筛孔板式塔设计毕业设计

1、摘要筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。为完成苯-甲苯二元物系的精馏进行了相关塔设备的设计，本次设计的任务为分离进料量50000吨/年，质量分数为40%勺苯-甲苯溶液，使塔顶产品苯的质量分数达到 96%塔底釜液质量分数 为2%我们对此塔进行了工艺设计，按照梯级图解法算求得理论板数为15,实际板数为27,加料位置在第13块板。进行了塔板结构的设计，塔径 1.2m，精 馏段板间距0.35m，提馏段板间距为0.4m,对塔板进行了校核，均在安全操作范 围内，确定了操作点，精馏段弹性操作为 5.04，提馏段弹性操作为5.30，符合 操作要求。最后进行辅助设备及塔高计算。本次设计包括设备分析、选取、计算

2、、 核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，其设计结果满足设计任务要求，结构 合理，是一次较理想的设计。关键词：筛板塔；苯-甲苯；精馏；负荷性能图；塔设备；结构AbstractSieve plate tower is the main gas liquid mass transfer in chemical production equipme nt.To complete the bi nary system benzene - tolue ne distillati on tower equipme nt, the use of desig n, the desig n tasks for

3、the separati on of feed rate of 50000 tons/year, the mass fraction of 40% of benzene - toluene solution, make the top products of benzene mass fractio n of 96%, the bottom kettle liquid mass fracti on of 2%.We for the tech no logical desig n of this tower, accord ing to the theoretical plate nu mber

4、 obta ined by cascade graphical method calculati on for 15, real plate nu mber is 27, and feed ing locati on in 13boards.For the desig n of the plate structure, the tower diameter 1.2 m, plate spacing of 0.4m on the plate, are within the scope of the safety operati on, determ ine the operati ng poin

5、 t, rectify ing sect ion elastic operati on is 5.04, stripping section of the elastic operating at 5.30, conform to the requirements of the operation.Finally auxiliary equipment and height calculation.This design including equipme nt an alysis, select ion, calculati on, acco unting, draw ing, etc.,

6、is a complete distillation process design, the design result satisfies the requirement of design task, reas on able structure, is an ideal desig n.Keywords: Sieve-plate tower ； Benzene-Toluene Rectification ； Load performanee diagram； Distillation equipment ; structure目录 TOC o 1-5 h z HYPERLINK l bo

7、okmark6 o Current Document 第一章概述5. HYPERLINK l bookmark8 o Current Document 1.1苯的性质5.1.1.1物理性质51.1.2化学性质6.3基本用途6. HYPERLINK l bookmark10 o Current Document 1.2甲苯Z.1.2.1物理性质7.1.2.2化学性质8.1.2.3基本用途8. HYPERLINK l bookmark12 o Current Document 第二章确定设计方案9. HYPERLINK l bookmark14 o Current Document 第三章工艺计算

8、1.1 HYPERLINK l bookmark16 o Current Document 3.1物料衡算.1.13.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 113.1.2全塔物料衡算 1.1 HYPERLINK l bookmark18 o Current Document 3.2确定回流比1.1q线方程12Rmin 和 R 的确定14 HYPERLINK l bookmark22 o Current Document 3.3确定理论塔板数和实际塔板数153.3.1精馏段操作线方程的确定 153.3.2精馏段和提馏段气液流量的确定1 53.3.3提馏段操作线方程的确定 153.3.4塔板数的

9、确定153.3.5实际塔板数Np16 HYPERLINK l bookmark24 o Current Document 3.4塔的气液负荷计算183.4.1操作压力183.4.2操作温度183.4.3平均摩尔质量计算1.83.4.4平均密度计算19345液相平均表面张力的计算 20346塔的气液负荷计算21 HYPERLINK l bookmark26 o Current Document 第四章 精馏塔塔体工艺尺寸的计算 22 HYPERLINK l bookmark28 o Current Document 4.1塔间距的初估22 HYPERLINK l bookmark30 o Cur

10、rent Document 42塔径的计算22 HYPERLINK l bookmark32 o Current Document 4.3溢流装置设计24 HYPERLINK l bookmark34 o Current Document 4.4塔板布置264.4.1塔板的分块264.4.2边缘区宽度274.4.3开孔区面积计算27 HYPERLINK l bookmark36 o Current Document 4.5筛孔的尺寸及排列274.5.1筛孔数n与开孔率274.5.2筛孔气速28 HYPERLINK l bookmark38 o Current Document 4.6筛板的流体

