化工原理课程设计(苯氯苯分离精馏塔浮阀塔设计)

下载可编辑下载可编辑下载可编辑下载可编辑・专业・专业.整理.・专业・专业.整理.课程设计说明书课程设计名称化工原理课程设计课程设计题目苯一氯苯混合液浮阀式精合塔设计姓名学号专'业化学工程与工艺学院牛命科学技术学院指导教师化工原理课程设计任务书（-）设计题目苯・氯苯连续精微塔的设计（二）设计任务及操作条件设计任务（1）原料液中含氯苯32%（质量）。（2）塔顶镭出液中含氯苯不得高于2%（质量）。⑶处理量250kmol/h操作条件⑴塔顶压强4KPa表压），单板压降小于0.7KPa。（2）进料热状态自选。回流比R=（1.1-3）Rmin°（4）塔釜加热蒸汽压力0.45MPa设备型式F1型浮阀塔设备工作日：每年330天，每天24小时连续运行。三）设计内容1）・设计说明书的内容1）精镭塔的物料衡算；2）塔板数的确定；3）精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4）精储塔的塔体工艺尺寸计算；5）塔板主要工艺尺寸的计算；6）塔板的流体力学验算；7）塔板负荷性能图；8）对设计过程的评述和有关问题的讨论。9）辅助设备的设计与选型2・设计图纸要求：1）绘制工艺流程图下载可编辑下载可编辑下载可编辑下载可编辑..专业.整理...专业.整理.2）绘制精储塔装置图（四）参考资料1•物性数据的计算与图表2•化工工艺设计手册•化工过程及设备设计•化学工程手册.化工原理苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据温度’足8090100110120130140苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760J其他物性数据可查有关手册。下载可编辑下载可编辑下载可编辑下载可编辑・专业・专业.整理.・专业・专业.整理.目录目录月【JBTOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"•设计方案的思考6\o"CurrentDocument".设计方案的特点6\o"CurrentDocument"3・工艺流程的确定6\o"CurrentDocument"一•设备工艺条件的计算8\o"CurrentDocument"1•设计方案的确定及工艺流程的说明8\o"CurrentDocument"2•全塔的物料衡算8料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率8平均摩尔质量8料液及塔顶底产品的摩尔流率8\o"CurrentDocument"3・塔板数的确定9Nt理论塔板数的求取9确定操作的回流比R10求理论塔板数11全塔效率eT12实际塔板数NP（近似取两段效率相同）13\o"CurrentDocument"4♦操作工艺条件及相关物性数据的计算13平均压强Pm13平均温度tm14平均分子量Mm14平均密度p1516液体的平均粘度比口 16液体的平均粘度比口 .....气液相体积流量 6主要设备工艺尺寸设计 6.1塔径 7塔板工艺结构尺寸的设计与计算溢流装置 塔板布置 塔板流的体力学计算 仃1819192020232525271塔板压降25272液泛计算TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"3雾沫夹带的计算28\o"CurrentDocument"4塔板负荷性能图30雾沫夹带上限线30液泛线31液相负荷上限线32气体负荷下限线（漏液线）33相负荷下限线33\o"CurrentDocument"三板式塔的结构与附属设备35\o"CurrentDocument"1塔顶空间35\o"CurrentDocument"2塔底空间36\o"CurrentDocument"3人孔数目36\o"CurrentDocument"4塔高36\o"CurrentDocument"浮阀塔总体设备结构简图：37\o"CurrentDocument"5接管38进料管38回流管38塔顶蒸汽接管39釜液排出管39塔釜进气管40\o"CurrentDocument"6法兰40\o"CurrentDocument"7筒体与封头41筒体41封头41裙座41\o"CurrentDocument"8附属设备设计41泵的计算及选型41冷凝器42再沸器43\o"CurrentDocument"四计算结果总汇44\o"CurrentDocument"五结束语45\o"CurrentDocument"六符号说明：45、八A、一刖百・设计方案的思考通体由不锈钢制造，塔节规格①25〜100mm高度0.5〜1.5m,每段塔节可设置1〜2个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整个精储塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自劫安全阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温〜300E范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。.设计方案的特点浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小（因气体水平吹出之故），塔板效率较高，生产能力较大。浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料，浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，便于设计和对比，而且更可靠。浮阀塔更适合，塔径不是很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。3,工艺流程的确定原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精镭塔F1型浮阀塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。以下是浮阀精储塔工艺简图vn-曙顶产品（取冷器对吊出回漳壤加亶水葆海E底产斗（或理濡）一.设备工艺条件的计算1设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯一氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精储过程。