浮阀精馏塔工艺设计任务书1

新疆石油学院

化工原理课程设计题目专业班级设计人指导老师接受任务时间年月日完成任务时间年月日浮阀精馏塔工艺设计任务书1.工艺要求与数据（1）料液为苯一一甲苯混合液，含苯40%（质量分数）（2）XD=94%XW=3%（质量分数）（3）年生产能力：7万吨（进料）2.设计条件（1）连续常压操作、中间加料、泡点回流（2）泡点进料（3）年生产时间330天（4）塔釜用间接蒸汽加热，加热蒸汽压力300kPa（5）设塔顶冷凝用水进口温度为25°C3.设计内容（1）精馏流程设计及论证（2）工艺计算（3）塔盘设计（精馏段、提馏段各选一块）（4）精馏段、提馏段流体力学条件校核（5）主要辅助设备的选型（再沸器、冷凝器）（6）控制系统、节能措施、工艺调整、故障处理、废液处理的方案4.设计成果（1）设计说明书（含评价与体会）（2）设计图纸（画在设计说明书中：流程图、t-x-y图、作图法求理论塔板数、负荷性能图2张）（画在图纸上：塔盘布置图1张、浮阀塔工、艺条件图1张）概述塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者代表的是板式塔，后者代表的是填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高，处理量大，重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。浮阀塔的优点：1生产能力答，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板答20-40%与筛板塔接近2操作弹性大，由于^片可以自由升降以适应气量变化，因此维持正常操作而允许负荷波动范围比筛板塔泡罩塔都大3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液蹭，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。4气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板是阻力小，使气体压降及页面落差不泡罩塔小5塔的照价低，浮阀塔的造价是同生产生产能力的泡罩塔的50-80%但是比筛板塔高20—30%但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高，所以一般采用不锈钢制成，致使浮阀塔照价昂贵，推广受到限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广绪论3TOC\o"1-5"\h\z1、设计流程・5••…2、设计要求6……3、设计思路•…••…4、相关符号说明・7・••…第二章塔的工艺计算1、基础物性数据9••…2、塔的工艺计算10•…3、逐板计算法求理论板数计算1••…4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算12•…5、精馏塔的工艺尺寸的计算16・・・6、塔板流体力学校核23—7、塔板负荷性能图27・・・8、设计结果一览表31-…9、辅助设备的选型33…10＞塔附件设计计算・34…第三章安全与环保1、安全注意事项……•…2、环境保护39…章设计过程的评述和讨论1、回流比的选择39…2、塔高和塔径・40・…3、进料状况的影响……•…4、热量衡算和节能……•…5、精馏塔的操作和调节41-…结束语…！…\o"CurrentDocument"参考文献43…绪论塔设备是炼油、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。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液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是：（1）生产能力大;（2）传热、传质效率高；（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，材料耗用量少；（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。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板;（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。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。