苯_氯苯分离过程浮阀板式精馏塔设计书

1、苯- 氯苯分离过程浮阀板式精馏塔设计书一苯-氯苯分离过程浮阀板式精馏塔设计任务1.1 设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为 99.8%的氯苯 15000t ，塔顶馏出 液中含氯苯不高于 2%。原料液中含氯苯为 38%（以上均为质量 %）。1.2 操作条件1. 塔顶压强4kPa （表压）;2. 进料热状况，自选；3. 回流比，自选；4. 塔底加热蒸汽压力0.5MPa（表压）;5. 单板压降不大于 0.7kPa；1.3 塔板类型浮阀塔板（ F1 型）。1.4 工作日每年 300天，每天 24小时连续运行。1.5 厂址厂址为天津地区。1.6 设计容1. 精馏塔的物料衡算；2. 塔板数的

2、确定；3. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4. 精馏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. 精馏塔接管尺寸计算；9. 绘制生产工艺流程图；10. 绘制精馏塔设计条件图；11. 绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）；12. 对设计过程的评述和有关问题的讨论。1.7设计基础数据苯-氯苯纯组分的饱和蒸气压数据温度，C）8090100110120130131.8P%0.133-1kPa苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760其他物性数据可查有关手册。二、工艺流程草图及

3、说明2.1.1 工艺草图图2-1工艺流程简图2.2工艺流程说明一整套精馏装置应该包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器 和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔经多次部分气化与部分冷凝进行 精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。苯一氯苯混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与 自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流 液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出 部分液体作为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸汽，一起通过各层塔板。塔顶 蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液送回塔顶作

4、为回流液，其余部分经冷凝 器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用再沸器加热。塔 底产品经冷却后送入贮槽。三、精馏塔工艺的设计及计算3.1塔的物料衡算:3.1.1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 78.11 kg/kmol和 112.61kg/kmol。Xf62/78.1162/78.1138/112.61二 0.702Xd98/78.1198/78.112/112.61= 0.986xw0.2/78.110.2/78.11 99.8/112.61=0.002883.1.2平均摩尔质量78.11 X 0.702 + (1 - 0.702) X 112

5、.61 = 88.39kg/kmolMD =78.11 0.9861 -0.986112.61 =78.59kg/kmol3.1.3料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率依题给条件：一年以300天，FD+ W一天以24小时计，有：，全塔物料衡算:0.38F = 0.02D + 0.998WF = 5659.6kg/hF=5659.6/88.39=64.03kmol/hD = 3576.3kg/hD=3576.3/78.59=45.51kmol/hW = 2083.3kg/hW=2083.3/112.5=18.52kmol/h3.2塔板数的确定：3.2.1理论塔板数Nt的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可

6、采用梯级图解法（MT法）求取Nt，步骤如下:1. 根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取xy依据x =：pt - pB / pf - pB， y = pAx/ pt，将所得计算结果列表如下：表3-1相关数据计算温度，C）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710本题中，塔压力接近常压（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

7、很小，所以其对 x y平衡关系的影响完全可以忽略。 2确定操作的回流比R将表3-1中数据作图得xy曲线。图3-1苯一氯苯混合液的x y图在 x y 图上，因 q =1，查得 ye =0.925 ,而 x x 0.702 , x =0.986。故有:x -yeYe Xe0.986 -0.9250.925 -0.702= 0.274考虑到精馏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倍，即：R =2Rm =2 0.274 =0.548求精馏塔的汽、液相负荷L=RD=0.548X 45.51=24.94 kmol/hV=(R+1)D=(0.548+1) X 45.51=70.45 k

8、mol/hL =L+F=24.94+64.03 =88.97 kmol/hV =V=70.45 kmol/h3求理论塔板数精馏段操作线：yR X Xd 0.35x 0.64R 1R 1提馏段操作线：y = x -W1.26/-0.000757y VV xw提馏段操作线为过 0.00288,0.00288和0.702,0.884两点的直线图3-2苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解图解得Nt =9.5 -仁8.5块（不含釜）。其中，精馏段Nti =3块，提馏段*2 = 5.5块,第4块为加料板位置。3.2.2实际塔板数Np1. 全塔效率Et选用Et =0.17 -0.616log心公式计算。该式