设计中采用泡点进料(q=1)，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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。.全塔的物料衡算料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11kg/kmol和112.61kg/kmol68/78.11八小TOC\o"1-5"\h\zXf0.75468/78.1132/112.6198/78.11八Xd0.98698/78.112/112.610.4/78.11八…0.0060.4/78.1199.6/112.61平均摩尔质量Mf=78.110.754+(1-0.754)112.61=86.37kg/kmolMd78.110.98610.986112.6178.59kg/kmolMw78.110.006Mw78.110.006 10.006112.61।料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：全塔物料衡算:下载可编辑下载可编辑下载可编辑下载可编辑..专业.整理...专业.整理.釜液处理量W250(0.320.9960.680.004)80.36kmol/h总物料衡算FDW釜液处理量W250(0.320.9960.680.004)80.36kmol/h总物料衡算FDW苯物料衡算0.754F0.986D0.006W联立解得F339.45kmol/h联立解得D259.09kmol/h.塔板数的确定理论塔板数Nt的求取苯一氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M-T法）求取Nt，步骤如下：1.根据苯一氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取依据XPiPb/PaPb,yPaX/B，将所得计算结果列表如下：表3・1相关数据计算温度/r8090100110120130140Pi苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率X10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710相对挥发度Pa05.13513554.6075094.44.1436463.949933.815789本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对X~y平衡关系的影响完全可以忽略。平均相对挥发度4.436平均相对挥发度4.436，贝汽液平衡方程为：x4.436X1(1)x13.436X3.2确定操作的回流比R将表3・1中数据作图得x〜y曲线10.90.80.7//06//V/✓y=x-f(x)04//03II02/01“n00.10.20.30.40.50.60.70.80.91X图3-1苯一氯苯混合液的x-y图在X〜y图上，因q1，查得ye0.926，而Xf0.754，xd0.986。故有:FXdyeo.9-0.9-0.303KmyeXe0.9260.728考虑到精镭段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2.485倍，即：R2.485“2.4850.3030.753求精储塔的汽、液相负荷LRD0.753259.09195.09kmol/h(R1)D(0.7531)259.09454.18kmol/hLnLF195.09454.18649.27kmol/hUV226.77kmol/h3.3求理论塔板数精微段操作线:3.3求理论塔板数精微段操作线:提储段操作线:RXdR1R1LWxVvX.0.430x0.5681.203x0.000584提循段操作线为过0.00288,0.00288和0.737,0.881两点的直线。采用图解法求理论板层数，在x-y图上作平衡曲线和对角线，并依上述方法作精循段操作线和提锚段。从Xd(0.986,0.986)开始，在精储段操作线与平衡线之间绘由水平线和铅垂线构成的梯级。当梯级跨过两操作线交点d(0.737,0.890)时，则改在提锚段与平衡线之间绘梯级，直至梯级的铅垂线达到或越过点xw(0.002888,0.00288)为止。用Excel作图，各梯级的坐标如下：表3-2相关数据计算精储段xV精储段0.9860.9860.9860.9860.943440.943440.8730630.943440.8730630.8730630.7627760.7627760.96771840.96771840.9374880.9374880.8901142提锚段0.62883提锚段0.62883 0.89011420.62883 0.75587430.4005070.4005070.4005070.4005070.1719810.75587430.48120130.48120130.1719810.0538910.0538910.1719810.0538910.0538910.0135890.0135890.0030680.20628480.20628480.06422180.06422180.01573840.01573840.003068 0.0030813xvO.002880.002473 0.010.003068 0.0030813xvO.002880.002473 0.01087810.90.80.70.60.50.40.30.20.10f(x)精微段提镭段y=x水平铅锤线00.10.20.30.40.50.60.70.80.91图3-2苯一氯苯物系精播分离理论塔板数的图解按上法图解得到：总理论板层数Nt总理论板层数Nt9块(包括再沸器)Nf加料板位置Nf全塔效率ET选用£丁0.170.6161。9阳公式计算。该式适用于液相粘度为0.07~1.411^@•s的煌类物系，式中的临为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。查图一，由Xd=0.986xw=0.006查得塔顶及塔釜温度分别为：to=80.43ctw=138.48C,全塔平均温度tm=(to+tw)/2=(80.43+138.48)/2=109.5C

