苯甲苯分离过程筛板式精馏塔设计方案

1 苯甲苯分离过程筛板式精馏塔设计方案 第一章 概述 化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气 、 液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使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。实现原料混合物中各组成分离 该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离苯和甲苯混合物精馏塔。 筛板式精馏 塔也是很早出现的一种板式塔， 20 世纪 50 年代起对 筛板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比， 筛板式精馏 塔具有 很多 优点 ，其 生产能力（ 20% 40%）塔板效率（ 10% 50%）而且结构简单，塔盘造价减少 40%左右，安装 、 维修都较容易 。 1 在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单 ， 造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且 效率高。采用筛板可解决堵塞问题，适当控制漏液。 筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后，通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构。近年来与浮阀塔一起成为化工生产中主要的传质设备。为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状，这样可以降低进口处的速度，使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比较少。实际操作表明，筛板在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降，其操作的负荷范围比泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到 2 化工原理课程设计是培养学生化 工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方 2 法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。 在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响， 因此设计是否合理的利用热能 R 等直接关系到生产过程的经济问题。 2 本课程设计的主要内容是 设计 过程的物料衡算， 塔 工艺计算， 塔板 结构设计以及 校核。 馏塔设计任务 在一常压操作的连续精馏塔内分离苯 知原料液的年处理量为 吨，原料组成为 苯的质量分 数 )，要求塔顶馏出液的组成为 底釜液含甲苯量不低于 量分 数 ）。 图 1计条件图 操作压力 进料热状态 回流比 单板压降 全塔效率 建厂地址 塔顶常压 4 q=1 自选 T=60% 武汉地区 试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计 馏塔设计方案的选定 本设计任务为分离苯 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人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点 温度 下一部分回流至塔内，其余部分产品经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 。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 3 第二章 筛板 精馏塔 工 艺 计算 馏塔的物料衡算 料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 7 8 . 1 1 k g / k m o 9 2 . 1 3 k g / k m o . 4 / 7 8 . 1 1x = = 0 . 4 4 00 . 4 / 7 8 . 1 1 + 0 . 6 / 9 2 . 1 3D 0 . 9 5 5 / 7 8 . 1 1x = = 0 . 9 6 20 . 9 5 5 / 7 8 . 1 1 + 0 . 0 4 5 / 9 2 . 1 3W 0 . 0 4 / 7 8 . 1 1x = = 0 . 0 4 70 . 0 4 / 7 8 . 