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。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4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。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本设计书对苯和甲苯的分离设备一浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算塔设备等的附图。采用浮阀精馏塔，塔高15.54米，塔径1.4米，按逐板计算理论板数为12。算得全塔效率为0.511。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为10,提馏段实际板数为12。实际加料位置在第11块板（从上往下数），操作弹性为4.5。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用加热蒸汽压力300kPa加热，用15°C循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。第一章设计方案的选择和论证1、设计流程本设计任务为分离苯、甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。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1.7倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。精馏工艺流程图2、设计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：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。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。3、设计思路在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，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，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低塔板工艺计算流体力学验算4塔负荷性能图。在设计时要根据实际需要选定回流比。冷凝器与再沸器的选型塔附属设备计算图1-2设计思路流程图本设计采用连续精馏操作方式、常压操作、泡点进料、间接蒸汽加热、选R=1.7Rmin、塔顶选用全凝器、选用浮阀塔。在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。从苯一甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液而落差也较小。

l..轻茉储槽公岫泵3一纯茉精憎塔4』［热器5.冷凝冷却器6.油水分离器7,1』流槽&计量.槽9,.回流泵10』贵淋式冷却器11.釜液储糟图1-2-液体-液体体枳流械摆胡时U-M速率〉拭/血■蜀；hi却平-衡系数，•无因次；n--ffi-jL&H：F—操作压力Pm.△P_i|..击降Jii：△I：「气体通这何层筋根的降"|-ffi-.l的中心距5；u-罕塔气速川安Hl-泛己［气速「TTl/srUl气悻通过箫孔的速度一川土.c：a漏液K气速:・厄s：IIr■（被体通过降液管底隙的诚卅一气体体枳流量＞n.7h：M气体体枳流折，e，W=吐—液体质批流量上家宾眺-气体质量流JI匕kg凡!黑边缘此效区宽度M咒.U形降液管诫度顼「K泡并M宽度，e「J戒相摩术分数:英文字母J塔板川如邛|枳.六4—降泄管截面机拓如一薛孔总面机心虹-塔城面积.拓E-流川系粼』叫决:-il■算lIN的航荷系数「峪：二-气相负荷因了2由I-Wj'L^.m：■I-筛孔Fi.鱼mIJ塔彳*5^盅_液体夹带S?ks溯）；kE（气》：I-：液流收缩系数，死快I冼1卜贝桢敢率卜无因海F-PI动能因仆鹿七七顷七：L筛孔气相两能的子.k/YMWf:s-'PJj.'jii速度「"W＜：h—填料H分段品度「皿「进口堰•勺降ift管间的水平距卸m；1『与F根.11、奇相'「I的薇将街度5液+i.:k与液体流过降戒管的压降相当的液拄15板上鼓泡心很5：I」板上清浪度5;11-降液忏的底隙-高度忠堰上戒层高度O]i,-出口临凰川：I「-进口堰品度一川：h，一,展I力表觥力的压降用当的波柱高度,R1液村“FI—板式塔.