苯-乙苯连续精馏浮阀塔设计

第 1 章 设计方案 1 1 设计方案 1 1 1 装置流程的确定 精馏装置包括精馏塔 原料预热器 再沸器 冷凝器 釜液冷却器和产品冷却 器等设备 热量自塔釜输入 物料在塔内经多次部分冷凝精馏分离 由冷凝器和冷 却器中的冷却介质将余热带走 在此过程中 热能利用率很低 为此在确定装置流 程时应考虑余热的利用 另外 为保持塔的操作稳定性 流程中用泵直接将原料送入塔内 塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝 冷凝液在泡点下一部分回流至塔内 其余部 分经产品冷却器冷却后送至储罐 塔釜采用间接蒸汽加热 塔底产品经冷却后送至 储罐 1 1 2 加料热状况的选择 设计中采用泡点进料 虽然进料方式有多种 但是饱和液体进料时进料温度不 受季节 气温变化和前段工序波动的影响 塔的操作比较容易控制 此外 饱和液 体进料时精馏段和提馏段的塔径相同 无论是设计计算还是实际加工制造这样的精 馏塔都比较容易 为此 本次设计中采取饱和液体进料 1 1 3 回流比的选择 回流比的确定 是精馏塔设计中的一个关键性问题 它确定的合理与否 直接 影响到所设计的塔能否正常操作及投资的大小 首先根据物系的性质及进料状况确定最小回流比 再根据最小回流比选定几个 回流比 通过作图 从中找出适宜的操作回流比 1 2 确定设计方案的原则 1 满足工艺和操作要求 2 满足经济上的要求 3 保证安全生产 第 2 章 工艺计算及主体设备设计 2 1 设计条件及基础数据 2 1 1 苯 乙苯连续精馏浮阀塔设计 1 处理量 4 8 万吨 年 2 料液组成 质量分数 下同 乙苯 30 苯 70 3 塔顶产品组成 塔顶的乙苯含量低于 2 0 4 塔底产品组成 残液中乙苯含量不得少于 94 5 年工作生产时间 330 天 2 1 2 基础数据 表 2 1 苯和乙苯的物理性质 项目分子式分子量 g mol沸点 临界温度 临界压强可 kPa 苯 A 66 C H 7880 1289 26833 4 乙苯 B 810 C H 106 136 2 348 64307 7 表 2 2 苯 乙苯在某些温度下的表面张力 t 20406080100120140 mN m 苯 28 826 2523 7421 2718 8516 4914 17 mN m 乙苯 29 327 1425 0122 9220 8518 8116 82 表 2 3 苯 乙苯在某些温度下粘度 t 020406080100120140 mPa s 苯 0 7420 6380 4850 3810 3080 2550 2150 184 mPa s 乙苯 0 8740 6660 5250 4260 3540 3000 2590 226 2 2 物料衡算及塔板数的确定 2 2 1 全塔物料衡算 1 原料液及塔顶 塔底产品的摩尔分数 XF 0 7 78 0 7 78 0 3 106 0 7602 XD 0 98 78 0 98 78 0 02 106 0 9852 XW 0 06 78 0 06 78 0 94 106 0 0798 2 塔底产品的平均摩尔质量 103 8kg kmol0 0798 78 1 0 0798 106 W M 所以 W 58 39Kmol h 7 4 8 10 330 24 103 8 3 全塔物料衡算 F D W FXF DXD WXW 即 F D 58 39 0 7602 F 0 9852 D 39 51 0 0798 则 可知 F 234 96Kmol h D 176 57Kmol h 2 2 2 平均相对挥发度 的计算 表 2 1 ABC 苯 6 06831236 03224 16 乙苯 6 06991416 99212 43 将 P 101 325 KPa 代入 式 在分别代入苯和乙苯的 0 lg PABtC A B C 得苯的沸点为 80 05 乙苯的沸点为 136 15 o B o A o BA ppppx A o AA xPpy 用公式 计算不同温度下的ayxpp o B o A 表 2 1 80 101 05 16 76 1 00 1 00 6 03 81 104 20 17 41 0 97 0 99 5 98 82 107 42 18 08 0 93 0 99 5 94 83 110 73 18 78 0 90 0 98 5 90 84 114 11 19 49 0 