9、适用于液相粘度为0.071.4mPa s 的烃类物系，式中的 心为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。塔的平均温度为0.5 X （80+131.8）=106 C （取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：g=0.24mPas，=0.34mPas。m =aXf % 1 - Xf = 0.240.7020.341 -0.702 = 0.2698Et =0.17 -0.616logm = 0.17 -0.616 log 0.2698 = 0.522. 实际塔板数Np （近似取两段效率相同）精馏段：Np1 =3/0.52 =5.77 块，取 Np6 块提馏段：Np? =5.5/

10、0.52 =10.58块，取 N 卩？ =11 块总塔板数Np = Np1 N p2 =17块3.3塔的部条件 331平均温度tm依据操作压力，由泡点方程通过试差法，计算出泡点温度，其中苯、氯苯的饱 和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下：塔顶温度tD =80C加料板tF =88Eo塔底温度tw =131.8 r精馏段：tm = 80 88 /2 =84 C提馏段：tm：131.8 88 /109.9 C3.3.2平均压强pm取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：pD -101.3 4 =105.3kPa加料板：pF =105.3 0.7 6 =109.5kPa塔底：pw =101.3 0.

11、5 =101.8kPa精馏段平均压强：pm1 M05.3 - 109.5 /2 =107.4kPa提馏段平均压强：pm2 = 101.8 109.5 / 2 =105.7kPa3.3.3平均分子量Mm塔顶： y1 = xD =0.986， x1 = 0.940 （查相平衡图）MVD,m =0.986 汽78.11 +（1 0.986112.61 = 78.59kg/kmolM LD,m =0.940 汽 78.11 +（10.940 112.61 =80.18kg/kmol加料板：y =0.925，Xf =0.702 （查相平衡图）MvF,m =0.92578.11 +(1 一0.925 F

12、112.61 =80.70kg/kmol3精馏段：Mv=(78.59 + 80.70 y2 = 79.65kg/kmolM L,i =(80.18+88.39 y2 =84.29kg/kmol提镏段：y 0.0108x2 =0.00288 (查相平衡图)MV,2 =(112.23 + 80.70 y2 =96.46kg/kmolMl,2 =(112.42 +88.39 y 2 =100.41kg/kmol3.3.4平均密度pm1.液相平均密度p,m表4-1组分的液相密度p (kg/m3)温度，(C)8090100110120130p苯817805793782770757氯苯1039102810

13、181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 ：pa =912-1.187t 推荐：卩人=912.13 -1.1886t氯苯：Pb -1127 -1.111t推荐：pb =1124.4-1.0657t式中的t为温度，C塔顶：pD,a =912.131.1886t =912.131.1886 汉 80 = 817.0kg/m3pD, b = 1124.4 -1.0657t = 1124.4-1.0657 汇 80 = 1039.1 kg/m31PLD ,m3PLD ,m =820.5kg/maAaB _ 0.980.02pD,A pD,B 817.0 1039-1进料板：plf

14、,a =912.131.1886t =912.13 1.1886汉 88 = 807.5kg/m3Pf ,b = 1124.4 T .0657t = 1124.4 T.0657汇 88 =1030.6kg/m1LF,maAaB;LF ,A ; LF ,B0.62807.50.381030.6,m二 879.88kg/m塔底：Plw,a =912.131.18861 =912.131.188631.8 = 755.47kg/m3PLw,B = 1124.4 1.06571 = 1124.4 -1.0657x 131.8 = 983.94kg/m33PLw,m =757.58kg/m精馏段：=(8

15、20.5 + 879.88)/2 =850.19kg/m3提馏段：PL 2 = (757.58 +879.88 )/2 = 818.73kg/m31aAaB 0.980.02=+ = +Lw,mLw,ALw,B755.47 983.942.汽相平均密度p,m精馏段：匚向二也归RTm1107.4 79.65=2.88kg/m3提馏段：pm2MV,2105.7 96.46=3.23RTn28.314 273 109.98.314273 843.3.5液体的平均表面力Om附：表4-2 组分的表面力O (mN/mOmOa ObOAX b OB Xa(xa、Xb为A、B组分的摩尔分率)温度，(C)808

16、5110115120131O苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面力Om可按下式计算:进料板:of,a = 20.20mN/m ； of,b =25.34mN/m (88C)计算得，塔顶：OD,A =21.08mN/m ； od,b = 26.02mN/m (80C)AXbA 33XAD21.08 26.02121.08 x 0.014 + 26.02 汉 0.986 丿 一 21.14mN/m二 A”- Bi二 aXb* ；bXa f20.20 25.3420.20mN/m,20.20 x 0.298 + 2