11、力学验算 284.6.1气体通过筛板压强降计算：hp,m液柱284.6.2液面落差304.6.3雾沫夹带30漏液32液泛32 HYPERLINK l bookmark44 o Current Document 4.7负荷性能图334.7.1雾沫夹带线 334.7.2液泛线344.7.3液相负荷上限线354.7.4漏液线354.7.5液相负荷下限线364.7.6负荷性能图36 HYPERLINK l bookmark52 o Current Document 第五章辅助设备的设计38 HYPERLINK l bookmark54 o Current Document 5.1 接管.3.85.1.

12、1进料管385.1.2回流管385.1.3塔顶蒸汽出料管 395.1.4塔釜出料管395.1.5再沸器返塔蒸汽管 39 HYPERLINK l bookmark56 o Current Document 5.2冷凝器40 HYPERLINK l bookmark58 o Current Document 5.3再沸器40 HYPERLINK l bookmark60 o Current Document 5.4 泵.4.1 HYPERLINK l bookmark62 o Current Document 5.4.1进料泵415.4.2回流泵42 HYPERLINK l bookmark68

13、o Current Document 第六章板式塔结构44 HYPERLINK l bookmark70 o Current Document 6.1塔顶空间44 HYPERLINK l bookmark72 o Current Document 6.2塔底空间44 HYPERLINK l bookmark74 o Current Document 6.3人孔44 HYPERLINK l bookmark76 o Current Document 6.4进料板间距45 HYPERLINK l bookmark78 o Current Document 6.5塔顶封头的确定45 HYPERLIN

14、K l bookmark80 o Current Document 6.6裙座高度 Hs的确定 45 HYPERLINK l bookmark82 o Current Document 6.7塔高（不包括封头和裙座 ）466.7.1精馏塔有效高度466.7.2实际塔高46 HYPERLINK l bookmark84 o Current Document 第七章设计结果汇总47-48 HYPERLINK l bookmark86 o Current Document 第八章设计评述52 HYPERLINK l bookmark88 o Current Document 第九章设计感想53 HY

15、PERLINK l bookmark90 o Current Document 第十章参考文献54第一章概述化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学， 是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。 通过课程 设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容， 掌握化工单元操作设计的主要程序及 方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作， 在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能

16、量剂驱动下（有 时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥 发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移， 实现原料混合液中各组分的分离。 根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续 的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分 离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来 分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯， 采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分 离。1.1苯的性质苯在常温下为一种高度易燃，有香味的无色的液体，为一种有机化合物， 是组成结构最简单的芳香烃。苯有高的毒性，也是一种致癌物质。它难溶于

17、水， 易溶于有机溶剂，本身也可作为有机溶剂。苯也是石油化工的基本原料，苯的产 量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。1.1.1物理性质苯的沸点为80.1 T，熔点为5.5 C,在常温下是一种无色、味甜、有芳香气 味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比 水轻。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂， 溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强，除甘油，乙二醇等多元醇 外能与大多数有机溶剂混溶除碘和硫稍溶解外，无机物在苯中不溶解苯对金 属无腐蚀性。苯能与水生成恒沸物，沸点为 69.25 C,含苯91.2%。因此，在有

18、水生成 的反应中常加苯蒸馏，以将水带出。1.1.2化学性质苯参加的化学反应大致有3种：一种是其他基团和苯环上的氢原子之间发 生的取代反应；一种是发生在苯环上的加成反应（注：苯环无碳碳双键，而 是一种介于单键与双键的独特的键）；一种是普遍的燃烧（氧化反应）（不 能使酸性高锰酸钾褪色）。1.1 3基本用途脂肪、树脂和碘等的溶剂。测定矿物折射指数。有机合成。光学纯溶剂高 压液相色谱溶剂、用作合成染料、医药、农药、照相胶片、以及石油化工制 品的原料、清漆、硝基纤维素漆的稀释剂、脱漆剂、润滑油、油脂、蜡、赛 璐珞、树脂、人造革等溶剂。用作合成染料、合成橡胶、合成树脂、合成纤维、合成谷物、塑料、医药、 农