1 1 + 0 . 9 6 / 9 2 . 1 料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 0 . 4 4 0 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 4 4 0 ) 9 2 . 1 3 8 5 . 9 6 1 /FM k g k m o l 0 . 9 2 6 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 2 6 ) 9 2 . 1 3 7 9 . 1 4 7 /DM k g k m o l 0 . 0 4 7 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 0 4 7 ) 9 2 . 1 3 9 1 . 4 7 0 /WM k g k m o l 料衡算 原料处理量 33 8 0 0 0 1 0 / 5 5 . 8 1 6 /3 3 0 2 4 8 5 1F k m o l h k m o l h总物料衡算 F D W 苯物料衡算 F D WF x D x W x联立解得 D= W= 板数的确定 论板层数 求取 苯的沸点为 甲苯的沸点是 . 4 用 程 计算饱和蒸汽压 其中，苯 A= B= C=苯 A= B= C= 1 2 1 1 . 0 3 3l g 6 . 0 3 0 5 52 2 0 . 7 9Ap t 甲苯 1 3 4 4 . 8l g 6 . 0 7 9 5 42 1 9 . 4 8 2Bp t 当 t=， 当 t=， ， 1 1 0 1 . 3 3 22 . 6 0 13 8 . 9 6 1 ， 2 2 3 7 . 6 8 4 2 . 3 4 61 0 1 . 3 5 1 = 12 2 1 2 6 =相平衡方程： 2 . 4 71 2 . 4 7 1nn 0 0故最小回流比：m i 9 6 2 0 . 6 5 9 1 . 3 8 30 . 6 5 9 0 . 4 4 0 去操作回流比为最小回流比的 ，m i 4 1 . 4 1 . 3 8 3 1 . 9 3 6 各段操作线方程的求取： 1 . 9 3 6 2 4 . 3 7 2 4 7 . 1 8 9 /( 1 ) ( 1 . 9 3 6 1 ) 2 4 . 3 7 2 7 1 . 5 5 6 /5 5 . 8 1 6 4 7 . 1 8 9 1 0 3 . 0 0 5 /7 1 . 5 5 6 /L R D k m o l D k m o l L k m o l k m o l h 精馏段操作线方程为： 1 4 7 . 1 8 9 2 4 . 3 7 20 . 9 6 2 0 . 6 5 9 0 . 3 2 77 1 . 5 5 6 7 1 . 5 5 6n n x x x 提馏段操作线方程： 1 1 0 3 . 0 0 5 3 1 . 4 4 7 0 . 0 4 7 1 . 4 3 9 0 . 0 2 17 1 . 5 5 6 7 1 . 5 5 6n n x x x 5 两操作线交点横坐标为 ( 1 ) ( 1 ) = 0 . 4 2 7 x q q 由逐板计算法得 112233445566778890 . 9 6 2 0 . 9 1 10 . 9 2 7 0 . 8 3 70 . 8 7 8 0 . 7 4 60 . 8 1 8 0 . 6 4 50 . 7 5 2 0 . 5 5 30 . 6 9 1 0 . 4 7 60 . 6 4 0 0 . 4 1 6 = 0 . 4 2 70 . 5 8 2 0 . 3 6 00x x 相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡91 0 1 01 1 1 11 2 1 21 3 1 3 w. 4 9 9 0 . 2 8 90 . 3 9 2 0 . 2 0 70 . 2 7 7 0 . 1 3 40 . 1 7 2 0 . 0 7 80 . 0 9 1 0 . 0 3 9 = 0 . 0 4 7x x 相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡总理论板塔数3块 (包括再沸器 ) 6 进料位置 精馏段板数 6块 提馏段板数 7块 际板层数 N 的求取 实际板数求取： 0% 精馏段： N 精 =6/0 提馏段： N 提 =7/12 馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 作压力计算 塔顶操作压力：每层塔板压降 : P =进料板压力 : 1 0 5 . 3 2 5 0 . 7 7 1 1 0 . 2 2 5 P a 精馏段的平均压力 : 1 0 5 . 3 2 5 1 1 0 . 