苯-甲苯分离过程浮阀板式精馏塔设计

1、阅读使人充实，会谈使人敏捷，写作使人精确。烟台大学化学化工学院课程设计说明书设计题目：苯-甲苯分离过程浮阀板式精储塔设计学 号：学0821504119学生姓名：鲁家刚专业班级：化学工程与工艺一班（化081-1）指导教师：孙烈刚总评成绩：2011年7月4日课程设计任务书一、设计题目苯-甲苯分离过程浮阀板精储塔设计二、设计任务1 .原料名称：苯-甲苯二元均相混合物；2 .原料组成：含苯38% （质量百分比）；3 .产品要求：塔顶产品中苯含量不低于 99%塔釜中苯含量小于1%4 .生产能力：年产量3万吨/年；5 .设备形式：浮阀塔；6 .生产时间：300天/年，每天24h运行；7 .进料状况：泡点进

2、料；8 .操作压力：常压；9 .加热蒸汽压力：270.18kPa10 .冷却水温度：进口 35C,出口 45C;三、设计内容1 .设计方案的选定及流程说明2 .精储塔的物料衡算3 .精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度）4 .塔板数的确定5 .精储塔塔体工艺尺寸的计算6 .塔板主要工艺尺寸的计算7 .塔板的流体力学验算8 .塔板负荷性能图9 .换热器设计10 .储塔接管尺寸计算11 .绘制生产工艺流程图（带控制点、机绘， A2图纸）12 .绘制板式精储塔的总装置图（包括部分构件，A1图纸）13 .撰写课程设计说明书一份四、设计要求1 .工艺设计说明书一份2 .工

3、艺流程图一张，主要设备总装配图一张（采用AutoCAD绘制）五、设计完成时间2011年6月27日2011年7月15日有勇气承担命运这才是英雄好汉。46目录概述 5第一章塔板的工艺设计 7第一节精储塔全塔物料衡算 7第二节基本数据 7第三节实际塔板数计算 13第四节塔径的初步计算 14第五节溢流装置 15第六节塔板布置及浮阀数目与排列 16第二章塔板的流体力学计算 18第一节气体通过浮阀塔的压降 18第二节液泛 19第三节雾沫夹带 20第四节塔的负荷性能图 20第三章塔附件设计 24第一节接管 24第二节筒体与封头 26第三节塔的总体高度 27第四章附属设备设计 28第一节原料预热器 28第二节

4、塔顶冷凝器 29第三节再沸器 30第四节泵的计算与选型 30自我评价 32参考文献 33概述本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于该二元均相混合物的分离，应采用 连续精储过程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精 储塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝， 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。该物系属易分离物系，最小回流比较小， 故操作回流比取最小回流比的1.22倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经 冷却后送至储罐。本设计的目的是分离苯甲苯二元均相混合物，选用板式浮阀塔。工艺流程确定及说明1 .塔板类型精储塔的塔板类型有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，

5、浮阀塔板。浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力 大，操作弹性大，汽液接触时间长，因此塔板效率高。本设计采用板式浮阀塔2 .加料方式本精储塔加料选择泵直接加料，结构简单，安装方便，而且可以引入自动控 制系统来实时调节流量及流速。3 .进料状况本精储塔选择泡点进料。4 .塔顶冷凝方式苯与甲苯不反应，且容易冷凝，故本精储塔塔顶选择全凝器，用水冷凝。5 .回流方式本设计处理量大，所需塔板数多，塔较高，回流冷凝器不适宜塔顶安装，故 采用强制回流。6 .进料状况加热方式可分为：直接蒸汽加热和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热在一定的回流比条件下，塔底蒸汽对回流液有一定的稀释作用，从而

6、使理论板数增加，设备费用上升，所以本设计采用间接蒸汽加热（135C）。7 .操作压力苯-甲苯在常压下相对挥发度较大，因此在常压下也比较容易分离，故本设 计采用常压精储。第一章塔板的工艺设计第一节精储塔全塔物料衡算1 .原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率已知苯的摩尔质量M A 781Kg / Kmol原料液组成Xf （摩尔分数，下同）XF塔顶组成XD塔底组成Xw甲苯的摩尔质量MB 92.13Kg /Km°l0.38/78.110.38/78.11 0.62/92.130.99/78.110.99/78.11 0.01/92.130.01/78.110.01/78.11 0.99/92.1

