苯-甲苯板式精馏塔的设计-化工原理课程设计

化工原理课程设计

苯-甲苯板式精储塔的设计

题目：苯-甲苯板式精储塔的设计

学院：环境与化学工程学院

班级：

学号：

姓名：

指导老师:

2016年12月

化工原理课程设计任务书

一、设计题目

试设计一座苯-甲苯连续精馀塔，要求年产纯度为96.5%的苯8.5万吨，塔釜储出

液中含苯不得高于2%,原料液中含苯38%（以上均为质量分数）。

二、操作条件

1.塔顶压力4kPa（表压）

2.进料热状态泡点进料

3.回流比3

5、4.塔底加热蒸气压力0.5MPa（表压）

6、单板压降W0.7kPa。

三、塔板类型

筛板。

四、工作日

五、每年300天，每天24小时连续生产。

六、厂址

厂址为万州地区。

七、设计内容

1、精储塔的物料衡算；

2、塔板数的确定：

3、精储塔的工艺条件及其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、精储塔接管尺寸计算：

9、绘制生产工艺流程图；

10、绘制精储塔设计条件图；

11.对设计过程的总结。

七、物性数据可查有关手册。

苯、甲苯纯组分的饱和蒸气压数据需要自己查阅

紫、甲苯的汽液平衡数据需要自己查阅

目录

1.设计方案的确定.......................................4

2.精僧塔的物料衡算....................................4

2.1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率....................4

2.2原料液及塔顶、塔釜的平均摩尔质量..................4

2.3物料衡算..............................................4

3.塔板数的确定..........................................5

3.1理论板数NT的求取.....................................5

3.2实际板数的求取.......................................6

4.精僧塔的工艺条件及有关物性数据的计算.................7

4.1操作压力的计算........................................7

4.2操作温度的计算........................................7

4.3平均摩尔质量的计算....................................9

4.4平均密度的计算........................................9

4.5液相平均表面张力的计算..............................10

4.6液体平均粘度的计算..................................11

4.7气液负荷计算....................................11

5.精僧塔的塔体工艺尺寸计算.............................12

5.1塔径的计算...........................................12

5.2塔高的计算...........................................13

6.塔板主要工艺尺寸的计算..............................14

6.1溢流装置的计算.......................................14

6.2塔板布置的计算.......................................15

7.塔板的流体力学验算...................................17

7.1塔板压降.............................................17

7.2液面落差.............................................18

7.3液沫夹带.............................................18

7.4漏液.................................................19

7.5液泛.................................................19

8.负荷性能图.............................................20

8.1精福段塔板负荷性能图................................20

8.2提锢段塔板负荷性能图................................22

9.精僧塔接管尺寸计算...................................25

9.1塔顶蒸气出口管.......................................25

9.2塔顶回流液管.........................................25

9.3进料管...............................................25

9.4塔釜出料管..........................................26

9.5塔顶产品出口管径.......................................26

1。设计一览表...........................................28

11.对设计过程的总结.....................................30

12.附图................................................30

13.参考文献............................................33

1.设计方案的确定

（1）精储方式：本设计采用连续精储方式。原料液连续加入精储塔中，并连续

收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。

（2）操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用

于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。

（3）塔板形式：筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降数低，在苯和氯苯这种

黏度不大的分离工艺中有很好表现。

（4）加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡

点后送入精僧塔内。

（5）由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。

（6）再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝

后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔

釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2.精微塔的物料衡算

2.1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率

苯的摩尔质量.也=78.1\kg/kmol

甲苯的摩尔质量MB=92.X^kmoJ/h

XI-…2。

0.965/78.11

XI)-------------------------------------------------------------0.970

0.965/78.11+0.035/92.13

X»'。.眸省

2.2原料液及塔顶、塔釜的平均摩尔质量

=0.420x78.11+(1-0.420)x92.13=86.24必〃。//h

肠=0.970x78.11+(1-0.970)x92.13=78.53kme1/h

=0.024x78.11+(1-0.024)x92.13=91.l^kmol/h

2.3物料衡算

生产能力：

塔顶产品：

处理昂:：

息物料衡算：

苯物料衡算：

3.联立解得:

4.塔板数的确定

3.1理论板数N的求取

苯一甲苯属于理想物系，可采用图解法求取理论塔板数。

由手册查得苯一甲苯物系的气、液平衡数据,

绘出x-y图，如图a所示。

苯一甲苯气液平衡组成与温度关系（101.3kP）

苯/%（摩尔分数）苯小（摩尔分数）苯/%（摩尔分数）

温度/℃温度/℃

液相气相液相气相液相气相

00110.639.761.895.280.391.4

8.821.2106.148.97192.190.395.7

2037102.259.278.989.49597.9

305098.67085.386.8100100

图a

②求精储塔的气液相负荷

L=RxD=3x150.33=450.99kmol/h

V=（k+1）*〃=4x153.33=601.32k/nol/h

〃=£+0/=450.99+1x208.79=659.7Skmol/h

V=V,=601.32^///]

③求操作线方程

精微段操作线方程：

提微段操作线方程：

④图解法球理论板层数

采用图解法球理论板层数，如图a所示。求解结果为：

总理论板层数：（包括再沸器）

进料板位置：

3.2实际板数的求取

板效率可用奥康奈尔公式计算：

E=0.17-0.6161g

式中〃.一塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa.so

黏度计算

当I=95.1℃（塔顶和塔底的平均温度）

分别查得苯和甲苯在平均温度下的黏度：

//1=0.267mPa.s

PB=0.2S5mPa.s

平均黏度由公式，得

则全塔效率：

精微段实际塔板数：块

提镭段实际塔板数：块

进料板在第11块。

4.精福塔的工艺条件及有关物性数据的计算

4.1操作压力的计算

塔顶操作压力pD=101.3+4=105.SkPci

每层塔板压降△p=0.IkPa

进料板压力pF=105.3+0.7x10=112.^kPa

塔底操作压力％=112.3+0.7x13=121.4kPa

精谭段平均压力Pal=:I"=W:L=W8Skpa

22

提储段平均压力PK2=PF:"=1"3：121.4=H685%为

22

4.2操作温度的计算

用内插法计算出塔顶、塔底以及进料板温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽山安托尼

方程式计算。计算过程如下：

塔顶温度：

进料板温度：

塔底温度：

精偏段平均温度：

提谯段平均温度：

塔顶和塔底的平均温度：

其中苯、甲苯的饱利蒸气压由安托尼方程式计算：

Antoine方程一般形式为In2,〃=A-；（、

式中一在温度T时的饱和蒸气压,mmHg；

T-温度,K；

A.B.C—Anloine常数（注：lmmHg=133Pa）

查表3-6有：

苯的Antoine常数A=15.9008,B=2788.51,C=-52.36

甲苯的Antoine常数A=16.0137,B=3096.52,C=-53.67

则苯的饱和蒸气压：

278851

InpvpX=A———=15.9008-----'—=6.655

mT+C353.95-52.36

6655

pvp{=e-=776.658为=5.840/W&-

甲苯的饱和蒸气压:

InP=A--^―=16.0137-3096.52

IP2=6.598

1+。382.55-53.67

c598

P.p2=e=733.626%=5.516加/〃侑

4.3平均摩尔质量的计算

塔顶平均摩尔质量计算。

由，查平衡曲线（见图a）,得

,加=0.970x78.11+（1-0.970）x92.13=78.53kg/kmol

%加=0.931x78.11+(1-0.931)x92.13=79.08kg/kmol

进料板平均摩尔质量计算，

由图解理论板(见图a),得

查平衡曲线(见图a),得

M哂=0.615x78.11+(1-0.615)x92.13=83.51依/kmol

塔底平均摩尔质量计算。

由图解理论板(见图a),得

查平衡曲线(见图a),得

,优工=0.042x78.11+(1-0.042)x92.13=91.54/cg/kmol

吃痈=0.014x78.11+(1-0.014)x92.13=91.93%g/kmol

精谭段平均摩尔质量：

Mm="恤；”%=78.53;83.51=gl02kg/kmol

+Mi.Fm79.08+86.61

2二2=82.84kg/kmol

提福段平均摩尔质量:

“甘谶+%厢83.51+91.54_八.

