苯甲苯连续精馏塔的设计

设计题目：苯-甲苯连续精馏塔的设计一、设计任务：试设计一连续浮阀精馏塔以别离苯-甲苯混合物。具体工艺参数如下：1、原料处理量：年处理 76000 吨苯-甲苯混合液体。2、原料液中苯含量： 27.5 %〔质量。3、产品要求：馏出液中的苯含量为 97 %〔质量。釜液中的苯含量不高于 2 %〔质量设备的年运行时间平均为300天。二、设计条件：2。2、操作压力：常压。3、进料状况： 泡点进料 。4、冷却水进口温度： 25 ℃，出口温度自定。5、塔板形式：浮阀塔板。三、应完成的工作量：1有关控制或观测所需的主要仪表与装置。2、精馏塔的工艺设计，塔的结构尺寸设计。3、辅助装置的设计和选型；估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量和再沸器换热面积；。4、编写设计说明书一份。5、绘制精馏塔的装配图一张〔一号图纸〕。目录前言 4设计说明 7（一）设计方案确实定 10操作压力〔加压、常压、减压10进料方〔热状况10加热方〔直接或间接10····················11·················11··················11····················13（二）精馏塔的工艺设计计算及结构设计 14原始液：苯——甲苯的混合物 14···················14···················15··············20···················23··············24··················35·················39····················43前言地应用于物系的别离、提纯、制备等领域，并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、舌形塔板、网孔塔板、垂直塔板等等,℃℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气0.88g/ml，重。苯难溶于水，11.7g解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95℃，沸点为111℃。甲苯带有一种特殊的3，g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯0,6mPa40.9404535℃。式别离苯和甲苯的混合溶液，到达要求的别离目的。精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常对塔设备的要求大致如下：1：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。2：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：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于到达所要求的真空度。4：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。5：结构简单，造价低，安装检修方便。6：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。本方案主要是采用浮阀塔。浮阀塔的优点正是：生产能力比泡罩塔板大20%～40%，与筛板塔接近。操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。而雾沫夹带量小，塔板效率高。及液面落差比泡罩塔小。不是越来越广。的设计数据比拟完整，因此设计选用浮阀塔比拟适宜。设计说明共14个表格，16张图表格表1物料衡算结果234Antoine5苯，甲苯的饱和蒸汽压678K910液泛线取点1112塔各接管及材料表13 塔间距与塔径的关表14 塔体计算结果1516附表1——常压下苯－甲苯的气热平衡数据表附表2——苯和甲苯的物理性质附表3——苯和甲苯的液相密度附表4——液体外表张力附表5——液体黏度附表6图12图3全凝器内物流流程图45图6苯-甲苯的气液平衡图78910泛点负荷系数111213全塔能量衡算图图14封头符号说明英文字母Aa——塔板上鼓泡区面积，m2；Ab——板上液流面积，m2；Af——降液管截面积，m2；AT——塔截面积，m2；C——操作条件下的负荷系数，无因次；CF——泛点负荷系数，无因次；C20——当液体外表张力为20mN／m时,计算umax的负荷系数，无因次；do——阀孔直径，m；D——塔径，m；馏出液摩尔流量，kmol/hev——雾沫夹带量，kg液／kg气E——液流收缩系数，无因次；()Fo——〔g——重力加速度，m／s2；

hl——进口堰与降液管间的水平距离，m；hc——与干板压强降相当的液柱高度，m液柱；hd——与液体经过降液管时的压强降相当的液柱高度，m液柱；h1——与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱；hL——板上清液层高度，m；hn——齿形堰的齿深，mho——hOW——堰上液层高度，m；hW——出口堰高度，m；Hd——HT——板距，m；K——lW——堰长，M；L——液体摩尔流量，kmol/hLh——Ls——液体流量，m3／s；NP——实际板层数；N——P——压强降，Pa；R——鼓泡区半径，m，或回流比，无因次；t——孔心距，m；t’——排间距，m；u——空塔气速，m/s；umax——极限空塔速度)，m/s：希腊字母εo——板上液层充气系数，无因次；θ——液体在降液管内停留时间,s；μ——粘度，mPa·s；ρl——液体密度，kg/m3下标D——馏出液；F——原料液；h——小时；s——秒；i——组分序号；L一液体的；m——平均；max——最大的；min——最小的；