7、30.41960.99150.01182 .原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M f 0.4196 78.11 (1 0.4196) 92.13 86.24Kg/KmolMD 0.9915 78.11 (1 0.9915)92.13 78.22<g/KmolMW 0.0118 78.11 (1 0.0118) 92.13 91.96Kg / Kmol3 .物料衡算一年以300天，一天以24小时计，计算可得塔顶产品流率：D=3 10000 1000/(78.22 300 24) =53.27kmol/h全塔物料衡算：F 53.27 WF 0.4196 53.27 0.9915 W 0.0

8、118解的 F=127.98kmol/hW =74.71kmol/h第二节基本数据1.各种定性温度由下表中的数据，采用内插法计算一下温度（液相温度）得 tF 93.54 C得 tD 80.18C得 tW109.81C92.69 94.09二 tF 94.0945 4041.96 4080.21 80.01 _ tD 80.0199 100 99.15 100109.91 108.79= tW 108.791 3- 1.18 3匕 tc精储段的平均温度为：ti HJD=86.86C2提储段的平均温度为：t2 UW=i0i.68C2精微段：ti=86.86C由表1内差法可得Xi =68.47%y1

9、 二84.72%精储段液相平均摩尔质量：M li0.684778.ii(i0.6847)92.i3 =82.53kg/kmol精微段气相平均摩尔质量：MVi0.847278.ii(i0.8472)92.i3 =80.25 kg/kmol提储段液相平均摩尔质量:提储段：t2 =i0i.68 C 由表i内差法可得X2=2i.4i%y2=39.i7%M L2 0.2i4i 78.ii (i 0.2i4i) 92.i3=89.i3kg/kmol提储段气相平均摩尔质量：MV2 0.39i7 78.ii (i 0.39i7) 92.i3=86.64 kg/kmol表i苯-甲苯汽液平衡数据平衡温度t液相藻K

10、气相笨y平的温度1y)液相革K气相茸y110.560W000% 1155.075.5109.011W250盘X060。79J108.793-07J187.6365.082.5107.6】5.0lk2K6.5270Q105.0520,88541 珅75,0辨5102.7920,037.2M.4Q80,091,225.044.283.33H5.093.697.1330.050.7S2.2590。95.995.5835.05K695.09生094.0940,06L9W.6697,0姒892.6945.0 n监780,2199,099.6191.4050,0713N0,01WILU1WV2.密度表2不

11、同温度苯-甲苯的密度温僮七8090100110120苹 kg/tn1凰5803,97921576&9甲藁kg/m,KI0K00.279037S0.3770.6对于混合液体的密度：色阻（其中aA为质量分率）L B B对于混合气体的密度：VT0PM（其中M为平均摩尔质量）22.4Tpo精储段：t1=86.86C由表2内差法可得苯807.39Kg.m 3 甲苯803.28Kg.m78.11xiaA =0.64878.11x1 92.13(1 x1)aB 1 aA =0.3523L =805.94 Kg.mT°pM22.4TPo计算得V =2.72Kg.m 3提储段：t2=101.6

12、8C由表2内差法可得苯790.45Kg.m甲苯 788.62Kg.m3aA78.11x22=0.187678.11x2 92.13(1 x2)aB 1 aA =0.81243L =788.96Kg.mT°pM22.4TPo计算得V =2.82Kg.m 33 .粘度表3不同温度苯-甲苯的密度HO90100no120本 mPa s0. 3080,2790,2550. 2330.215甲蒐mPa *50. 311"时10. 2510. 228由内差法分别求得精储段与提储段平均温度下苯和甲苯的粘度精储段：ti=86.86C计算得苯=0.288mPa - s甲苯=0.294 mPa

13、- s则精微段平均粘度为:1=苯 Xi甲苯 1-x1 =0.290 mPa - s提储段：t2=101.68C计算得苯=0.251mPa s甲苯=0.262 mPa - s则提储段平均粘度为:2 =苯 X2甲苯 1-x2 =0.260 mPa - s4 .表面张力表4不同温度苯-甲苯的表面张力ST ''温度KW1001102L 272仇6U1能85n.ee16.49甲章 dyn. cm 121.6920. 5919. 9418.417 31液相平均表面张力依下式计算，即:nLmXi ii 1精储段：t1=86.86C由内差法计算得苯=20.85mN/m 甲苯=20.94 mN/