86 0 97 5 85 85 117 57 20 22 0 83 0 97 5 81 86 121 11 20 98 0 80 0 96 5 77 0 TC 0 Aa PKp 0 Ba PKpxya 87 124 73 21 76 0 77 0 95 5 73 88 128 44 22 56 0 74 0 94 5 69 89 132 24 23 39 0 72 0 93 5 65 90 136 12 24 24 0 69 0 93 5 61 91 140 09 25 12 0 66 0 92 5 58 92 144 14 26 03 0 64 0 91 5 54 93 148 29 26 95 0 61 0 90 5 50 94 152 54 27 91 0 59 0 89 5 47 95 156 87 28 89 0 57 0 88 5 43 96 161 30 29 91 0 54 0 87 5 39 97 165 83 30 95 0 52 0 85 5 36 98 170 46 32 02 0 50 0 84 5 32 99 175 18 33 11 0 48 0 83 5 29 100 180 00 34 24 0 46 0 82 5 26 101 184 93 35 40 0 44 0 80 5 22 102 189 96 36 60 0 42 0 79 5 19 103 195 10 37 82 0 40 0 78 5 16 104 200 34 39 08 0 39 0 76 5 13 105 205 69 40 37 0 37 0 75 5 10 106 211 14 41 69 0 35 0 73 5 06 107 216 71 43 05 0 34 0 72 5 03 108 222 39 44 44 0 32 0 70 5 00 109 228 19 45 87 0 30 0 68 4 97 110 234 09 47 34 0 29 0 67 4 94 111 240 12 48 85 0 27 0 65 4 92 112 246 26 50 39 0 26 0 63 4 89 113 252 52 51 97 0 25 0 61 4 86 114 258 91 53 59 0 23 0 59 4 83 115 265 41 55 25 0 22 0 57 4 80 116 272 04 56 95 0 21 0 55 4 78 117 278 80 58 70 0 19 0 53 4 75 118 285 68 60 48 0 18 0 51 4 72 119 292 69 62 31 0 17 0 49 4 70 120 299 83 64 19 0 16 0 47 4 67 121 307 10 66 10 0 15 0 44 4 65 122 314 50 68 07 0 13 0 42 4 62 123 322 04 70 07 0 12 0 39 4 60 124 329 71 72 13 0 11 0 37 4 57 125 337 52 74 23 0 10 0 34 4 55 126 345 47 76 38 0 09 0 32 4 52 127 353 56 78 58 0 08 0 29 4 50 128 361 79 80 84 0 07 0 26 4 48 129 370 16 83 14 0 06 0 23 4 45 130 378 68 85 49 0 05 0 20 4 43 131 387 35 87 89 0 04 0 17 4 41 132 396 16 90 35 0 04 0 14 4 38 133 405 13 92 86 0 03 0 11 4 36 134 414 24 95 43 0 02 0 08 4 34 135 423 51 98 05 0 01 0 04 4 32 136 432 93 100 73 0 00 0 01 4 30 5 0333 n nm aaaa 1 21 作 t x y 图 见附图一 由 XD 0 9852 XW 0 0798 查得 塔顶 t 82 塔底 t 117 9 2 2 3 回流比 R 及塔板数的确定 取泡点进料即 q 1 所以 Rmin 1 1 11 DD FF x x x x 10 9852 1 0 9852 10 76021 0 7602 5 033 5 033 0 2424 当 