18216吨每年苯一甲苯连续精馏装置工艺设计课程设计

1、广东石油化工学院化工原理课程设计设计说明书 设计题目 1.8216 万吨万吨/年苯年苯甲苯连续精馏装置工艺设计甲苯连续精馏装置工艺设计2化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书(应化 10 级各班适用)一、设计说明书题目设计说明书题目: 1.8216(万吨/年) 苯 - 甲苯连续精馏装置工艺设计说明书二、二、设计任务及条件设计任务及条件1.各班学号未两位任务处理量为：1 班(1500 + 学号100)kg/h；2 班(1500 + 学号150)kg/h；3 班(1500 + 学号200)kg/h；4 班(1500 + 学号250)kg/h；5 班(1500 + 学号300)kg/h。2.原

2、料组成：1 班含苯 0.25(质量分率，下同) ；2 班含苯 0.35；3 班含苯0.40(质量分率，下同) ；4 班含苯 0.45；5 班含苯 0.503.产品组成：塔顶产品，含苯 0.98(质量分率，下同) ；塔底产品，含苯0.01；4.进料热状况参数条件：1 班为 0；2 班为 0.25；3 班为 0.5；4 班为 0.75：5班为 1.0。5.塔顶采用 30的冷回流，冷却水温度 25，回用循环水温度 45；塔底重沸器加热介质为比密度 0.86 的柴油，进口温度 290，出口温度 160。6.其它用于经济评价参数：加工纯利润 600 元/吨原料油，操作费用计量：料液输送 3 元/吨，冷却

3、水 16 元/吨，热载体(柴油)160 元/吨；固定资产计量：传热面积 4000 元/平方米, 泵 1200 元/(立方米/小时) ；5000 元/(立方米塔体)；3000 元/(平方米 f1 型浮阀(重阀) 塔板) 。装置使用年限 15 年。3、说明书目录主要内容规定说明书目录主要内容规定1. 说明书标准封面；2.目录页，任务书页3.说明书主要内容规定1)装置流程概述，2)装置物料平衡，3)精馏塔操作条件确定，4)(适宜回流比/最小回流比)为 1.35 时理论塔板数及进料位置，5)精馏塔实际主要工艺尺寸，6)精馏塔塔顶第二板、进料口上等三板和进料口下等二板塔板结构参数7)精馏塔结构参数汇总表

4、和精馏塔结构简图(a3 图) ，8)装置热衡算9)装置经济效益和工艺设计评价四、参考书目四、参考书目1)化工原理课程设计指导；2)夏清等编化工原理(上) 、( 下) 2002 年修订版；3)化工工艺设计图表；4)炼油工艺设计手册浮阀塔分册。3目录一、前言 .52.1 处理量确定处理量确定.52.2 设计题目与进程设计题目与进程.52.3 概述概述.5 二、二、装置流程概述装置流程概述 2.4.1 塔设备的工业要求.5 2.4.2 工艺流程如下.6 2.4.3 流程的说明 .6三、精馏塔设计、精馏塔设计.6 3.1 工艺条件的确定工艺条件的确定.6 3.1.1 苯与甲苯的基础数据.6 3.1.2

5、 温度的条件.7 3.1.3 操作压力选定.73.2 精馏塔物料恒算精馏塔物料恒算.7 3.2.1 摩尔分数.7 3.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量.7 3.2.3 质量物料恒算与负荷计算及其结果表.83.3 塔板数计算塔板数计算.8 3.3.1.理论塔板数.8 3.3.2 做 x-y 曲线.8 3.3.3 求 rmin.8 3.3.4 求理论塔板数.8 3.3.5 求平均塔效率 et.8 3.3.6 求实际塔板数.83.4 有关物性数据的计算有关物性数据的计算 (以精馏段 r1 为例).9 3.4.1 平均压力计算.9 3.4.2 平均摩尔质量计算.9 3.4.3 平均密度计算.