uo——阀孔气速，m/s；uoc——临界孔速，m/s；u’o——降液管底隙处液体流速,m/s；Vh——气体流量，m3／hVs——气体流量，m3／s：Wc——边缘无效区宽度，m；Wd——弓形降液管宽度，m；Ws——破沫区宽度，m；x——液相中易挥发的摩尔组成；或鼓泡区1/2的宽度，m；y——气相摩尔组成；Z——板式塔的有效高度，m；ρv——气体密度，kg/m3σ——液体的外表张力，mN／m或N／m；φ——计算液泛时的系数，无因次；n——塔板序号；V——气体的。一、设计方案确实定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的别离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。操作压力〔加压、常压、减压〕质，同时也从合理的经济本钱和设备条件来考虑选择泡点进料进料状态直接影响塔板数、塔径、回流量、塔的热负荷等参数的计算，所以在工艺计算前要首先加以确定。进料有多种热状态形式，如冷进料、泡点进料点作较易控制，精馏段与提馏段的塔径相同，使塔的设计和制造更简便。的操作处于稳定，不受季节的影响。选择间接加热如果别离的混合溶液为水溶液，且水是难挥发组分，这选择直接加热较好，以省去再废气，提高热能利用率。但是直接加热时的理论板较间接蒸气时稍多，同时本次别离溶液的不是水溶液，所以采用间接加热的方式。能给操作带来的不利影响。一个正常操作的精馏塔当受到某一外界因素的影响的干扰(如回流比、进料组成发生波动等)，全塔各板的组成将发生变动，全塔的温度分布也将发生相应变化。贮槽。塔釜采用间接蒸汽向再沸器供热，塔底产品经冷却后送至贮槽。流程简图：原料液走向图:

图1精馏操作流程图2精馏工艺流程图全凝器内物流的走向:图3全凝器内物流流程图再沸器内物流的走向:图4再沸器内加热蒸汽走壳程、物料走管程原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。本设计采用浮塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里采用全凝器，可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。因为这次设计采用是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。塔板工艺计算冷凝器与再沸器的选型塔附属设备计算图5设计思路流程图二、精馏塔的工艺设计计算及结构设计1.原始液：苯——甲苯的混合物原料液处理量进料温度操作压力单板压降

76000t/年2705%泡点进料9%〔质量百分数〕2%〔质量百分数〕常压原料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分数X 27.5/78F =27.5/7872.5/92X = 97/78 =D 97/783/92WX = 2/78 =W2/78 98/92平均摩尔质量FM =10×10)×92FDM =×78+(1-)×92=78.36kg/kmolDMW＝×78+(1-0.024)×92＝91.66kg/kmol物料衡算总物料衡算 D’+W’=76000000/(300×24)’76000000/(300×24)联合以上二式得：F’D’W’产品溜出液量产品釜液量表1产品溜出液量产品釜液量工程进料量/(kg/h)数kg/kmol/(kg/h)/(kg/h)塔顶00进料00塔釜900xy00xy00〔1〕根据苯和甲苯的气液平衡数据做y----x图6苯-甲苯的气液平衡图〔2〕求取最小回流比Rminy－xe〔0.310，0.310q0.3100.5479yxx Rmin＝D qyxx

0.974

1.791q D

0.54790.0310计算平均相对挥发度温度/℃xy

表3苯和甲苯的气液平衡数据85 90 95 100 10500查常压下气液平衡数据可知：8580.1当xtD

0.781

(0.9740.078)8580.7 ℃同理：xF

=0.310t

10095 (0.310.258)10098.31℃0.2580.412x=0.024时，t110.6105(0.0240)110.6109.56 ℃W 00.1300C0C0C苯和甲苯的饱和蒸气压可以用Antoine方程求算，即lgP0A

B [3]tC

表4苯、甲苯的Antoine常数组分组分ABC苯甲苯计算，所得数据如下：表5苯，甲苯的饱和蒸汽压组分组分塔顶饱和蒸汽压/kpa进料 塔釜苯甲苯塔顶a=1DaFaW全塔平均相对挥发度为aaDaaD wm 2.462精馏段平均相对挥发度aaDaaD Fm 2.506提馏段平均相对挥发度为aWaW Fam 2.389最正确回流比确实定lg[(