砧度，叫H—降液管内清戒上:砧度MEh.—塑间高度,川:Hf—进料板姓塔损间建Hr人孔人塔械川距顶FI.塔构K—稳定系数日洲％I..hrl.i体枳流量顶加V-气材摩尔分数:Y-气打摩尔分心F板式塔的有效鬲度，叫m料层高度,hi-下标max-:®A；的「e"i_最小的：I液相的；v-_气相的■一蔽体在降液管rmgrhi讯A；H粘度:■nJ1；：►s：中JI•扎率业孑鼻系教・"K|次：口一表山涨力可m；P一密度，睑..in1：希腊宇母&一耕毓学度M第二章塔板的工艺设计(1)苯和甲苯的物理参鼓分子式11对命■子度M稀点r：临界温度。临界3JjWa若(A)QH*78.11kmol80.1期8,95*8珊叩苯5)LILy2.iig/moiHQr63依时L]ffJ(幻饱和蒸汽压苯、甲革的饱和蒸汽H；可用Antoine"程汁尊:AB\：董谜11927bU.12-53.骂甲茉7.D5303076.65-5L65〔3)苯，甲苯的相对密度•点嗟Z)出)出J1QQ]]Q12()HH-315803,9792.5780,37UW.J!>llj8(10.3濒・3780.377U.3E)液体表面张力温度:V)90卯UKJ]]n12Q苯21,272Q.QtiIB.5516.49q墀：1仙如5'J19118.1117.：£1⑸董甲苯液体粘度mF1/：8(190100110120苯Q,JOtS0.2790,255启旧0.3110.2860*10.25]0.2282.2.1全塔物料衡算根据工艺的操作条件可知：料液流量F=(10-0.5*19)t/h=2.25Kg/s=94.285Kmol/h料液中易挥发组分的质量分数x=(30+0.5*19)%=39・5%;、…f塔顶产品质量分数xd=98%,摩尔分数为97.6%;塔底产品质量分数xw=2%,摩尔分数为1・7%;年由公式：F=D+WF*xjD*Xd+W*x代入数值解方程组得：

塔顶产品(馏出液)流量D=41.067Kmol/h=0.89Kg/s;塔底产品(釜液)流量W=53.218Kmol/h=1.360Kg/s.2.3.2.分段物料衡算.泡点方程根据xa从《化工原理》P204表6—1查出相应的温度根据以上三个方程，运用试差法可求出Pa*,Pb*当xa=0.395时，假设t=92°CPa*=144.544P,Pb*=57.809P,当xa=0.98时，假设t=80.1CPa*=100.432P,Pb*=38.904P,当xa=0.02时，假设t=108CPa*=222.331P,Pb*=93.973P,t=92C,既是进料口的温度，t=80.1C是塔顶蒸汽需被冷凝到的温度，t=108C是釜液需被加热的温度.根据衡摩尔流假设，全塔的流率一致,相对挥发度也一致.a=Pa*/Pb*=144.544P/57.809P=2.500(t=80.1C)所以平衡方程为y=ax/[1+(aT)x]=2.500x/(1+1・500x),最小回流比叽为Rmin=[xd/xf-a(1-xd)/(1-xf)]/(a-1)=1.426,所以R=1.5Rmin=2.139,所以精馏段液相质量流量L(Kg/s)=RD=2.139*0.89=1.904,精馏段气相质量流量V(Kg/s)=(R+1)D=3.139*0.89=2.794,所以，精馏段操作线方程yn+1=R*xn/(R+1)+xd/(R+1)=0.681xn+0.311因为泡点进料，所以进料热状态dq=1所以，提浦段液相质量流量L'(Kg/s)=L+qF=1.904+1*2・25=4・154,r=提馏段气相质量流量V'(Kg/s)=V-(1-q)F=2.794.所以,提馏段操作线方程ym=、L'x/V'-Wxw/V'=1.487xm-0.008

y=0.681x+0.311y3=0.681x2+0.311y5=0.681x4+0.311y9=0.681x6+0.311x2=y2/[y2+a(1-y2)]x4=y4/[y4+a(1-y4)]x6=y6/[y6+a(1-y6)]x8=y8/[y8+a(1-y8)]x9<xd联立精馏段和提馏段操作线方程解得r=y=0.681x+0.311y3=0.681x2+0.311y5=0.681x4+0.311y9=0.681x6+0.311x2=y2/[y2+a(1-y2)]x4=y4/[y4+a(1-y4)]x6=y6/[y6+a(1-y6)]x8=y8/[y8+a(1-y8)]x9<xd0.68230.46210.62580.40080.584064400.74970.54510.3596y=0.681x+0.311y：=0・681x1+0.311y4=0・681x3+0・311y8=0.681x7+0.311x1=y1/[y1+a(1-y1)]x3=y3/[y3+a(1-y3)]x5=y5/[y5+a(1-y5)]x7=y7/[y7+a(1-y7)]x=y/[y+a(1-y)]所以本设计中共需八块精馏板,第九块板为进料板.