14、m精储段平均表面张力为：Lm 20.85 0.6847 20.94 1 0.6847 =20.88 mN/m提储段：t2=101.68C由内差法计算得苯=18.65 mN/m 甲苯=19.68 mN/m提储段平均表面张力为：Lm 18.65 0.2141 19.68 1 0.2141 =19.46 mN/m5 .相对挥发度查相关化工手册可得苯的安托因常数为:A=6.0355B=1211.033C=220.79甲苯的安托因常数为：A=6.07954B=1344.8C=219.482精储段 t1=86.86C （A代表苯，B代表甲苯，下同）lgPAlg PB则16.03556.07954PaPB1

15、211.03386.86 220.792.0991344.886.86 219.482125.648.982.561.690Pa 125.6KPaPB 48.98KPa提储段t2=101.68ClgPA6.03551211.033101.68 220.792.28lg PB6.079541344.8101.68 219.4821.892Pa 190.55KPa*PB 77.98KPaPaPB190.5577.982.44全塔的相对挥发度为：. 1 2 2.56 2.44 2.506 .实际回流比由于是泡点进料，有q=1, q线为一垂直线，xxF0.4196根据相平衡方程有yq -xq1 Xq2

16、.50 0.4196 =0.64381 1.50 0.4196则最小回流比为Rmin过一0.9915 0.6438 彳=1.550.6438 0.4196取实际回流比为最小回流比的1.6 彳t:R=1.55*1.6=2.487.精储塔的气、液相负荷精储段液相流量：LRD 2.48 53.27 132.11Kmol/h气相流量：V(R1)D(2.48 1) 53.27 185.38Kmol/h液相体积流量:LM Lm3600 Lm132.11 82.533600 805.9430.0038m /s气相体积流量:VMvm80.25 185.38精微段操作线方程:提储段液相流量:气相流量:V'

17、;液相体积流量:LS气相体积流量:Vs精微段操作线方程:3600yn 1qFVm3600 2.72_31.519m3/sXd2.48Xn2.48 10.99152.48 10.713Xn 0.285132.11 127.98185.38Kmol/hLMLm3600 LmVMvm3600 vmL qFym 1XmL qF W101.29 127.98Wxw260.09Kmol260.09 89.133600 788.96/h30.0082 m /s86.64 185.383,1.582 m /s3600 2.82L qF W74.71 0.0118xm101.29 127.98 74.711.4

18、83xm 0.0057101.29 127.98 74.71表5精微段提储段数据汇总项目精储段提储段平均温度C86.86101.68液相平均组成x0.68470.2141气相平均组成y0.84720.3917液相平均摩尔质量kg/kmol82.5389.13气相平均摩尔质量kg/kmol80.2586.64液相平均密度kg/m3805.94788.96气相平均密度kg/m32.722.82平均粘度mPa s0.2900.260平均表面张力mN/m20.8819.46液相平均摩尔流星kmol/h132.11260.09气相平均摩尔流星kmol/h185.38185.38液相平均体积流量m3/s0

19、.00380.0082入相平均体积流星m /s1.5191.582相对挥发度2.562.44第三节实际塔板数计算1.理论塔板数Xd1xwlg 由芬斯克方程可知1XDXWN min-lg m,0.99151 0.0118lg=Nmin1 =9.031 099150.0118lg2.50R Rmin2.48 1.55 _ _=0.267R 12.48 1（天大化工原理下册 P37）由吉利兰图可查的NNmn 0.398N 2解得 N=16.32圆整N=17 （不包括再沸器）精储段最小理论塔板数:lg 上匚F1 xdxfN min'lg 11= Nmin0.99151 0.41961 0.99

20、150.4196lg2.561 =4.41前面已计算得N一Nmn 0.398N=8.65N 2所以进料板为自塔顶向下第9块板 精储段理论板数为9块，提储段理论板数为8块（不包括再沸器）2.实际塔板数精储段和提储段粘度的平均值为:L= （0.290+0.260） /2=0.275mPa - s全塔效率估算：Et0.49（ l） 0.245 =0.49（0.275 2.50） 0.245 =53.7%-9 /精储段实际板数为：N精= =16.8 170.537一 8 “提储段实际板数为：N提=14.9 15 （不包括再沸器）0.537此精储塔实际塔板数为N=17+15=32块（不包括再沸器）第四节

21、塔径的初步计算本精储塔设计：板间距取Hr=0.45m板上液层高度取HL=0.06m H T-H_=0.38m精储段1 1Ls l 20.0038 805.94 2 八八S 0.043VSV 1.5192.72查史密斯关联图（天大化工原理下册P158*1: C20 =0.082 0.20.2一一 ml 八20.88-物系表面张力修正：CC20-20=0.08220-=0.082max=C；= 0.0827、J05.<2.72 1.42m/s取 1=0.7 max =0.7 1.42=0.995m/s4Vi4 1.519D11: 1.39m1-3.14 0.995提储段1LS0.08670.