6、9 3.4.4 液体平均表面张力计算.9 3.3.2.5 液体的平均粘度.103.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算.10 3.5.1 负荷计算.10 3.5.1.1 摩尔计算：.10 3.5.1.2 同理得质量计算：.10 3.5.1.3 不同回流比的负荷结果.10 3.5.1.4 vs 和 ls 计算.10 3.5.2 塔径的计算.10 3.5.3 精馏塔有效高度的计算.11 3.5.4 塔顶、塔底空间.11 3.5.4.1 塔顶空间 hd .11 3.5.4.2 塔底空间 hb .11 3.5.5 塔壁厚计算.12 3.6.f1 型浮阀塔板设计型浮阀塔板设计 .12 3

7、.6.1 溢流装置.12 3.6.1.1.堰长 lw.12 3.6.1.2.出口堰高hw.12 3.6.1.3 弓形降液管宽度 wd 和面积af：.12 3.6.1.4 降液管底隙高度4ho.12 3.6.2 塔板布置及浮阀数目与排列.12 3.6.3 塔板流体力学验算.13 3.6.3.1 气相通过浮阀塔板的压强降.13 3.6.3.2 淹塔.14 3.6.3.3 雾沫夹带.14 3.6.4 塔板的负荷性能.14 3.6.4.1 雾沫夹带线.15 3.6.4.2 液泛线.15 3.6.4.3 液体负荷上限线.15 3.6.4.4 漏夜线.16 3.6.4.5 液相负荷下限线.16 3.7.操

8、作弹性计算操作弹性计算.16四四.热平衡确定热换器热平衡确定热换器.16 4.1.塔顶全凝器塔顶全凝器.16 4.1.1 热负荷 qc .16 4.1.2 传热面积 a.17 4.1.2.1 求平均温度.17 4.1.2.2 k 值选定.17 4.1.2.3 传热面积 a.17 4.1.3 循环水的用量计算.17 4.1.4 热换器选用.17 4.2.塔底再沸器塔底再沸器.18 4.2.1 热负荷 qb.18 4.2.2 传热面积 a.184.2.2.1 求平均温度.18 4.2.2.2 传热面积 a 计算.184.2.3 过热蒸汽的用量.184.2.4 再沸器的选用.184.3.原料预热器原

9、料预热器 .19 4.3.1 求平均温度.194.3.2 求比热和传热的热量.19 4.3.3 塔底产品预热给的热量.194.3.3 传热面积和过热蒸汽的用量计算.194.3.4 预热器选用.194.4 塔釜产品冷却器.19五、经济估算五、经济估算.20 5.1 塔主要设备经费计算（塔主要设备经费计算（r1为例）为例）.20 5.1.1 塔壁面积计算.20 5.1.2 塔板面积计算.20 5.1.3 主要塔设备费用计算.20 5.1.4 固定资产折旧费用.20 5.25.2 主要操作费计算（主要操作费计算（1010 年）年） （r r1 1为例）为例）.20 5.2.1.清水用量费用.20 5

10、.2.2 过热蒸汽的用量费用.20 5.2.3 设备费用和操作费用的总费用p.21六、六、个人总结及对本设计的评述个人总结及对本设计的评述.24七、参考文献七、参考文献.255一、前言一、前言 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，是理论系实际的桥梁。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法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种手册的使用方法及物理性质，能画出工艺流程图、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。同时，通过课程设计，还可以使我们树立正确的设计思想，培养实事求是

11、、严肃认真、高度负责的工作作风。二、设计方案的确定二、设计方案的确定 2.1 处理量确定处理量确定依设计任务书可知，处理量为:1500+8*100=2300kg/h,2300*24*330=1.8216 万吨/年2.2 设计题目与设计进程设计题目与设计进程该次设计题目为：1.8216 万吨/年苯甲苯连续精馏装置工艺设计。本次设计为俩周，安排如下：表 2-1. 进程表找数据与上课全部设计计算画图写说明书第一周的周一、二第一周的周三到周日第二周的周一到周四剩余时间2.3 概述概述 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式