从第十块板开始，用提馏段操作线求yn，用平衡方程求xn，一直到xn<x^.第十板第十一板第十二板第十三板第十四板第十五板第十六板y10=1.487x9-0.0080.30800.45000.24660.35870.18280.26380.12540.17840.07990.11080.04750.0626y^=1.487xii-0.008y120.68230.46210.62580.40080.58400.04750.0626y^=1.487xii-0.008y12=1・487x11-0.008y=1.487X14-0.008y10+a(1-y10)]y12+a(1-y12)]y14+a(1-y14)]16y16/[y16+a(1-y16)]第十七板y=1.487x3.3.4实际摩板数的畀算根据内插法,可查得:苯在泡点时的黏度a(mPa.s)=0.25,甲苯在泡点是的黏度b(mPa.s)=0.27,0.02600.03070.0125x17<xw,因为釜底间接加热，所以共需要17-1=16块塔板.精馏段和提馏段都需要八块板.所以:平均黏度av(mPa.s)=a*Xf+b*(1-Xf)=0.25*0.395+0.27(1-0.395)=0.262ff所以：总板效率E=1/[0.49(a*av)e0.245]=0・544实际板数Ne=Nt/Et=29.412=30实际精馏段塔板数为Ne1=14.705=15实际提馏段塔板数为Ne2=14.705=15由上可知,在求取实际板数时，以精馏段，提馏段分别计算为佳.而且设计时，往往精馏段,提馏段都多加一层至几层塔板作为余量，以保证产品质量,并便于操作及调节.15X10=y10X12=y12X14=y14X=y=1.487x15-0.008y11+a(1-y11)]y13+a(1-y13)]y15+a(1-y15)]16X1jy11X*13X15=y15-0.008r=X17=y17/[y17+a(1-y17)]3.3.5塔径计算因为液流量不大，所以选取单流型，因为提馏段液相流量较大,所以以提馏段的数据确定全塔数据更为安全可靠.所以：气相体积流量Vh(m"3/h)=3325.713219,Vs(m"3/s)=0.923809227,液相体积流量Lh(m"3/h)=25.123146,r=Ls(m"3/h)=0.006978652.查表得，液态苯的泡点密度pa(Kg/m"3)=792.5,液态甲苯的泡点密度p(Kg/m"3)=790.5,根据公式1/pjx/P+(1-x1)/pb得，液相密度p(Kg/m^3)a=791.1308658,根据公式苯的摩尔分率二(y’/78)/[yi'/78+(1-yi')/92]M'二苯的摩尔分率*M苯+甲苯的摩尔分率*M甲苯'pv=M'/22.4*273/(273+120)*P/P0得气相密度p(Kg/m"3)=2.742453103.气液流动参数，Flv=Lh/Vh*(pi/pv)"0.5=0.12830506,根据试差法,设塔径D(m)=1.2,根据经验关系：可设板间距Ht=0.45m,清液层高度Hl[常压塔(50〜100mm))]取为50mm,所以液体沉降高度Ht-hl=0.4m.根据下图可查得，气相负荷因子C20=0.065,液体表面张力6(mN/m),100°C时，查表苯18.85所以，平均液体表面张力为19.26427815,根据公式：设计气速设计塔径空塔气速C=C20*[(6/20广0.2]得，C=0.064514585.uf(m/s)=C*〔(pl-pv广0.5〕/〔pv"0.5〕=1.093851627.u(m/s)=u=(0.6〜0.8)*uf=0.765696139,D'(m)=(Vs/0.785/u广0.5=1.197147394，根据标准圆整为1・2m,u0(m/s)=0.785*Vs/D/D=0.469409612.所以，液泛气速甲苯19.493.3.6确定塔板和降液管结构⑴确定降液管结构塔径D(mm)1200塔截面积Ad/Atlw/D降液管堰长降液管截面积的宽度降液管截面积At(m"2)(Ad/At)/%lw/Dlw(mm)bd(mm)Ad(m"2)查表查表查表查表查表查表1.3110.20.738762900.115底隙hb(mm),一般取为30〜40mm，而且小于hw,本设计取为30mm,溢流堰高度hw(mm),常压和加压时，一般取50〜80mm.本设计取为60mm,⑵降液管的校核单位堰长的液体流量，(Lh/lw)(m"3/m.h)=27.47661034,不大于100〜130,符合要求堰上方的液头高度how(mm)=2.84*0.001*E*[(Lh/lw广0.66667]=25.86020161,式中，E近似取一，how=25.86>6mm,符合要求.