17、5.34 x 0.702 丿塔底:jw,A =15.2mN/m ； aw,B =20.3mN/m (131.8 C)w,m15.2 20.3AXb 宀-bXa=20.28mN/m丄 J5.2汉 0.99712 +20.3汉 0.00288 .丿精馏段：二m1 = 21.14 20.20 /2 = 20.67mN/m提镏段：二m2 = 20.28 20.20 / 2 二 20.24mN/m氯苯的汽化潜热:常压沸点下的汽化潜热为35.3 x 103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示:J0.381.-0.38tc2-tc 7（氯苯的临界温度：tc =359.2 C ）3.3.6

18、液体的平均粘度PL,m塔顶：查化工原理附录11,在80C下有:址D,m =(sxA )D 十(西xB D =0.315 汉 0.986 +0.445 汉 0.014 = 0.317mPa s加料板：lF,m =0.28 汇0.702 +0.41X0.298 =0.318mPa -s塔底：4Lw,m =(Aaxa w +(BXb w =0.092 汉 0.00288 +0.222 X 0.99712 =0.2217mPa s精馏段： ,m =(0.317+0.318 )/2 = 0.3175mPa s提镏段： ,m =(0.2217 +0.318 y2 =0.2698mPa s3.4相对挥发度：

19、3.4.1精馏段挥发度：由 y =0.986 , x 0.940，得：故：=4.493.4.2提馏段挥发度：由 y2 =0.0108 , X2 =0.00288故:二 3.783.5气液相体积流量计算 3.5.1精馏段汽相摩尔流率 V 二 R 1 D =1.548 45.5仁 70.45kmol/h汽相体积流量Vs1VM v,m13600 V,m70.45 79.653600 2.88二 0.541m3/s汽相体积流量 Vh =0.541m/s =1948.4m3/h液相回流摩尔流率 L 二 RD 二 0.548 45.51 二 24.94kmol/hLM L,m1 24.94 84.293

20、/液相体积流量Ls1一0.00069m3/s3600 PL,m 3600850.19液相体积流量 Lh 二 0.00069m 3/s 二 2.475m 3/h 3.5.2提馏段饱和液体进料,q=1L二 L qF =(24.94 64.03)/3600 =0.025 Kmol/sV訓 (q -1)F =V =0.0196 Kmol/s则有质量流量：1L2 =ML2L = 100.41 0.025 = 2.51 Kg / sV2 = MV2V =96.46 0.0196 = 1.90 Kg/s体积流量:LS2 二 L2/ ：12 =2.51/818.73=3.07 10 m3/sVS2 二V2/

21、匸2 =52.47/2.88 =0.662 m3/s四、工艺计算及主体设备的设计4.1管径的初步设计a.oe0.05MI“ON 弁 1.0(4)(糾图4-1 SMITH 关联图4.1.1精馏段：1.初选塔板间距Ht = 450mm及板上液层高度h60mm，贝U:Ht -hL =0.45 -0.06 = 0.39m2.按Smith法求取允许的空塔气速Umax （即泛点气速Uf）由（安全系数）maxmaxc式中，c可由史密斯关联图得，横标的数值为:查Smith通用关联图得C20 =0.08f仃乎220 67屮.2负荷因子 C =C20 | =0.08 . I = 0.0805120 丿、20 丿泛

22、点气速：umax 二 C .- 5 / 二 0.0805 . 850.19 - 2.88 /2.88 = 1.3808m/s3. 取安全系数为0.7，则空塔气速为u =0.7umax0.9665m/s4. 精馏段的塔径D1 = . 4Vs)/ i”1 -4 .547849 m3.14 0.9665圆整取D = 900mm，此时的操作气速u = 0.9665m/s。4.1.2提馏段:1/2横坐标数值:Vs23.07 10,818.73一 0.662 . 2.881/2=0.077取板间距Ht= 0.45hL=0.07m 则 Ht - 介=0.38 m查图可知：C20 = 0.076 c = C2

23、020丿二 0.087max = 0.087818.73- 2.88 /2.88 = 1.46 m/sJ2 =0.7%ax =1.025 m/s D24Vs2/24 0.662二 0.907 m圆整为 1.0m3.14 1.025 応22横截面积 At1.0 0.785 m24空塔气速：0.662/0.785 二 0.84 m/s4.2溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口堰。4.2.1溢流堰长（出口堰长）lw4.2.1.1 精馏段：取 lw = 0.6D = 0.6 0.9 = 0.54m堰上溢流强度 Lh/lw =2.475/0.54 = 4.583m3/