Jf---------------=-------------------=87.534g/kmol

“22

="匹+”弧=8151：91.93=8712kg/kmol

22

4.4平均密度的计算

①气相平均密度计算。

由理想气体状态方程计算，即：

精微段平均气相密度：

108.8x81.02....7

鼠i=-上=-------------------.=o2.n94kg/kmol

W1RT、8.314x(87.6+273.15)

提储段平均气相密度：

p…❷=—"685x87.53=工28初/力

"RT28.314x(101.9+273.15)

②液相平均密度计算

液相平均密度依下式计算，即:

1二%।%

PiaPLAPLB

塔顶液相平均密度的计算°

山，查手册得：

pA=814.\kg/

PB-809.2kg/6'

10.9650.035

------+-------=PZAV=813.9kg/nr'

Pl.Dsi814.1809.2

进料板液相平均密度计算，

由，查手册得：

p[=798.9kg/加

PB=795.8kg/n/

进料板液相的质量分率

____________0.394x78.11_________

=0.355

aA-0.394x78.11+(1-0.394)x92.13

10.3550.645

------+=>pL/.a=796.9kg/

Pu-a798.9---795.8

塔底液相平均密:度的计算。

由，查手册得：

pA=781.Qkg/kmol

pR=780.9kg/kmol

塔底液相的质量分率

0.014x78.11

a=0.012<2%

A=0.014x78.11+(1-0.014)

10.0120.988

----=-------+-------=>p-=78U.9kg/kmol

pk781.0780.9口

精镭段液相平均密度为:

)813.9+796.9

Puia+PlR>=805.4kg/勿3

Pija~T~~T~

提福段液相平均密度为:

c_P沁+Pg789+796.9

。=788.9kg/kmol

PLK,_92

4.5液相平均表面张力的计算

液相平均表面张力依下式计算，即:

4=2X。

7-I

塔顶液相平均表面张力的计算：

山，查手册得：

<7；=21.2mN/m

<jn=21.6mN/m

cr,Mv=0.97x21.2+(1-0.97)x21.6=21.2\mN/in

进料板液相平均表面张力的计算：

由,查手册得:

crA-19.53/K¥/m

<yB=20.30/a,V/m

叫=0.355x19.53+(1-0.355)x20.30=20.03/aV/m

塔底液相平均表面张力的计算：

由，查手册得：

(T,=17.73mV/m

<yB=18.50mN/m

%版=0.012x17.73+(1-0.012)x18.50=18.49rf/m

精镭段液相平均表面张力为：

21.21+20.03

crb/加+刖=20.62/zzV/m

~2~

提储段液相平均表面张力为:

18.49+20.03

=19.26mN/m

2~2~

4.6液体平均粘度的计算

液相平均黏度依下式计算，即：

运内起=Z/ig%

塔顶液相平均黏度的计算：

由，查手册得：

=0.306加%.s

卜”=0.309加%.s

1g%1）1a=0.970xlg（0.306）+（1-0.970）xlg（0.309）=>/.ilDsa=0.306mPa.s

进料板液相平均表面张力的计算：

由，查手册得：

N*=0.268曲%.s

NB=0.2S^\mPa.s

1g〃/%=0.355xlg(0.268)+(1-0.355)xlg(0.285)=>〃/所=0.21^mPa.s

塔底液相平均黏度的计算：

由，查手册得：

//.=0.237mPa.s

NB=0.256mPa.s

lg/iLVn-0.012xlg(0.237)+(1-0.012)xlg(0.256)n〃/厢=0.256mPa.s

精储段液相平均黏度为：

〃/w+〃/.痴0.306+0.279

~2~=0.29\mPa.s

提偏段液相平均黏度为:

…况”=256+。・2790.268mPa.s

4.7气液负荷计算

精微段：

V=(〃+l)x〃=(3+l)x150.33=601.32Aw7/A

601.32x81.02,.