1x

lg 0.974 10.024D )(1

WX

10.974

0.024 Nmin＝

xD Wlgam

－1＝ 12.462实际回流比确实定：×精馏段和提馏段理论塔板层数求精馏塔的汽液相负荷qn,L=R××qn,V=(R+1)×qn,D=(2.886+1〕×qn,L′qn,V′精馏线操作方程;qn,L

x n,D

116.220x

40.55

0.9740.741x0.249qy=q

n,L

q Dn,V

156.766 156.766提馏线操作方程;q qn,L`x` n,W`

236.630

80.49

0.0241.509x`0.0123y′=

n,V·

q wn,V

156.766 156.766用图解法作图求得理论塔板数，1.00.80.6y0.40.20.0

0.0 0.2 0.4 0.6 0.8 x由上图可知，在精馏段一共有8块塔板，进料板在第879全塔效率ETL根据奥康奈尔方法：ET＝)0.245[2]L根据塔顶和塔底液相组成查苯和甲苯的t－x－y图，求得塔的平均温度为℃该温度下进料液相平均黏度为：m+〔1-0.310〕甲苯×0.267+〔1-0.310〕×·SLET＝)0.2450.49(2.4620.272)L

0.245

0.495ET=50%实际塔板数精馏段 N精＝8/0.5＝16取16块提馏段 N提＝9/0.5＝18 取184.塔的工艺条件及物性数据计算〔1〕操作压力塔顶压强PD＝101.3kpa，取每一层塔板的压强降为PW＝101.3+26×提馏段的平均操作压强：Pm＝〔112.5+125.1〕/2＝116kpa〔2〕温度tm由前面计算可知：tD0C tF0C tw0C精馏段的平均温度tm =

ttD

80.798.3189.51℃提馏段的平均温度tm

精==t t=W

2 2109.5698.31103.94℃提 2 2〔3〕平均摩尔质量MmD1塔顶 x ＝y1＝0.974xD1MVDm×78+〔1-0.974〕×MLDm×78+〔1-0.942〕×92＝78.81进料板yF＝0.515xFMVDm×78+〔1-0.515〕×MLDm×78+〔1-0.314〕×塔釜 yw＝0.0473 xwMVDm×78+〔1-0.0473〕×MLDm×78+〔1-0.0240〕×那么精馏段的平均摩尔质量：MVmMLm提馏段的平均摩尔质量MVmMLmm〔4pmp①液体密度Lm℃pA=815kg/m³ pB=810kg/m³LD A LA LB依下式 1/p ＝a/p +aLD A LA LB塔顶

p p m3LmD LmDF进料板，有加料板液相组成xF℃pA=795kg/m³ pA=792kg/m³a 0.31478 0.280A 0.31478(10.314)92LmF 1/p ＝0.280/795+〔1-0.280〕/792p ＝792.84kg/mLmF ℃pA=783kg/m3 pB=781kg/m3塔釜 1/pLmW＝0.02/783+〔1-0.02〕/781

p m3LmW故精馏段平均液相密度：提馏段平均液相密度：

pL（精＝〔814.85+792.84〕/2＝803.85kg/3pL（提＝〔781.04+792.84〕/2＝786.94kg/3②气相密度pmVp ＝pmmV

106.981.55VM（精）＝ ＝2.86kg/m38.314(89.51273.15)（精） RT（提）p pM（提）

11688.07mV ＝

VM（提）＝ m3RT8.314273.15)RTm液相外表张力mn x＝ i i＝m i1（顶××进）××19.97=19.78mN/m提mN/m那么精馏段平均外表张力为：精〔21.21+19.82〕/2＝20.52mN/m提〔19.82+18.38〕/2＝19.1mN/mLm〔6〕液体黏度Lm℃μ·Sμ·S℃μ·Sμ·S℃μ·Sμ·S ＝nxLm i ii1 ××Lm(顶） ××0.26=0.257mpaLm(进） ××0.250=0.249mpaLm(提）那么精馏段平均液相黏度