19、药、照相胶片以及石油化工制品的重要原料 ，本品具有良好的溶解性能， 因而被广泛地用作胶黏剂及工业溶剂例如：清漆、硝基纤维漆的稀释剂、脱 漆剂、润滑油、油脂、蜡、赛璐珞、树脂、人造革等溶剂。1.2甲苯甲苯是一种无色，带特殊芳香味的易挥发液体。甲苯是芳香族碳氢化合物 的一员，它的很多性质与苯很相像，常常替代有相当毒性的苯作为有机溶剂 使用，还是一种常用的化工原料，可用于制造炸药、农药、苯甲酸、染料、 合成树脂及涤纶等。同时它也是汽油的一个组成成分。1.2.1物理性质外观与性状：无色透明液体，有类似苯的芳香气味。熔点C ) : -94.9相对密度(水=1) : 0.87沸点(C ) : 110.6相

20、对蒸气密度(空气=1): 3.14分子式：C7H8分子量：92.14饱和蒸气压(kPa) : 4.89(30 C)燃烧热(kJ/mol) : 3905.0临界温度(C) : 318.6临界压力(MPa): 4.11辛醇/水分配系数的对数值：2.69闪点(C ) : 4爆炸上限%(V/V) : 7.0引燃温度(C) : 535爆炸下限%(V/V) : 1.2溶解性：不溶于水，可混溶于苯、醇、醚等多数有机溶剂。1.2.2化学性质化学性质活泼，与苯相像。可进行氧化、磺化、硝化和歧化反应，以及侧 链氯化反应。甲苯能被氧化成苯甲酸。1.2.3基本用途甲苯大量用作溶剂和高辛烷值汽油添加剂，也是有机化工的重

21、要原料，但 与同时从煤和石油得到的苯和二甲苯相比， 目前的产量相对过剩，因此相当 数量的甲苯用于脱烷基制苯或岐化制二甲苯。甲苯衍生的一系列中间体，广泛用于染料；医药；农药；火炸药；助剂；香料等精细化学品的生产，也用 于合成材料工业。甲苯进行侧链氯化得到的一氯苄； 二氯苄和三氯苄，包括 它们的衍生物苯甲醇；苯甲醛和苯甲酰氯（一般也从苯甲酸光气化得到），在医药；农药；染料，特别是香料合成中应用广泛。甲苯的环氯化产物是农 药；医药；染料的中间体。甲苯氧化得到苯甲酸，是重要的食品防腐剂（主 要使用其钠盐），也用作有机合成的中间体。甲苯及苯衍生物经磺化制得的 中间体，包括对甲苯磺酸及其钠盐；CLT酸；甲

22、苯-2,4-二磺酸；苯甲醛-2,4- 二磺酸；甲苯磺酰氯等，用于洗涤剂添加剂，化肥防结块添加剂；有机颜料； 医药；染料的生产。甲苯硝化制得大量的中间体。可衍生得到很多最终产品， 其中在聚氨酯制品；染料和有机颜料；橡胶助剂；医药；炸药等方面最为重 要。第二章确定设计方案本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用80C进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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

23、最小回流比的1.5倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热， 塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于 蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计 把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔， 孔径一般为 38mm筛孔在塔板上作正三角形排列。 筛板塔也是传质过程常用的塔设备， 它 的主要优点有：(1 )结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的80%左右。(2 )处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 10

24、15%。(3 )塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。(4 )压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30%左右。筛板塔的缺点是：(1 )塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。(2 )操作弹性较小(约23)。(3 )小孔筛板容易堵塞。图1板式塔的简略图第三章工艺计算3.1物料衡算3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 hgg甲苯的摩尔质量 M B =92.14kg / mol0.4 78.110.4 78.11+0.6 92.14=0.440.96 78.110.96 78.11 0.04 92.14= 0.970.02 78.110.02 78.11 0.98 92.14= 0.0

25、243.1.2全塔物料衡算原料处理量：F =6.94 10 kmol/h =80.21kmol/h86.528总物料F = D + W易挥发组分F X F = D X D + W X w式中F、D、W分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h ;X F、X D、X W分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。D = F Xf -Xwxd xw代入数据可得：D=35.295 kmol/hW=44.915 kmol/h解得：3.2确定回流比3.2.1 q线方程表1常压下苯甲苯的气液平衡数据温度tC液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.00