底隙流速,ub(m/s)=Ls/lw/hb=0.2544130,而且不大于0.3〜0.5,符合要求.⑶塔盘及其布置由于直径较大，采取分块式，查表得分三块，厚度取位4mm.降液区的面积按Ad计算，取为0.115m"2,受液区的面积按Ad计算，取为0・115m"2,入口安定区得宽度bs'(mm),一般为50〜100,本设计取为60.出口安定区得宽度bs'(mm),一般为50〜100,本设计取为60.边缘区宽度bc(mm),一般为50〜75，本设计取为50,有效传质区,Aa(m"2)=2*{x*(r"2-x"2广0.5+r^2*[arcsin(x/r)]}=24.59287702.塔板结构如下两图⑷浮阀数排列选择F1型重型32g的浮阀阀孔直径给定,d0(mm)=39mm,动能因子F0一般取为8〜12，本设计取为11・5・阀孔气速，uo(m/s)=F0/[pv"0.5]=6.940790424,阀孔数n=Vs*4/d0/d0/u0/3.1415926=103.8524614，取104.实际排列时按等腰三角形排，中心距取为75mm,固定底边尺寸B(mm)=70,所以实际排出104个阀孔，与计算个数基本相同・所以,实际阀孔气速uo(m/s)=Vs*4/d0/d0/n/3.1415926=6.930943938实际阀孔动能因子，F0=u0*pv"0.5=11.48368564,开孔率W=n*d0*d0/D/D=0.10985,一般10%〜14%,符合要求.3.3.7塔板的流体力学(1)液沫夹带量校和核液体横过塔板流动的行程,Z(m)=D-2*bD=0.62塔板上的液流面积,Ab(m"2)=At-2*Ad=1.08物性系数,、查表得=1泛点负荷因数,C=0.125,见下页图.fF2=(Vs*[pv/(pl-pv)「0・5+1・36*Z*Ls}/Ab/K/Cf=0.41815191,F1=Vs*[pv/(pl-pv)"0.5]/At/K/Cf/0・78=0.397830445,泛点率F1<(0.8〜0.82),F!,F2均符合要求.⑵,塔板阻力的计算与较核临界孔速u0c(m/s)=(73/pv)"(1/1.875)=5.7525979<uo=6.93，阀未全开，干板阻力，ho(m)=19.9/pl*(u0“0.175)=0.035299005,充气系数£0=0.4，塔板充气液层的阻力hl(m)=£0*(hw+how)=0.034344081,克服表面张力的阻力hz，一般忽略不计,所以塔板阻力hf(m)=ho+hl+hz=0.069643086.13⑶降液管液泛校核液体通过降液管的流动阻力，hd=1.18*0・00000001*[(Lh/lw/hb广2]=0.009898418m,降液层的泡沫层的相对密度中=0.5,降液层的泡沫高度hd'=hd/中=0.019796837(m),Ht+hw=0.51m>hd',合格.⑷液体在降液管中停留时间较核平均停留时间t=Ad*Ht/Ls=7.740082575s,(不小于3〜5s),合格.⑸严重泄漏较核泄漏点气速u0'=F0/(pv"0.5)=3.017734967,F0=5,稳定系数，k=u0/u0'=2.296737127>1.5~2,合格.3.3.8全塔优化(如下图)曲线1是过量液沫夹带线，根据F2={Vs*[pv/(pl-pv)「0.5+1・36*Z*Ls}/Ab/K/Cf得,方程Vh=6588-14.289Lh,曲线2是液相下限线,根据Lh=(0・00284"0・6667)*lw*(how"1・5)Lh(m"3/h)二2.690007381,曲线3是严重漏液线，根据Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/(pv"0.5)F0=5得Vh(m"3/h)=1349.696194,曲线4是液相上限线，根据Lh=Ad*Ht/T*3600Vh=(2・98*10E7-0・4*10E6*Lh"0・67-13・49*Lh"2广0.5,曲线5必过的五点(0,5461)(10,5268)(20,5150)(0,5461)(10,5268)(20,5150)作图如下Vmax(m"3/h)二4779,Vmin(m"3/h)=1349操作弹性二Vmax/Vmin=,3・542624166,大于2,小于4,合格143.3.9塔高规则塔体高h=Np*Ht=13.5m,开人孔处(中间的两处人孔)塔板间距增加为0.6m,进料处塔板间距增加为0.6m,塔两端空间，上封头留1.5m，下封头留1.5m,釜液停留时间T为20min,填充系数中二0.7,所