12、塔大致可分为两类：有降液管的塔板和无降液管的塔板。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单. 二、装置流程概述二、装置流程概述 2.4.12.4.1 塔设备的工业要求塔设备的工业要求总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的

13、要求大致如下：一：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。二：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。 三：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，易于达到所要求的真空度。 四：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。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等.62.4.22.4.2 工艺流程如下工艺流程如下： 苯与甲苯混合液（原料储罐）原料预热器浮阀精馏塔（塔顶：全凝器分配器部分回流，部分进入冷却器

14、产品储罐）(塔釜：再沸器冷却器产品进入储罐）2.4.3 流程的说明流程的说明 本方案主要是采用浮阀塔，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到 103.5 度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品

15、冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。 本次设计的要求是先算出最小回流比，然后随意选三个系数得到三个回流比，最后比较那个最好，而不是找出最佳的回流比。三、精馏塔设计三、精馏塔设计3.1 工艺条件的确定3.1.1 苯与甲苯的基础数据表 3-1 常压下的相平衡数据温度/80.1859095100105110.6/apkpa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0/bpkpa40465463.374.386101.332.542.512.462.

16、412.37x1.000.7800.5810.4120.2580.1300y1.000.8970.7730.6330.4610.2690表 3-2 苯与甲苯的物理性质物质分子式相对分子量沸点/临界温度/临界压力/pa苯c6h678.1180.1288.56833.4甲苯c7h892.13110.6318.574107.7表 3-3 antoine 常数值物质abc苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58 表 3-4 苯与甲苯的液相密度温度/809010011012013073,/(/)lkg m苯815803.9790.3780.3770.9761.33,

17、/(/)lkg m甲苯810800.2792.5780.3768.9758.5 表 3-5 液体的表面张力温度/8090100110120130/mn m苯（）21.2720.0618.8517.6616.4915.23/mn m甲苯（）21.6920.5919.9418.4117.3116.04表 3-6 液体的黏度温度/8090100110120130/ mpa s苯 0.3080.2790.2550.2330.2150.203/ mpa s甲苯 0.3110.2860.2640.2540.2280.213 表 3.7 液体的汽化热温度/8090100110120苯/(kj/kg)384.

18、1386.9379.3371.5363.2甲苯/(kj/kg)379.9373.8367.6361.2354.670809010011012000.20.40.60.8183.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量： ma=78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量：mb=92.13kg/kmol xf=(0.25/78.11)/(0.25/78.11+0.75/92.13)=0.282xd=(0.98/78.11)/(0.98/78.11+0.02/92.13)=0.983xw=(0.01/78.11)/(0.01/78.11+0.99/92.13)

19、=0.0123.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 mf=xfma+(1-xf)mb=0.28278.11+（1-0.282）92.13=88.18kg/kmol md=xdma+(1-xd)mb=0.983 78.11+(1-0.983) 92.13=78.35kg/kmol mw=xwma+(1-xw)mb=0.012 78.11+(1-0.012) 92.13=91.96 kg/kmol3.2.33.2.3 操作压力选定操作压力选定 最底操作压力：取回流罐物料的温度为 30，查手册得poa =15.93kpa，pob =4.93kpa.由泡点

20、方程 xd=(p回-pob)/(poa -pob)=0.983,可得 p回=15.74kpa.pmin=15.74kpa+0.1mpa=115.74kpa取塔顶操作压力 p=1.1p0=1.1*101.33kpa=111.5kpa3.2.4 物料衡算物料衡算原料处理量 f=2300/88.18=26.08 kmol/h总物料衡算 f=d+w=26.08 kmol/h 苯物料衡算 26.080.282=0.983d+0.012w 联立解得 d=7.252 kmol/hw=18.828 kmol/hf=2300 kg/h=0.639kg/s=26.08kmol/h=1.8216 万吨/年w=568