R 1 1 2 0 Rmin 时 先进行逐板计算 通过 Excel 编辑公式 确定在不同 的回流比下的理论塔板数 表 2 3 不同回流比下的理论板数列表 RYnXnYn 1 Np 精 YmXmYm 1 Np 提 Np 0 26260 9852 0 9297 0 9735 0 9387 0 7502 0 9252 0 9735 0 8796 0 9630 0 9252 0 7109 0 8756 0 9630 0 8378 0 9542 0 8756 0 5831 0 7145 0 9542 0 8053 0 9473 0 7145 0 3321 0 3980 0 9473 0 7814 0 9423 0 3980 0 1161 0 1256 0 9423 0 7644 0 9387 0 1256 0 0277 0 9387 6 511 0 29090 9852 0 9297 0 9727 0 9347 0 7398 0 9089 0 9727 0 8762 0 9606 0 9089 0 6648 0 8146 0 9606 0 8290 0 9500 0 8146 0 4661 0 5650 0 9500 0 7906 0 9413 0 5650 0 2051 0 2372 0 9413 0 7613 0 9347 0 2372 0 0582 0 9347 5 49 0 31510 9852 0 9297 0 9719 0 9350 0 7408 0 9070 0 9719 0 8730 0 9583 0 9070 0 6596 0 8054 0 9583 0 8204 0 9457 0 8054 0 4512 0 5446 0 9457 0 7758 0 9350 0 5446 0 1920 0 2202 0 9350 40 2202 0 0531 48 0 33940 9852 0 9297 0 9711 0 9284 0 7204 0 8785 0 9711 0 8699 0 9560 0 8785 0 5896 0 7155 0 9560 0 8118 0 9413 0 7155 0 3332 0 3957 0 9413 0 7610 0 9284 0 3957 0 1151 0 1239 0 9284 40 1239 0 0273 48 0 36360 9852 0 9297 0 9704 0 9367 0 7462 0 9078 0 9704 0 8669 0 9537 0 9078 0 6617 0 8028 0 9537 0 8035 0 9367 0 8028 0 4472 0 5363 表 2 3 不同回流比下的理论板数列表 续 0 9367 0 5363 0 1869 0 2128 30 2128 0 0510 47 0 38780 9852 0 9297 0 9697 0 9321 0 7317 0 8871 0 9697 0 8641 0 9514 0 8871 0 6094 0 7356 0 9514 0 7953 0 9321 0 7356 0 3560 0 4218 0 9321 0 4218 0 1266 0 1378 30 1378 0 0308 47 0 41210 9852 0 9297 0 9690 0 9274 0 7173 0 8667 0 9690 0 8613 0 9490 0 8667 0 5636 0 6768 0 9490 0 7873 0 9274 0 6768 0 2938 0 3440 0 9274 0 3440 0 0943 0 0978 30 0978 0 0211 47 0 43630 9852 0 9297 0 9683 0 9227 0 7034 0 8470 0 9683 0 8587 0 9468 0 8470 0 5237 0 6259 0 9468 0 7794 0 9227 0 6259 0 2495 0 2886 0 9227 30 2886 0 0746 36 0 46060 9852 0 9297 0 9677 0 9179 0 6896 0 8276 0 9677 0 8562 0 9445 0 8276 0 4882 0 5807 0 9445 0 7718 0 9179 0 5807 0 2157 0 2465 0 9179 30 2465 0 0610 36 0 48480 9852 0 9297 