以体积流量V(m"3/h)=Lh*T/pl/中=1.679350119,T=5s得Lh(m"3/h)=37.26,,得曲线5是降液管泛线，根据hd<中(Ht+Hw)how=6mm得F2=0.8所以釜液高度Z(m)=0.333*V/(3.1415926*D*D/4)=0.49495223=0.5m所以，最后的塔体高为17.59m.3.3.10热量衡算⑴塔底热量衡算塔底苯蒸汽的摩尔潜热rv'苯(KJ/Kg)=373,塔底甲苯蒸汽的摩尔潜热rv'甲苯(KJ/Kg)=361;所以塔底上升蒸汽的摩尔潜热rv'(KJ/Kg)=rv'苯(KJ/Kg)*yC6H6+rv'甲苯*yC7H8=361.1412849,15所以再沸器的热流量Qr(KJ)=V'*rv'=1166.395822,因为加热蒸汽的潜热rR(KJ/Kg)=2177.6(t=130°C),所以需要的加热蒸汽的质量流量Gr(Kg/s)=Qr/rR=0.535633644.⑵塔顶热量衡算塔顶上升苯蒸汽的摩尔潜热rv苯(KJ/Kg)=379.3塔顶上升甲苯蒸汽的摩尔潜热rv甲苯(KJ/Kg)=367.1所以塔顶上升蒸汽的摩尔潜热rv(KJ/Kg)=rv苯(KJ/Kg)*yC6H6+rv甲苯*yC7H8=378.88;所以冷凝器的热流量Qc(KJ/s)=V*rv=1223.699463,因为水的定压比热容Cc(KJ/Kg/K)=4.174，冷却水的进口温度t1=25C，冷却水的出口温度t2=70C,所以需要的冷却水的质量流量Gc(Kg/s)=Qc/Cc/(t2-t1)=6.514930857.3.3.11精馏塔接管尺寸⑴回流液接管尺寸体积流量Vr(m"3/s)=L/p=0.002893769,管流速ur(m/s)=0.3,回流管直径d(mm)=(4*Vr/3.1415/ur广0.5=110.8220919=^133*6;⑵进料接管尺寸料液体积流率Vf(m"3/s)=F/p=0.003792206,管流速uf(m/s)=0.5,进料管直径,d0(mm)二(4*Vf/3.1415/uf)"0.5=98.26888955=^108*5;⑶釜液出口管体积流量Vw(m"3/s)=L'/p=0.006685975,管流速uw(m/s)=0.5出口管直径dw(mm)=(4*Vw/3.1415/uw)"0.5=130.4825516=^159*8;⑷塔顶蒸汽管体积流量Vd(m"3/s)=V/pv=1.176497471,管流速ud(m/s)=15,出口管直径dd(mm)=(4*Vd/3.1415/ud广0.5=316.0129882=^377*8.3.3.11辅助设备设计⑴再沸器因为蒸汽温度ts(°C)=130,釜液进口温度t1'(°C)=100,釜液出口温度t2'(C)=110,所以传质温差tm(C)=[(ts-t1')-(ts-t2')]/ln[(ts-t1')/(ts-t2')]=24.66303462,因为传质系数K1(W/m"2/K)=300,所以传质面积A(m"2)=Qr/K/tm=157.6442694.⑵冷凝器因为蒸汽进口温度T1(C)=100,蒸汽出口温度T2(C)=80,冷却水的进口温度t1=25C,冷却水的出口温度t2=70C,所以传质温差tm'(C)=(t1-t2)/ln(t1/t2)=41.2448825,因为K2(W/m"2/K)=250,所以，传质面积A'(m"2)=Qc/K2/tm'=118.6764892.16列形式(3)液相负荷上限线精馏段提馏段求出上限线液体流量LS的值30以降液管内停留时间t=5s贝ij；LS.min=(4)漏液线：对于F1型重阀漏液线：精馏段：由F0=u0pv=5可得：uo=VS=5AfHTt=0.12X0.45=0.0108(m3/s)5pv5=0.487(m3/s)2.95n4d0nu0=0.785xd02n25pv=0.785x0.0392x140x5提馏段：由F0=u0pv=5可得：uo=VS=pv5=0.469(m3/s)3.17n42d02nu0=0.785xd0n5pv=0.785x0.0392x140x(5)液相负荷下限线(提馏段)(5)液相负荷下限线(精馏段提馏段)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006作为最小液体负荷标准how=2.84X103X1.028X(3600XLs2/3)=0.0060.924Ls,min=0.000165m3/s将以上五条线标绘在同一Vs〜Ls直角坐标系中，画出塔板的操作负荷性能图。将设计点(Ls,Vs)标绘在图中，如P点所示，由原点O及P作操作线OP。操作线交严重漏液线①于点A,过量雾沫夹带线②于点B。由此可见，此塔板操作负荷上下限受严重漏液线①及过量雾沫夹带线②的控制。分别从图中A、B两点读得气相流量的下限Vmin及上限Vmax,可求得该塔的操作弹性。精馏段操作弹性:K精馏段操作弹性:K=©Ls对」•提IS段.由塔板负荷性能图川以右出