26、2.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.0

27、1100.0100.0图2苯跟甲苯常压下气化平衡组成相图Xf tb =93.87 C可得 Xd r t D =80.93 C 平均温度（80+93.87 ）C =86.94 C下，X迪一;tw =109.21 C参照化学化工物性数据手册有机卷第一版 318页芳烃热容表2苯一甲苯的比热容温度（C）020406080100120140160180苯的比热容（KJ/1.571.7161.7671.8281.8811.9532.0472.1432.2422.346(kmol K)甲苯的比热容（KJ/1.631.6811.7571.8341.9021.972.0732.1492.2292.313(kmo

28、l K)参照化学化工物性数据手册有机卷327页芳烃汽化表3苯一甲苯的汽化热温度（C）020406080100120140苯的汽化热431.141407.7394.1379.3363.2345.5(KJ/Kg)甲苯的汽化422.9412.7402.1391379.4367.1354.2340.3热(KJ/Kg)苯的比热容Cp.A=1.91 KJ/(Kg.K)汽化潜热 rA=383.84KJ/kg甲苯的比热容 Cp.B =1.93 KJ/(Kg.K)汽化潜热 rB =370.86 KJ/kgCp=Cp.A 汇XA.f +Cp.B X (1 XA.f ) =1.91 X 0.44+1.93 父(1

29、0.444)=1.92KJ/(Kg.K)同理：r= ： XA.f 汇(1 Xa.J =383.84 汽 0.44+370.86 沃(1-0.44)=376.57 KJ/kq =1Cp (tb -tf)r1.92 (93.87 -80)-376.57= 1.07qXf所以q线方程为y二亠 x f15.29x-6.29q-1 q-1322 Rmin和R的确定由q线方程和平衡线方程相交确定Xe=0.46 Ye=0.68Rmin0.948 十 20.680.46R=1.5Rmin=1.5X 1.32=1.983.3确定理论塔板数和实际塔板数3.3.1精馏段操作线方程的确定精馏段操作线方程:Yn 1 =

30、 VXnDXdVL=RD V=(R+1)DYni3 迪1.98 1 n 1.98 1= 0.66Xn 0.333.3.2精馏段和提馏段气液流量的确定已知 D = 35.295kmol/h R= 1.98精馏段：L = RD = 69.88kmol/hV = (R+1)D = 105.18 kmol/h提馏段：L= L+qF= 69.88 +1.07 疋0.21 = 155.70 kmol/hV = V-(q-1) F= 105.18-(1.07-1) X 80.21= 110.79 kmol/h3.3.3提馏段操作线方程的确定RD +qF(R 1)D(1 -q)FXnF -D(R 1)D -(

31、1 -q)FXw= 1.41Xn -0.013.3.4塔板数的确定提馏段方程Yn十=1.41Xn 0.01精馏段方程Y n 0.66Xn 0.33作梯板L.200.10.20.30.40,50.60.70-80-911.1图3苯-甲苯梯级图作图得理论塔板数 NT =15-仁14，其中Nt精=6,叫提=9加料板为第7块3.3.5实际塔板数NP（全塔效率Et经查表tD =80.93 C时0FA =104.67KPa0PB =40.46Kpatw =109.21 C 时0巳=235.40kpaPB =100.48Kpatb =93.87 C时0PA =155.79KPa0PB =63.34KPa则：

32、d =104.67/40.46=2.59:W =235.40/100.48=2.34:F =155.79/63.34=2.463 3,故一：i =2.59 2.34 2.46 = 2.46参照化学化工物性数据手册有机卷第一版 302页芳烃粘度表4苯-甲苯的黏度温度（C）020406080100120140苯的粘度（mPas）0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184甲苯的粘度（mPas）0.7580.580.4590.3730.3110.2640.2280.2查得tD =80.93 C时%D苯=0. 31m psau Ll M甲苯=o.3 1 3 m p

33、atw =109.21 C 时jlmd苯=0.24mpa s%md 甲苯=0.25mpa s卩龜=0.31 x 0.97 + 0.313 次(1 - 0.97) = 0.31mPa.S忙 =0.24 0.024 0.25 (1 -0.024) =0.25mPa.SL-mW0.310.25=0.28mPa.S全塔效率 ET =0.49(：叫J”451 =0.49 (2.46 0.28)2451 = 0.537实际塔板数Np及加料板位置的确定Nt 14“NP T26.07 ： 27 块Et 0.537N t精6丄亠-11.36 12 块Et0.537二Np _Np =15块第13块板开始加料，x7