根据表3-4表3-4苯一氯苯温度粘度关系表温度c20406080100120140苯粘度mPa-S0.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184氯苯粘度mPa-s0.750.560.440.350.280.240.利用差值法求得：&A0.24mPas,b0.261mPaSomaXfb1xf0.240.7540.2610.7540.245Et0.170.616logm0.170.616log0.250.53实际塔板数即（近似取两段效率相同）精储段：NPi4/0.537.54块，取％8块提储段：NP?7/0.5313.21块，取叫214块总塔板数NpNm*22块4,操作工艺条件及相关物性数据的计算平均压强Pm取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：PD101.34105.3kPa加料板：PF105.30.76109.5kPa塔底：pw109.50.714119.3kPa精微段平均压强P105.3109.5/2107.4kPa提锦段平均压强P'109.5119.3/2114.4kPa下载可编辑下载可编辑下载可编辑下载可编辑・专业・专业.整理...专业.整理.4.2平均温度tm利用表3-1数据，由拉格朗日差值法可得塔顶温度8090tD8010.677Id8。.43c0.9861加料板8090tF80塔底温度精播段平均温度提锦段平均温度4.3平均分子量Mm10.6771301400.01900.7371tF88.14Ctw1300.002880.019Tm80.4388.14/284.29℃精微段：Tm：84.29C液相组成:一0.6771气相组成幽旦一0.9131所以Ml78.110.861138.48CTm-138.4888.14/2113.3C84.29800.861X1184.29800.963112.6110.86182.91kg/kmolMv78.110.963112.6110.96379.39kg/kmol提锚段：Tm113.3C液相组成:1101200.2650.0127113.3110X2X20.265'0.219气相组成:1101200.6140.376113.3110V2y20.614，0.535所以Ml78.110.219112.6110.219105.5kg/kmolMv'78.110.535112.6110.53594.15kg/kmol平均密度「441液相平均密度pm氯苯：PB11271.111t推荐：pB1124.41.0657t表4-1组分的液相密度p(kg/m3)温度，「c)8090100110120130140p苯817805793782770757745氯苯1039102810181008997985975纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯Pa9121.187t推荐：Pa912.131.1886t式中的t为温度，c塔顶:LD,A912.131.1886t912.131.188680.43816.5kg/m3LD,B1124.41.0657t1124.41.065780.431038.7kg/m31Sa塔顶:LD,A912.131.1886t912.131.188680.43816.5kg/m3LD,B1124.41.0657t1124.41.065780.431038.7kg/m31SaLD,mLD,AaB0.98 0.02LD.B 816.5 1038.7LD,m820.0kg/m3提锦段：871.61003.1/2937.4kg/m进料板:LF,A912.131.1886t912.131.188688.143807.4kg/mLF,B1124.41.0657t1124.41.065788.141030.5kg/m3saaB0.660.34LF.ALF,B807.41030.5871.6kg/m3塔底：LW,A912.131.1886t912.131.1886113.33777.5kg/mLW,B1124.41.0657t1124.41.0657113.31003.7kg/m3aAas0.0020.9981003.1kg/m3LW,mLW,ALW,B777.51003.7LW,m精储段:2l820.0871.6/2845.8kg/m下载可编辑下载可编辑下载可编辑下载可编辑..专业.整理...专业.整理.442汽相平均密度p,m精储段:Pm”v,mRTm的179.392.87kg/m，8.31427384.29提锦段:114.494.153.35kg/m丽8.314273113.3液体的平均表面张力om表5・1组分的表面张力c温度8085110115120131cA苯21.220.617.316.816.315.3cB氯苯26.125.722.722.221.620.4液体平均表面张力依下式计算，即Lmxii塔顶液相平均表面张力的计算由tD80.43C，用内插法得808580.43802115N/m?na/<一ii21.220.6d,a21.2808580.4380n7mN/m26.125.7d,b26.1d,bLDm0.98621.150.01426.0721.22mN/m进料板液相平均表面张力的计算由tD88.14C，用内插法得8511088.148520,617.3f,a20.6»FA20.19N/m32.87kg/m85“088.1485FB25.32mN/m25.722.7f,b25.7，LFm0.73720.190.26325.3221.54mN/mw,a16.97N/m22.37mN/mLwmw,a16.97N/m22.37mN/mLwm0.0028816.970.9971222.37 22.35mN/m塔底液相平均表面张力的计算由tw1133C，用内插法得110115113.311017.316.8w,a17.3110115113.311022.722.2w,b22.7精储段液相平均表面张力为l(16.9722.37)/219.67mN/m提锚段液相平均表面张力为L1(22.3722.35)/222.36mN/m4.6液体的平均粘度出m表二不同温度下苯一氯苯的粘度温度t,c6080100120140苯mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯mPas0.5150.4280.3630.3130.274液相平均粘度可用lgLmXlgi表示塔顶液相平均粘度a0.307mPa?s0.4270.986)lg0.426,LDm0.308mPa?sa0.307mPa?s0.4270.986)lg0.426,LDm0.308mPa?s0.2550.308a0.3081008080.43800.3630.428b0.428"D,m0.986lg0.307(1进料板液相平均粘度下载可编辑下载可编辑下载可编辑下载可编辑・专业・专业.整理.・专业・专业.