M丁精馅段.ill塔板负饬H.能图E以石出：Vs.max2.2==4.5Vs.min0.49Vs.max2.1==4.5Vs.min0.47精馏段操作弹性：精馏段操作弹性:K=318、设计结果一览表序项目号12平均温度平均压力气相液相tmPmVsLsNpZDH°Ckpam3/sm3/s块mmm符号单位精馏段87.98108.81.140.003104.051.40.45单流型um/s0.91弓形式溢流堰长12溢流装置13度板上液层14高度16安定区宽度Wsm0.070.0732计算结果提馏段101.88116.51.10.006124.951.400.45单流型0.71弓形9、辅助设备的选型(1)冷凝器的选型冷凝器的选型本设计冷凝器选用管壳式全、/宓凝器33原因：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式全凝器或空冷器，螺旋板式换热器，以便及时排出冷凝液。冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。取进口(冷却水)温度为t1=25°C(夏季)；冷却水出口温度一般不超过40r,否则易结垢，取出口温度t2=35C。(2)冷凝器的传热面积和冷却水的用量塔顶温度tD=82.74C冷凝水t1=25Ct2=35Ct"=80.1C则At1=t-t1=80.1C-25C=55.1CAt2=tD-t2=82.74C-35C=47.74CAt-At255.1—47.74Atm=1==51.33Cm(t1/t2)m(55.1/47.74)由tD=82.74C查液体比汽化热共线图得y苯=394KJ/kg又气体流量Vh=1.14m3/S塔顶被冷凝量q=VhXpv=1.14x2.95=3.363kg/s冷凝的热量Q=qy苯=3.363X394=1325KJ/s取传热系数K=600W/mk,21325X103=43m2则传热面积A=Q/KAtm=600X51.33Q1325X103==31.55kg/s冷凝水流量W=CP(t1-t2)4.2X10X1000⑶选用釜式再沸器(3)选用釜式再沸器塔底温度tw=110.54C用t0=133.3C的蒸汽，釜液出口温度t1=110.6CAt1=t0-tw=133.3C-110.54C=22.76C贝ljAt2=t0-t1=133.3C-110.6C=22.7C34Atm=At1-At222.76-22.7==22.73Cln(t1/t2)ln(22.76/22.7)由tw=110.54C查液体比汽化热共线图得Y甲苯=363KJ/kg3又气体流量Vh=1.1m3/S密度pv=3.17Kg/m贝ljqm=VhXpv=1.1x3.17=3.487kg/sQ=qmy甲苯=3.487X363=1265.781KJ/s取传热系数K=900W/m2k,则传热面积A=Q/KAtm=1265.78X1000=62m2900X22.73Q1265.78X103==13.2kg/s加热蒸汽的质量流量W=Cp(t0-t1)4.2X22.7X100010、10、塔附件设计计算接管(1)进料管(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。3本设计采用直管进料管。F=8838.4Kg/h,pF=800.4Kg/m则体积流量VF=则管径d=FpF=8838.4=11m3/h800.4管内流速u=1.6m/s4VF/3600=nu4x11/3600=0.0493m=49.3mm3.14x1.6则管内径d=50mm取进料管规格①57x3.5进料管实际流速u0=(2)回流管(2)回流管4VFnd2=4x11=1.56(m3/s)23600x3.14x0.05采用直管回流管，回流管的回流量D=32.26kmol/h=0.009kmol/s塔顶液相平均摩尔质量M=79.75kg/kmol,平均密度p=810.2kg/m3则液体流量：VD=(DXRXM)p=(2.26x45.55)x79.75810.2=10m3/h取管内流速uD=1.6m/s则回流管直径d=4VD/3600=nu4x10/3600=0.472m3.14x1.6可取回流管规格①57x4.5回流管内实际流速u0=(3)塔顶蒸汽接管(3)塔顶蒸汽接管塔顶蒸汽密度pV顶=则管内直径d=48mm4VFnd2=4x10=1.54(m3/s)23600x3.14x0.048pmMVDMR(t0+273)=105.3x78.83=2.8kg/m38.314x(