0 9671 0 9131 0 6761 0 8089 0 9671 0 8537 0 9423 0 8089 0 4569 0 5408 0 9423 0 7643 0 9131 0 5408 0 1896 0 2141 0 9131 30 2141 0 0513 36 由此 N R 图 见回附图二知取回流比 R 1 5Rmin 0 3636 2 2 4 实际塔板层数的确定 已知塔顶 t 82 塔底 t 117 9 由化工流体流动与传热 第二版 查液体黏 度共线图得 表 2 4 82 117 9 苯 0 320 22 乙苯 0 450 29 顶 0 32 0 9852 1 0 9852 0 45 0 322mPa s 1 5 402 30 DD XX 0 22 0 0798 1 0 0798 0 29 0 288mPa s 1 29 0 2 20 WW XX 底 mPa s 2 底顶 05 30 2 88 2022 30 4 40 9 40 45 20 LT E P N T T N E 915 4 40 7 所以 Np 16 即实际板数为 16 块 不包括再沸器 精馏段塔板数7 4 40 3 精P N 提馏段塔板数 不包括再沸器 9 4 40 4 提P N 所以第 8 层为进料板 2 3 塔和塔板主要工艺尺寸的设计 2 3 1 设计中参数的确定 1 平均组成 a t x y 图和可得 0 842 0 969 F Xxy 84 4 2 8 8682 2 进顶精 TTtm 102 35 2 8 86 9117 2 底进提 TTtm b 根据与 t x y 图可知精馏段的平均气液相组成 x 0 842 y 0 969 精m t c 塔顶压力 101 3 4 105 3kPa 顶 p 进料板压力 101 3 0 7 8 106 9kPa 进 p 塔底压力 101 3 0 7 16 116 5kPa 底 p 精馏段平均压力 105 3 106 9 2 106 1kPa 精 p 提馏段平均压力 105 3 116 5 2 111 7kPa 提 p 2 求 Vs 及 v 精馏段气相体积流率 Vs R 1 D 22 4 0 m T T 精 P P0 1 3636 176 57 22 4 15 273 15 273 4 84 1 106 3 101 6740 1 87 3 m h 3 m s Mm MA 1 MB 0 969 78 1 0 969 106 78 90Kg Kmolyy 2 816 v m m PM RT 精 3 Kg m 精馏段液相体积流率 Mm MA 1 MB 78 0 842 106 1 0 842 xx 82 42Kg Kmol A 0 7968 BA A MxxM xM 1 106 842 0 1 78842 0 78842 0 912 1 187t 912 1 187 84 4 811 8 A 3 Kg m 809 2 B 3633 10245 2 1081 1 359 1 1166ttt 3 Kg m L 811 27 1 1 AA AB 2 809 7968 0 1 8 811 7968 0 1 3 Kg m Ls 6 523 m L LM m L RDM 3 m h 精馏段表面张力的确定 从 2 1 2 基础数据中可查得 80 时 苯的表面张力为 21 27 乙苯的表面张力为 22 92 mN m mN m 0 842 289 2 1 0 842 619 341 97 mciicTxT 2 1 2 2 1 2 TT TT C C 2 1 80 7 9341 4847 9341 7 221 苯 2 1 80 7 9341 4847 9341 9222 乙苯 20 77 22 77 苯 mN m 乙苯 mN m 故精馏段 m 22 42 1 xx AB AB mN m 2 3 2 提馏段参数的确定 1 平均组成 由提馏段平均温度查气 液相平衡图 见附图 可得 0 4175 0 781xy 2 Vs 及 v 的确定 提馏段气相体积流率 Vs R 1 D 22 4 0 m T T 提 P P0 1 363 176 57 22 4 15 273 15 2735 3102 7111 3 101 6723 83 1 868 3 m h 3 m s Mm MA 1 MB 0 781 78 1 0 781 106 84 132Kg kmolyy V 3 177 m m PM RT 提 3 Kg m 