＝〔0.301+0.257〕/2＝0.279mpa提馏段平均液相黏度

Lm(精）＝〔0.257+0.249〕/2＝0.253mpaLm(提）工程数值及说明工程数值及说明备注操作压力操作压力/kpa塔顶进料塔釜精馏段116操作温度/C提馏段塔顶进料塔釜精馏段提馏段液体密度/(kg/m3液体密度/(kg/m3〕塔顶进料塔釜提馏段气体密度/(kg/m3)精馏段提馏段液体外表张力/(dyn/cm)塔顶进料塔釜提馏段液体黏度/mpa塔顶进料塔釜精馏段提馏段由V=L+D L=RD得V=(R+1)D=(2.866+1)×由于是泡点进料所以q＝1，V＝V'×L'=L+F=116.22+120.41=236.63kmol/h转换为质量流量×V'××83.21＝9670.66 kg/h×89.63＝21209.15kg/h转化为体积流量V＝12784.59/〔3600m3/V＝13806.73/〔3600m3/s×m3/s'L＝21209.15/〔3600m3/'L工程VLV'工程VLV'L'kg/hm3/hm3/s塔和塔板主要工艺尺寸计算〔1〕塔径D精馏段的塔径：空塔气速u(安全系数)umax依据u

CLVV式中C可由图6－1史密斯关联图查出，图8史密斯关联图横坐标的数值0.5Lp 12.024 803.850.5h Lh

0.0451VhpV 4471.2 2.86 取塔板间距HT=0.45m，上层液层高度hL=0.07m，那么图中参数值H T

0.45-0.070.38m由以上数据，查图6－1得C

，由公式CC

C20

0.2 20C Lm

0.2

0.08420.47

0.2

0.0842020

20 pVL那么u C p 0.084 803.852.861.406m/spVLpmaxpV

2.86取平安系数为，空塔气速u×s41.2420.984塔径s41.2420.984提馏段的塔径：空塔气速u(安全系数)umax依据u

LVV式中C可由图6－1史密斯关联图查出，横坐标的数值Lp0.5 28.368 786.940.5h L

0.104VhpV

4233.6 3.26 取塔板间距H，上层液层高度h，那么图中参数值H-hT

T L0.45-0.070.38m由以上数据，查图得C，由公式CC Lm0.2校正得：20 20

20 0.2 19.090.2C Lm

0.084

0.0742020

20 ppLVpppLVpV

0.084

1.145m/smax786.94786.94-3.263.262.86max×s41.1760.890塔径s41.1760.890所以按标准塔径圆整为塔截面积AT

D24

4

1.33m2V实际空塔气速精馏段：u S

1.242

0.955AT 1.33V提馏段：u SAT

1.1451.33

0.861u

0.8060.66F1.406F在0.6--0.8范围之间，适宜。FuuF

0.8610.751.145在0.6--0.8范围之间，适宜(2)溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平直溢流堰，不设进口堰。各项计算如下l①溢流堰长Wl取堰长W0.66D，即lW×1.3＝0.858mW②出口堰高hWh h hW L OW

可由下式算出OW32.84 L 23OWh 1000ElhOWW2 2近似取E=1，那么h

2.84

ELh3

2.84

112.0243

0.0165mow(精)

1000

I

1000

0.858w 2 2 how(提)

2.84

ELh3

2.84

128.3683

0.0293mw1000 Iw

1000

0.858h0.07-0.01650.0535mw精h0.07-0.02930.0407mw提③弓形降液管Wd

和面积Af用弓形降液管的宽度与面积图

取W和Ad

，因为lW由图查得Af

/A＝0.0721 WT d所以Af

×m2W×d液体在降液管中的停留时间（精（提

3600AHf Lh3600AHf Lh

＝36000..0960.4512.024＝36000.0960.4528.368停留时间>5s，故降液管可以使用④降液管底隙高度h0Lh＝ h0 3600lu'W 0

取u'0Lh ＝ h

12.024

0.026m0(精

3600lu

36000.8580.15w w h ＝ h

28.368 0(提

3600lwu0

36000.8580.15〔3〕塔板布置及浮阀数目与排列F0

＝10，那么孔速u为00pVu ＝0pV0(精）

＝102.860pV3.26u ＝2.860pV3.260(提）

=10求取每层塔板上的浮阀数，即VN ＝ s

1.242＝

176.1 177（精）

d2u4 0 V

0.03941.176

5.91N ＝ s =

177.79 178（提）

d2u4 0

4

5.54取边缘宽度Wc

＝0.06m，破沫区宽度为Ws

＝0.1m，计算塔板上的鼓泡区面积，即As＝2[x

R2R2x2

R2arcsinx]RR=D/2-WcX=D/2-(W+Wd s0.592-0.592-0.3892

2 0.389 2s=20.389

180

arcsin

0.59

0.846m浮阀排列方式采用等腰三角形叉排取同一横排的孔心距为 估排间距t'，即精馏段t'