82.74+273)塔顶汽相平均摩尔质量M=81.28kg/kmol则整齐体积流量VV=VMp=148.49x81.28=1.2m3/s3600x2.8取管内蒸汽流速u=20m/s则d=4Vv4X1.2==0.2764mnu3.14x20可取回流管规格①325x12则实际管径d=301mm2塔顶蒸汽接管实际流速u=4XVv/nd=4x1.2=16.9m/s3.14x0.3012⑷釜液排出管(4)釜液排出管塔底w=57.27kmol/h3平均密度p=790.1kg/m平均摩尔质量M=91.86kg/kmol36体积流量Lw=WMp=57.27x91.86=6.66m3/h790.1取管内流速u=1.6m/s则d=4LW=nu4x6.66/3600=0.0384m3.14x1.6则实际管径d=39mm4X6.66/3600=1.55m/s3.14X0.0392可取回流管规格①45x3塔顶蒸汽接管实际流速u=4XLW/nd2=⑸塔釜进气管(5)塔釜进气管V=148.49相平均摩尔质量M=91.86kg/kmol塔釜蒸汽密度pV釜=pmMVDM=RT=120.7x91.86=3.48kg/m38.314x(110.54+273)塔顶汽相平均摩尔质量M=84.82kg/kmol则塔釜蒸汽体积流量VV=V,MpV釜=148.49X84.82=12528kg/h3.48取管内蒸汽流速u=20m/s则d=4Vv，/3600=nu4x12528/3600=0.2524m3.14x30可取回流管规格①237x8则实际管径d=257mm2塔顶蒸汽接管实际流速u=4XVv，/nd=4x12528/3600=19.2m/s3.14x0.2572(6)法兰(6)法兰由于常压操作，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：PN6DN50HG5010回流管接管法兰：PN6DN50HG501037塔釜出料管接法兰：PN6DN40HG5010塔顶蒸汽管法兰：PN6DN300HG5010塔釜蒸汽进气管法兰：PN6DN250HG5010筒体与封头(1)筒体(1)筒体&=1.05xPCxD1400x0.2=1.05x+1.8=2.76mmT2x0.9x1702]o]x向上圆整为6=3mm⑵封头(2)封头所用材质为16MnR封头采用椭圆形封头，由公称直径DN=1400mm,查板式塔曲而高度表得曲面高度h1=450mm，直边高度h0=40mm，内表面积F封=3.73m2容积V封=0.866m3选用封头DN1400X6,J13-1154(3)进料位置(3)进料位置取板间距1200mm(4)裙座(4)裙座由于裙座内径＞800mm，故裙座壁厚取16mm3基础环内径：Dbj=(1400+2X16)0.3X10=1132mm3基础环外径：Dbo=(1400+2X16)+0.3X10=1732mm圆整Dbj=1200mmDbo=2000mm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2.2m，地角螺栓直径取M22采用Q-235B人孔数目人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于处理不38需要经常清洗的物料，可隔8〜10块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔4〜6块塔板升一个人孔。人孔直径通常为450mm，本设计选择DN500mm人孔，其中人孔处塔板间距为600mm，人孔数一共2个。塔总体高度的设计塔的顶部空间高度为1200m(取除味器到第一块板的距离为600mm)塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，取塔底空间为1.45m塔总体高度H=H底+H有效+H裙+H封+h顶=1.45+9+2.2+0.49+1.2+1.2=15.54m第三章安全与环保1、安全注意事项苯类产品是易燃、易爆、有毒的无色透明液体，其蒸汽与空气混合能形成爆炸性混合物，因此，应特别注意防火，强化安全措施。不准有明火和火花，设备必须密封，以减少苯蒸汽挥发散发入容器中，设备的放散管应通入大气，其管口用细金属网遮蔽，使贮槽或蒸馏设备中的苯类产品不致因散出蒸汽回火而引起燃烧，厂房应设有良好的通风设备，防止苯类蒸汽的聚集。所有金属结构应按规定在几个地点上接地，为防止液体自由下落而引起静电荷的产生，将引入贮槽中所有管道均应安装到接近贮槽的底部，电动机应放在单独的厂房内。应设有泡沫灭火器和蒸汽灭火装置，不能用水灭火。工人进入贮槽或设备进行清扫或修理前，油必须全部放空，所有管道均需切断，设备应用水蒸汽彻底清扫后才允许进入并注意通风，