筛孔板式塔设计 毕业设计

摘要筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。为完成苯甲苯二元物系的精馏进行了相关塔设备的设计，本次设计的任务为分离进料量50000吨/年，质量分数为40的苯甲苯溶液，使塔顶产品苯的质量分数达到96，塔底釜液质量分数为2。我们对此塔进行了工艺设计，按照梯级图解法算求得理论板数为15，实际板数为27，,加料位置在第13块板。进行了塔板结构的设计，塔径12M，精馏段板间距035M，提馏段板间距为04M,对塔板进行了校核，均在安全操作范围内，确定了操作点，精馏段弹性操作为504，提馏段弹性操作为530，符合操作要求。最后进行辅助设备及塔高计算。本次设计包括设备分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，其设计结果满足设计任务要求，结构合理，是一次较理想的设计。关键词筛板塔；苯甲苯；精馏；负荷性能图；塔设备；结构ABSTRACTSIEVEPLATETOWERISTHEMAINGASLIQUIDMASSTRANSFERINCHEMICALPRODUCTIONEQUIPMENTTOCOMPLETETHEBINARYSYSTEMBENZENETOLUENEDISTILLATIONTOWEREQUIPMENT,THEUSEOFDESIGN,THEDESIGNTASKSFORTHESEPARATIONOFFEEDRATEOF50000TONS/YEAR,THEMASSFRACTIONOF40OFBENZENETOLUENESOLUTION,MAKETHETOPPRODUCTSOFBENZENEMASSFRACTIONOF96,THEBOTTOMKETTLELIQUIDMASSFRACTIONOF2WEFORTHETECHNOLOGICALDESIGNOFTHISTOWER,ACCORDINGTOTHETHEORETICALPLATENUMBEROBTAINEDBYCASCADEGRAPHICALMETHODCALCULATIONFOR15,REALPLATENUMBERIS27,ANDFEEDINGLOCATIONIN13BOARDSFORTHEDESIGNOFTHEPLATESTRUCTURE,THETOWERDIAMETER12M,PLATESPACINGOF04MONTHEPLATE,AREWITHINTHESCOPEOFTHESAFETYOPERATION,DETERMINETHEOPERATINGPOINT,RECTIFYINGSECTIONELASTICOPERATIONIS504,STRIPPINGSECTIONOFTHEELASTICOPERATINGAT530,CONFORMTOTHEREQUIREMENTSOFTHEOPERATIONFINALLYAUXILIARYEQUIPMENTANDHEIGHTCALCULATIONTHISDESIGNINCLUDINGEQUIPMENTANALYSIS,SELECTION,CALCULATION,ACCOUNTING,DRAWING,ETC,ISACOMPLETEDISTILLATIONPROCESSDESIGN,THEDESIGNRESULTSATISFIESTHEREQUIREMENTOFDESIGNTASK,REASONABLESTRUCTURE,ISANIDEALDESIGNKEYWORDSSIEVEPLATETOWER；BENZENETOLUENE；RECTIFICATION；LOADPERFORMANCEDIAGRAM；DISTILLATIONEQUIPMENT；STRUCTURE目录第一章概述311苯的性质3111物理性质3112化学性质4113基本用途412甲苯5121物理性质5122化学性质6123基本用途6第二章确定设计方案7第三章工艺计算931物料衡算9311原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率9312全塔物料衡算932确定回流比9321Q线方程10322RMIN和R的确定1233确定理论塔板数和实际塔板数13331精馏段操作线方程的确定13332精馏段和提馏段气液流量的确定13333提馏段操作线方程的确定13334塔板数的确定13335实际塔板数14PN34塔的气液负荷计算16341操作压力16342操作温度16343平均摩尔质量计算16344平均密度计算17345液相平均表面张力的计算18346塔的气液负荷计算19第四章精馏塔塔体工艺尺寸的计算2041塔间距的初估2042塔径的计算2043溢流装置设计2244塔板布置24441塔板的分块24442边缘区宽度25443开孔区面积计算2545筛孔的尺寸及排列