整理.100800.2550.30888.1480a0.286mPa?sA0.308，100800.3630.42888.1480b0.428,B0.402mPa?s'QLF,m0.737lg0.2860.737)lg0.402,LF.m0.313mPa?s463塔底液相平均粘度—10°12°113.3100a0.228mPa?s0.2550.215a0,255，—^。一侬113.3100B0.332mPa?s0.3630.313b0.363，lgLF,m0.006lg0,006(10.006)lg0.332,i_F,m0.332mPa?s4.7气液相体积流量精微段:汽相体积流量VM%m226.7779.39500V,m36002.871.742m3/s汽相体积流量Vh1.742m3/s6271.2m3/h液相体积流量LsLML，m93.39829——0.00254m3/s3600Lm3600845.8液相体积流量Lh0.0024m3/s9.15m3/h提锦段：、1工口工口、公与VMv.m226.7794.153/汽相体积流量1.770m3/s3600v,m36003.35液相体积流量LML,m3600.A/W,m汽相体积流量1.770m3/s液相体积流量LML,m3600.A/W,m272,5J05.5—0.00853m3/s3600937.4液相体积流量Lh0.00853m3/s30.7m3/h下载可编辑下载可编辑下载可编辑下载可编辑..专业.整理...专业.整理.6主要设备工艺尺寸设计6.1塔径精微段:初选塔板间距Ht初选塔板间距Ht450mm及板上液层高度hL60mm，贝U:Hth0.450.060.39mTOC\o"1-5"\h\z按Smith法求取允许的空塔气速Umax(即泛点气速Uf)0.50.50.0237Lsl0.0024845.80.0237Vsv1.7422.870.20.086查Smith通用关联图得C2o0.20.086。2213负荷因子CC200.0854-2020泛点气速：UmaxC..—L—rrr0.086.845.82.87/2.871.47m/s取安全系数为0.7，贝U空塔气速为u0.7umax1.03m/s精微段的塔径D..4VSCu41.742/(3.141.03)1.47m按标准塔径圆整取D1.6m提镭段：初选塔板间距Ht450mm及板上液层高度hL60mm，贝U：HthL0.60.060.39m按SmRh法求取允许的空塔气速Umax（即泛点气速Uf）

0・50.50.080610.00853937.40.080611.7703.35火审新关收困负荷因子CC20泛点气速：Umax'•0.2220202l0.0822020(7Lv*火审新关收困负荷因子CC20泛点气速：Umax'•0.2220202l0.0822020(7Lv*/v*0.0840.084937.43.35/3.351,4026m/s取安全系数为0.7，贝U空塔气速为uf0.7Umax0.98m/s精微段的塔径D'4Vs7u41.770/(3.140.98)1.52m按标准塔径圆整取D1.6m7塔板工艺结构尺寸的设计与计算溢流装置因塔径为1.6m，所以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘’且不设进口内堰。溢流堰长（出口堰长）lw取lwO.8D0.81.61.28.m精福段堰上溢流强度Lh/lw8.64/1.286.75m3/mh100-130m3/mh，满足强度要求。提锚段堰上溢流强度Lh/lw30.8/1.2823.43m3/mh100-130m3/mh满足强度要求。出口堰高hwhwhl2/3对平直堰how0.00284ELh/lw精储段：由Iw/D0.8及Lh/k-8.64/1.28254.45，查化工原理课程设计图5-51.2512257102020501002005001000于是：how0.002841（8.64/1.28）2/30.014m0.006m（满足要求）hwhihow0.060.01040.0496m验证•0.05howhw0.1how（设计合理）提锚段：由Iw/D0.8及，L"赭530.6/1.28251651查化工原理课程设计图5-5得E1，于是：2/3how10.00284130.8/1.280.0237m0.006m（满足要求）hw'hi_how0.060.02370.0363m

验证：0.05how,hw,0.1how，（设计合理）降液管的宽度Wd和降液管的面积At由匚/D0.8，查化工原理课程设计P112图5-7得Wd/D0.21,Af/A0.14，即:222Wd0.336m，AD22.0096m2，Af0.281m2。4液体在降液管内的停留时间精储段：AfHT/Ls0.300.45/0.0024056.25s5s（满足要求）提铺段：'AfHT/Ls，0.300.45/0.0085615.775s（满足要求）降液管的底隙高度ho精储段：取液体通过降液管底隙的流速Uo0.07m/s，则有：hos0.0268m（h。不宜小于0.02〜0.025m，本结果满足要LUo1.280.07求）hwho0.04960.02680.0228m0.006m故合理提锦段：取液体通过降液管底隙的流速Uo0.25m/s，贝提锦段：取液体通过降液管底隙的流速Uo0.25m/s，贝U有:h。’s0.0268m(0不宜小于0.02-0.025m，本结果满足要IwUo1.280.25求)hw'ho'0.03640.02680.0096m0.006m故合理选用凹形受液盘，深度hv50mm7.2塔板布置7.2.1塔板的分块本设计塔径为D1.6m1600mm1200mm，故塔板采用分块式，塔板分为4块。边缘区宽度确定3

(0.3360.08)

0R9m取3

(0.3360.08)

0R9m取Ws0.08mWc0.05m其中：x180Ws)sinWc1.8821.62005开孔区面积计算浮阀数计算及其排列精微段：0.384m预先选取阀孔动能因子F。12,由Fo=u。.…一v可求阀孔气速U。，Fo19即Uo--7.01m/s故Aa2[0.384V.0.7520.38423-11075sin1^)]1.28m2F-1型浮阀的孔径为39mm故每层塔板180075上浮阀个数为V1.742...N、208-(0.039)27.01dAUo44浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心t75mm