2 2 5 1 0 7 . 7 7 42 P a精每层塔板压降 ： p = F 1 0 6 5p K P a塔釜操作压力 ： 1 2 1 1 0 . 2 2 5 1 2 0 . 7 1 1 8 . 6 2 5p P K P a 提馏段的平均压力 ： ( 1 1 0 . 2 2 5 1 1 8 . 6 2 5 ) 1 1 4 . 4 2 52mp k P a作温 度计算 （由试差法计算 ） A A B x P x1 12116 . 0 3 1 2 2 0 . 8AP t 13456 . 0 8 0 2 1 9 . 5BP t 则 , , 精馏段的平均温度：18 2 . 1 7 4 9 7 . 3 1 0 8 9 . 7 2 42 以求的 进料板的温度为 7 塔釜气相组成 ： 试差计算得 ： 则提馏段的平均操作温度 ： 9 7 . 3 1 1 1 8 . 4 1 0 7 . 8 62 均摩尔质量计算 由1 0 2，由逐板计算法得1 0 . 9 6 2 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 6 2 ) 9 2 . 1 3 7 9 . 1 1 6 /0 . 9 1 1 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 1 1 ) 9 2 . 1 3 7 9 . 3 6 5 /V D MM k g k m o lM k g k m o l 进料板上汽液组成，由逐板计算法得 0 . 6 7 5 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 6 7 5 ) 9 2 . 1 3 8 2 . 6 5 9 /k g k m o l 0 . 4 5 7 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 4 5 7 ) 9 2 . 1 3 8 5 . 7 1 8 /L F mM k g k m o l 精馏段的平均摩尔质量： 由 ， 精馏段平均温度 = 8 7 . 5 0 查得 38 1 2 . 7 /A k g m 7 9 . 1 1 6 8 2 . 6 5 98 0 . 8 8 7 /27 9 . 3 6 5 8 5 . 7 1 88 2 . 5 4 2 /2k g k m o lM k g k m o l，则与之平衡的气相组成：0 . 0 9 1 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 0 9 1 ) 9 2 . 1 3 9 0 . 8 5 4 /0 . 0 3 8 9 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 0 3 8 9 ) 9 2 . 1 3 9 1 . 5 8 4 /v w ml w mM k g k m o lM k g k m o l 以求出进料板： 8 2 . 6 6 /k g k m o l 8 5 . 7 1 /L F MM k g k m o l 提馏段的平均摩尔质量 ： 8 9 0 . 8 5 4 8 2 . 6 6 8 6 . 7 6 /29 1 . 5 8 4 8 5 . 7 2 8 8 . 6 5 /2k g k m o lM k g k m o l均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 331 0 3 . 7 8 8 0 . 8 8 7 / 2 . 7 9 9 /8 . 3 1 4 ( 8 7 . 5 0 2 7 3 . 1 5 )m V k g m k g 液相平均密度依下式计算，即 计算公式： 1 ()iL m i 塔顶液相平均密度的计算： 38 0 7 . 9 /B k g m 31 8 6 5 . 8 /( 0 . 9 9 5 / 8 1 2 . 7 0 . 0 4 5 / 8 0 7 . 9 )L D m k g m 进料板液相平均密度的计 算： 0 . 4 5 7 7 8 . 1 1 0 . 4 1 70 . 4 5 7 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 4 5 7 ) 9 2 . 1 3 331 / 7 9 4 . 0 5 /( 0 . 4 1 7 / 7 9 5 . 5 7 0 . 5 8 3 / 7 9 2 . 9 6 )L F m k g m k g m 精馏段的液相平均密度： 338 1 2 . 4 5 9 7 9 4 . 0 5 / 8 0 3 . 2 5 /2Lm k g m k g m a,气相平均密度的计算 由理想气体状态方程，即 331 2 0 . 4 8 5 . 