25451筛孔数N与开孔率25452筛孔气速2646筛板的流体力学验算26461气体通过筛板压强降计算液柱26,PMH462液面落差28463雾沫夹带28464漏液30465液泛3047负荷性能图31471雾沫夹带线31472液泛线32473液相负荷上限线33474漏液线33475液相负荷下限线34476负荷性能图34第五章辅助设备的设计3651接管36511进料管36512回流管36513塔顶蒸汽出料管37514塔釜出料管37515再沸器返塔蒸汽管3752冷凝器3853再沸器3854泵39541进料泵39542回流泵40第六章板式塔结构4261塔顶空间4262塔底空间4263人孔4264进料板间距4365塔顶封头的确定4366裙座高度HS的确定4367塔高（不包括封头和裙座）44671精馏塔有效高度44672实际塔高44第七章设计结果汇总4546第八章设计评述50第九章设计感想51第十章参考文献52第一章概述化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易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，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。11苯的性质苯在常温下为一种高度易燃，有香味的无色的液体，为一种有机化合物，是组成结构最简单的芳香烃。苯有高的毒性，也是一种致癌物质。它难溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机溶剂。苯也是石油化工的基本原料，苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。111物理性质苯的沸点为801，熔点为55，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为088G/ML，但其分子质量比水轻。苯难溶于水，1升水中最多溶解17G苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强,除甘油,乙二醇等多元醇外能与大多数有机溶剂混溶除碘和硫稍溶解外,无机物在苯中不溶解苯对金属无腐蚀性。苯能与水生成恒沸物，沸点为6925，含苯912。因此，在有水生成的反应中常加苯蒸馏，以将水带出。112化学性质苯参加的化学反应大致有3种一种是其他基团和苯环上的氢原子之间发生的取代反应；一种是发生在苯环上的加成反应（注苯环无碳碳双键，而是一种介于单键与双键的独特的键）；一种是普遍的燃烧（氧化反应）（不能使酸性高锰酸钾褪色）。113基本用途脂肪、树脂和碘等的溶剂。测定矿物折射指数。有机合成。光学纯溶剂高压液相色谱溶剂、用作合成染料、医药、农药、照相胶片、以及石油化工制品的原料、清漆、硝基纤维素漆的稀释剂、脱漆剂、润滑油、油脂、蜡、赛璐珞、树脂、人造革等溶剂。用作合成染料、合成橡胶、合成树脂、合成纤维、合成谷物、塑料、医药、农药、照相胶片以及石油化工制品的重要原料,本品具有良好的溶解性能,因而被广泛地用作胶黏剂及工业溶剂例如清漆、硝基纤维漆的稀释剂、脱漆剂、润滑油、油脂、蜡、赛璐珞、树脂、人造革等溶剂。12甲苯甲苯是一种无色，带特殊芳香味的易挥发液体。甲苯是芳香族碳氢化合物的一员，它的很多性质与苯很相像，常常替代有相当毒性的苯作为有机溶剂使用，还是一种常用的化工原料，可用于制造炸药、农药、苯甲酸、染料、合成树脂及涤纶等。同时它也是汽油的一个组成成分。121物理性质外观与性状无色透明液体，有类似苯的芳香气味。熔点949相对密度（水1）087沸点1106相对蒸气密度（空气1）314分子式C7H8分子量9214饱和蒸气压KPA48930燃烧热KJ/MOL39050临界温度3186临界压力MPA411辛醇/水分配系数的对数值269闪点4爆炸上限V/V70引燃温度535爆炸下限V/V12溶解性不溶于水，可混溶于苯、醇、醚等多数有机溶剂。122化学性质化学性质活泼，与苯相像。可进行氧化、磺化、硝化和歧化反应，以及侧链氯化反应。甲苯能被氧化成苯甲酸。123基本用途甲苯大量用作溶剂和高辛烷值汽油添加剂，也是有机化工的重要原料，但与同时从煤和石油得到的苯和二甲苯相比，目前的产量相对过剩，因此相当数量的甲苯用于脱烷基制苯或岐化制二甲苯。甲苯衍生的一系列中间体，广泛用于染料；医药；农药；火炸药；助剂；香料等精细化学品的生产，也用于合成材料工业。甲苯进行侧链氯化得到的一氯苄；二氯苄和三氯苄，包括它们的衍生物苯甲醇；苯甲醛和苯甲酰氯（一般也从苯甲酸光气化得到），在医药；农药；染料，特别是香料合成中应用广泛。甲苯的环氯化产物是农药；医药；染料的中间体。甲苯氧化得到苯甲酸，是重要的食品防腐剂（主要使用其钠盐），也用作有机合成的中间体。