21、.18kg/h=0.158kg/s=7.252 kmol/h=0.4500 万吨/年d=1731.42kg/h=0.488kg/s=18.828kmol/h =1.3712 万吨/年物料kg/hkg/s万吨/年kmol/hkmol/sf23000.6391.821626.080.0072d568.180.1580.45007.2520.0020w1731.420.4881.371218.8280.0052四、塔板数的确定四、塔板数的确定4.1 理论板层数理论板层数nt的求取的求取苯甲苯属理想物系，可采用图解法求理论塔板层数。、由手册查得苯甲苯物系的气液平衡数据，绘出 x-y 图，9见图 1 所

22、示。图 1 图解法求理论塔板层数、求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图 1 中对角线上，自点 e（0.282,0.282）以10及斜率 q/(q-1)=0/(0-1)=0 作直线 ef 交平衡线于 q。q 点坐标由图可得 q（0.130,0.282）故，最小回流比为：rmin=(xd-yq)/(yq-xq)=(0.983-0.282)/(0.282-0.130)=4.61取操作回流比为：r=1.35rmin=6.22、求精馏塔的气、液相负荷。 l=rd=6.227.252=45.107 kmol/h v=(r+1)d=7.227.252=52.359 kmol/h l=l+q

23、f=45.107+026.08=45.107 kmol/h v= v+(q-1)f=52.359+126.08=78.439kmol/h、求操作线方程。精馏段操作线方程为：y=rx/(r+1)+ xd/(r+1)=(6.22/6.22+1)x+0.983/7.22=0.86x+0.136 作出精馏段操作线 ab 与 ef 线交于 d 点提馏段操作线为：连接点 c（0.012,0.012）及 d 点即为提馏段操作线。、图解法求理论板层数，如图 1 所示。求得结果为：总理论板层数 nt=16（包括再沸器） 。其中=8，=7(不包括再沸器)nt精nt提进料板位置为第 9 层。4.2 实际板层数的求取

24、实际板层数的求取4.24.21 1、求平均塔效率、求平均塔效率 e et t 根据苯-甲苯物系 t-x-y 图可以查出tf=99.8 td=80.1 tw=110.14 42 21 11 1、精馏段平均塔效率、精馏段平均塔效率精馏段的平均温度：tm=(99.8+80.1)/2=89.95由安托尼方程 lg po =a-b/(t+c),及相关系数表计算得对应的tf=99.8:poa=160.74kpa pob =65.39kpatd=80.1:poa=102.78kpa pob =39.47kpatw=110.1:poa=235.35kpa pob =100.10kpa=102.78/39.47

25、=2.60d=235.35/100.10=2.35w=160.74/65.39=2.46f相对挥发度53. 246. 260. 21m40. 246. 235. 22ml如下：由 t - x -y 图查得该温度下 xa=0.622，以及该温度下由表得 苯=0.302，甲苯=0.381 11l= xa苯+（1-xa）甲苯=0.6220.302+0.3780.381=0.33故 l=2.47*0.33=0.815塔效率 et=0.49=0.49 = 0.516-0.245815. 0245. 04 42 21 12 2、提馏段平均塔效率、提馏段平均塔效率提馏段的平均温度：tm=(99.8+110.