22、0082 788.96 吃1.5822.82查史密斯关联图（大大化工原理下册P158*1: C20 =0.0770.2物系表面张力修正：C C20 二。.。772019.46200.2=0.0766max0.0766788.96 2.822.821.279m/s取 2=0.7=0.7 1.279=0.895m/s2maxD24 1.5823.14 0.8951.501m经圆整取D=1400mm,则塔截面积为ATD2=1.5386m2 4精储段实际空塔气速为：Ui VS 0.987m/sAT提储段实际空塔气速为- Vs,2 A1.028m/s第五节溢流装置1.堰长由计算的塔径及塔内液体流量,本精

23、储塔选用单溢流，弓形降液管，溢流堰选择平直堰。单溢流：lw0.6 0.8 D系数取 0.7,则 lw 0.7D 0.98m对于平直堰，堰上液层高度为:2.84 匚 Lh1000 lw降液管有关参数精储段:20.0165m2.84 0.0038 3600 310000.98堰高：hw =0.06-0.0165=0.0435m：提储段22.84 0.0082 3600 3 0.0275m10000.98堰高：hw =0.06-0.0275=0.0325m2 .降液管宽度及横截面lw 0.7 杳图得组 0.15= 0.092DDATWd为弓形宽度，Af为弓形面积，AT为塔截面积Wd 0.15 1.4

24、 0.21m2Af0.092 1.5386 0.1416m精储段停留时间为：产AHT 0.1416 0.45 16.8s 5s L0.0038提储段停留时间为：2=AH 0.1416 0.45 7.8s 5s L0.00823 .降液管底隙高度精储段：hohw0.0060.04350.0060.0375m提储段：hohw0.0060.03250.0060.0265m第六节塔板布置及浮阀数目与排列本次设计采用浮阀式塔板，根据机械部标准 JB1118-68,选用F1型重阀,孔径39mm选择碳钢材料制作浮阀，其厚度为 2mm1 .浮阀的数目与排列孔速可由公式Ui 三求的，其中F0为阀孔的动能因子，一

25、般取812,本设计 V V1中，F0取10。则阀数为N V一d0.0396.06Uo 4为保证塔板的强度，需留有一定的边缘区和安定区，在边缘区内不设置浮阀。取边缘区宽度 WC=0.05m,安定区宽度 WS=0.1m。x D Wd WS0.7 0.21 0.1 0.39mR D WC=0.652 2单溢流塔板鼓泡区面积为：Aa2 x R2 x2 0 R2arc sin 1 =0.95m2180R209.9 210个精储段：孔速：U1r-0 V1阀数：N V d2U0 4106.06m/ s2.721.519. A 0 95取同排孔心距 t=0.075m ,贝Ut = =0.061mNt 210

26、0.075考虑到塔的直径较大，必须用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排间距应该小于 0.061m,取t=55mm。按照t=0.075m, t=55mm以等腰三角形叉排方式作图，排得 N=188个。实际孔速为：u0V -，=6.77m /sd2N4动能因子为：F0U1V_V1 =11.2<12,符合要求开孔率uUo0.9876.7714.6%提储段:孔速：U2105.95m/ sV22.824d2u0阀数：N V1.58220.0395.95222.7 223个取同排孔心距t=0.075m,考虑到塔的直径较大,A 0.95则1= - =0.057mNt 223

27、0.075必须用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去部分鼓泡面积，因此排间距应该小于0.057m,取t=55mm。按照t=0.075m, t=55mm以等腰三角形叉排方式作图，排得 N=188个。实际孔速为:u。V ，2，=7.05m /sd2N4动能因子为：F0 u2n2=11.8<12,符合要求开孔率一侬uo 7.0514.6%第二章塔板的流体力学计算第一节气体通过浮阀塔的压降气体通过每层塔板的压降hn hhlhp c其中几为干板阻力，hi为板上充气液层阻力，h为液体表面张力造成的阻力，可忽略。1.干板阻力的计算hc6.07m/ s< Uohi5.34uo_=0.042m2