甲苯及苯衍生物经磺化制得的中间体，包括对甲苯磺酸及其钠盐；CLT酸；甲苯2,4二磺酸；苯甲醛2,4二磺酸；甲苯磺酰氯等，用于洗涤剂添加剂，化肥防结块添加剂；有机颜料；医药；染料的生产。甲苯硝化制得大量的中间体。可衍生得到很多最终产品，其中在聚氨酯制品；染料和有机颜料；橡胶助剂；医药；炸药等方面最为重要。第二章确定设计方案本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用80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15倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为38MM，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。塔板效率高，比泡罩塔高15左右。压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔的缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。操作弹性较小约23。小孔筛板容易堵塞。图1板式塔的简略图第三章工艺计算31物料衡算311原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量9214/BMKGMOL0478016997214078021WXFD312全塔物料衡算原料处理量369410/8021/852FKMOLHKOLH总物料FDW易挥发组分FFDDWW式中F、D、W分别为原料液、馏出液和釜残液流量，KMOL/H；F、D、W分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。解得WDFX代入数据可得D35295KMOL/HW44915KMOL/H32确定回流比321Q线方程表1常压下苯甲苯的气液平衡数据温度T液相中苯的摩尔分率X气相中苯的摩尔分率Y11056000000109911002501087930071110761500112105051002081027915029410075200372988425044297133005079558350566940940061992694506679140500713901155075580806007918763650825865270085785447508858440800912833385093682259009598111950980806697098880219909961800110001000图2苯跟甲苯常压下气化平衡组成相图可得平均温度（809387）8694下，9387012FBDWWXTCT参照化学化工物性数据手册有机卷第一版318页芳烃热容表2苯甲苯的比热容温度（）020406080100120140160180苯的比热容（KJ/（KMOLK）157171617671828188119532047214322422346甲苯的比热容（KJ/（KMOLK）16316811757183419021972073214922292313参照化学化工物性数据手册有机卷327页芳烃汽化表3苯甲苯的汽化热温度（）020406080100120140苯的汽化热（KJ/KG）43114140773941379336323455甲苯的汽化热（KJ/KG）4229412740213913794367135423403苯的比热容191KJ/KGK汽化潜热38384KJ/KGPACAR甲苯的比热容193KJ/KGK汽化潜热37086KJ/KGBB19104419310444192KJ/KGKP1AFPAFXX同理R3838404437086104437657KJ/KRFBFR19238701165PBFCTQR所以Q线方程为921FXQY322RMIN和R的确定由Q线方程和平衡线方程相交确定XE046YE068MIN097681324DEXYR15RMIN1513219833确定理论塔板数和实际塔板数331精馏段操作线方程的确定精馏段操作线方程1DNNXLYVLRDVR1D198076031DNNNNXRYX332精馏段和提馏段气液流量的确定已知D35295KMOL/HR198精馏段LRD6988KMOL/HVR1D10518KMOL/H提馏段LLQF6988107802115570KMOL/HVVQ1F105181071802111079KMOL/H333提馏段操作线方程的确定1QF14011NNWNRDFDYXXRQ334塔板数的确定提馏段方程N1401NYX精馏段方程63作梯板图3苯甲苯梯级图作图得理论塔板数15114，其中TN