26、1)/2=104.9同上可得出 et=0.5364.24.22 2、实际板层数的求取、实际板层数的求取精馏段的实际板层数 n精=8/0.516=15.50， 取 16精馏段的实际板层数 n提=7/0.536=13.06， 取 14五、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算五、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(以精馏段为例以精馏段为例)5.1 操作压力计算操作压力计算塔顶操作压力计算 pd= 98kpa每层塔板压降 p=0.7kpa 第二塔板 =98+0.7=98.7kpap1精馏塔进料口上第三板=98+0.7*11=105.7kpap2精馏塔进料口下第二板=98+0.7*15=108.5kp

27、ap35.2 操作温度确定操作温度确定塔顶温度 td=80.1进料板温度 tf=99.8精馏段平均温度 tm=(99.8+80.1)/2=89.95 第二塔板的温度：=99.8-（15）=81.33 t1161 .808 .99精馏塔进料口上第三板的温度：=99.8-（3）=96.11t2161 .808 .99精馏塔进料口下第二板的温度：=99.8+（1）=100.53 t3148 .991 .110查 t-x-y 图得组成： =0.912 =0.961 =0.403 =0.721x1y1x2y2=0.265 =0.435x3y35.3 摩尔质量计算摩尔质量计算第二塔板摩尔质量计算：由=0.

28、912 =0.961，查平衡曲线（图 1） ，x1y1得12=+(1-)=0.96178.11+0.03392.13=78.10kg/kmol1vmmy1may1mb=+(1-)=0.91278.11+0.08892.13=79.34kg/kmol1lmmx1max1mb同理可得 =83.02kg/kmol =86.48kg/kmol 2vmm2lmm =86.03kg/kmol =88.41 kg/kmol3vmm3lmm5.4 平均密度计算平均密度计算气相平均密度计算：由理想气体状态方程计算，即：=mm/r=98.778.10/（8.314（81.33+273.15)）=2.62 kg/m

29、3pm1p1t1同理可得 =2.86kg/m3 =3.00kg/m3pm2pm3液相平均密度计算由=81.33,查手册得 a=801.1kg/m3 ,b=797.6kg/m3 t1由=96.11,查手册得 a=787.9kg/m3 ,b=785.5kg/m3 t2由=100.53,查手册得 a=778.1kg/m3 ,b=769.2kg/m3 t3质量分数:1=0.90mxmxmxmbmbma)1 (11113.92088. 011.78912. 010.78912. 02=0.387 3=0.258lm1=1/(0.90/801.1+0.10/797.6)=800.75kg/m3 同理可得

30、lm2=786.42kg/m3 lm3=771.48kg/m35.5 液体平均表面张力计算液体平均表面张力计算第二塔板液相平均表面张力的计算：由td=81.33,查手册得a=19.5mn/m b=21.1mn/mldm=0.91219.5+(1-0.912)21.1=19.64mn/m5.6 液体平均粘度计算液体平均粘度计算第二塔板液相平均粘度的计算：由td=81.33,查手册得a=0.309mpa.s b=0.328mpasldm =0.9120.309+(1-0.912)0.328=0.311mpas六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算6.1 塔径的计算塔径的计算13精

31、馏段的气、液相体积流量为：vs1=v/(3600)=52.35978.10/(36002.62)=0.433/svmmvmm3ls1=l/(3600)=45.10779.34/(3600801.1)=0.00124/slmmlmm3同理可得 vs2= 0.422/s ls2=0.00137/sm3m3vs3=0.417/s ls3=0.00142/sm3m3由2/1max)/ )(vvlcu式中 c 由算得，其中由史密斯关联图查得，图的横坐标为：2 . 020)20/(lcc20c050. 0)3600*433. 0/(3600*00124. 0*)62. 2/75.800(/)/(2/12/

32、1hhvlvl取板间距 ht=0.40m，板上液层高度 hl=0.06m那么 ht-hl=0.34m查史密斯关联图得=0.07220c0717. 0)20/64.19(*072. 0)20/(2 . 02 . 020lccsmcuvvl/251. 1)62. 2/ )62. 275.800(0717. 0)/ )(2/12/1max取安全系数为 0.6，那么 u=0.6umax=0.6*1.251=0.750m/s塔径 d 为：muvsd793. 0)875. 014. 3433. 0*4()/4(按标准圆整后取 d=0.8m 塔截面积222502. 04/8 . 0*14. 34/mdat实