24、m h 100 130m3/ m h，满足浮阀板塔的堰上溢流强度要求。（2）出口堰高hw-hL - how.2 /3对平直堰 how =0.00284E(Lh/lw fE =1，于是：2 /3how =0.00284 12.475/0.54= 0.0078m0.006m (满足要求)hw = h -how - 0.06 - 0.0078 = 0.0522m4.2.1.2 提馏段:I!how2.84 3600 3.07 10 0/3“=()=0.02 m1000 0.6nnnhw = h-how = 0.07 - 0.02 = 0.05 m4.2.2方形降液管的宽度和横截面（3）降液管的宽度Wd

25、和降液管的面积Af由 lw/D =0.6，查图得 Wd/D = 0.11, Af /A =0.056，即:Wd =0.099m，At =0.785D2 =0.64m2， A 0.0358m2。液体在降液管的停留时间精馏段：.二 AfHT/Ls =0.0358 0.45/0.00069 = 23.35s 5s （满足要求）IIAfHT0.044 945提馏段：二 -36.45 s 停留时间二 5s，故降液管可用Ls2 3.07 04.2.3降液管底隙高度1精馏段液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速 uo =0.08m/s，贝U有：ho0.000690.

26、02m （ ho不宜小于0.020.025m，本结果满足要求）IwUo 0.54 9082提馏段取uO =0.10 m/s 贝U: h。二 = 0.051 m 取 hO = 0.05 m1 woh。和h；都不小于0.02m,故h。满足要求。4.3塔板分布及浮阀数目及排列4.3.1塔板分布选用F1型重阀，阀孔直径d0=39mm底边孔中心距t=75mm4.3.2浮阀数目与排列4.3.2.1 精馏段取阀孔动能因子 F。=12，贝U孔速u01 = F。y = 7.07 m/s每层塔板上浮阀数目为N VS0547 65块d02u0(0.039)2 7.0744取边缘区宽度 Wc =0.06 m,破沫区宽

27、度 Ws -0.10 m计算塔板上的鼓泡区面积，即：A=2ix R2 -x2 R2 arcsin*I180R丿其中 R =D -Wc =0.45 -0.06 =0.392x 二牛 一 Wd+Ws =0.45-(0.099+0.10)=0.251Aa =2lx R2 -X2R2 arcsin2 0.251 . 0.392 -0.2512 + 314 0.392arcsin0251180R1800.39=0.3624 m2浮阀排列方式采用等腰三角叉排，取同一个横排的孔心距，贝U排间距：t” = Aa/ Nt =0.3624/65 0.075=74 mm考虑到孔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的

28、支撑与衔接也要占去一部分鼓 泡区面积，因此排间距不宜采用90mm而应小于此值。故取t =65mm=0.065m按t=75mm t =65mm以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数63个按N=63个重新核算孔速及阀孔动能因数, 2Uoi =0.547 “3.14-:-0.039 “63 4 =7.27m/sFo =7.27 2.88=12.33阀孔动能因数变化因数不变，仍在 913围，塔板开 孔率=N(d0/D)2 =11.83%。取阀孔动能因子Fo=12,则U02= 7.07 m/s UociViuO2.88 7.272故 hc1 = 5.34 二 5.34=0.049 m21g2 850.19

29、9.812 ）表面力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为:hp1 = 0.035 0.049 = 0.084 mPp1 =hp1g =0.084 850.19 9.8仁 700.59 Pa2提馏段）干板阻力Uc2-1.82573.12.885.88m/s因 U2 Uoc2故hc2二 5.34V?U 022Lg二 5.342.88 7.0722 818.73 9.81=0.048 m/s2）板上充气液层阻力取 0 二 0.5, hv2 二；0h| 二 0.5 0.07 二 0.035 m3 ）表面力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相

30、当的高度为：hp2 = 0.035 0.048 = 0.083m：pp2 二 hp2 Lg =0.083 818.73 9.81 = 666.63 Pa 4.5淹塔为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度：Hd =（Ht 山）即 H d = hphchd o 4.5.1精馏段 1单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度hpi = 0.084 m2液体通过降液管的塔头损失L hd1 =0.153sJwh1 丿3板上液层咼度2s0.69 汇 102J3=0.153汉()2 = 0.62 汉 10m0.54x0.02hL = 0.07m ，贝U Hd1 =0.084 0.0006 0.07 =0.