69TTN提精，加料板为第7块335实际塔板数P全塔效率1TE经查表8093时10467KPA4046KPADT0AP0BP10921时23540KPA10048KPAW9387时15579KPA6334KPABT0A0B则10467/4046259D23540/10048234W15579/6334246F故33259462DWF参照化学化工物性数据手册有机卷第一版302页芳烃粘度表4苯甲苯的黏度温度（）020406080100120140苯的粘度（MPAS）07420638048503810308025502150184甲苯的粘度（MPAS）07580580459037303110264022802查得8093时DT031MPAMDLS苯031MPASLMD甲苯10921时W2425苯甲苯0319797MDLPS240510WA8MLMPAS全塔效率049TE024510245196837L实际塔板数及加料板位置的确定2PN块14260753TPE块1TP精精PN5提块第13块板开始加料,704X34塔的气液负荷计算341操作压力塔顶10346DPATMKPA每层塔板压降P07KA进料板压力F14362176PA塔底操作压力5WK精馏段平均压力10082MP提馏段平均压力256176PA342操作温度塔顶8135塔底10848进料板DTWT7938T精馏段平均温度7M18093T652D提馏段平均温度W7T1T0343平均摩尔质量计算A塔顶由汽液平衡曲线得D1XY097108635X138924/LMMMKGOL苯甲苯（DX0971071853/VDMXKL苯甲苯（B进料板代入汽液平衡曲线方程74X706Y71068069248/VQMMYMKGMOL苯甲苯（77X41156/LQMXL苯甲苯（C塔底代入汽液平衡曲线方程得024WX07WYW1Y780792416/VMWYMKGMOL苯甲苯（X02480/LWMXL苯甲苯（D精馏段平均摩尔质量798562/LMKGMOL31071/VL提馏段平均摩尔质量9682/VMKGMOL105/LML344平均密度计算气相平均密度1精馏段3110856729/3431MVVPKGMRT提馏段32/5VVMM液相平均密度计算2参照化学化工物性数据手册有机卷第一版299页芳烃密度表5苯甲苯密度温度（）8090100110120苯的密度（KG/M3）814805791778763甲苯密度KG/M38098017917807688093DT38195/AKGM3809/BKGM塔顶液相质量分率06DW3118175/096/835096/LDADBKGMW93807T74KGM374BKGM进料板质量分率由得XQW3117964/04/79804/1LQAQBKGMW10921WT3786KGM395BKG塔釜液相质量分率2W31178096/0/786302/5LWABKGM精馏段液相平均密度为3837596485/2LMKGM提馏段液相平均密度为3079/LMK345液相平均表面张力的计算液相平均表面张力计算式LMABX参照化学化工物性数据手册有机卷第一版化学工业出版社305页芳烃表面张力表6苯甲苯的表面张力温度T（）8090100110120苯的张力（MN/M）21272006188517661649甲苯的张力（MN/M）B/MN21692059199418411731塔顶8093DT216/A2159/BMN097077/MLABDX进料板93807T/AMN/B714164219QMLAB塔底10921WT/A850/BMN0241760241854MN/WMLAWBX精馏段液相平均表面张力9/ML提馏段液相平均表面张力120/346塔的气液负荷计算精馏段198352108K/VRDMOLH）30736VMSMS19852698/LKOLH310/007LMSMS提馏段15882179/VQFKOLH307904/36236VMSMS81157LQKMOLH357480/09336LMSS第四章精馏塔塔体工艺尺寸的计算41塔间距的初估表7塔板间距和塔径的经验关系塔径D，M0350801616202424塔板间距HT，023035045060580642塔径的计算初选板间距取板上液层高度035THM06LHM629LH精馏段LVF3050518741SLMV图4史密斯关联图查史密斯关联图得物系表面张力20545MN/M206C02MAX2054879210/LMLVUMS取安全系数F08AX8/S408136123SVDMU按标准，塔径圆整后为D12M实际塔截面积222314304TADM空塔气速为876/SATFVUS校验0608故合理MAX0761U提馏段LVF305054817932SLVM取板间距，板上液层高度则4THLHM5TLHHM查史密斯关联