8 9 / 3 . 2 7 3 /8 . 3 1 4 ( 1 0 7 . 8 6 2 7 3 . 1 5 )m V k g m k g b,液相平均密度计算 9 液相平均密度依下式计算，即 1 /a 进料板的平均密度已求出为 ： 37 9 4 . 0 5 /L F M k g m 塔釜液相平 均密度的计算 ： 由 ， 查 有机液体表面张力共线图 得 37 7 0 . 7 2 /A k g m 37 7 1 . 6 4 /B k g m 塔釜的液相质量分数 0 . 0 0 7 7 8 . 1 1 0 . 0 8 5 70 . 0 0 7 7 8 . 1 1 0 . 9 9 3 9 2 . 1 3 331 / 7 7 1 . 5 6 /0 . 0 0 7 / 7 8 0 . 7 0 . 9 9 3 / 7 8 0 . 2L m W k g m k g m 提馏段液相平均密度 ： 37 9 4 . 0 5 7 7 1 . 5 6 7 8 2 . 8 /2LM k g m 体平均表面张力 液相平均表面张力依下式计算，即 Lm i 塔顶液相平均表面张力：查 有机液体表面张力共线图得 ： 2 1 /2 1 / m0 . 9 6 2 2 1 . 2 4 0 . 0 3 8 2 1 . 4 2 2 1 . 2 4 5 /L D M m N m 进料板液相平均表面张力的计算： ，查得 : 1 9 . 1 8 /A m N m 2 0 . 1 2 /B m N m 0 . 4 4 * 1 9 . 1 8 0 . 5 6 * 2 0 . 1 2 1 9 . 7 0 6 /L F M m N m 精馏段液相平均表面张力 : 2 1 . 2 4 5 1 9 . 7 0 6 2 0 . 4 7 6 /2LM m N m 由 ，查 有机液体表面张力共线图 得 10 1 6 . 6 8 /A m N m 1 7 . 4 9 /B m N m ( 0 . 0 0 7 1 6 . 6 8 0 . 9 9 3 1 7 . 4 9 ) / 1 7 . 4 1 /L W M m N m m N m 提馏段的平均表面张力为： 1 9 . 7 0 6 1 7 . 4 1 1 8 . 5 5 8 /2LM m N m 相平均粘度 液相平均粘度依下式计 算，即 L m i = x lg u塔顶液相平均粘度的计算， 由 ，查液体粘度共线图得： 0 . 3 0 2A m P a s 0 . 3 0 6B m P a s l g 0 . 9 5 7 l g 0 . 3 0 2 0 . 0 4 3 l g 0 . 3 0 6L D m 解得： 0 . 3 0 2L D m m P a s 进料板液相平均粘度的计算 由查液体粘度共线图得 0 . 2 8 1A m P a s 0 B m P a s l g 0 . 4 4 l g 0 . 2 8 1 0 . 5 6 l g 0 . 3 0 . 5 3 5L F m 解出： 0 . 2 9 1L F m m P a s 精馏段液相平均表面张力为： ( 0 . 3 0 2 0 . 2 9 1 ) 0 . 2 9 62Lm m P a s m P a s 液相平均粘度依下式计算，即 ： lg i 进料板平均粘度已求得 ： 0 . 2 6 6 /L F M m P a s 塔釜平均粘度的计算 ： 由 ， 查液体粘度共线图得 0 . 2 1 8 /A m P a s 0 . 2 3 2 /B m P a s 11 代入公式 ： l g 0 . 0 0 7 g 0 . 2 1 8 0 . 9 9 3 l g 0 . 2 3 2L W M 解得 ： 0 . 2 3 1 /L W M m P a s 提馏段液相平均粘度为 ： ( 0 . 2 3 1 0 . 2 6 6 ) / 2 0 . 2 4 8 /Lm m P a s 第 三 章 筛板 精馏塔 塔体尺寸 计算 径的计算 塔径的计算 最 大空塔气速计算公式： a u = 相体积流率为 ： 331 / 2 1 / 27 1 . 5 5 6 8 0 . 8 8 70 . 5 7 4 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 7 9 94 7 . 1 8 9 8 2 . 5 4 20 . 0 0 1 3 5 /3 6 0 0 3 6 0 0 8 0 3 . 2 50 . 0 0 1 3 5 8 0 3 . 2 5( ) ( ) 0 . 0 3 9 80 . 5 7 4 2 . 7 9 9 m m 取板间距 板上液层高度 则 0 . 4 0 . 0 6 0 . 3 4h m 12 图 3 密斯关联图 由斯 密斯关联图 查 得20 0 . 2 0 . 220m a . 4 6 8( ) 0 . 0 7 3 ( ) 0 . 0 7 32 0 2 08 0 3 . 