提馏段液相体积流率 Mm MA 1 MB 78 0 475 106 1 0 475 92 18Kg Kmolxx A 0 3453 BA A MxxM xM 1 106 41751 784175 0 784175 0 912 1 187t 912 1 187 102 35 790 5 A 3 Kg m 792 54 B 3633 10245 2 1081 1 359 1 1166ttt 3 Kg m L 791 8 1 1 AA AB 4 5792 3453 0 1 5790 3453 0 1 3 Kg m Ls 34 83 m L LM m L RDqF M 3 m h 从 2 1 2 基础数据中可查得 80 时 苯的表面张力为 21 27 乙苯的表面张力为 22 92 mN m mN m 0 4175 289 2 1 0 0 4175 619 497 94 mciicTxT 2 1 80 4 9497 5 31024 9497 7 221 苯 2 1 80 4 9497 35 1024 9497 9222 乙苯 20 02 21 64 苯 mN m 乙苯 mN m 故提馏段 m 20 66 1 xx AB AB mN m 2 4 塔设备参数的确定 2 4 1 塔径的计算 1 以精馏段数据为准 选取板间距 板上液层高度进行相关计算 mHT38 0 mhl06 0 由前面计算知 3 97 930mkg L 3 276 1 mkg V smhmVS 985 2 11 10747 33 hmLS 13 5 3 相关参数为 mhH LT 32 0006 0 38 0 0 0164 V l 0 5 S S L V L V 3 6740 523 6 816 2 27 811 5 0 a 3 494 32 6 4695 5 54962 65624 531 53253 0 1 32121 39 107 9 0 474675b 32 2 0 0772 0 431960 49123 0 08830710 7 29c 32 2 2 20 lg lg exp vv lclbaC 0611 0 0164 0 lg77204 00 0164 0 lg 532528 0 494351 3 exp 2 所以 C C20 0 0611 0 062 0 2 20 2 0 20 77 20 C 0 062 1 064m s max u LV V 816 2 816 2 27 811 u 7 0 7 1 064 0 7454 max u m s 故 D 1 79m 4Vs u 7454 0 14 3 87 1 4 圆整为 D 1 8m 校核 u 0 7316m s 2 4Vs D 2 8 114 3 87 1 4 0 7316 1 064 0 69 在 0 6 0 8 之间 因此满足要求 max u u 2 以提馏段数据为准 选取板间距 板上液层高度进行相关计算 mHT4 0 mhl06 0 故 mhH LT 34 0 006 0 4 0 0 0818 V l 0 5 S S L V L V 3 6740 523 6 177 3 8 791 5 0 a 3 24087 32 6 4695 5 54962 65624 531 5566 0 1 32121 39 107 9 0 474675b 32 2 0 08268 0 431960 49123 0 08830710 7 29c 32 2 所以 06499 0 01818 0 lg77204 00 01818 0 lg 532528 0 494351 3 exp lg lg exp 2 2 20 vv lclbaC C C20 0 6499 0 06542 0 2 20 2 0 20 66 20 C 0 065 1 0307m s max u LV V 177 3 177 3 8 791 u 0 7 0 7 1 0307 0 7215 max u m s 故 D 1 816 m 4Vs u 7215 0 14 3 87 1 4 圆整为 D 1 8m 校核 u 0 7343m s 2 4Vs D 2 8 114 3 868 1 4 0 7343 1 0307 0 6039 在 0 6 0 8 之间 因此满足要求 max u u 由以上数据可得提馏段的塔径和精馏段的塔径相同 取全塔径为 D 1 8m 因此以后的数据均以提馏段数据为准 2 4 2 塔板数的选择与计算 由上述计算可知塔径为 