A＝s=

0.846Nt 1770.075t'提馏段

A=s=

0.846Nt 1780.075t't＝75mmt'

＝60mm等腰三角形叉排方式作图图9精馏段和提馏段阀孔数151151按N＝180个重新核算及阀孔动能因数精馏段u

＝0(精）

1.242Vs Vs

6.89m/s4d02NV

0.03941.176

2151提馏段u （提）

s d2

2151

6.52m/sp4 0 N 4pu精馏段F=up0 0p

6.89 2.8611.65Vu提馏段F＝Vu0 0

6.52 3.2611.14VFV0

变化不大，还在9---12范围内。精馏段塔板开孔率＝u＝0.955/6.89＝13.9％u0提馏段塔板开孔率＝u' ＝0.861/6.52＝13.9％u0精馏段和提馏段的开孔率都在10%~14%之间，两者都符合要求。〔4〕塔板流体力学验算气相通过浮阀塔板的压强降，可以公式h h h hp c l ①干板阻力73.1 1u ( )1.825oc pv1精馏段u

73.111.825

5.91m/s oc 2.861提馏段u

73.111.825

5.50 m/s oc 3.26因为精馏段和提馏段的u <u ,故o ochu0

0.175c pL精馏段hc

u0.1750

×6.890.175803.85pLhc

u0.1750

×6.520.175786.94pL②板上充气液层阻力所以h ＝ h ×l 0 L③液体外表张力所造成的阻力此阻力很小，忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液体高度为

＝0.5，0精馏段hp提馏段hp那么精馏段单板压降＝h p××9.81＝552Pap p L提馏段单板压降＝h p××p p L提馏段和精馏段的单板压降pp所以假设符合要求。〔5〕淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，H d可以按公式

〔H +h，T wH hd

h hL d①与气体通过塔板的压强降所相当的液体高度h：p精馏段hp提馏段hp②液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故可以按公式Llh ( s )2ld hwo精馏段h 0.00334 2 d0.8580.026提馏段h

0.00788 2 d138580.061③板上液层高度：hL故 精馏段Hd提馏段Hd取＝0.5 又选定了HT精馏段hw

＝0.0535m精馏段hw

＝0.0407m，那么精馏段HT

+h×w提馏段HT

+h×w可见Hd

<HT

h〕,符合防止淹塔的要求。w按公式VsVspp v1.36LZs LL vKC AF bVsVspp vL v

0.78KC AF T

*100%板上液体流径长度ZL

＝D-2W×d板上液流面积 A＝Ab T

-2A ×m2f苯和甲苯为正常系统，可以按下表取物性K＝1.0，数CF图10泛点负荷系数表8物性系数K精馏段的CF＝0.127 提馏段的CF精馏段的泛点率＝1.242

1.2422.86

2.861.360.003340.978803.96-2.86 100%＝54.44%0.1271.138泛点率＝

803.85-2.86100%56.23%0.780.1271.331.176 3.26 1.360.007880.978提馏段的泛点率＝1.176

3.26

786.94-3.26 100%59.27%×0.1281.138泛点率＝

786.94-3.26100%57.12%0.780.1281.33根据两个泛点公式计算出的泛点率都在80％以下，故可知雾沫夹带量能够满足e <0.1kg〔液〕/kg〔气〕的要求。V塔板负荷性能图〔1〕雾沫夹带线，按公式泛点率＝

VsVsppv1.36LZs LL vF b按泛点率为80％计算如下V2.86VSS精馏段S

803.96-

1.360.978L

0.80.1270.138VLs sS提馏段S

3.26VS 786.94-V

1.360.978L

0.80.1280.138VLs s由上式可知道雾沫夹带线为直线，那么在操作范围内任取两个Ls

可作出雾沫夹带线〔1〕相应的VL值s s精馏段提馏段精馏段提馏段Ls/〔m3/s〕Vs/〔m3/s〕Ls/〔m3/s〕Vs/〔m3/s液泛线由公式HT

h〕＝hw

h h＝hhL d c

hh ho L d忽略ho

pu2 L

2.84 3600L〔H +h vo ( s)2+〔1+

〕[h E(

s)2/3]T wpL

2g lhwo

0 w 1000 lw由于物系一定，塔板结构尺寸一定，而且Vu＝ so d2N4 0将上式化简为V2LS

2L2/3SV2LS

2L2/3S相应的VL值精馏段ss10液泛线取点Ls/〔m3/s〕Vs/〔m3/s〕提馏段Ls/〔m3/s〕Vs/〔m3/s〕根据数据作出液泛线〔2〕液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留的时间不低于3---5s。依据公式，液体在降液管内的停留时间为3600 A H f TLh以＝5s精馏段 (L)