2 5 2 . 90 . 0 7 3 1 . 2 1 2 /2 . 9m s 取安全系数为 则空塔气速为 ： m a 0 . 7 u = 0 . 7 1 . 2 1 2 = 0 . 8 4 9 m / s 0 . 5 7 4D = = = 0 . 9 2 8 m u 3 . 1 4 0 . 8 4 9按标准塔径圆整后为 D = 塔截面积为 2 2 21 . 0 0 . 7 8 544 m 气体的实际气速： 0 . 5 7 4u = = 0 . 7 3 1 /0 . 7 8 5 提馏段的气液 相体积流率为 ： 13 31 / 2 1 / 27 1 . 5 5 6 8 0 . 8 8 70 . 5 7 4 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 7 9 91 0 3 . 0 0 5 8 2 . 5 4 20 . 0 0 2 9 4 /3 6 0 0 3 6 0 0 8 0 3 . 2 50 . 0 0 2 9 4 8 0 3 . 2 5( ) ( ) 0 . 0 8 6 40 . 5 7 4 2 . 7 9 9 m m 表 3间距与塔径关系 塔径 Dr,m 间距Hr,00300 250350 300450 350600 400600 取板间距 板上液层高度 查图 3 密斯关联图 ，得20 0 . 2 0 . 220m a . 5 5( ) 0 . 0 6 7 ( ) 0 . 0 6 62 0 2 07 8 2 . 8 3 . 2 70 . 0 6 6 1 . 0 1 9 /3 . 2 7m s 取安全系数为 空塔气速为： m a 7 0 . 7 1 . 0 1 9 0 . 7 1 3 /4 4 0 . 5 7 4 1 . 0 1 30 . 7 1 3Su u m 按标准塔径圆整后为： D 截面积为： 2 2 21 . 2 1 . 1 3 044 m 实际空塔气速为： 0 . 5 7 4= = 0 . 5 0 8 /1 . 1 3 0 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 = - ( 1 0 1 ) 0 . 4 3 . 6 N 1 H 提馏段有效高度为 = - ( 1 2 1 ) 0 . 4 4 . 4 N 1 H 14 板主要尺寸的计算 流装置计算 因塔径 D=1.2 m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 0 . 6 6 D = 0 . 6 1 . 2 = 0 . 7 9 2 m o h - h，选用平直堰，堰上液层高度式计算，即 2 / 3 8 4h = E ( )1 0 0 0 l 取 E=1 ， 当 E=1 时搜引起的误差可以满足工艺误差要求。 液体收缩系数图如图 3示。 图 3 液体收缩系数 则 2 / 32 . 8 4 5 . 7 6 51 ( ) 0 . 0 1 11 0 0 0 0 . 7 9 2 取板上清液层高度 15 故 0 . 0 6 0 . 0 1 1 0 . 0 4 9 提馏段 ： 2 / 32 . 8 4 1 3 . 8 31 ( ) 0 . 0 21 0 0 0 0 . 7 9 2 0 . 0 6 0 . 0 2 0 . 0 4w 形降液管的宽度与面积图 由 弓形降液管的宽度与面积图，得 0 . 0 7 2 2 , 0 . 0 1 2 420 . 0 7 2 2 0 . 0 7 2 2 1 . 1 3 0 0 . 0 8 1 60 . 1 2 4 0 . 1 2 4 1 . 2 0 . 1 4 8 8 m 依下式验算液体在降液管中停留时间，即 3600 3 6 0 0 0 . 0 8 1 6 0 . 4 0 2 0 . 3 9 5 55 . 7 6 5 提馏段 ： 3600 3 6 0 0 0 . 0 8 1 6 0 . 4 0 8 . 5 0 2 51 3 . 8 3 故降液管设计合理。 液管底隙高度0h 16 6 0 0 l u 取降液管底隙的流速 u = m/s ，则 0 5 . 7 6 5 0 . 0 2 53 6 0 0 0 . 7 9 2 0 . 0 8提馏段 ： 0 0036000 4 /m s则0 1 3 . 8 3 0 . 0 23 6 0 0 0 . 7 9 2 0 . 2 3 4选用凹形受液 盘，深度 50wh 算： 0 . 0 5 0 . 0 2 5 0 . 0 2 5 0 . 0 0 6wh h m 故 降液管底隙 设计合理。 板布置 因 1 2 0 0 8 0 0D m m m m，故塔板分为 4块 宽度确定 选取 W = 0 . 0 7 5 m , W = 0 . 0 3 5 开孔区面积 22212222 ( a r c s i n )1801 . 2( ) ( 0 . 