28、 LgohL0.5*0.060.03m0.0420.03 0.072mhchp9.81 805.94 569.25Pa5.34 V 0 =0.048m 2 Lg5.84m/ s< uohiohL0.5*0.060.03mhp0.0420.03 0.108mPhpLg 0.108 9.81 788.96 835.89 Pa第二节液泛（淹塔）为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式所表示的关系，即:Hd(Ht hw),其中 HdhphLhd,hd为液体通过降液管的压头损失。塔板上不设进液口,hd 0.153Lsl whohd 0.153 匕 l who20.0016m精储段0.003

29、80.1530.98 0.0375Hd hp hL hd=0.072 0.06 0.0016=0.1336m苯一甲苯物系属一般物系,0.5 ,则:(Hthw)0.5 (0.45 0.0435) 0.247mHd(Hthw),符合防止淹塔的要求提储段hd0.153Lslw ho0.15320.0082 0.0153m0.98 0.0265Hd hp hL hd=0.108 0.06 0.0153=0.1833m苯一甲苯物系属一般物系，取 0.5,则：(HT hw) 0.5 (0.45 0.0325) 0.241mHd (Ht hw),符合防止淹塔的要求第三节雾沫夹带雾沫夹带率有两个公式可以计算:

30、1.36LsZl 100%KCfAF100%二者结果取最大值，保证 e 0.1kg液/kg气，即F<80%.其中板上液体流径长度：ZL D 2Wd=0.98m板上液流面积： A A 2Af =1.5386-2*0.1416=1.2554m 2苯-甲苯按正常系统物性系数 K=1.0,查泛点负荷系数图可得CF =0.127精储段由雾沫夹带率公式计算得：F=55.6%<80%或F=54.6%<80%满足要求。提储段由雾沫夹带率公式计算得：F=58.1%<80% 或F=54.0%<80%满足要求。第四节塔的负荷性能图1 .雾沫夹带线VsJV 1.36LsZL已知泛点率 F

31、LV 100%KCfA.取 eV 0.1kg液/kg气，即 F=80%精储段将 L=805.94kg /m3, V 2.72kg /m3,ZL 0.98m,CF 0.127, Ab 1.2554m2 代入整理得 V1 2.191 22.90 L1提储段 332 ,将 L=788.96kg/m , V 2.82kg / m ,Zl 0.98m, Cf 0.127, Ab 1.2554 m 代入整理得 V2 2.129 22.25L22 .漏液线对于F1型重阀，以Fo uo/7 5为气体最小负荷标准则 UoFo2Vs d NUo4精储段Vl min2530.039188 0.681m /s、2.7

32、2提储段V2 min2530.039188 0.668m /s,2.823 .液相负荷上限以5s作为液体在降液管中的停留时间下限型 0.1416 0.45 0.0127m3/s4 .液相负荷下限取堰上液层高度how 0.006m作为液相负荷下限的条件，则:2 84 0.006 2241000LhlwLSS min0.006 10002.843万 0.9836000.0008m3/s5 .液泛线发生液泛的临界条件为:(H Thw)Hdhphchl hhLhd其中 hc 5.34;V2U0Lghow2.84 E1000Lhlwhd0.153Ls，hLhwlwhohowhloT, u0精储段将上式及

33、求得的数据代入，整理得:2VS2 9.956 6214LS2 55.64L7在操作范围内取若干个Ls值，由上式计算出Vs,列于下表中:LS m3/sS0.0010.0050.0090.013VS m3 / s3.0652.8592.6542.414提储段将上式及求得的数据代入，整理得:2VS2 9.957 11749.65LS2 52.53L在操作范围内取若干个Ls值，由上式计算出Vs,列于下表中:LS m3 / s0.0010.0050.0090.013VS m3 / s3.0692.8512.5952.2516.作图将精储段与提储段的各条性能曲线画于坐标系中，如下图所示，由图可知, 各操作

