 3 0 006 Ls min 0 00058m3 s 据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 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 4 ATHT LS 4s Ls max 0 0113 m3 s 据此做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 5 液泛线 由得 E 1 04 lw 0 96 how 2 84 1000 1 04 3600Lh 0 96 2 3 0 86LS 2 3 hc 0 051 v L u0 C0 2 0 051 v L VS A0C0 2 0 0126VS2 h1 hw how 0 62 0 043 0 86LS 2 3 0 027 0 533LS 2 3 已知h 0 002102 m 液柱 hp hc h1 h 0 0126Vs2 0 533Ls 2 3 0 029102 河西学院化学化工学院课程设计 26 hd 0 153 LS lwh0 2 6 38Ls2 已知HT 0 4m hw 0 043m 0 5 代入 HT hw hp hw how hd 整理得 VS2 8 35 110 56LS 2 3 506 34LS2 在操作范围内取几个 计算出 LSVS 表六 精馏段液泛线数据 LS m3 s 0 0030 0040 0050 0060 01 VS m3 s 6 055 565 114 682 17 根据以上数据做出液泛线 6 精馏段筛板负荷性能图 0 0000 0020 0040 0060 0080 0100 012 0 1 2 3 4 5 6 7 VS LS 1 2 3 4 5 A Vs max Vs min 图 9 精馏段筛板负荷性能图 根据生产任务规定的气液负荷 可知精馏段操作点在正常的操作范围内 做出 精馏段操作线 OA 由图可知 该筛板操作上限为雾沫夹带控制 下限为漏液控制 河西学院化学化工学院课程设计 27 由图查得 Vs min 0 95 m3 s Vs max 3 2 m3 s 故操作弹性为 Vs max Vs min 3 33 4 4 2 提馏段筛板负荷性能图 1 漏液线 u0min 4 4C0 0 0056 0 13 hw how h L v u0min Vsmin A0 hL hw how A0 Aa how 2 84 1000E Lh lw 2 3 联立得 Vs0 min 4 4C0A0 0 0056 0 13 hw 2 84 1000 E Lh lw 2 3 h L v 代入数据整理得 Vs 0 52 2 67 23 276Ls 2 3 在操作范围内 任取几个值 计算得出 表七 提馏段漏液线数据 LS m3 s 0 0030 0040 0050 0060 01 VS m3 s 0 920 930 950 961 01 根据以上数据 做出提馏段漏液线 2 雾沫夹带线 以 为限 0 1 液 气 eV 5 7 10 6 L ua HT hf 2 3 河西学院化学化工学院课程设计 28 how 2 84 1000E 3600Lh 0 96 2 3 0 86LS 2 3 ua Vs AT Af 0 53Vs hf 2 5 hw how 0 108 2 2LS 2 3 HT hf 0 4 0 108 2 2LS 2 3 0 292 2 2LS 2 3 联立解得 VS 3 42 25 77LS 2 3 在操作范围内取几个 计算出 表八 提馏段雾沫夹带线数据 LS m3 s 0 0030 0040 0050 0060 01 VS m3 s 2 882 772 672 572 22 根据以上数据做出雾沫夹带线 3 液相负荷下限线 对于平直堰 取堰上液层高度为最小液体负荷标准 0 006 how 2 84 1000 1 04 3600Lh 0 96 2 3 0 86LS 2 3 0 006 Ls min 0 00058m3 s 据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 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 4 ATHT LS 5s Ls max 0 0094 m3 s 河西学院化学化工学院课程设计 29 据此做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 5 液泛线 由得 E 1 04 lw 0 96 how 2 84 1000 1 04 3600Lh 0 96 2 3 0 86LS 2 3 hc 0 051 v L u0 C0 2 0 051 v L VS A0C0 2 0 0147VS2 h1 hw how 0 62 