1 8m 因此选单流型塔板和弓形降液管 1 溢流堰 堰长的确定 单溢流型塔板堰长一般为 0 6 0 8 D 其中 D 为塔径 w L 0 6D 0 6 1 8 1 08 m w L 校核 6 0398m 0452 0 2 0500 0 0404 0 o h025 0 02 0 故所选 0 0406 合理 3 塔板布置 开孔区的计算 垂直弓形降液管的单流型塔板可按式子计算 sin 180 2 1222 R x RxRxAa 其中 鼓泡区面积 m2 a A 可选择 所以 2 Sd WWDx mmmWs07 0 70 mmmWc04 0 40 m632 0 07 0 198 0 2 8 1 2 Sd WWDx m86 004 0 2 8 1 2 C WDR 所以鼓泡区面积为 212221222 96 1 86 0 632 0 sin86 0 180 14 3 632 086 0 632 0 2 sin 180 2m R x RxRxAa 溢流区 取降液管面积 0 1399m2 f A f A 安定区 根据经验值选定 溢流堰前的安定区 mW07 0 s 进口堰后的安定区 mW07 0 s 无效区 同上也可根据经验值选定 4 浮阀塔的开孔率及阀孔排列 浮阀数目的确定 F1 型浮阀的孔径 d0 0 039 m F0 c u0 c 综合塔板效率 板压降 及生产能力 一般希望浮阀刚刚全 v 开时操作 所以 F0 c 9 12 u0 u0 c 5 36 7 15m s 912 vv 取 u0 5 6m s n 276 9 277 个 2 00 4 c Vs du 6 5039 0 14 3 87 1 4 2 阀孔的排列 由于塔径 D 1 8 m 较大 因此塔板要分块 浮阀一般按等腰三角形排列 底边 为 75mm 三角形高度 h 取 70 mm 核算阀孔动能因数及开孔率 o F 实际阀孔个数 N 284 阀孔气速 u0 5 51 m s 2 0 4Vs Nd 284039 0 14 3 87 1 4 2 阀孔动能因数 u0 5 51 9 24 在 9 12 之间 故合理 o F v 816 2 开孔率 13 3 2 0 d N D 2 2 8 1 039 0 184 在 10 14 之间 也合理 2 4 3 塔板的流体力学验算 1 气体通过浮阀塔板的压力降 单板压降 气体通过一层浮阀塔时的压强降为 pppp lcp 其中 气体通过一层浮阀塔板的压降 Pa p p 气体克服干板阻力产生的压强降 Pa c p 气体克服板上充气液层的静压强产生的压强降 Pa l p 气体克服液体表面张力产生的压强降 Pa p 习惯上 常把压强降折合成塔内液体柱高度表示 所以上式可写为 hhhh lcp 式中 与相当的液柱高度 m p h p p p p L p h g 与相当的液柱高度 m c h c p 与相当的液柱高度 m l h l p 与相当的液柱高度 m h p 干板压降 计算干板压降前 首先确定临界孔速 u0c 对 F1 型重阀 u0c 3 73 m s1 825 73 1 v 1 825 73 1 2 816 所以 u0 u0c 故浮阀未全开临界速度 hc 0 030 m 2 v0 5 34 2g L u 2 2 816 5 6 5 34 2 811 27 9 8 其中 阀孔气速 m s o u 液体密度 kg m3 L 气体密度 kg m3 v 板上充气液层阻力 l h 一般的经验公式计算 l h 0 5 0 06 0 03m loL hh 其中 板上液层高度 m l h 反映上液层充气程度的因数 称为充气因数 无因次 o 液相为水时 0 5 为油相是 为碳水化合物时 o o 35 0 2 0 o 5 0 4 0 故可以选择 0 5 o 表面张力引起的阻力 此阻力很小可忽略 h 则 hp 0 03 0 03 0 06 m 液柱 故单板压降 hp 0 06 811 27 9 81 477 5Pa p p Lg 小于所要求的 700Pa 因此满足要求 2 液泛验算 溢流管内的清液层高度 Hd hp hd hL 式中 与液体流过降液管的压强降相当的液柱高 d h 板上液层高度 m l h 上升气体通过一层塔板所相当的液柱高度 m p h 因为 0 03m 0 03m phl h 又因为板上装有进口堰 hd 2 0 0 2 Ls Lwh 式中 液体体积流量 m s S L 堰长 m w l 降液管底隙高度 m o h m 2 4 