34、 =0.443.4塔的气液负荷计算3.4.1操作压力塔顶 PD =1.03atm =104.36KPa每层塔板压降 p=0.7KPa进料板压力 Pf=104.36+0.7 12=112.76KPa塔底操作压力 PW =104.36 0.7 26 = 122.56KPa10436 +112 76精馏段平均压力Pm1 =6 =108.56KPa2提馏段平均压力PM222.56112.76 =117.66 KPa23.4.2操作温度塔顶 tD =81.35 C塔底 tW =108.48 C 进料板 t7 二 93.8 C精馏段平均温度 tm1 = -（tD 二 80.93 9380 =87.365

35、C 2 2提馏段平均温度 tm2= 109.21+93.80 =101.5052 23.4.3平均摩尔质量计算a）塔顶：xD=y1=0.97由汽液平衡曲线得x, =0.8635M x1 M 苯 + （1-x 1） M 甲苯LDm=0.93 78.11（1 -0.93） 92.14=79.09kg / kmolM V xD M 苯 + （1-x D） M 甲苯VDm=0.9778.11（1 -0.97） 92.14二 78.531kg / kmolb）进料板：X7 =0.44代入汽液平衡曲线方程y? = 0.66M= y7 M 苯 + (l-y?) M 甲苯= 0.66 78.11(1-0.66

36、) 92.14 = 82.88kg/kmolM Lx? M 苯 +(1-X7) M 甲苯Lqm= 0.44 78.11(1 -044) 92.14 =85.96kg / kmol塔底：Xw =0.024代入汽液平衡曲线方程得yw =0.07Mvwm =yw M苯 + (1-yw) M甲苯= 0.07 78.11 (10.07) 92.14 = 91.16kg/kmol =人汉皿苯+ (1-XwMM甲苯=0.024 78.11 (1-0.024) 92.1 91.80kg / kmol精馏段平均摩尔质量79.09 +85.96Mlm82.52kg/kmol278.531 +82.88Mvm80.

37、71kg/kmol2提馏段平均摩尔质量MVm91.16 82.88=87.02kg / kmolLm91.80285.96 =88.88kg/kmol3.4.4平均密度计算CD气相平均密度精馏段:p _ 為MVm _108.56 江80.71Vm 一 RTm18.314 (87.365 273.15)=2.92kg/m3提馏段:117.66 汇 87.028.314 (101.505 273.15)=3.29kg/m3液相平均密度计算参照化学化工物性数据手册有机卷第一版299页芳烃密度表5苯-甲苯密度温度（C）8090100110120苯的密度（kg/m3）814805791778763甲苯密

38、度（kg/m ）809801791780768tD =80.93C匚=813.95kg/m3订=8 09. 0g m塔顶液相质量分率Wd= 0.96t7 =93.80 C(1 -wD)/ 订 0.96/813.95 (1 -0.96)/809.08PA = 799.48kg/m3PB=7 96. 4g m=813.75kg /m3进料板质量分率由 x7 = 0.44 得 Wq = 0.40：Lq =Wq/匚 (1-Wq)/TB0.40/799.48 (1-0.40)/796.41-797.64kg/m3tW =109.21 CPa =781. 6:3 甬Pb = 780. 95 和塔釜液相质量

39、分率ww = 0. 0 23=780.96kg /mWw/ A (1-wW)/b0.02/781.63 (1 -0.02)/780.95精馏段液相平均密度为?Lm813.75797.64 = 805.70kg /m3提馏段液相平均密度为797.64 780.96 = 789.30kg/m33.4.5液相平均表面张力的计算液相平均表面张力计算式 二Lm -aXa 二BXB参照化学化工物性数据手册有机卷第一版化学工业出版社305页芳烃表面张力表6苯-甲苯的表面张力温度t (C)8090100110120苯的张力（mN/n）21.2720.0618.8517.6616.49甲苯的张力（mN/m隹/（

40、mN/ m）21.6920.5919.9418.4117.31塔顶 tD =80.93c ；A=2 1.1r6N m :p = 2 1. 5r9N m6 yaxd 6(1-xD) =0.97 21.16 (1-0.97) 21.59=21.17mN/m 进料板 t7 =93.80ccA =19.60mN / m ；B=2 0. 17r2N m6 =；ax7 二b(1-x7)=0.44 19.60 (1-0.44) 20.172=19.92mN/m塔底tW=109.21 c二A =1 7. 7n6N m 匚B =1 8. 510N m精馏段液相平均表面张力21.17+19.92 ”一匚 二 L2