31、155 m取=0.5，已选定 Ht =0.45 m, hw1 = 0.0522 m则出1八(Ht hw)1所以符合防淹塔的要求。4.5.2提馏段1单板压降所相当的液柱高度hp 0.083m2液体通过降液管的压头损失：Ls 3.07X0hd2 =0.153=0.153汇()=0.58汉 10 mJwh2 丿17.053 板上液层高度：hL =0.07m，贝U Hd2 =0.083 0.00058 0.07 =0.1536 m取上0.5，贝U(Ht hv)2 =0.5 0.45 0.0494 二 0.2397 m,可见Hd (Ht hW)2所以符合防淹塔的要求。4.6物沫夹带461精馏段Vs泛点率

32、=V1.36LsZlVsgAb100%泛点=l - 100%0.78kcF At板上流体流经长度：Zl二D-讥 =0.9 2 0.099 =0.702 m板上流经面积：Ab 二 At -2Af =0.64 -2 0.0358 =0.57m2查物料系数K=1.0，泛点负荷性能系数图CF =0.126 。2.880.5471.36 0.69 10 0.702泛点率：850.19 - 2.881.0 0.126 0.57= 45.32%0.547 x泛点率：2.88850.19 -2.88 =50.70%0.78 1.0 0.126 0.64对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%由

33、以上可知，物沫夹带能够满足ev ：0.11（g液/Kg气）的需求。4.6.2提馏段取物料系数K=1.0，泛点负荷性能系数图CF =0.1002.880.6621.36 3.07 10 0.89泛点率：818.73 -2,8862.64%1.0 0.100 0.6942.880.662泛点率：818.73 -2.8864.24%0.78汇1.0汇0.100 汉0.785由计算知，符合要求。4.7塔板负荷性能图4.7.1 物沫夹带线泛点率=Vs1.36LsZlkcF Ab据此可作业负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点泛80%计算1精馏段0.8=Vs2.88850.19-2.881.36Ls 0.702

34、1.0 0.126 0.57整理得：0.057 = 0.0583vs 0.955Ls即 Vs =0.98 -16.38 Ls （ 7-2）由上式知物沫夹带线为直线，则在操作围作取两个Ls值，算出Vs,作出雾沫夹带线（1）2提馏段:Vs2.880.8=818.73 -2.881.36 Ls 0.891.0 0.1002.174整理得：0.174=0.0594 v；+1.210 即 v； =2.93-20.37 L；4.7.2液泛线（Ht -hw）二 hp 九 hd二 heh1hLhd由此确定液泛线，忽略式中Ht -hw） =5.34 匚牛%2g0.153 （亘）2（1 o1 w hohw喘E （

35、行Vs2而U =冗x d0/4v1精馏段0.253 = 5.342.88 v2i0.7852 632 0.039 850.19 2 9.8122/3+ 142.56Lsi+1.5(0.0569 0.600& si)整理得：vS1 =1.05 -891L： -5.6352 L；13整理得：v；2 =14.63-3079.17L；1 -75.1L；130.2497 =5.342.88XV：2240.7852 2362 0.0394 818.73 2 9.812提馏段+ 36.95L11.5(0.0494+0.6008L2/13)4.8液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3-5s，

36、液体降液管停留时间*3一5 s。以二=5s作为液体降液管停留时间的下限，则:Ls ”maxAH5004Z5=o.oo4 m3/s4.9液漏线对于F1型重阀，依F=5作为规定气 体最小负荷的标准，则 vd：Nu44.9.1精馏段兀25WsJmin0.0392 630.2216 m3 / s4 2.884.9.2提馏段兀253Ws2)min 0.039740.2603 m3 / s4V2.884.10液相负荷下限性取堰上液层高度hw =0.006作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为气相流量无关的竖直线鶴E36000。6取 E=1 则Lsh3/28.006x1000 2.84 136000