33、际空塔气速：smavsut/862. 0502. 0/433. 0/6.2 精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度：z 精=（n 精-1）*ht=15*0.40=6.00m提馏段有效高度：z 提=（n 提-1）*ht=13*0.40=5.20m设 3 个人孔，其高度为 0.8m.故精馏塔的有效高度为 z=6.00+5.20+0.8*3+1.8*3=19.00m七、塔板主要工艺尺寸计算七、塔板主要工艺尺寸计算7.1 溢流装置计算溢流装置计算因塔径 d=0.8m 故选用单溢流弓形降液管,采用凹型受液盘，不进口堰，各项计算如下：147.7. 1.1.1.1.堰长堰长 l lw w:取

34、堰长 lw=0.66d=0.66*0.8=0.528m7.1.2.7.1.2.出口堰高出口堰高 h hw w: :hw=hl-how , ，近似取 e=1，hl=0.006232.84()1000howwlhellh=ls*3600=0.00124*3600=4.46m3/s故 how1=0.0117m 同理可得 how2=0.0126m how2=0.0129m 取板上液层高度 hl=0.06 则 hw1=hl-how =0.06-0.0159=0.044m同理可得 hw2=0.046 hw3=0.0467.1.37.1.3 圆形降液管宽度圆形降液管宽度 w wd d和面积和面积 a af

35、f：由 lw/d=0.528/0.8=0.66,查弓形降液管的宽度和面积图可得：af/at=0.0722，wd/d=0.124故 af=0.0722*0.502=0.0362m2 ,wd=0.124*0.8=0.0992m验算液体在降液管中的停留时间：slhahtf67.11)00124. 0*3600/(40. 0*0362. 0*3600/*360015s 1同理可得=10.565s =10.195s23 故降液管尺寸可用。7.1.47.1.4 降液管底隙高度降液管底隙高度 hoho 可取降液管底隙处液体流速取 uo=0.08m/s00swlhl u 则 ho1=0.00124/(0.52

36、8*0.08) =0.0293m -=0.044-0.0293=0.01470.006mhw1h01同理可得-=0.046-0.0324=0.01360.006mhw2h02-=0.046-0.0336=0.01240.006mhw3h03故降液管底隙高度设计合理 7.2 塔板布置及浮阀数目与排列塔板布置及浮阀数目与排列7.7. 2.1.2.1.塔板的分块塔板的分块因 d=800mm,故塔板采取分块式7.7. 2.2.2.2.边缘区宽度确定边缘区宽度确定取阀孔动能因子 f0=10，孔速smfuv/18. 662. 2/10/00每一层塔板上的浮阀数 n：58)18. 6*039. 0*4/14

37、. 3/(433. 0)*4/(20201udvsn15同理可得=59 =60n2n3 取边缘区宽度=0.06m wc取破沫去宽度 ws= ws=0.067.7. 2.3.2.3.开孔区面积计算开孔区面积计算开孔区面积 aa按计算2222arcsin180axax rxrrr=d/2-wc=0.35-0.06=0.29m x=d/2-(wd+ws)=0.35-(0.0992+0.06)=0.1908m把数据代入得 aa=0.2047.7. 2.4.2.4.筛孔计算及其排列筛孔计算及其排列浮阀排列按等腰三角形排列，取孔心距 t 为 t=75mm考虑到塔的直径较大，采用分块式塔板，浮法排列方式为正

38、三角形排列，则估算排间距取取孔心距 t 为 t=75mm=0.075mmmmtnaat8 .460468. 0)075. 0*58/(204. 0)*/(同理可得=46.1mm =45.3mm t2 t3 smnvsu/25. 6)58039. 0414. 3/(433. 0)039. 04/(2201同理可得=5.99m/s =5.82m/su02u0201.1062.2*25.662.200 uf阀孔动能因数 f0变化不大，仍在 912 范围内。 塔顶第二块板塔板开孔率=u/u0=0.750/6.25=12.00%同理可得取精馏塔进料口上第三板塔板阀孔动能因子 f0=11 精馏塔进料口上第