41、0.545mN/mm2提馏段液相平均表面张力”19.92+18.48二L19.20mN / mm26 Ax Bx = 0.024 17.76 (1-0.024) 18.50=18.48mN/m3.4.6塔的气液负荷计算精馏段:V =(R 1)D =(1.98 1) 35.295=105.18k mol /hVs=5.188.71“81m3/s3600 G 3600 2.92VmL 二 RD =1.98 35.295 =69.88kmol/hL M LmLs叫 二 69.88 82.52 =1.99 10J3m3/s36003600 805.70提馏段：V 7 -(1 -q)F =105.18

42、-(1 -1.07) 80.21 =110.79kmol /hV = V MVmS3600Vm11079 87.27814m3/s3600 3.29L =L qF =69.88 1.07 80.21 = 155.70kmol / hLs_1550 88乌887 命3$/ 3600，Lm 3 6 0 07 8 9. 3 0第四章 精馏塔塔体工艺尺寸的计算4.1塔间距的初估表7塔板间距和塔径的经验关系塔径D， m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.02.0-2.42.4塔板间距Ht， m0.2-0.30.3-0.350.35-0.450.45-0.60.5-0.8 0.642塔径

43、的计算初选板间距Ht = 0.35m取板上液层高度h_ = 0.06mHt -hL =0.35-0.06 = 0.29m精馏段：令）寺5=（時）（豁。.5皿1,15.loOA.oti.tKMm阅 oD.0.0.o.d;).osQ ； O1! L_ -i.|片| i , jat)2 0.C3 4.C4 C.MO.tJaw 100. 20 O.W 0.4ft O.mn An I.iYi老密斯芜联图图4史密斯关联图查史密斯关联图得C2=0.06物系表面张力=20.545mN/m二 Lm 0.2Umax =C2o（io）壮一、=0.06（0.2严7-2生伽”2.92取安全系数f=0.8u = 0.8U

44、max 二 0.8m/s4Vs/ 47.81D s1.136m 1.2m nu 3.14x0.8按标准，塔径圆整后为D=1.2mjt3 14实际塔截面积 A D2= 1.22 =：1.1304m244空塔气速为uaVs0810.76m/s厲Af 1.1304 0.066Flv二（工）（Vs込0.54.871）（789.30）0.5 =o.o930.8143.29校验：uH V 8故合理提馏段:取板间距Ht =0.4，板上液层咼度 h_ =0.05m贝U Ht hi. =0.35m查史密斯关联图得C20二0.067Lm、0.2Umax - C20 （丿L - VV-0.067 （空严20亦.30

45、9 = 1.027m/s3.29u =0.8umax = 0.822m/sD =4 0.814 =1.123m3.14 0.8220.814=0.765m/ s按标准，塔径圆整后为 D=1.2m校验：.65s符合要求降液管底隙高度ho取 ui = 0.07m/slw Uol1.99 10-30.72 0.07=0.039mhw -h0=0.008 0.006 符合要求b）提馏段:D=1.2m堰长 lw=0.66D = 0.61. 2=0. 72m溢流堰咼度hw = hL - howh_ = 0. om,2.84 h owLs 32.84E（亠）3二灯“1000 I1000w4.87 10360

46、0 ）3 = 0.024m0.72故 hw =hL - how = 0.05 - 0.024 = 0.026m降液管宽度Wd与截面积AfV 0.72= 0.6齐。12Af。58Wd=0.12D =0.12 1. 0.144m2Af =0.058At = 0.066m利用公式计算液体在降液管中停留时间以检验降液面积T =Ls0.066 0.44.87 10-3=5.42s符合要求（大于3-5秒）降液管底隙高度ho取 ui0.35m/ s”4.87心0-3ho-0.019m符合要求l u , 0.72 汉 0.351 w fl4.4塔板布置4.4.1塔板的分块因为D -800mm，故塔板采用分块式

47、，塔板分为3块表8塔板分块散与塔径的关系惰隔皿ru(0.55 sin0.391) =1.57m2 1800.554.5筛孔的尺寸及排列4.5.1筛孔数n与开孔率取筛孔孔径d0 =5mm，正三角形排列，：=3mm碳钢板取空中心距 t=3.5d0 =4 5 = 20mm=0.02m筛孔数“怜=哼耳=4533(块)t20.022开孔率 =0.907(虫)2 =0.907 0005 ： -0.05671.5设计不会发生明显漏液Uow 6.02提馏段：ho J0.0056 0.13 0.05 -1.98 10 0.010789.3Uow =0.78 . 2 9.810.01 =5.353.29u 9 7