37、005心由以上4.5-4.10可作出负荷性能图，图如下:由塔板负荷性能图可看出：1）在任务规定的气液负荷下的操作 p处在操作区的适中位置。2）塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带线控制，操作下限由漏液控制;3）按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限Vmax =0.662 m3 /s，气相负荷下限Vmin -0.2216 m3/s。所以：精馏段操作弹性为：0.662/0.2216=2.9874 ;提馏段操作弹性为:0.004/0.0005=8.图4-3精馏段负荷性能图（H表示液泛线，I表示液沫夹带线，J表示液漏线，C表示负荷下限，E代表负荷 上限，下同。）图4-4提馏段负荷性能图五、塔的附属设

38、备选型5.1接管 5.1.1 进料管进料管的要求很多，有直管进料管、弯管进料管、丁型进料管。本设计采用直管进料管，管径如下：D4Vs/Uf取 UF=1.6m/s，tF =88 C:F,m =879.88kg/m3Vs3-0.000658 m3/s1.5M073600 300 24 879.884 0.000658:3.14 1.6= 0.0229m=22.9mm5.1.2回流管采用直管回流管，取 Ur =1.8 m/s， L=24.94kmol/hd r24.94 78.11 0.986 24.94 112.61 0.0143600x820.53.14 1.8=0.0216m = 21.6mm

39、5.1.3塔釜出料管取 口=1.6 m/s,直管出料 tw =131.8 C,=757.58kg/m3 ,dw18.52 0.00288 78.11 18.52 0.99712 112.613600757.583.14 1.6二 0.0247m 二 24.7mm5.1.4塔顶蒸汽出料管直管出气，取出口气速：u=20 m/s , PV,m =2.88kg/m3VM v,m13600 S70.45 78.593600 2.88=0.534m3/sD 4 0.5340.1844m = 184.4mm。Y3.14 汉 205.1.5塔釜进气管采用直管，取气速 u=23m/s, PV,m2= Pm2MV

40、,2RTm2105.7 96.468.314273 109.9-3.20kg/m3V二V (q -1)F 二V =0.0196 Kmol/s,0.019 112.53.20=0.668 m3 / sD =4 0.668 = 0.1923mm = 192.3m斗3.14汉235.2除沫器当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程不许出塔气速夹带雾滴的情本设计采用丝网况下，设置除沫剂，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操 作。常用除沫剂有折流板式除沫剂，丝网除沫器以及程流出沫器 除沫器，其具有比表面积大、重量轻，空隙大及使用方便等优点设计气速选取:“J系数 K =0.107u

41、 =0.107J850.19 _2.28 =2.06 m/sV 2.28除沫器直径D=4 0.5410.33 m3.14 2.064vs二 u5.3裙座塔底端用裙座支撑，裙座的结构性能好, 设备的主要支座形式，为了制作方便，一基础环坏径连接处产生的局部阻力小，所以它是塔 般采用圆筒形。Dob 二 Dis (160400)6 二 Ds (160400)其中 Dis = 1000mm取基础环的外径与裙座截面径的差为 200mmDb T000 200 = 1200mmDib = 1000 - 200 = 800mm考虑到腐蚀余量取，考虑到再沸器，裙裾高度取 3 m,地角螺栓直径取M30.5.4人孔人

42、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塔体的弯曲度难以达到要求，般每隔10-20块塔板才设一个人孔，本塔中共17块塔板，需设置2个人孔，每个 孔直径为450 mm在设置人孔处，塔间距为 600 mm裙座应开两个人孔，直径为450 mm人孔深入塔部应与塔壁修平，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。5.5塔总体高度的计算图8-1板式塔总体结构简图5.5.1塔的顶部空间高度Hd塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板间的距离为600

43、mm塔顶部空间高度为1200 mm5.5.2塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5 min。60R)/At 0.6 =(5 3.07 10 60 0.142) / 0.785 0.6 = 1.59 m5.5.3 塔总体高度HHtN 5 (600 -450)=0.45 (17 -1) 5 0.15=7.95mH =H1 Hb H 顶 H 裙 H 封二 7.95 1.59 0.49 3 1.2=14.23 m5.6附属设备设计 561 冷凝器的选择QC - (R 1) D UvD _ 1 LD )因塔顶馏出液几乎为纯苯，故其焓可近似按纯苯计算，

44、则全凝器的热负荷为QC Vr70.45 389 78.11 =2140.61kJ / h有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般围为：500: 1500Kcal/（m.hC）。本设计取 K=700 Kcal / （m .h/C） =2926J /（m .h/C）取进口（冷却水）温度为11=20C （夏季）冷却水出口温度一般不超过 40 C，否则易结垢，取出口温度12=35Co出料液温度：80C（饱和气） 80C饱和液）C冷却水温度：20 C 35 C逆流操作：. =80 -20 =60 C ，.:t2 =80 -35=45 C= 52.1460 -45.60ln传热面积:K=tmIn -45