0 043 0 86LS 2 3 0 026 0 516LS 2 3 已知h 0 002 m 液柱 hp hc h1 h 0 0127Vs2 0 516Ls 2 3 0 028 hd 0 153 LS lwh0 2 7 97Ls2 已知HT 0 4m hw 0 043m 0 5 代入 HT hw hp hw how hd 整理得 VS2 10 24 93 6LS 2 3 542 18LS2 在操作范围内取几个 计算出 表九 提馏段液泛线数据 LS m3 s 0 0030 0040 0050 0060 01 VS m3 s 8 2887 8737 497 135 841 根据以上数据做出液泛线 6 提馏段筛板负荷性能图 河西学院化学化工学院课程设计 30 0 0000 0020 0040 0060 0080 010 0 2 4 6 8 VS LS 1 2 3 4 A Vs max Vs min 5 图 10 提馏段筛板负荷性能图 根据生产任务规定的气液负荷 可知提馏段操作点在正常的操作范围内 做出 提馏段操作线 OA 由图可知 该筛板操作上限为雾沫夹带控制 下限为漏液控制 由图查得 Vs min 0 92 m3 s Vs max 2 3 m3 s 故操作弹性为 Vs max Vs min 2 5 4 5 设计计算结果总结 表十 物料衡算结果 项目符号单位数值 塔顶摩尔分数 D x10 983 塔顶平均摩尔质量 D Mkg kmol78 348 塔顶流量 Dkmol h63 437 进料摩尔分数 F x10 4096 进料液平均摩尔质量 F Mkg kmol83 170 河西学院化学化工学院课程设计 31 进料流量 Fkmol h92 912 塔釜摩尔分数 W x 10 006 塔釜平均摩尔质量 W Mkg kmol92 046 塔釜产品流量Wkmol h34 475 表十一 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果 项目符号单位精馏段提馏段 每层塔板压降p kPa0 530 55 平均压力 m pkPa89 297 95 平均温度 m t C o 84 12799 092 平均粘度 m smPa 0 29790 0867 液相平均摩尔质量 Lm Mkg kmol80 730388 6951 气相平均摩尔质量 Vm Mkg kmol79 245686 0299 液相平均密度 Lm 3 kg m809 419792 268 气相平均密度 Vm 3 kg m2 3792 723 平均表面张力 Lm mN m20 86619 446 气相流量 S V s m3 1 731 64 液相流量 S L s m3 0 00350 0067 表十二 筛塔板工艺设计结果 项目符号单位塔板参数 堰长 W lm0 96 河西学院化学化工学院课程设计 32 5 精馏塔附件设计精馏塔附件设计 5 1 接管 1 进料管 进料管的结构类型很多 有直管进料管 弯管进料管 T 形进料管 本设计 采用直管进料管 管径计算如下 D 4VS uF 取uF 1 6m s Lp 809 419kg m3 VS 6 107 3600 7200 809 419 0 0029m3 s D 4 0 0029 3 14 1 6 0 048m 48mm 则选择进料管推荐尺寸为 57 3 5mm 堰高 边缘区宽度 W h cW m m 0 043 0 04 安定区宽度 sWm0 08 降液管底隙高度 0 hm0 025 精 0 02 提 筛孔孔心距 t m0 015 每层开孔率 10 1 塔有效高度Zm11 32 实际塔板数 T N块26 3 塔径Dm1 6 板间距 T Hm0 4 液泛合格 空塔气速us m0 86 精 0 82 提 安全系数0 7 筛孔气速 0 us m14 77 稳定系数 K2 05 河西学院化学化工学院课程设计 33 2 回流管 采用直回流管 取 uR 1 6m sdR 4 0 0035 3 14 1 6 0 053m 查表取 57 3 5mm 3 塔釜出料管 Vw W L 34 475 792 268 0 044m3 s 取 直管出料 uw 1 6m sdw 0 187m 187mm 则选择塔釜出料管推荐尺寸为 219 6mm 4 塔顶蒸汽出料管 直管出气 取出口气速uw 20m sD 4 1 73 3 14 20 0 111m 111mm 查表取 133 4mm 5 塔釜进气管 直管出气 取出口气速uw 20m s D 4 1 64 3 14 20 0 323m 323mm 查表取 356 10mm 6 法兰 由于常压操作 所有法兰均采用标准管法兰 平法兰 有不同的公称直 径 选用相应大法兰 进料管接管法兰 PN6DN80 HG 5010 回流管接管法兰 PN6DN80 HG 5010 塔釜出料管法兰 PN6DN80 