48、9 稳定系数K二勺 二979 -1.831.5UOW 535465液泛为防止降液管液泛发生，应使Hd空“ht 山)取=0.65精馏段：(Ht hw) =0.65 (0.35 0.047) =0.258板上不设进口堰% =0.153UOl2 =0.153 0.077.497 10，m液面落差厶较小不计Hhp hw how hd ： =0.070 0.06 7.497 100.13mv0.258m该设计不会发生液泛提馏段：(Ht hw) =0.65 (0.4 0.026) = 0.277mhd =0.153uol 2 =0.153 0.352 =1.87 10mHd 二 hp hL 七=0.065

49、5 0.05 1.87 10 -0.1342m1汉 |23600Ls 3.0.7220.1175 2.076Ls3=0 94V厲-Af1.1304-0.066 s取雾沫夹带极限值q为0.1kg液/ kg气0.94VS即。.仁57血 (0 )3220 545-0.35-(0.1175 2.076Ls3)2解得 乂 = 1.557-13.70Ls33600 Lslw提馏段:hf =2.5(hw+hw)=2.5 hJ + 2.84X10；E取 E=1hw = 0.026mlw= 0. 72 m.21hf =2.5 乂 0.026 +2.84 x10*x1x3600 Ls-0.72VJ2= 0.065

50、 2.076Ls35.7 10JeUa1Ht -hf山二 At _AfVs0.94Vs(1.1304-0.066)0.94Vs取雾沫夹带极限值q为01kg液/ kg气即o.1= 57卫1 (竺4勺-产19.20.4 -(0.0652.076Ls3)2解得 V； =2.197-13.60Ls 34.7.2液泛线Hd - HT hpLhd hp0whwhd精馏段:how =2.84 10E(3600L2 2 lw心84診2二 0.830LJhp = g 1%h；：h：；=2. 0 8 fm1 u0 2 I Vm h(2g)(Co)(J1.07Vs)1 qVs 2 :?Vm /1/=()()2()(

51、)(2g CoA=Lm 2 9.8 0.78 0.0892 2(hw l%w) =0.65 (0.047 0.830L)=0.031 0.540LJ22.92 =0.044Vs2805.7hphe h；=0.031 0.540LS3 0.044VS2 2.08 10 =0.044VS2 0.540LS3 0.0331hdLs= 0.153(亘)2 =0.153 (/)2 =194.04Ls2lwh00.72 9039代入出=论hw 二 hphowhwhd2整理得 Vs2 =7.202-31.14Ls3 - 4.41 103 Ls2提馏段:2 2 2how =2.84 10E(3600Ls/Lw

52、)W =2.84 10* 1 (3600Ls/0.72=0.830L?2 詁跌）2（瞪）（781105也22g Co Aohlhp2 2=-(hw how) =0.60 (0.026 0.830Ls) =0.0156 0.498Ls32 2-h1 hc -0.0156 0.498Ls3 0.051Vs2 1.98 10 -0.051Vs2 0.498Ls3 0.01758L 2Lu22心53(金八153 (i)=817.叽Ls代入 Hd =Hthw =hphwhw hd2整理得 Vs2 = 7.50-26.04LsW-16.03 103 Ls24.7.3液相负荷上限线精馏段LsmaxH=66=

53、0.00462m3/s提馏段HT Af 0.4 0.066 “00528m3/s据此可作出气体流量无关的垂直液相负荷上限线4.7.4漏液线h。=0.0056 0.13(hw * hQ -h；： =0.044Vs2卜 2精馏段：h0 =0.044Vs2hw h0 = 0.047 0.830Ls3代入得Vs2 =2.452Ls0.219F2提馏段：h0 =0.051Vs代入得h w how = 0.026 0.830Ls32乂2 =0.137 2.116Ls34.7.5液相负荷下限线以w = 0.006m作为最小液体负荷标准2% 益E(T =-006m30.001000 -0.72“鼻 2 /得