45、=14.03 m2Q2140.61 1032931 41.39 一 2926 52.145.6.2再沸器的选择再沸器的热负荷为Qb二V（Ivw Tlw）,因塔顶釜残液几乎为纯氯苯，故其焓可近似按纯氯苯计算，即lVW -lLW 二 rB =325 112.61 =36598.25kJ/kmoI。则对饱和液体进料 QB =70.45 36598.25 =2578346.71kJ/h选用150C的饱和水蒸气加热，传热系数取K=2931 KJ/（m2.h.C）。料液温度：131.8 C 131.8 C,热流温度 150C 150C。逆流操作：氏m =18.2 C换热面积:IIA =QbKg257834

46、6.712931 18.22=48.33 m5.7筒体与封头5.7.1 筒体塔体材料选用16MnR设计条件下的许用应力为：1 = 170 MPa。圆筒厚度为:0.11 10005.7.2封头0.38mm2 170 0.85 0.110.11 1000 1封头厚度为:0.38mm2 170 0.85-0.5 0.11选用标准椭圆形封头，所以 K=1,因为钢板最小厚度不得小于，所以取圆筒和封 头的厚度为4mm加上厚度的负偏差，腐蚀欲量等于 6.25mm最后取厚度为的标准钢 板。取厚度为的标准钢板。六、塔的各项指标校验6.1塔设备质量载荷计算1、筒体圆筒、封头、裙座质量圆筒质量：m1 =14.23

47、149 =2120kg 封头质量：m? =74.1 2 = 148kg裙座质量：m3 =149 3 = 447 kgm01 =mi + m2 + m3 =2120+148+447=2715kg说明：（1）塔体圆筒总高度为H0 = 14.23m（2）查的DN1000mm厚度8mn!勺圆筒质量149kg/m（3）查的DN1000mm厚度8mm的椭圆形封头质量 74.1kg/m（4）裙座高度3m （厚度按8mn计）。2、塔构件质量心 22m02d 75 15= 0.785 1.02 75 1 5 =883kg4（查得浮阀塔盘质量为75kg/m2）3、保温层质量m03二 2=Di2、n 2 Di 2、

48、8、：. 2 21.2162 -1.0162(14.23 -3) 300 =1181kg4 4、平台、扶梯质量说明：平台质量qp = 150kg/m2 ;笼式扶梯质量q，=40kg/m ;笼式扶梯 总高 H F = 11m ;平台数量n=6。5、操作时物料质量说明：物料密度；1 =850.19kg/m3,封头容积 V = 0.162m3，塔釜圆筒部分深度=0.29m ， 塔板层数 N=17， 塔板上液层高度h 0.06m兀：002(D+20+25+2B)-(D 4 -nqp qF H= 0.785 |(1.0+29008291+2P06(1.0+29008+ 2汇0.06门9565L401 =

49、 61*g：.22m5Di hwN r Dih：1 Vf4429= 0.785 1.00.06 17 850.190.785 1.00.29 850.190.162 850.19 =1012kg &附件质量按经验去附件质量为 ma =0.25m1 = 679kg 7、充水质量mwDH/w 2Vf 6=0.785 1.02 (14.23-3) 1000 2 0.162 1009140kg43(6 -1000 kg/m )各种质量载荷汇总全塔的操作质量/kgm = m1 + m2 + m3 + m4 + m5 + m& = 7085全塔最小质量/kgmmin = m1 + 0.2m2 + m3 +

50、 m4 + ma = 5367水压试验时最大质量/kgmmax = m01 + m2 + m3 + m4 + ma + mw = 15213塔体操作时质量：m。二m。-1200 Kg =5885 Kg6.2风载荷及风弯矩6.2.1风载荷P = kikzq。fihDei , ki=0.7 ,塔高 14.23 m k?取 1.7 ,查得此地区 q=400N /m。值如下：对于 3: 10m段，l1 =10-3 = 7，查表：f1=1.0对于 10 20m 段，l2=20-10=10m 查表：f2=1.25塔体有效直径Dei = D。十2d + kg + k，对于斜梯取k3 =200mm k4 = 2A/h，其最大值