图得2067C02MAX201978329107/LMLVUSAX8/S40814233SVDMU按标准，塔径圆整后为D12M空塔气速为0814765/3SATFSA校验0608故合理MAX076512U43溢流装置设计A精馏段因塔径D12M可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液板堰长1WL06D1207M溢流堰高度006M2LOWHLH2S3OW84HE10L近似取E1图5液流收缩系数E则精馏段223S33OWWL84841906HE0110L07M故L6M降液管宽度与截面积3DWFA查图得0721WLD图6弓形降液管的宽度与面积DW012DFTA058故14DM25836FTA利用公式计算液体在降液管中停留时间以检验降液面积4符合要求30651S19FSHL降液管底隙高度5HO取7/OLUM319092SWOLHM符合要求086B提馏段D12M堰长1WL06D1207M溢流堰高度2WLOH05LHM223S33OW8484716HE041010LM故LOW52降液管宽度与截面积3DWFA07261WLDDFT05820214586DFTMA利用公式计算液体在降液管中停留时间以检验降液面积4符合要求（大于秒）304571FTSHSL35降液管底隙高度5HO取/OLUM符合要求348710925SWOLHM44塔板布置441塔板的分块因为D800MM，故塔板采用分块式,塔板分为3块表8442边缘区宽度取出口CW05MS065065WSM443开孔区面积计算221AASIN80RXX65CDRWMD07140653912SX代入得222A0A395SIN578M45筛孔的尺寸及排列451筛孔数N与开孔率取筛孔孔径，正三角形排列，碳钢板05DM3M取空中心距002M3420T筛孔数211574AANT块开孔率1020D0979567T图7筛板俯视图452筛孔气速每层开孔面积2AA05671089OM气体通过筛孔气速度为74/SOQVUS提馏段107849/SOSA46筛板的流体力学验算461气体通过筛板压强降计算液柱,PMHPCLH精馏段平板压降1C051673D图8查图得孔流系数0C7221194029857OVCLUMGH液层阻力2L0769130OAVFU图9查图得065470139LWOHM液体表面张力的阻力3H333410420512081879LMOHMGD气体通过每层塔板的液柱4P0075M液柱30237PCL提馏段平板压降相当的液柱高度0H2211973905M88OVCLUGCH（）体穿过板上液层压降相当的液柱高度LH07653291AVFU查图1WOH0M（体表面张力的阻力33340419219807805LOGD0075M液柱3065PLHM462液面落差由于筛板塔液面落差很小，而且塔径和液流量均不打，此影响可以忽略463雾沫夹带泛点百分率136VSLLFBVSLZKCA1SLVVLEV精馏段120456LDZDWM231BTFA01FCK泛点百分率329811360519057051704LVF查FAIR关联图0232198574KGKG0VE液/气01液/气图10液沫夹带关联图提馏段012FCK泛点百分率33298416487015674970查FAIR关联图09LVF53075894710KGKG132VE液/气01液/气464漏液干板阻力05613OWOHH02LOWOVUCGH精馏段计算306281O对筛板塔，漏液点气速5779062OWU稳定系数设计不会发生明显漏液941620OK提馏段35359801OH70782911WU稳定系数8355OWUK465液泛为防止降液管液泛发生，应使DTWHH取065精馏段035470258TWHH板上不设进口堰224015391DOLUM液面落差较小不计0258M40767013DPWODHHH该设计不会发生液泛提馏段06540267TWHM22201530351870DOLHUM6134027PLDHHM该设计不会发生液泛47负荷性能图471雾沫夹带线精馏段323571009446AVLTFSSASTFUEHHVUVA23360252581SFWOWWLHHEL取E1047WMW072L故2233362528101756SFSLHL取雾沫夹带极限值0KGVE为液/气即3329457102451706SSVL解得23SSVL提馏段233602525841SFWOWWLHHEL取E106M072L23233602506284106577SFSLHL323710943046AVLTFSSASTFUEHHVUVA取雾沫夹带极限值1KGVE为液/气即33295701920465207SSL解得23SSVL472液泛线DTWPLDPOWDHHHH精馏段2223333360602