1 4 8 8 0 . 0 7 5 ) 0 . 3 8 6 2221 . 20 . 0 3 5 0 . 5 6 5220 . 5 6 5 0 . 3 8 6 22 ( 0 . 3 8 6 2 0 . 5 6 5 0 . 3 8 6 2 a r c s i n ) 0 . 7 9 91 8 0 0 . 5 6 5x r W 物系无腐蚀性，可选用 3 碳钢板，取筛孔直径0 5d 17 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 03 . 5 3 . 5 5 1 7 . 5t d m m 筛孔数目221 . 1 5 8 1 . 1 5 8 0 . 7 9 9 30220 . 0 1 7 5t 个 开孔率为 220 0 . 0 0 50 . 9 0 7 ( ) 0 . 9 0 7 ( ) 7 . 4 %0 . 0 1 7 5d t 精馏段气体通过筛孔的气速为：0 00 . 6 8 8 1 1 . 6 2 /0 . 7 9 9 0 . 0 7 4m 提馏段气体通过筛孔的气速为：0 00 . 6 5 5 1 1 . 0 7 /0 . 0 7 4 0 . 7 9 9m 第 四 章 筛板 塔的流体力学验 算 核 板压降 18 图 4筛孔的流量系数 干板阻力h = 0 . 0 5 1 ( ) ( )c 计算 由0 / 5 / 3 1 . 6 7d ， 0 故 精馏段： 21 1 . 6 2 2 . 90 . 0 5 1 ( ) ( ) 0 . 0 3 5 60 . 8 4 8 0 3 . 2 5液柱 提馏段： 21 1 . 0 7 3 . 2 70 . 0 5 1 ( ) ( ) 0 . 0 3 7 00 . 8 4 7 8 2 . 8c 液柱 19 图 4气系数 与 关联图 精馏段： 0 1 / 2 1 / 200 . 6 8 8 0 . 6 5 5 /1 . 1 3 0 . 0 8 1 60 . 6 5 5 2 . 9 1 . 1 2 / ( )k g s m 查图 4 与 0 0 0 0( ) 0 . 6 4 ( 0 . 0 4 9 0 . 0 1 1 ) 0 . 0 3 8 4l L W Wh h h h m 液柱 提馏段： 0 1 / 2 1 / 200 . 6 5 5 0 . 6 2 4 /1 . 1 3 0 . 0 8 1 60 . 6 2 4 3 . 2 7 1 . 1 2 9 / ( )k g s m 查图 4气系数 与 关联图 ，得0 0 0 0( ) 0 . 6 3 ( 0 . 0 3 9 7 0 . 0 2 ) 0 . 0 3 7 8l L W Wh h h h m 液柱 精馏段： 20 液体表面张力所产生的阻力 h的计算： 304 4 2 0 . 4 7 1 0 0 . 0 0 2 18 0 3 . 2 5 9 . 8 1 0 . 0 0 5 液柱 气体通过每层塔板得液柱高度 0 . 0 3 5 6 0 . 0 3 8 4 0 . 0 0 2 1 0 . 0 7 6 1p c lh h h h m 液柱 气体通过每层塔板的压降为： 0 . 0 7 6 1 8 0 3 . 2 5 9 . 8 1 5 9 9 . 5 0 . 7p p Lp h g P a k P a （设计允许） 提馏段： 液体表面张力所产生的阻力 h的计算： 304 4 1 8 . 5 4 8 1 0 0 . 0 0 1 97 8 2 . 8 9 . 8 1 0 . 0 0 5 液柱 气体通过每层塔板得 液柱高度 0 . 0 3 7 0 . 0 3 7 8 0 . 0 0 1 9 0 . 0 7 6 8p c lh h h h m 液柱 气体通过每层塔板的压降为： 0 . 0 7 6 8 7 8 2 . 8 9 . 8 1 5 8 9 . 5 8 0 . 7p p Lp h g P a k P a （设计允许） 面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 沫夹带 精馏段： 6 3 . 263 . 235 . 7 1 0()2 . 5 2 . 5 0 . 0 6 0 . 1 55 . 7 1 0 0 . 6 5 5( ) 0 . 0 0 6 12 0 . 4 7 1 0 0 . 4 0 . 1 5 h me k g /取出口气速 60m/ ， 故 7 1 . 5 5 6 7 9 . 1 1 0 . 5 6 23 6 0 0 3 6 0 0 2 . 7 9 9 4 4 0 . 5 6 2 1 0 9 m 1 4 6 0 查表塔顶蒸汽接管取 133 6 ， 管内直径为 d=109顶出料管实际流速 24 3 2 5 2 . 7 / 3 6 0 02 7 . 9 3 /3 . 1 4 0 . 