则排间距f则排间距f atN0.0752080.14考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用0.071m,而应小一点，故取t'65mm，按t75mm，t'65mm以等腰三角叉排方式作图得阀孔数N206Vs实际孔速Uo'24.85m/s2071J4(01}39)0.785N&2071J4(01}39)阀孔动能因数为FoU.'-v/7.082.8711.99所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~14的合理范围内，故此阀孔实排数适用代倜N「）2206（八039）20.1224D1.6此开孔率在5%〜15范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。提锚段：预先选取阀孔动能因子Fo12,由F=u。,—v可求阀孔气速do-F12-6.56m/sOTOC\o"1-5"\h\z—3.35F-1型浮阀的孔径为39mm故每层塔板上浮阀个数为Vs1.770…——5-223割Z039）26.65浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心t75mm则排间距t'0-066tN0.075223考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用0.066m,而应小一点，故取f65mm，按t75mm，f65mm以等腰三角叉排方式作图得阀孔数N206实际孔速1.7700.785Nd2060.785(0.039)27.19m/s阀孔动能因数为FoUoFv；7.19.3.3513.15所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~14的合理范围内，故此阀孔实排数适用Ao/AtN(如)2206(°039)20.1224D1.6此开孔率在5%~15范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。阀孔排列二塔板流的体力学计算1塔板压降精储段(1)计算干板静压头降he731由式Ue1.825.可计算临界阀孔气速Uoc，即0C0C"73.1182.斗V2.875.89m/sUoUoc，可用he5.34舄■V算干板静压头降，即5.34(5.89)229.82.87八…40.014m845.8(2)计算塔板上含气液层静压头降hf由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数液层高度hL0.06,所以依式hiohL0.5，已知板上h0.50.060.03m(3)计算液体表面张力所造成的静压头降h由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降hp为hphehlh0.0140.030.044mpPhPiug0.044845.89.8364.7Pa提锚段：(1)计算干板静压头降he由式u1825可计算临界阀孔气速u5.42m/sUoUoe'，可用he5.34-算干板静压头降，即L,2he,5.340.029m29.8937.4(2)计算塔板上含气液层静压头降hf由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数0.5，已知板上液层高度hL0.06,所以依式hi0%h,0.50.060.03m(3)计算液体表面张力所造成的静压头降h由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这下载可编辑下载可编辑下载可编辑下载可编辑..专业.整理...专业.整理.下载可编辑下载可编辑・专业・专业.整理.样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降hp为hP'he'hi'h'0.0290.030.059mPp*hP2l2g0.059937.49.8542.0Pa2液泛计算式HdhphdHl精储段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降hp前已计算hp0.044m(2)液体通过降液管的静压头降hd因不设进口堰，所以可用式hd0.153_L式中Ls0.00254m3/s,lw1.28m,ho0.0268m20.00254hd0.1530.000839m1.280.0268⑶板上液层高度：hL0.06m贝IJ出10.0440.0008390.060.1048m为了防止液泛，按式：Hd(Hyhw)，取安全系数0.5，选定板间距Ht0.45,hw0.0496m(Hthw)0.5(0.450.0496)0.250m从而可知匕0.1048m(Htg)0.250m，符合防止液泛的要求(4)液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于3〜5s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计AH0.2810.454978a5KLs0.00254可见，所夹带气体可以释出。提镭段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降hP前已计算hPf0.059m(2)液体通过降液管的静压头降hd,2因不设进口堰，所以可用式hJ°,153Lwho,Ls式中Ls'0.00853m3/s,lw1.28m,ho'0.0268mh，c1kq0.00853nnQf.mhd0.1530.0095m1.280.0268(3)板上液层高度：hU0.06m，贝UHd'0.0590.00950.060.129m为了防止液泛，按式：Hd(Hthw)，取安全系数0.5，选定板间距Ht0.60,hw'0.0304m(Hthw')0.5(0.450.0363)0.243m从而可知Hd,0.129m(Hthw)0.243m，符合防止液泛的要求(4)液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于3-5s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计AH0.2810.45」，〜一0.00856可见,所夹带气体可以释出3雾沫夹带的计算判断雾沫夹带量e是否在小于10%勺合理范围内，是通过计算泛点率的。泛点Fi来完成率的计算时间可用式：IvsL1.36LsZlVsJFi—100%和Fi—J——-100%KCfAp0.78KCfAt塔板上液体流程长度下载可编辑下载可编辑下载可编辑下载可编辑・专业・整理・专业・整理.