841841807SSOWSWLEL1PCH0HM2220S01V29049807857VMVCSOLLUQSVGCGCA（）23316547854WSSHL222323301101PCSSSS2253594070SDSWOLLHL代入TPOWDHHH整理得2232370141SSSVLL提馏段22233333284106/84106/0780OWSWSSHELLL22S07V95198VMCSLQSVGCA2（）233160801564WOSSHLL2223154998014980175PCSSSSVL222015303175670SSDSWOLLHLL代入TPOWDHHH整理得22323750641SSSVL473液相负荷上限线5S精馏段3MAX0356042/TFSHALMS提馏段3AX458/TFS据此可作出气体流量无关的垂直液相负荷上限线474漏液线004405613OWOHH2SV精馏段24SV代入得3708WOSL223519SS提馏段0SHV代入得23068WOSHL2137SV475液相负荷下限线以作为最小液体负荷标准06OWHM23284061SWLEL取得3422MIN06710/846SLMS据此可液相负荷下限线476负荷性能图精馏段操作弹性MAXIN12685049SV图11精馏段气液负荷性能图提馏段弹性MAXIN08593167SV00511522533500002000400060008001雾沫夹带线液泛线液相负荷下限液相上线漏液线提馏段操作线图12提馏段气液负荷性能图第五章辅助设备的设计51接管511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。本设计采用直管进料管。F8021KMOL/H,80时，经查表得38150/AKGM3810/BKGM计算得LF8120KG/则体积流量38021652710/363FLMS取管内流速15/UMS则管径34271045FDM45MM取进料管为规格5025的热轧无缝钢管。512回流管采用直管回流管液体流量3190/SLMS取管内流速R5U则回流管直径34190445SRDM取回流管规格为4525的热轧无缝钢管。513塔顶蒸汽出料管取管内蒸汽流速16/VUMS408125436SPVVDM取塔顶蒸汽出料管规格为2739的热轧无缝钢管。514塔釜出料管塔底W30KMOL/H平均密度3/4785MKGE平均摩尔质量KOLG/0591M体积流量34918047/763LWSWS取管内流速05/WUMS则3414706SWLDM可取塔釜出料管规格为68的热轧无缝钢管。515再沸器返塔蒸汽管VU15/MS4081426335SVVDM可取再沸器返塔蒸汽管规格为的热轧无缝钢管。7552冷凝器塔顶温度TD8093冷凝水T125T2401122T809354T则1280593LNL4MTT由TD8093查液体比汽化热共线图得394/KJKG苯又气体流量VS081M3/S塔顶被冷凝量0812965/SVMQKGS冷凝的热量654307QJ苯取传热系数K600W/M2K，则传热面积329071864MAMKT冷凝水流量124/15PQWKGSCT根据JB/T471492选择固定管板式管壳换热器，换热管为19MM，公称直径DN450MM，公称压力PN100MPA，管程数N2，管子根N220，中心排管数为16，管程流通面积为00194M2，换热管长度3000MM,换热面积为381M2。53再沸器塔底温度TW10921用T1135的蒸汽，釜液出口温度T2112则135109257WTTC22122437LNLN579MTT由TW10921查液体比汽化热共线图得37189/KJG苯又气体流量30814/SVMS密度2/VMGM则29678/MSMQKS26735KQJ苯取传热系数K600W/M2K，则传热面积3294106867MAMKT加热蒸汽的质量流量12954103/PQWKGSCT根据JB/T471492选择固定管板式管壳换热器，换热管为19MM，公称直径DN450MM，公称压力PN100MPA，管程数N4，管子根数N200，中心管数16，管程流通面积为00088M2，换热管长度6000MM，换热面积为704M2。54泵541进料泵进料管径34271045FLDMU45MM取进料管径规格5025的油泵查得时80FT31ABMPAS则048104310FAFBXMPAS352RE768FLDU取绝对粗糙度035M,则相对粗糙度为3051/084D摩擦系数由得30522051174LG174LG439DTNH056MZ提提在进料板上方开一个小口，其高度为08M进料口位置高度HZ提08560864M则能量耗损22034961548FHUHMDG扬程HH11464754MF根据化工原理第三册下版293页泵与风机可选型号为IS6550160，转速N为1450R/MIN，流量347L/S，扬程H为80M，效率为60，轴功率为045KW，电机功率075KW，必须汽蚀余量为20M。