HG 5010 塔顶蒸汽管法兰 PN6DN500 HG 5010 塔釜蒸汽进气法兰 PN6DN500 HG 5010 5 2 筒体与封头 1 筒体 河西学院化学化工学院课程设计 34 1 05 6 1600 2 1250 0 9 0 2 4 68mm 壁厚选 5mm 所用材质为 A3 2 封头 封头分为椭圆形封头 蝶形封头等几种 本设计采用椭圆形封头 由公称直 径 DN 1600mm 查得曲面高度 h1 400mm 直边高度 h0 40mm 内表面积 F 封 2 98m2 容积 V封 0 617m3 选用封头 1600 6 1154 5 3 除沫器 当空塔气速较大 塔顶带液现象严重 以及工艺过程中不许出现塔气速 夹带雾滴的情况下 设置除沫器 以及减少液体夹带损失 确保气体纯度 保证后续设备的正常操作 常用除沫器常用除沫器有折流板式除沫器 丝网 除沫器以及程流除沫器 本设计采用丝网除沫器 其具有比表面积大 质量 轻 空隙大及使用方便等优点 设计气速选取 107 0 KKu V VL 系数 76 2 21 1 21 1 45 806 107 0 smu 除沫器直径 66 1 76 214 3 99 544 m u V D S 选取不锈钢除沫器 类型 标准型 规格 40 100 材料 不锈钢丝 1Gr18Ni9 丝网尺寸 圆 丝 0 23 5 4 裙座 塔底采用裙座支撑 裙座结构性能好 连接处产生的局部阻力小 所以 它是塔设备的主要支座形式 为了制作方便 一般采用圆筒形 由于裙座内 径 800mm 故裙座壁厚取 16mm 基础环内径 Dbi 1600 2 16 0 2 0 4 103 1332mm 河西学院化学化工学院课程设计 35 基础环外径 Dbi 1600 2 16 0 2 0 4 103 1932mm 圆整 基础环厚度 考虑带腐蚀裕量取 Dbi 1400mmDbi 2000mm 18mm 考虑到再沸器 裙座高度取 3m 地脚螺栓直径选 M30 5 5 人孔 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道 人孔的设置应便于进入任何 一层塔板 由于设置人孔处板间距离大 且人孔设备过多会使制造时塔体的 弯曲度难以达到要求 本塔共 26 块塔板 需设两个人孔 孔径为 板间距 为 400mm 裙座上应开两个人孔 直径为 850mm 人孔伸入塔内部应与塔内 壁修平 其边缘需磨圆 人孔法兰的密封面形及垫片用材 一般与塔的接管 法兰相同 5 6 塔体总高度设计 5 6 1 塔的顶部空间高度 塔的顶部空间高度指的是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 5 6 2 塔体高度 精馏段 Z精 N精 1 HT 9 5 0 4 3 8m 提馏段 Z提 N提 1 HT 14 8 0 4 5 92m 塔底部空间高度 Hb 1 87m 塔顶部空间高度 HD 1 2m 封头高度 H1 0 4m 裙座高度 H2 3 0m 开两个人孔个人孔 其高度为 0 85m 故有效高度为 Z 3 3 8 5 92 0 4 0 85 0 85 1 2 1 87 17 9m 5 7 附属设备设计 5 7 1 冷凝器的选择 1 热负荷 塔顶温度 C Q tD 80 37 河西学院化学化工学院课程设计 36 查得r苯 394 1kJ kg r甲苯 379 4kJ kg 平均汽化潜热为 rm 0 983 394 1 78 11 1 0 983 397 4 92 13 30882kJ kg Qc Vr 30882 0 217 6701 4kJ kg 2 冷却水的用量 1m q 取冷却水的进口温度为 20 出口温度为 40 水的比热容为 则 18 4 kgkJ qm 6701 4 4 18 40 20 80 2kJ s 3 平均温差 m t 50 4 换热系数 800 2 mwK 5 换热面积 A A QCP tm 167m2 根据换热面积选择设备 5 7 2 再沸器的选择 1 热负荷计算 塔底温度 tw 110 7 r水 2258kJ kg QB V r 0 217 2258 18 01 8825kJ kg 2 加热蒸汽用量 选用 0 5MPa 表压 的饱和蒸汽加热 温度为 138 8 2152kJ kg qm1 Q r 8852 2152 4 11kg s 考虑有 10 的热损失 qm1 4 11 1 1 4 52kg s 3 平均温差 tm T tw 138 8 110 7 28 1 4 换热系数 查手册 取K 900W m 2 5 换热面积 河西学院化学化工学院课程设计 37 349 2 考虑到有 10 的热损失 349 1 1 384 2 河西学院化学化工学院课程设计 38 6 总结总结 两周的化工原理课程设计已经圆满结束 在此感谢我的指导老师冯敏老师和佟永纯老师对我们悉心的指导