＝AfHT

＝0.0960.45

m3/ss提馏段 (L

max)

Ls＝AfHT

5＝0.0960.45

m3/ssmax L 5sLs

Vs

--Ls

图液相负荷上限线为与气体流量V无s关的竖线〔3〕pvpvpFF＝up

＝5u＝51又知道 Vs

0d4

0 v 02Nu05那么 Vs

d2Npv4 opvF＝50精馏段 s

)max

5pv＝d2Npv4 o

＝0.0392151 52.8642.86

0.533m3/s提馏段 s

)max

＝d2N4 o

5 ＝0.0392151 53.26pv43.26pv

0.499m3/s作出与液相流量无关的水平漏液线〔4〕(5)液相负荷下限线how

＝0.006m2.84 3600(L)E( 1000 lw

min)2/3E＝1，精馏段(L)

0.0061000＝ ＝

0.8580.00073m3/ssmin

2.84

3600提馏段(L)

＝0.00610001.50.8580.00073m3/ssmin

2.84

3600 分别作出塔板负荷性能图上的〔12345由塔板负荷性能图可以看出：〔1〕任务规定的气液负荷下的操作点p〔设计点〕，处在适宜操作区内的位置。〔2〕精馏段气相负荷上限是由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。提馏段塔板的气相负荷上限是由液相负荷上限控制，操作下限由漏液控制。〔3精馏段的塔板气相负荷上限)maxm3/s气相负荷下限)minm3/s提馏段的塔板气相负荷上限)maxm3/s气相负荷下限)minm3/s图11精馏段操作性能图图12提馏段操作性能精馏段 操作弹性) /)smax smin提馏段 操作弹性) /)smax smin塔的附属设备计算全塔热量衡算14精馏塔进行全塔的热量衡算。图13全塔能量衡算图①冷凝器热量衡算可知：Q (R1)D(IC

I )(2.86640.55393.5785.44106kJ/hLDC冷却水用量：W QC

3.82106 1.303105kg/hC c pc 2

t) 4.174135℃1900J〔kg.KK＝800W/(m2.℃)所以对数平均温度差tmtm△2tmln2

(80.7-35)-(35-ln80.75-35

23.5℃35-25A QC

5.44106 289.36m2换热面积为：

Ktm

80023.5因水和苯两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数一般较大，且易结垢，应选择冷却水走换热器管程，苯走壳程。因此查管壳式换热器系列标准得：应选用JB/T4715的固定管板式换热器。即其公称直径为1000mm、公称压4.0Mpa289.5m2为19mm25mm4500mm38。②再沸器0.25MpaT=127.2℃Q Q Q QlQcQ Q Q QlQc前面计算得QB=4.98×106kJ/h，加热蒸气的消耗量可按下式计算，即W QB4.981062216.49.kg/hh r 2246.8℃℃℃，加热后蒸汽K600W/(m2.℃)△℃换热面积：A QBK tm

4.98106 470.52m60017.64查管壳式换热器系列标准得：JB/T47151000mm4Mpa470.52m2为25=mm32mm698309000mm。表11冷凝器和再沸器的热负荷工程进入温度/t流出温度/t换热面积热量负荷/〔kJ/h〕全冷凝器355440000冷却水〔塔顶〕2535再沸器354980000冷却水〔塔底〕25100确定塔体各接管及材料①蒸汽管4V3.144V3.14usD在常压下取u=30m/s，以实际精馏段和提馏段最大的Vs来计算3.14SV41.2423.143.14SV41.2423.1430o查管子规格表，得蒸汽接管用245mm×12mm的热轧钢管②回流管0.00788*43.14*1.6d 0.00788*43.14*1.6查管子规格表，得回流管用83mm×4mm的热轧钢管③进料管u由泵输入塔内，取1.6m/suR4Fp 4Fp LR410555.563600792.843.141.6F4F'uL R44F'uL R499003600794.913.141.6F查管子规格表，得进料管用60mm×4mm的热轧钢管④塔釜液出口管WpuL R4WpuL R489.4991.663600781.043.140.8dW查管子规格表，得塔釜液出口管用70mm×4mm的热轧钢管⑤进入再沸器的气液混合液入口管Ls0.007880.785*0.8Ls0.007880.785*0.8查管子规格表，得再沸器的气液混合液入口管用121mm×4mm的热轧钢管⑥再沸器进入塔内管选择卧式再沸器气化率为50％V'入查设计资料，由于u=10—30m/s，取20m/sVs2.4840.78520d 那么dVs2.4840.78520查管子规格表，得再沸器进入塔内管用402mm×9mm的热轧钢管表12塔各接管及材料工程公称直径/mm壁厚/mm材料蒸气管2457热轧钢管回流管834热轧钢管进料管544热轧钢管塔釜液出口管654热轧钢管再沸器的入口管1214热轧钢管再沸器进入塔内管4029热轧钢管9.塔总体构型〔1〕总体结构其中，塔体是塔设备的外壳，由等直径、等壁厚的钢制圆筒及椭圆封头的顶盖构成。塔体直径为1.4m。塔体支座是支撑塔体并与根底连接的部件，塔体采工仪表接口等。〔2〕塔体总高度计算①板间距HT板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、别离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。塔间距与塔径之间的关系，应通过流体力学验算，权衡经济效益，反复调整。HT的大小与液气和雾沫夹带有密切关系。板间距大，可允许气流速度较高，塔径可小些;反之，所需的塔径就要增大。一般来说，取较大的板间距HT10-1塔径D/m塔径D/mHT/m200～300300～350350～450450～600500～800本设计取HT＝450mm。所以根据上表可以知道原设计值相符。’②开人孔处板间距H’T但凡人孔处板间距H’T

应等于或大于600mm，人孔直径一般为450~550mm。500mmH’＝600mmT③人孔数目SS4-68-10159④进料段高度HFHFHFHTHF＝800mm。⑤塔顶空间高度HDHDHDHD＝1.2m＝1200mm⑥塔底空间高度HBHB10-153-5料，塔底停留时间那么应按工艺要求而定，HB值可按储量和塔径计算。对于本设计，设塔釜液停留时间为5min，所以根据液相流量计算得：LH

0.5

0.007885600.5

为2300mmB 2 1.42 B4 4⑦总高塔总高度〔不包括裙座〕，由下式计算得：HH (N2S)H SH' H HD T T F B式中 HD

——塔顶空间高度，mm;H——塔板间距，mm;TH'——开有人孔的塔板间距，mm;TH——进料段空间高度，mm;FH——塔底空间高度，mm;BN——实际塔板数;S——人孔数目〔不包括塔底和塔底人孔〕。++所以++H=HD

+(N-2-S)

+SH H HTTBF=1200+(34-2-4)×450+4×600+800+2300TTBF塔体计算结果汇总表14表14 塔体计算结果塔径塔顶空塔板间mm 间高度mmmm1300 1200 450

开有人孔的进料段空塔底空塔 塔板间距间高度mm 间高度mmmm mm600 800 2300 19300〔3〕筒体精馏塔可视为内压容器。其各种设计参数如下：①设计压力②设计温度该精馏塔塔底采用加热介质为蒸汽，温度不超过150℃,因此设计温度定为150℃。③许用应力Q235-B，GB-3274-1988，查得：t 113Mpa⑤焊缝系数GB150个因素，本设计采用全焊透对接焊，对焊缝作局部无损探伤，那么表15筒体的设计参数设计压力/MPa设计压力/MPa设计温度/℃150许用应力/MPa113焊缝系数壁厚确实定：计算厚度

PDi 2t Pi

1.5130021130.850.5该系统中苯和甲苯对筒体腐蚀较小，腐蚀裕量C22mm那么筒体的设计厚度2d2

C

10.177212.177mm那么筒体的名义厚度15mmn那么筒体的有效厚度n

-C15213mm〔3〕封头Q235-B探伤外，其余均为对接焊缝局部探伤。如图那么

PD

图14封头1.51300

10.191mm2t0.5P 21130.850.51.5d2那么封头的