6 523 0 23 4 10 1 08 0 0406 3600 d h 故 Hd 0 03 0 03 3 4 10 4 0 06034 m 为防止液泛 通常 Hd不大于 HT hw 取校正系数 0 35 则有 HT hw 0 35 0 38 0 06034 0 154 Hd 故不会产生液泛 3 雾沫夹带验算 大塔 泛点率 80 直径 0 9m 以下塔 泛点率 70 减压塔 泛点率0 9m 所以取泛点率为 80 代入泛点率计算公式 泛点率 1 36 100 V L LV Fb VsLsZ KC A 2 816 1 361 404 811 272 816 100 0 118 2 263 VsLs 可得雾沫夹带上限方程为 Vs 33 9Ls 3 6 3 2 液泛线 塔板的适宜操作范围应在液泛线以下 否则将会发生液泛 使塔不能正常操作 由于存在 hL hd hp HT hw 可整理出 aVs2 b cLs2 dLs2 3 其中 a 1 91 105 2 V LN 1 91 105 2 2 816 0 07567 296 811 27 b 0 1 TW Hh 0 35 0 38 0 35 1 0 5 0 0506 0 132 c 22 0 0 153 W lh 22 0 153 79 58 1 080 0406 d 0 95 0 2 3 0 667 1 W E l 2 3 0 667 1 5 1 08 所以 0 0076Vs2 0 13 79 6Ls2 0 95Ls2 3 222 3 Sss aVbcLdL 3 3 液体负荷上限线 当降液管尺寸一定 若液体流量超过某一限度使液体在降液管中停留的时间过 短 则其中气泡来不及释放就被带入下一层塔板 造成气相返混 降低塔板效率 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 3 5s 以 t 5 计算 max fT s A H L t 则 Ls max 2 0 13990 38 0 0106 5 ms 3 4 液体负荷下限线 为保证塔板上液流分布均匀 提高气液接触效果 取液上堰层高度 0 006m ow h 作为液相负荷下限 ow h 2 3 h w L2 84 E 1000L 得 2 3 2 3 min 10001 0 006 2 843600 W S L L E 即 9 648 10 4 m3 s min s L 3 5 气相负荷下限线 为不发生严重漏液现象时的最低气相负荷 对 F1 型重阀 当 F0 5 6 时 泄露 量接近 10 当 F0 5 时为确定气相负荷下限的依据 故 1 05m3 s 2 max0 5 4 V Vsd N 2 3 145 0 039 42 816 296 3 6 液相负荷性能图 液相负荷性能图见附图三 由图查得 Vsmax 3 39m3 s Vsmin 1 05 m3 s 故 操作弹性 3 39 1 05 3 23 操作弹性在 3 4 之间 第 4 章 板式塔的结构与附属设备 4 1 塔体结构 4 1 1 塔顶空间 取 HD 1 0 m 4 1 2 塔底空间 a 由于贮存液量停留 3 5 min 因此取 5min b 塔底液面至最下层塔板之间 要有 1 2m 的间距 故 HB 1 14 m 2 45 60 S L D 2 4 34 83 5 3 14 1 8 60 因此 可取 HB 1 2 m 4 1 3 人孔 苯和乙苯不需经常清洗 因此可每隔 6 层设一人孔 故可在实际板中设 3 个人 孔 设人孔处板间距 0 7m 人孔直径 0 45m 所以塔高 1 FPTFFPPDB HnnnHn Hn HHH 16 1 3 1 0 38 1 0 4 3 0 7 1 0 1 2 8 88m 4 2 精馏塔的附属设备 4 2 1 塔的热量衡算 1 塔顶全凝器热负荷的计算 塔顶温度 82 运用拉格朗日内插法 用 80 100 的汽化热算出 82 的T顶 汽化热 在 80 与 100 下苯的汽化热分别为 80 80 394 1 r kJ kg 100 100 379 3r kJ kg AAAA rr tt rr tt 顶 顶 1 21 所以 A r顶 1394 8280 3379 1394 10080 molKJkgKJr A 6 30 1000 7862 392 2 6392 顶 在 80 与 100 下乙苯的汽化热分别为 80 370 B rkgKJ 100 3 359 B rkgKJ BBBB rr tt rr tt 顶 顶 1 21 即 B r顶 370 8280 3 359370 10080 kgKJ B 3 2369r 顶 所以算得 molKJ 11 39 1000 10623 369 塔顶上升蒸汽的摩尔潜热 30 6 0 9852 39 11 1 0 9852 30 73 1 V ryy r 苯乙苯 r molkJ 故热量 V QVr V rDR 1 sKJ 2 2055 3600 73 30100057 176 3636 0 1 水的定压比热容为 4 183 C P ckJkg 令冷凝器水的进口温度为 20 出口温度为 40 则 P Q Gc ct skg 57 24 20183 4 2 2055 2 塔底再沸器热负荷的计算 塔底温度 117 9 底 T 同冷凝器中一样分别计算出 kgKJrA 5 528 底 kgKJrB 07 37 底 塔底上升蒸汽的摩尔潜热 28 55 0 218 37 07 1 0 218 28 99 1 V ryy r 苯乙苯 r kJ mol 故热量 V QV r sKJ 755 1933 3600 99 28100057 176 3636 0 1 再沸器中加热水蒸气的压强为 500kPa 则查化工原理 上册 可得此时水蒸气的汽 化潜热 kgKJrR 22113 则 1933 75 1 11 0 2113 2 R Q Ghkg s r 1 0 1 4 2 2 塔主要接管尺寸计算 1 塔顶蒸汽出口管径 因是常压操作因此蒸汽流速 u 15 m s 故 0 3985m 398 5mm 4 S V d u 4 3 1415 1 87 所以选择 426mm 10mm 的无缝钢管 流速核算 u 15 12m s 符合 12 20m s 范围 4 1 87 0 406 3 14u 所以 u 15 m s 可取 2 回流液管径 在重力回流状态下 取 u 0 3 m s 故 0 088 m 88mm s 4 L d u 4 3 1436000 3 6 523 所以选择 95mm 3 5mm 的无缝钢管 流速核算 u 0 29m s 符合 0 2 0 5m s 范围 4 6 523 0 088 3600 3 14u 所以 u 0 3 m s 可取 3 加料管径 由于使用泵输送原料液 所以选取进入流速 u 2m s F 234 96 Kmol h MF xFMA 1 xF MB 0 7602 78 1 0 7602 106 84 71kg kmol 86 8 时 苯的密度 912 1 187t 912 1 187 86 8 808 97 A 3 kg m 乙苯的密度 1060 5 B 3633 10245 2 1081 1 359 1 1166ttt 3 kg m 故 1 AB AB aa 1 849 88 0 79681 0 7968 808 911060 5 3 kg m F v F M F 3 234 96 84 71 23 42 849 88 mh v 4 3600 F d u 4 0 064 3 143600 m 23 42 2 所以选择 70mm 3mm 的无缝钢管 流速核算 u 2 02m s 符合 1 5 2 5m s 范围 4 34 83 0 0480 064 3600 3 14u 所以 u 2 m s 可取 4 排液排出管径 选取 u 0 7m s 所以 0 13629m s 4 3600 L d u 4 3 143600 34 83 0 7 所以选择 140mm 4 5mm 的无缝钢管 流速核算 u 0 718m s 符合 0 5 1 0m s 范围 4 34 83 0 131 3600 3 14u 所以 u 0 7 m s 可取 5 饱和水蒸汽管径 由于表压在 785kPa 以下 所以选择 u 50m s 水蒸气密度 水蒸汽操作压力为 500Kpa 3 3 1686 kg m 89mm 4Gh d u 4 3 14503 1686 1 0 所以选择 102mm 6mm 的无缝钢管 流速核算 u 49 63m s 符合 40 60m s 范围 4 1 0 0 09 3 1686 3 14u 所以 u 50 m s 可取 6 辅助设备的选取 再沸器 水蒸气的热流量 V QV r sKJ 755 1933 3600 99 28100057 176 3636 0 1 加热水蒸气的温度 T 158 7 假设降温到 100 时有 Tm 158 7