---------------------=4.603勿42/s

3600外3600x2.94

L=RxD=3x150.33=450.99kmol/h

二450.99x82./s

3600p/w3600x80b.4

提镭段：

〃=(4+\]D+(0-10=601.Z2kmol/h

601.32x87.53=4457

r=•%=

36000加3600x3.28

L'=RxD+qF=659.78痴。//h

_l•.九_659.78x87.72.

---------------------=0.n02n0o4n/w2/zs

36000%3600x788.9

5.精微塔的塔体工艺尺寸计算

5.1塔径的计算

板间距与塔径的关系

塔径D/m().3〜0.5().5〜().8().8〜1.61.6-2.02.0~2.4>2.4

|板间距|Hr/mm|200~300|300~350350~450450~600I600~800I>800I

对精微段:

初选板间距HT=0.60m,取板上液层高度hL=0.07m

故有

%-%=0.60-0.07=0.53/7/

LsP”

0.0464

人Awy

杏史密斯图有c,o=0.1

…上手…36秒铲—/s

取安全系数为0.7,则空塔气速为:

u=0.7x〃皿=0.7x2.247=1.573勿/s

塔径为：

按标准塔径圆整后为D=2.2m

塔截面积为：

Vs_4.603

1­3：801=1.211/77/S

对提储段：

初选板间距HT=0.6m,hL=007m

故有

HT-hT=0.6-0.07=0.053加

I

径丫df=00708

杳史密斯图得C20=0.133,依式

4,、=c\P,:~P[，=0.132,/788,9~^^=2.04%/s

陋VprV3.26

取安全系数为0.7,则空塔气速为：

u=0.74“x=0.7x2.04=1.428/7//s

塔径为：

按标准塔径圆整后为D=2.2m

塔截面积为：

匕4.457,,

tz=-=-----=1.173/72/S

Ar3.801

5.2塔高的计算

(1)精福塔有效高度

精微段有效高度：

提循段有效高度.

在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m,故精储塔的有效高度为：

Z=Z精+Z提4-0.8=5.4+7.2+0.8x3=15m

(2)全塔实际高度

取进料板板间距为0.6m.人孔处的板间距为0.8m,塔底空间高度为2.0m,塔顶空间高

度为0.7m.封头高度为0.6m、裙座高度为2.0m,则全塔高为

H=(/?-一〃尸-l)//r+〃尸々+npHp+H[)+HB+H、+//2

=(23—1—3—1)x0.6+0.8+3x0.8+0.7+2.0+0.6+2.0=19.3m

6.塔板主要工艺尺寸的计算

6.1溢流装置的计算

因塔径D=2.2m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘

①堰长

取4=0.7〃=1.54/77

②溢流堰高度hw

出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度how按卜式计算:

1^4A（近似取£=1）

woo

精储段：

「2.843600x0.空g3-MR

力”=----X

"10001.54

取板上清液层高度hi=70mm

hw=h,-h<»=0.07-0.027=0.043m

提储段：

工2.843600x0.02043=a（）38/zz

h=-----X

“’10001.54

4=h,-hg=0.07-0.040=0.032/7/

弓形降液管的宽度Wd和截面积AT:

7,=L_54

0.7

~D二万万

S

G0.08

</O.（»6

、E0.05

O.Ot

0.03

0.02

0.01

n.Ift.50.6\0.70.80.9l.Q

1*]D

生=0.0889=4=0.3381

查图得！

”If=0.161n町=0.354/7?