34、点均在有效范围内。线）从上图中可得：线）精微段气相负荷上限：Vs max 1.9m3/s,气相负荷下限：VSMIN0.68m3/s, 负荷上限）提储段气相负荷上限：Vs,max 1.85m3/s,气相负荷下限：Vs,mi快糊（m3/s19所以精储段白操作弹性=二9 2.790.68提储段操作弹性=185 2.76 0.67表5浮阀塔塔设计数据汇总项目精储段提储段塔的有效高度m7.26.3实际塔板数1715塔径m1.41.4板间距m0.450.45溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓形弓形堰长m2.722.82降液管底隙高度m0.03750.0265浮阀孔径m0.0390.039浮阀数目188188

35、用1率%14.614.6气相负荷上限m3/s1.91.85气相负荷卜限m3/s0.680.67操作弹性2.792.76第三章塔附件设计第一节接管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。tF 93.54C时,由内差法计算得苯二799.86Kg/m3 ,甲苯二796.62 Kg/m3则进料混合液的密度为：=0.4196*799.86 1 0.4196 *796.62=797.98 Kg/m3进料液的质量流量为：F=127.98*0.4196*78.11+(1-0.4196)*92.13= 11037.92则体积流量Vf 11037.92 13.

36、83m3/h 管内流速取u 1.6m/SF 797.98则管径d4Vf / 36002u4 13.83/36003.14 1.6 1.60.0437m 43.7mm4Vf4 13.83/3600 /,2.21.40m/sd2. 3.14 0.0502本设计采用直管回流管,本回流管为顶冷凝器的出口管，由冷凝器的设计取取进料管规格57X3.5则管内径d=50mm进料管实际流速u2 .回流管u=2.0m/s,则:dR4*0.00383.14*20.0492m=49.2mm查无缝钢管标准，取57X3.5 则管内径d=50mm3 .塔顶蒸汽出料管对储料罐的基本要求是：尽可能减少雾沫夹带，以降低液体物料的

37、损失，采用直管出料。出料液流流速选择 30m/s则出料管直径D4*1.519: 3.14*300.254m 254mm查无缝钢管标准，取273X 8则管内径d=257mm4 .釜液出料管塔底液体的出料管一般有直管出料和经过裙座的弯管出料，本塔塔径不大, 宜采用弯管出料。釜液出料管即为塔底再沸器的进口管，由再沸器设计取u=1.6m/s：4 0.0082贝U dW 0.0805m 80.5mm，3.14 1.6查无缝钢管标准，取89X 4 则管内径d=81mm5 .塔釜进气管V' =206.09kmol/h 相平均摩尔质量 M 92.13 0.99 78.11 0.01 91.99kg/k

38、mol塔釜蒸汽密度V釜m M VDMRT206.09 91.998.314 (109.81 273)35.9567kg / m3则塔釜蒸汽体积流量:VvVM206.09 91.995.95673182.67kg /h取管内蒸汽流速u 30m/s4Vv/ 36004 3182.67 /36003.14 300.1937 m可取回流管规格219X9 则实际管径d=201mm塔釜蒸汽接管实际流速u 4 Vv/d24 3182.67/360023.14 0.201227.87m/s6.再沸器接管取 u=2m/s,查无缝钢管标准，取89X50.0722m 72.2mm则管内径d=79mm7.法兰由于常压

39、操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径, 选用相应法兰。进料管接管法兰：PN6DN70 HG 5010回流管接管法兰：PN6DN50 HG 5010塔釜出料管接法兰：PN6DN80 HG 5010塔顶蒸汽管法兰：PN6DN500 HG 5010塔釜蒸汽进气管法兰：PN6DN500 HG 5010第二节筒体与封头1 .筒体精储塔可视为内压容器，其各种参数如下：设计压力：该精储塔在常压下操作，设计压力取 0.5MPa设计温度：该精储塔底采用加热介质为蒸汽，设计温度取135c许用应力：该精储塔采用钢板卷焊而成，材料选则Q235-A,查的t=113Mpa焊缝系数：本设计采用全焊透对

40、接焊，对焊缝作局部无损探伤，则 0.85由以上数据，可计算壁厚:PD2 t P0.5 14002 113 0.85 0.53.65mm由计算厚度查的，钢板负偏差 G=0.5mm,腐蚀余量C2取2mmCi C2 3.65 0.5 2 6.15mm 圆整取7mm2封头本设计采用椭圆形封头，材料选择Q235-A,除封头的拼接焊缝需100%无损探伤外，其余均需对接焊缝局部探伤，则 0.85pD0.5 1400t 3.65mm2 t p 2 113 0.85 0.5 0.5由计算厚度查的，负偏差 C1=0.2mm,腐蚀余量C2取2mm计算厚度：nC1 C2 3.65 0.2 2 5.85mm 圆整取 n