・专业・整理・专业・整理.ZLZLD2Wd1.620.336 0.928m塔板上液流面积ApAt2Af2.009620.2811.4476m2精储段：苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1Q在从泛点负荷因数图中查得负荷因数Cf0.127,将以上数值分别代入上式1.7422.871.360.00240.9281.7422.871.360.00240.928845.82.87100%56.93%1845.82.87100%56.93%10.1271.44761.7422.8Z\1.7422.8Z\845.82.87100%51.06%0.781.00.1272.0096提铺段：苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数Cf0.140,将以上数值分别代入上式1.7703.35F'1937.43.351.360.008560.928100%57.63%1.7703.35F'1937.43.351.360.008560.928100%57.63%10.1401.44761.770及F'3.351.770及F'3.35\937.43.35100%48.30%0.781.00.1402.0096下载可编辑下载可编辑下载可编辑下载可编辑2.6192.619 2.5342.4292.3232.219 2.113・专业.整理.2.6192.619 2.5342.4292.3232.219 2.113・专业.整理.为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80鸠下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%所以雾沫夹带量能满足q0.1kg（液）/kg（干气）的要求。4塔板负荷性能图4.1雾沫夹带上限线对于苯一氯苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值evO.lkg（液）/kg（干气）所对应的泛点率R（亦为上限值），利用式Fi1.36LsZlLvKC「a；Fi1.36LsZlLvKC「a；100%和VsFi l一・io。％便可作出此线。0.78KCfAt由于塔径较大，所以取泛点率Fi80，依上式有1.36Ls0.928 1.36Ls0.928 0.8Q452精播段：头一a声1.00.1271.410整理后得0.0583Vs1.262Ls0.143即Vs2.4121.65Ls即为负荷性能图中的线（y1）此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个Ls值便可依式Vs2.4521.65Ls算出相应的Vs。利用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。Ls0.0010.0050.010.0150.02Ls0.0010.0050.010.0150.02 0.0252.4312.3452.2362.1282.01991.912VM93743351皿0-9280.8提铺段:0.81.00.1401.410整理后得0.0599VJ1.262LJ0.158即Vs'2.6421.07Ls'即为负荷性能图中的线（y1）Ls'0.0010.0050.010.0150.020.025下载可编辑下载可编辑下载可编辑下载可编辑・专业・专业.整理.・专业・专业.整理.4.2液泛线由式Hd(Hthw),Hdhphwhdhow,hpheh联立。即(Hthw)hPhwhdhhowhehihhwhd\)W干板静压板静可用he5.34vlL2，板上液层静压头降hl0hL液体经过降液管的静压头降可用式0.153则(Hthw)heohihi+hdhc+hd(1h可忽略2Ls1Wh00)hL25.34」八2i_g0.153Ls1wh0(1。）hw2.843600Ls10001式中阀孔气速u。与体积流量有如下关系Uo-do2N4精福段:式中各参数已知或已计算出，即0.5;Ht0.45m;hw0.0472m;o0.5；v32.87kg/m;3845.8kg/m;N206;Iw1.28m:h°0.0268m：d。。.039m代入整理后便可得Vs与Ls的关系，即7；卜式。11.62278499.2141L22s55.4855Ls3此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干Ls值，依V：2^11.62278499.2141L；55.4855L；3下载可编辑下载可编辑下载可编辑下载可编辑..专业.整理...专业.整理.23232.84rLs3h%E―。所以板1000lw从式hi_hwhow知，hL表示板上液层图度，2.84eLs2.84eLs%ohw1000lw0hL0(hwhow)液体表面张力所造成的静压头h和液面落差TOC\o"1-5"\h\zL00.0050.010.0150.020.025Vs3.413.132.862.522.031.25用上述坐标点便可在Ls：Vs负荷性能图中绘出液泛线，图中的(y2)提锚段：330.5;Ht0.45m;h:0.0304m;00.5;J3.35kg/m;J937.4kg/m;N206;lw1.28m；ho'0.0266m；d。0.039m代入上式整理后便可得Vs与Ls的关系，即11.05028078.357Ls252.7417Ls：3LJ0.0010.0050.010.0150.020.025Vs,3.2433.0512.7922.4551.9831.221用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的一(y?5液相负荷上限线为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于3〜5s。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。AH由式fT3〜5秒可知，液体在降液管内最短停留时间为3〜5秒。取Ls5S为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量Lsmax,即液相负荷上限，于是可得精储段：LsmaxAfHT0,281°-y,50.025m3/S显然由式Lsmax勺山所555得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线(y3)o提锦段：Lsma,比H162810.450>025m3/s显然由式Lsmax"%555所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线(y3)o气体负荷下限线(漏液线)对于F1型重阀，因Fo<5时，会发生严重漏液,故取Fo5计算相应的气相流量(Vs)min2F5精储段：（Vs）mindoN—0—0.7850.03922260.80rr|3/s,即负荷4vv<2.87性能图中的线（y4）。