39、三板塔板开孔率=u/u0=0.750/5.99=12.52% 精馏塔进料口下第二板塔板精馏塔进料口下第二板塔板 精馏塔进料口下第二板塔板阀孔动能因子 f0=11 精馏塔进料口下第二板塔板开孔率=u/u0=0.750/5.82=12.88%八、塔板的流体力学验算八、塔板的流体力学验算 8.1 塔板的压降塔板的压降： 由式得pcihhhha.干板阻力干板阻力的计算的计算: ch smuvc/19. 662. 2/1 .73/1 .73825. 1825. 11016同理可得 =5.90m/s =5.75m/suc20uc20因为 uouoc故可以液柱mguhlvc035. 0)81. 9*75.8

40、00*2/(25. 6*62. 2*34. 5)*2/(*34. 52201同理可得= 0.036 =0.036hc2hc3 b.板上充气液层阻力板上充气液层阻力 hi的计算的计算:由液相为碳氢化合物，可取充气系数0=0.5 hi=0hl =0.5*0.06=0.030m 液柱c.液体表面张力所造成的阻力液体表面张力所造成的阻力：h此阻力很小，可以忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高为hp=0.035+0.030=0.065m 液柱.则单板压降pp=700pa 故paghlp59.51081. 9*75.800*065. 0设计合理。=501.46pa700pa =49

41、1.93pa700papp2pp38.2 液泛液泛为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，hd(ht+hw) 其中 hd=hp+hl+hda.依前面可知，hp=0.065 m 液柱b.液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故mhllhowsd001226. 0)0293. 0528. 000124. 0(153. 0)/(153. 022c.板上液层高度，前已选定 hl=0.06m 则 hd=0.065+0.06+0.001226=0.1260m取 =0.5 又已选定 ht=0.40m，hw=0.046m则 (ht+hw)=0.5（0.40+0.046）=0.223m可见hd(h

42、t+hw),符合防止淹塔的要求.8.3 雾沫夹带雾沫夹带依据泛点率,001.36100vmssllmvmfbvl zkc a精精精板上液体流经长度 zl=d-2wd=0.8-2*0.0992=0.602m17板上液体面积 ab=at-2af=0.502-2*0.0362=0.429m2苯和甲苯按正常系统取物性系数 k=1.0，由泛点负荷系数图查得 cf1=0.105cf2=0.108 cf1=0.110泛点率=%32.57%100)429. 0105. 01/()602. 000124. 036. 162. 275.80062. 2433. 0(同理可得精馏塔进料口上第三板泛点率=60.56精

43、馏塔进料口下第二板泛点率=62.64泛点率= %34.60)502. 0105. 0178. 0(62. 275.80062. 2433. 0%100)78. 0(365. 0tfvlvakc同理可得精馏塔进料口上第三板泛点率=63.62精馏塔进料口下第二板泛点率=65.80 依俩式算出泛点率均在 70以下，故知雾沫夹带量能满足 ev0.1 kg（液）/kg（气）的要求 九、塔板的负荷性能图九、塔板的负荷性能图9.1 雾沫夹带线雾沫夹带线依据泛点率,001.36100vmssllmvmfbvl zkc a精精精按泛点率=70%，代人数据化简整理得：vs=-11.95ls+0.663同理可得 v

44、s2=-11.28ls+0.625,vs3=-10.92ls+0.605,任意取两点坐标如下：vs1（0.001，0.674） （0.002，0.686）vs2（0.001，0.636） （0.002，0.647）vs3（0.001，0.6159） （0.002，0.626）作出雾沫夹带线(1)如附图中 vsls图所示。 9.2 液泛线液泛线依前可知 hp=hc+hi+h hd=hp+hl+hd hd(ht+hw)得：(ht+hw)= 由此式确定液泛线，忽略 hpldcildhhhhhhhh18项。即：3/20202)3600(100084. 2)1 ()(153. 034. 5)(0wsww