54、Lsmin - ()6.14 10 m / s2.843600据此可液相负荷下限线4.7.6负荷性能图V1 2618精馏段操作弹性：二1二5.05Vsmin0.2499雾沫夹带线液泛线鼻液相负荷下限X.液相上线=漏液线稍谡段操作线图11精馏段气液负荷性能图Vsmin0.167提馏段弹性：Vsmax二 四59二5.303.532.521.510.50雾沫夹带线液泛线液相上线漏液线提馏段操作线00.0020.0040.0060.0080.01图12提馏段气液负荷性能图第五章辅助设备的设计5.1接管5.1.1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。F=

55、80.21Kmol/h ,80C时，经查表得A =815.0Kg / m 订=810.0Kg/m计算得 L=812.0Kg/m则体积流量f mf 严盹528 ” 10-m/sL 3600812 3600取管内流速Uf -1.5m/s则管径 dF 二 4Lf4 2.37 10” = 0.045m =45mm 和“ W 兀玄1.5取进料管为规格 50X 2.5的热轧无缝钢管。5.1.2回流管采用直管回流管液体流量 LS =1.99 10；m/s取管内流速uR =1.5m/s则回流管直径 dR4Ls4 1.99 10= 0.04mY 兀 Ur V 3.14H.5取回流管规格为45 2.5的热轧无缝钢

56、管5.1.3塔顶蒸汽出料管取管内蒸汽流速uv =16m/sI4VT4x0.81 一c 一dp0.254m 二 254mmp l 二 uv 3.14 16取塔顶蒸汽出料管规格为273 9的热轧无缝钢管5.1.4塔釜出料管3塔底 w=30kmol/h平均密度 =785.4kg / m平均摩尔质量M = 91.05kg/kmol体积流量:LswM LWM?LM44.195 91.80780.96 3600= 1.47 10m/ s取管内流速uw =0.5m/ sM.4L【4 汇 147 10贝U dw = J= J.= 0.06m = 60mmY 兀 uw 3.14X0.5可取塔釜出料管规格为68

57、4的热轧无缝钢管5.1.5再沸器返塔蒸汽管uV =15m/sdvVs厂而巾263口= 263mm，二 uv. 3.14 15可取再沸器返塔蒸汽管规格为273 5的热轧无缝钢管5.2冷凝器塔顶温度tD=80.93C冷凝水ti=25C t2=40C-ti =t -1| = 80.93 - 25 = 55.93C-t2 = tD t2 = 80.9340 = 40.93CIn40-25,55.93 In40.93= 48.04由tD=80.93C查液体比汽化热共线图得苯二393.4KJ / kg又气体流量Vs=0.81m3/s塔顶被冷凝量 q=VsfVM=0.81 2.92 = 2.3652kg/s

58、冷凝的热量 Q =q 苯二2.3652 393.4 =930.47kJ/s取传热系数K=600W/iik，则传热面积930.47 1032.28m2KMm 60048.04Q930 47冷凝水流量 w CpG2F= 14.84kg /s根据JB/T 4714-92选择固定管板式管壳换热器，换热管为 19mm，公称直径DN=450mm，公称压力PN=1.00MPa,管程数N=2，管子根n=220，中心排管数为16,管程流通面积为0.0194m2，换热管长度3000mm,换热面积为38.1m25.3再沸器塔底温度tw=109.21C用t1=135C的蒸汽，釜液出口温度t2=112C则 二t1 -t

59、w =135-109.21 =25.79 Cl2 - ti -1?二 135 -112 = 23 CAti 加225 7923：tm 二12 二=24.37 CIn (AtjAt2) In (25.79/23)由tw=109.21C查液体比汽化热共线图得苯=371.89kJ/kg又气体流量 Vs0.814m3/s 密度=3.29kg/m3则 qm =Vs i vm - 0.814 3.29 = 2.678 Kg / sQ 二 qm 苯=2.678 371.89=995.94kJ / s取传热系数K=600W/&，3则传热面积 A = 995.94 1068.11m2KMm60024.37加热蒸

60、汽的质量流量 W Q 995.94 -10.35kg/sCp(E12)4.1873根据JB/T 4714-92选择固定管板式管壳换热器，换热管为19mm，公称直径DN=450mm，公称压力PN=1.00MPa,管程数N=4,管子根数n=200,中心管数16，管程流通面积为0.0088 m2，换热管长度6000mm，换热面积为70.4 m2。5.4泵5.4.1进料泵进料管径 dF 二 *4 2.37 1屮=0.045m=45mm FY 1.5取进料管径规格50 X 2.5的油泵查得tF -80 C时% =0.308mPas= 0.311mPa *sJF W (1-XfNb= 0.44 0.308