提锦段：（Vs）min'-cPN—F。—0.7850.0392226-50.74m3/s,即负荷4rv'3.35性能图中的线(y4)。液相负荷下限线取堰上液层高度h)w0.006m作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。2/32.84 3600LsE2/32.84 3600LsE 0.0061000lw1.0、代入lw的值则可求出Ls,和inL.min精播段:0.0061000 \0.0061000 \2.84E 36000.00610001,21.282.841 36000.00109m3/s按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线(5).提锚段：0.0061000史应0.0061000吟八.28Lsmin2.84E36002.84136000.00109m3/s按上式作出的液相负荷下限线是条与气相流量无关的竖直线，见图中的线按上式作出的液相负荷下限线是条与气相流量无关的竖直线，见图中的线(y5).精微段负荷性能图如下:8-1精斓段负荷性能圈y2y2一-T1--y3—一y4y5——OA在操作性能图上，作出操作点A,连接的即为操作线。由图8-1可知，液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限Vsmax2.38m3/S,气相负荷下限Vsmin0.80m3/s，所以可得操作弹性-2.98vsmin0.80提储段负荷性能图如下：4—y2'—yi?—y3'4—y2'—yi?—y3' y47y5,—0A?0.00513b01Ob0160.020,02S>Ls(m3/s)在操作性能图上，作出操作点A,连接的即为操作线。由图8-2可知，液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限Vsmax12.40m3/S,气相负荷下限Vsmax0.81m3/s所以可得操作弹性地鸣-3.24vsmin0.74三板式塔的结构与附属设备1塔顶空间塔的顶部空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度Hd是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，通常取Hd为(1.5-2.0)Ht。取除沫器到第一块板的距离为600mm。故取塔顶空间为：

Hd2.0HtHd2.0Ht0.62.00.450.6 1.5m2塔底空间塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底间距。塔底储液空间是依储存液量停留10〜15min而定的，塔底液面至最下层塔板之间保留1-2m以保证塔底料液不致流空。塔的底部空间高度Hb是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离：取Hb9°-008510601.52.1mA3.141.623人孔数目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，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，对于D>1000mm勺板式塔，每隔6〜8块塔板设置一个人孔；且裙座处取2个人孔。本塔中共20块塔板，因此，在精储段和提留段各设置一个人孑L。每个孔直径为450mm，厚t10mm，高52mm在设置人孔处，板间距为600mm裙座上应开2个人孔，直径为450mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，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，本设计也是如此4塔高板式塔的塔高如图9-1所示，塔体总高度由下式决定：HHd(Np2S)HtSHtHfHbHiFL式中H塔顶空间，mHb——塔底空间，mH—塔板间距，mHt'——开有人孔的塔板间距，mHf——进料段板间距，mN一实际塔板数;S——人孔数目(不包括塔顶空间和塔底空间的人孔)H1——封头高度；mH2裙座高度；m塔体总高度：H1.5(2022)0.4520.60.62.10.4316m浮阀塔总体设备结构简图：5接管5.1进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用LF.m871.6kg/m3,直管进料管,管径计算如下：LF.m871.6kg/m3,Mlf0.72878.11(1-0.728)112.6187.50kg/kmolfmLFm则体积流量Vf1fmLFm则体积流量Vf175.3纯50 17.60m3/hLFm871.6取管内流速u1.6m/s则管径d/Vf/36。。\则管径d/Vf/36。。\u4仃.60/36003.141.60.06239m62.39mm查无隙钢管标准，取进料管规格①70X3则管内径d=64mm进料管实际流速u4Vfd2417.60/36000.06421.52m/s5.2回流管采用直管回流管，回流管的回流量D138.97kmol/h，平均密度3LD,m820.0kg/m，进料管实际流速u4Vfd2417.60/36000.06421.52m/s5.2回流管采用直管回流管，回流管的回流量D138.97kmol/h，平均密度3LD,m820.0kg/m，塔顶液相平均摩尔质量Mld0.98678.110.014112.61 78.59kg/kmol则液体流量Ld皿138^59 13.32m3/hLD,m820.0取管内流速u1.6m/s则回流管直径4Ld/3600\u413.32/36004Ld/3600\u413.32/3600 0.05219m52.19mm3.141.6查无隙钢管标准，取回流管规格①60X4下载可编辑下载可编辑FF载可编辑..专业.整理.・专业・专业•整理.则管内直径d=52mm回流管内实际流速则管内直径d=52mm回流管内实际流速U4Ld41332/36001.74m/s0.0522塔顶蒸汽接管塔顶汽相平均摩尔质量Mvd0.99778.110.003112.6178.21kg/kmol塔顶汽相平均密度mMVDR(tmMVDR(t0273)则蒸汽体积流量：Vv——2.80kg/m38.314(80.43273)22227-王用了46342.83kg/h2.80取管内蒸汽流速u30m/s卅V/3600、463的混gbUU卅V/3600查无隙钢管标准，取回流管规格①299X12则实际管径d=275mm塔顶蒸汽接管实际流速 u塔顶蒸汽接管实际流速 u4Vv/d24634283/3600