41、 6mm所以选用封头 DN1400X6, JB1154-733 .裙座由于裙座内径800mm故裙座壁厚取16mm3基础环内径：Dbj (1400 2 16) 0.3 101132mm3基础环外径：Dbo (1400 2 16) 0.3 101432mm圆整 Dbj 1000mm Dbo 1500 mm基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm考虑到再沸器，裙座高度取3m 地角螺栓直径取M30第三节 塔的总体高度1 .塔顶部的空间高度顶部空间是指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉 降，其高度应大于板间距，同时考虑到安装除沫器的需要，取除沫器到第一块塔 板的距离为800mm（此处有一

42、人孔），塔顶空间高度取1500mm2 .进料板高度为了便于进料和安装进料管，在进料板处，管间距应大一些，由于设有人孔, 古取为800mm3 .设有人孔的塔板间距本精储塔在塔顶，进料板，塔釜处各设一人孔，在设有人孔的塔板处，板间 距设为800mm人孔内径为650mm4 .封头高度封头高度包括曲面高度和直边高度，H=350+40=390mm5 .裙座高度在求取裙座参数时已得：裙座高度为3m6 .塔底空间高度塔底空间高度是指塔底最底层的塔板到塔底下封头切线的距离（包括一人孔），其影响因素有： 塔底储液停留时间，此处取釜液停留时间为5min；冉沸器的安装方式及安装高度； 塔底液面到最下层塔板之间的间距

43、，此处取1.3m；L提5 60 0.0082所以塔底空间高度为：H t1.31.3 2.9mAt1.53867 .精储塔总高度H 32 2 0.45 0.8 1.5 0.390 3 2.9 22.09m第四章附属设备设计第一节原料预热器因为本设计是采用泡点进料，设原料液温度为25 C,因此需要一台原料预热器。本预热器的热流体采用135c的水蒸气。苯-甲苯混合液：25 C 93.54 C水蒸气：135 C 135 cw F MF 127.98 86.24 11037 kg/h 7 25 93.54苯-甲苯混合液进出口温度的平均值为：t 59.27 c2查表可得 Cp苯= 4.07kJ/(kg C

44、) ,Cp甲苯=3.93kJ/(kg C)CP 4.07 0.38 3.93 0.62 3.9832 kJ/(kg C) t1 135 25 110 c t2 135 93.54 41.46 Ct1t268.540.975770.24 Ct2所以 Q WCP t2 t111037 3.9832 93.54 253013195.1kJ / h传热系数K取1400W/ ( n2 C)c Q 3013195.1 10002S 8.51m2K tm 1400 70.24 3600查135c水蒸汽的汽化潜热为2155.8kJ/kg4Q 3013195.1加热蒸汽的质量流量W - 1397.72 kg/h

45、2155.8第二节塔顶冷凝器塔顶温度tD 80.18 C ,冷凝水t1 35 C12 45 ct1 tD t1 80.18 35 45.18 Ct2 tD t2 80.18 45 35.18 Ctmt2lnt1 t2 t1100.250239.97 CtD 80.18 C 时，查图得 苯二385kJ/kg , 甲苯二379kJ/kg=甲苯 0.99+ 甲苯 0.01=384.94kJ/kg又气体流量V=1.582m3/s塔顶被冷凝量 q Vhv 1.582 2.82 4.461kg/s冷凝的热量 Q q 苯 4.461 384.94 1717.22KJ /s取传热系数K=600W/nk,则传热

46、面积S Q/K tm_ _ 一 31717.22 10600 39.9771.61m2冷凝水流量WQCp(t1t2)31717.22 104183 1041.05kg/s第三节再沸器塔底温度tw=109.81C用t0=135C的蒸汽，釜液出口温度t1=109.81C则 tm 135-109.81=25.19C由tw=109.81C查液体比汽化热共线图得甲苯 363KJ / kg33又气体流量Vh=1.582m/s密度v 2.82Kg/m则 qm Vhv 1.582 2.82 4.46kg/sQ qm 甲苯 4.46 363 1618.98KJ /s取传热系数K=600W/nk, 1618.98