1 0 9u m s兰 由于常压操作，所有的法兰均采用标准管法兰， 平焊法兰，有不同的公称 直径选用相应法兰。 进料管接管法兰： 010流管接管法兰： 010釜出料管接管法兰： 010顶蒸汽管法兰： 010釜蒸汽进气管法兰： 01033 孔 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道。一般每隔 68块塔板设 1个人孔，本设计的精馏塔共设 22 块，需设 4 个人孔 ， 直径 为 500 人孔处高度 600 体总高度 板式塔的塔高如图所示，塔体总高度（不包括裙座）由 下式决定： 12( 1 )p T p p D BH n n H n H H H H H 塔顶空间， m； 塔底空间， m； 塔板间距， m； 开有人孔的塔板间距， m； 封头高度， m； 底座高度， m； n 实际塔板数； 人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。 D 塔顶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，其高度应大于板间距，通常取 图塔高示意图需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶空间。 1 . 8 1 . 8 0 . 4 0 . 7 2 m B 塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。 要求： 1）当进料有 15分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取 35分钟 2）再沸器的安装方式及安装高度 3）塔底液面与最下层塔板之间要留有 1 2 34 60 (1 2 )t L t 取 432 . 4 3 6 7 2 1 0液 / 3m 干气 56 0 4 0 . 0 0 3 8 4 2 2 . 4 3 6 7 2 1 0 / 1 . 1 3 0 9 7 3 0 . 6 1 . 4 1 5 2 4 壁厚选 8 本设计采用椭圆形封头，由于公称直径 的曲面高度1h=300度0边高度40表面积 F=m ，容积 V=m ,选用封头10 裙座壁厚 15础环内径 3( 1 2 0 0 2 1 5 ) 0 . 3 1 0 9 3 0m m 基础环外径 3(1 2 0 0 2 1 5 ) 0 . 3 1 0 1 5 3 0m m 圆整后 基础环内径 1000m m基础圆外径 1600m m考虑到再沸器，裙座高度取 3m。 对于较高的室内无框架的整体塔 ,在塔顶设计吊住 ,对于补充和更换填料、安装和拆卸内件 ,即经济又方便的一项设施 ,一般取 15设计中塔高度大，因此设吊住。因设计塔径 D=1800选用吊住 500kg。s=1000=3400=1000料为 塔体总高度 14720H m m 35 助设备 全凝器的热负荷 ()c c A A A B B r V x M r x M r 式中， V 塔顶上升蒸汽摩尔流率， h 冷凝器的热负荷 KJ/h 分别为苯、甲苯的气化热 kJ/料液温度： 饱和蒸汽） 饱和液体） 以循环水为冷却介质，冷却水入 口温度 5 ,出口温度 5 68 9 . 8 5 0 . 9 5 7 3 7 8 . 1 1 3 9 2 . 5 3 5 1 0 . 9 5 7 3 9 2 . 1 3 3 7 8 . 5 742 . 7 7 1 0 /c A A A B B x M r x M h 温度推动力： 8 2 . 1 7 4 2 58 2 . 1 7 4 4 54 5 2 5= 4 6 . 4 6 由于是低黏度有机物和水的混合液，取总传热系数 26 0 0 w / C，则传热面积： / 3600t 带入数据 63 22 . 7 7 1 0 1 0 2 7 . 6 1 m 3 6 0 0 6 0 0 4 6 . 4 6 冷凝水用量 6 33 . 6 3 . 6 2 . 7 7 1 0 1 1 9 . 1 /1 0 0 0 1 0 0 0 4 . 1 8 6 8 ( 4 5 2 5 )m 原料预热温度： 20 C C（泡点温度） 采用 130 36 平均温度： 2 5 9 7 . 3 1 1 5 8 . 6 62t C 平均温度下得 111 . 8 7 5 k J / k g . K ; C 1 . 8 7 5 k J / k g . P 1( 1 ) 0 . 4 9 7 8 . 1 1 1 . 8 6 6 1 0 . 4 9 1 . 8 7 4 9 2 . 1 3 = 1 5 9 . 4 5 k J / k m o l . P A F P BC x C x C 取总传热系数： 26 0 0 / CK w m 56 6 . 6 5 5 1 5 9 . 4 5 9 7 . 3 1 1 2 0 8 . 2 2 1 0 /Q k J h