■0.275229.68m/s釜液排出管塔底塔底W47.14kmol/h，塔顶汽相平均摩尔质量Mvw0.0028878.110.99712112.61Mvw0.0028878.110.99712112.61 112.51kg/kmol平均密度LW,m平均密度LW,m1003.1kg/m3WMVWLW,m- WMVWLW,m- -•—1003.15.29m3/h取管内流速u1.6m/s4Lw/36004529/36000.03420m34.20mm3.141.6查无隙钢管标准,取回流管规格382.5则实际管径d=33mm2塔顶蒸汽接管实际流速2塔顶蒸汽接管实际流速U4Lw/d45.29/3600 , ,T1.72m/s3.140.03325.5塔釜进气管V，5.5塔釜进气管V，227.08kmol/h，塔顶汽相平均摩尔质量Mvw0.00597778.11 0.994023112.61112.40kg/kmol塔釜蒸汽密度v釜则塔釜蒸汽体积流量:Vv则塔釜蒸汽体积流量:VvVM：227.087424。6588.49kg/h取管内蒸汽流速u30m/s117.9112.40RT8.314(138.483.874kg/m117.9112.40RT8.314(138.483.874kg/m3273),/4Vv/360046588.49/3600门炉则d0.279m\uV3.1430可取回流管规格①299X10则实际管径d=280mm,」2塔顶蒸汽接管实际流速u4Vv/d46588.49/3600”—/229.74m/s3.140.28026法兰由于常压操作，设计压力为0.4MPa,故选择法兰时，以0.6MPa作为其公称压力，即PN=0.6根据HG5010-58标准，均选择标准管法兰，平焊法兰，结果如下：进料管接管法兰：PN0.6DN70HG5010回流管接管法兰：PN0.6DN50HG5010塔釜出料管接法兰：PN0.6DN80HG5010塔顶蒸汽管法兰：PN0.6DN500HG5010塔釜蒸汽进气管法兰：PN0.6DN500HG50107筒体与封头筒体精储段D=1600mm取壁厚8mm,材质：Q235提偏段D=1600mm取壁厚8mm,材质：Q235封头封头采用椭圆形封头。塔顶：由公称直径D=1600mm,查板式塔曲面高度表得曲面高度h=400mm直边高度ho=25mm内表面积F=2.901nf容积V=0.8586m选用封头DN1600X8,JB/T4746-2002塔釜：由公称直径D=1600mm,查板式塔曲面高度表得曲面高度hi=400mm直边高度ho=25mm内表面积F=2.901nf容积V=0.8586m选用封头DN1600X8，JB/T4746-2002裙座由于裙座内径＞800mm故裙座壁厚取16mm基础环内径：Dbj(1600216)0.31031332mm3基础环外径：Dbo(1600216)0.31031932mm圆整Dbj1400mmDbo2000mm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M308附属设备设计FF载可编辑FF载可编辑・专业・整理・专业・整理.・专业・整理・专业・整理.泵的计算及选型进料温度tq88.14C333LF,A807.4kg/m3lf,b1030.5kg/m3LF,m871.6kg/m3下载可编辑下载可编辑下载可编辑下载可编辑・专业・专业.整理.・专业・专业.整理.Ua0.286mpa?sUb0.402mpa?sUlf0.313mpa?s已知进料量\.FMLFmVF175.3687.50317.60m3/hLFm871.6LFm取管内流速U1.6m/s，则则管径D；4Vf/3600IIu4仃.60/36000.06240m62.40mm故可采用故可采用①68x3的离心泵。则内径d=62mm得：u4Vf/3600则管径D；4Vf/3600IIu4仃.60/36000.06240m62.40mm故可采用故可采用①68x3的离心泵。则内径d=62mm得：u4Vf/3600D2取绝对粗糙度为：0.0621.62871.60.3131030.35mm3.141.6417.6036003.140.06222.801051.62m/s则相对粗糙度为:摩擦系数人由1/21.8lg[(/d/3.7)1-11 6.9/RJ•・・入=0.0107进料口位置高度:h=(14-1)X0.45+2.1+0.4+3=11.35mHt((0.0107dg11.351.622clt) 0.521m0.062 9.81扬程：HHt0.52111.3511.87m可选择泵为IS50-32-125冷凝器塔顶温度td=80.43C冷凝水ti=20C12=30CtitDti80.43C20C60.43C则'2tDt280.43C30C50.43Ct-t1‘21055.34CIn(ti/t2)In(60.43/50.43)由td=80.43c查液体比汽化热共线图得苯393.4KJ/kg塔顶被冷凝量qVs冷凝的热量Qq苯5.01.7422.875.0kg/s393.41967KJ/s取传热系数K600W/m2k196710319671035924m260055.341967103418310,47.02kg㈣传执面和A冷凝水流量w选型：Q/KtmQCP(tit2)-2.5-59.248.3再沸器塔底温度tw=138.48C用b=150C的蒸汽，釜液出口温度t=142CJitotw150C138.48C11.52C则，2h150C142C8Ct'1211.528965CmIn(im)In(11.52/8)由tw=138.48C查液体比汽化热共线图得甲苯399KJ/kg1.7703.352.39kg/s1.7703.352.39kg/s953.6KJ/s则qmVsv'Qqm甲苯2.39399取传热系数K600W/m2k则传热面积AQ/Ktm953.61。36009.65164.6m2加热蒸汽的质量流量WQCp(toti)加热蒸汽的质量流量WQCp(toti)55.5kg/s2147.58选用热虹吸式再沸器（252.5）G600n-2.5-164.6DNmmPNMPa换热面积m26002.5164.6

四计算结果总汇序号精储段项目数值序号提镭段项目数值1平均温度tmC84.291平均温度tm/C113.32平均压力pdkPa107.42平均压力pm/kPa113.733气相流量Vs/(m/s)1.74233气相流量Vs/(m/s)1.7704液相流量Ls/(m3(5)0.002544液相流量Ls/(m3/s)0.008535汽相平均密度L(kg/m3)2.875汽相平均密度L(kg/m3