D

验算降液管内停留时间：

精储段：

提储段：

停留时间>5s,故将液管可用

④降液管底隙高度

降液管底隙高度hO应低于出口堰高度hw,才能保证降液管底端有良好的液封,

一般不应低于6mmo

精微段：

h。=4-0.006=0.037/7/

提微段：

h：=h：-0.006=0.026///

6.2塔板布置的计算

塔板的分块。因D>800mm,故塔板采用分块式。

塔板分块数

塔径/mm800~12001400-16001800~20002200~2400

塔板分块数3456

查表得塔板分块数为5

边缘区宽度的确定：

取Wc=0.04m

安全区宽度Ws=Ws=0.07m

开孔区面积计算。开孔区面积按下式计算：

4=2仁〃2一.+—r2sin-1-1

I180y)

其中x=--傀+叫)=1.1-(0.354+0.07)=0.676加

2

r=--//；.=1.1-0.04=1.06/7/

2c

故力=2(0.676x71.062-0.6762+—x1.062sin-121^]=2.658〃/

"[1801.06)

筛孔计算及其排列。可选用碳钢板，取筛孔直径d0=5mm,筛孔按正三角形排列,

取孔中心距t为：

取;=2.5故取孔中心距方=2.5x5=12.5〃沏

d。

筛孔数目n为：

…3L=L155x2.658=^648个

t20.01252

开孔率为：

则每层板上的开孔面积4=帆=0.145x2.658=0.385///

气体通过筛孔的气速为:

%4.603

=11.96/〃/s

筛孔气速4-—0.385

7.塔板的流体力学验算

塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作,

以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。

7.1塔板压降

精储段：

干板压降相当的液柱高度：依，查《干筛孔的流量系数》图得，C0=0.80由式

./\2

力=，•心•生

2gPL1clJ

2.94

故"=0.051x=0.0416（〃）液柱）

805.4偌)

气体通过液层的阻力hl计算，气体通过液层的阻力hl由下式计算，即:

4=Phi.

4.603

=1.329/77/

3.801-0.338

Fo=仄=L329xVT94=2.278衣夕%/[s•/

查充气系数关联图得尸=0.55

h、=phL=队h、,+晨)=0.55x(0.043+0.027)=0.0385〃球柱

液体表面张力的阻力计算,液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即:

4x20.62x1Q-3

小急==0.00209〃）液柱

805.4x9.81x0.005

气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即:

力〃=vh+1h.+<h7=0.0416+0.0385+0.00209=0.0822加夜柱

气体通过每层塔板的压降为：

bp,=hQg=0.0822x805.4x9.81=649.460aVO.7k为（设计值允许）

7.2液面落差

对于筛板塔.液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差

的影响。

7.3液沫夹带

液沫夹带量由卜式计算：

5.7x10-6，u丫25.7x10-6(1.329丫'

0.01D6依液/k汽

5，1%-2.5/?J20.62x10-3(0.6-2.5x0.07J

e,,<0.lk/r^/松气

故在设计中液沫夹带量e、.在允许范围内。

7.4漏液

对于筛板塔，漏液点气速u0,max可由下式计算：

k=4.4CO7(O.0056+0.13^-h^p,/pv

u01mx=4.4x0.8J(0.0056+0.13x0.07-0.00209)x=6.53加/s

V2.94

实际孔速U0=12.05m/s>U0,max

稳定系数为：

故在本设计中无明显漏液。

7.5液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应该服从下式关系：

〃，<。(/+/7,)

苯一甲苯物系属一般物系，取，贝I」：

4%+/?,)=0.5(0.6+0.041)=0.321

而=h,+h,+hd

板上不设进口堰,hd可由下式计算，即：

兀=0.153(u；y=0.153x(0.25)2=0.0096加夜柱

〃d=0.0792+0.07+0.0096=0.1584夜柱

也与4%+4)

故在本设计中不会发生液泛现象。

8塔板负荷性能图

8.1精僧段塔板负荷性能图

(1)漏液线

由的.x二孕=4.4C°J(o.0056+0.13(。+p『

七二2•小⑷%

“1000

得:

』二4.4Q4J0.0056+0.13小筮x4'"—小力

11

=4.4x0.8x0.382x

‘36004]%

284-0.00209,805.%94

<0.0056+0.130.041+--x1x<1-54J

1000

整理得匕,。褊=22.20Jo.00962+0.065%%

在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表a

表a漏液线计算结果

Ls/(m3/s)0.00110.0200.0400.050

Vs/(m3/s)2.2542.7012.9133.015

由表a数据即可作出精储段漏液线。

(2)液沫夹带线

以ev=().1kg液/kg气为限，求出VS一LS关系如下:

,5.7x10-6/u,}

由ev=-----------———

?YHT-hr)

_2.84

“二Tooo

hf=2.5儿=2.5(/r+Z)=2.5(0.041+0.5334％]=0.103+1.383£$%

HT-hf=0.497-1.383£$%

Z、3.2

6

5.7x100.290%A,

=------------rx-----------------歹=0.1

20.62x10，[0.497-1.3834%,

整理得Vs=10.80-30.064%

在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表b

表b漏液线计算结果

Ls/(m3/s)0.00110.0200.0400.050

Vs/(m3/s)10.4808.5857.2846.720

由表h数据即可作出精储段液沫夹带线。

（3）液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体符合标准。由下式得:

如in=0.0013谭/s

据此可作出精储段与气体流量无关的垂直液相负荷下线3。

（4）液相负荷上限线

以0二5s作为液体在降液管中停留时间的下限。

0=业=5

L$

...0.338x0.6__.3/

故，*>•IzIK1A=-----f—-----=0.0405//s

0

据此可作出精馈段与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。

（5）液泛线

令储=圾+凡）

由〃d=4+4+4/=久+4+力”+4+hd

h、=PhL

儿=儿+鼠

联立得+（°_万_1）4=伪+1）%+4+生+%

忽略，将how与LS,he与VS的关系代入上式，并整理得:

，匕2=£--"%

式中：

将有关的数据代入整理，得

在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表c

表c液泛线计算结果

Ls/(m3/s)0.00110.0200.0300.035

Vs/(m3/s)12.3858.4985.9574.489

由表c数据即可作出精储段液泛线。

精微段筛板负荷性能图如下：

—VS/(m3/s)

-«-VS/(m3/s)

T^VS/(m3/s)

-H-VS/(m3/s)

-^-VS/(m3/s)

提镭段

同精储段，得出提储段的各曲线为:

（1）液沫夹带线

、=5.7X10-6/〃丫.2

=2.5片=2.5仇.+或)=2.5(0.032+0.533£$%)=0.08+1.383£,为

hr

HT-hf=0.52-1.383/$%

5.7x10-60.290K.

=0.1

19.26xIO”,0.52-1.383/%

整理得vs=11.06—52.76£s%

即可作出提锚段液沫夹带线。

(2)漏液线

由4,max=H=4.4%(0.0056+0.13优+%)-%)4/必

/=2・£・区广

,1000

得:

O04(/、%

V..=4.4Q4<0.0056+0.13h+七空x讨」-h.

swn00]rf1000I7b%

=4.4x0.80x0.382x

<0.0056+0.130.032+x1x产)。。4]'_o.00209,788.9/

110001.54/3.28

整理得工i=20.85do.00767+0.06504%

即可作出提储段漏液线。

(3)液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体符合标准。由下式得:

出…倍吆(=05%%=。.。。6

加1000(4J

z.miri=0.0013V?/s

据此可作出提屈段与气体流量无关的垂直液相负荷下线。

(4)液相负荷上限线

以夕=5s作为液体在降液管中停留时间的下限3。

0==5

4

..,0.338x0.6八3/

故4g=-------1---------=0・0405//s

□

据此可作出提储段与气体流量无关的垂直液相负荷上线4a

(5)液泛线

令Hd=。例+幻

由Hd=hp+力/+①=4+4+儿+4+%

A=%

11L=儿+M

联立得。//r+(^-/?-1)4=仍+1)%+4+k+

忽略，将how与LS,he与VS的关系代入.匕式，并整理得:

aW：=b'-c'L；-也%

式中：

将有关的数据代入整理，得

即可作出提储段液泛线。

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。

01234

£,xlO-\mVi

9.精僧塔接管尺寸计算

9.1塔顶蒸气出口管

则整体体积流量

操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为12-20m/s,蒸气管的直径为,

其中dV—塔顶蒸气导管内径m,Vs—塔顶蒸气量m3/s,取uv=15.00m/s,贝

d、,=0.625m

故选取接管外径x厚度630x20mm

则实际管径d=610mm

塔顶蒸汽接管实际流速〃=%=4x4.603I、76/〃/s

九屋3.14x0.6102

9.2塔顶回流液管

采用直管回流管，回流管的回流量L=450.99kmol/h

塔顶液相平均摩尔质量M=82.84kg/kmol,平均密度夕=813.9kg/m

mil'7k»=«rzL"450.99x82.84/

则液体流量匕=—=—————­=0.0128〃厂2/s

p813.9x3600

取管内流速

u=1.5m/s

14x0.0128

则回流管直径d==0.1042/7?=104.2nun

栏VI.5x3.14

可取回流管规格中110X4则管内直径d=102mm

回流管内实际流速

4K4x0.0128

u=---1.57/〃/s

3.14x0.1022

9.3进料管

进料管的结构类型很多，有直管进料管、穹管进料管、T形进料管。本设计

采用直管进料管。

3

F=208.79kmol/h,pF=796.9Kg/m

mn/ATrT-2^r/FM选208.79x86.24

则体积流量1/=一生=-------------=0.00628/77/s

夕世796.9x3600

采用高位槽送料入塔，料液速度可取u=0.4~0.8m/,取料液流速

4x0.00628

则管径"==115.1mm

0.6x3.14

取进料管规格①120X4则管内径d=112mm

'什如a华4/4x0.00628八.

进料管头际流速u=—r=------------7=0,64〃/s

7rd23.14x0.1122

9.4塔釜出料管

一般可取塔底出料管的料液流速u为。.57.5m/s,循环式再沸器取1.07.5m/s（本

设计取塔底出料管的料液流速u为0.8m/s）

塔底w=58.46kmol/h平均密度p=780.9kg//

平均摩尔质量M=91.93kg/kmol

体积流量：

取管内流速u=0.8m/s

,"MxO.00191.

则nllld=J—=、----------=0.0551/77

NUTTV0.8x3.14

可取回流管规格中60X2.5则实际管径d=55mm

塔顶蒸汽接管实际流速

4P_4x0.00191

=0.804//7/s

7rd2-3.14x0.0552

9.5塔顶产品出口管径

D=150.33koml/h相平均摩尔质量M=79.08kg/kmol

溜出产品密度p=813.94g//

则塔顶液体体积流量：

取管内蒸汽流速u=1.5m/s

mux"|4x0.0C406QQ

贝Jd=J—=J----------------=0.0587/77=58.7%

VU7rV1.5x3.14

可取回流管规格①65X3则实际管径d=59mm

塔顶蒸汽接管实际流速〃=g=4x'。0406=1.49m/s

nd23.14x0.0592

10.设计一览表

序号项目符号单位数值备注

1塔顶摩尔分数XD10.970

2塔顶平均摩尔质量MDkg/kmol78.53

3塔顶流量Dkmol/h150.33

4进料摩尔分数10.420

5进料液平均摩尔质量M,.kg/kmol83.51

6进料流量Fkmol/h208.79

7塔釜摩尔分数x\v10.0024

8塔釜平均摩尔质量%kmol/h91.93

9塔釜产品流量Wkmol/h58.46

表二精储塔工艺条件及有关物性数据计算结果

数值

序号项II符号单位备注

精微设提福段

1每层塔板压降邸kPa0.7

2平均压力PmkPa108.8116.85

3平均温度*℃87.6101.9

4平均粘度mPa-s0.2910.268

5液相平均摩尔质量：kg/kmol81.0287.53Er=0.513

6气相平均摩尔质量kg/kmol82.8487.72

7液相平均密度Pintkg/m3805.4788.9

8气相平均密度Pvmkg/m32.943.28

9平均表面张力%”mN/m20.6219.26

表三浮阀塔板工艺设计结果

数值

序号项目符号单位备注

精储段提福段

1堰长m1.54

lw

精慵段和

2堰高hwm0.0430.032提馈段塔径、

堰高、降液管

3