542回流泵回流管径34190445SRLDMU取规格为4525的油泵取管内流速R15/MS30487E150LDMDU取绝对粗糙度05M,则相对粗糙度为3510/8754D摩擦系数由30522174LG174LG0解得36取回流口位置高度05HM则能量耗损22361503498FUHDG扬程HH010330506033MF根据化工原理第三册下版293页泵与风机可选型号为IS5032125，转速N为1450M/S，流量208L/S，扬程H为46M，效率为55，轴功率为017KW，电机功率055KW，必须汽蚀余量为25M。第六章板式塔结构板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。61塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出一倍以上），本塔塔顶空间取M01DH62塔底空间塔底空间指塔内最下层塔底间距。其值由如下两个因素决定。塔底驻液空间依贮存液量停留35MIN或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。塔底液面至最下层塔板之间要有12M的间距，大塔可大于此值。本塔取M51BH63人孔一般每隔68层塔板设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600MM，人孔直径一般为450500MM，其伸出塔体得筒体长为200250MM，人孔中心距操作平台约8001200MM。本塔设计每7块板设一个人孔，共4个，即NP4个每个人孔直径为500MM，设置人孔处塔板间距为。H60PM64进料板间距考虑进口处安装防冲设施，取进料板处间距为HF800MM。65塔顶封头的确定椭圆形封头在化工中应用最广，它有曲面部分和直边部分组成。标准椭圆封头的长短之比为2。此塔采用标准椭圆封头，材料选用16MNR。查表可知，公称直径时，可取曲面高度H350ML，直边高度H25M，封头10DM厚度S6MM。FH375MM。图13标准椭圆封头66裙座高度HS的确定为了制作方便,裙座为圆形,HS/D3,HS31442M图14裙座结构67塔高（不包括封头和裙座）671精馏塔有效高度Z0811PTPTNH提提精精）（）10252035048672实际塔高HFD11NPBPTPTNHH提提精精）（）2035204806154MN实际塔板数；NF进料板数HF进料板处板间距，MNP人孔数图15HP设人孔处的板间距，MHHBFHDHD塔顶空间，MHB塔底空间，MHF塔顶封头高度，MHS裙座高度，M第七章设计结果汇总表9筛板塔的工艺设计结果汇总表计算数据项目符号单位精馏段提馏段备注各段平均压力PMKPA1085611766各段平均温度TM87365101505气相VSM3/S0810814平均流量液相LSM3/S000199000487实际塔板数N块1215板间距HTM03504塔的有效高度ZM1025塔的实际高度HM1440塔径DM1212实际空塔气速UM/S0760765堰长LWM072072堰高HWM00470026堰液层高度HOWM00130024降液管的宽度WDM01440144降液管的面积AFM200660066溢流装置降液管底隙高度H0M00390019单溢流弓形降液管凹形受液盘平形溢流堰板上清液层高度HLM006005孔径D0M00050005孔间距TM002002正三角形排列孔数N个4533开孔面积A0M200890089筛孔气速U0M/S974979塔板压降HPM00700655液体在降液管停留时间S1161542稳定系数K162183符号说明AA塔板开孔区面积，M2；AF降液管截面积，M2；A0筛孔总面积，M2；AT塔截面积，M2；C0流量系数，无因次；C计算UMAX时的负荷系数，M/S；液沫夹带EVKG液/KG气0040011液相负荷下限线LS,MINM3/S00006140000614相液负荷上限线LS,MAXM3/S000462000528气相最大负荷VS，MAXM3/S1261808859气相最小负荷VS，MINM3/S025360167操作弹性505530接管塔顶蒸汽出料管DP2739MM16M/S尺再沸器返塔蒸汽管DVMM273515M/S寸进料管DF5025MM15M/S确回流管DR4525MM15M/S定塔釜出料管DW684MM05M/SCS气相负荷因子，M/S；D0筛孔直径，M；D塔径，M；EV液沫夹带量,KG液/KG气；E液流收缩系数，无因次F气相动能因子，KG1/2/SM1/2；F0