45、slvwtllehhllguhh因 ht,hw、ho、lw、，把有关数据ndvuslv4/2000均为定值，且及、代人整理得液泛线： 0156. 0532. 127.639371. 03/222sllvss任意取五点坐标如下：（0.0005，0.6276）,(0.001,06143),(0.0015,0.6020),和（0.002，0.5899）（0.0025，0.5776）在 vs-ls 图中作出液泛线（2） ，同理可得精馏塔进料口上第三板液泛线： 0154. 0532. 179.522398. 03/222sllvss任意取五点坐标如下：（0.0005，0.6019）,(0.001,0.5

46、891),(0.0015,0.5775)和（0.002，0.5661）（0.0025，0.5548）在 vs-ls 图中作出液泛线（2） ，同理可得精馏塔进料口下第二板液泛线：0154. 0532. 127.3569412. 03/222sllvss任意取五点坐标如下：（0.0005，0.5900）,(0.001,0.5726),(0.0015,0.5527),和（0.002，0.5292）（0.0025，0.5111）在 vs-ls 图中作出液泛线（2） 9.3 液体负荷上限线液体负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 3-5s，液体在降液管内停留时间.=35s ，3600f

47、tha hl则smhalstf/00290. 05/40. 00362. 05/)(3max液相负荷上限线（3）在 vsls 图中为与气相流量 无关的垂线。 9.4 漏夜线漏夜线对于 f1 型重阀，依据 计算，则005vfuvu/50又知020min4/nudvs19则smndvvs/213. 063. 2548039. 0414. 3543220min作气相负荷下限线（4）9.5 液相负荷下限线液相负荷下限线取堰上液层上高度 how=0.006m 作为液相负荷下限条件，即=0.006m232.84()1000howwlhel从而计算出下限值，取 e=1则，smllws/00045. 0360

48、0528. 0)184. 21000006. 0(3600)184. 21000006. 0(32/32/3min依此作出液相负荷下限线(5)，该线为气相流出无关的竖直线。塔塔顶顶第第二二塔塔板板负负荷荷性性能能图图00.20.40.60.8100.0010.0020.0030.0040.005l ls s/ /（m m 3 3/ /s s）v vs s/ /（m m 3 3/ /s s）系列1系列2系列3系列4系列5系列6十、操作弹性计算十、操作弹性计算依附图中的 r1 vs-ls 图可知，smvs/71. 03max因 故 操作弹性=vsmax/vsmin=0.71/0.177=4.01s

49、mvs/177. 03min20精精馏馏塔塔进进料料口口上上第第三三板板负负荷荷性性能能图图00.20.40.60.8100.0010.0020.0030.0040.005l ls s/ /（m m 3 3/ /s s）v vs s/ /（m m 3 3/ /s s）系列1系列2系列3系列4系列5系列6十一、操作弹性计算十一、操作弹性计算依附图中的 r1 vs-ls 图可知，smvs/63. 03max因 故 操作弹性=vsmax/vsmin=0.63/0.154=4.09smvs/154. 03min精精馏馏塔塔进进料料口口上上第第三三板板负负荷荷性性能能图图00.20.40.60.8100

50、.0010.0020.0030.0040.005l ls s/ /（m m 3 3/ /s s）v vs s/ /（m m 3 3/ /s s）系列1系列2系列3系列4系列5系列6十二、操作弹性计算十二、操作弹性计算依附图中的 r1 vs-ls 图可知，smvs/63. 03max因 故 操作弹性=vsmax/vsmin=0.51/0.152=4.14smvs/152. 03min十三、塔壁厚计算十三、塔壁厚计算取每年腐蚀 0.3mm，因限制用年数为 15 年，年寿终了的最低mm4那么壁厚mmmm5 . 8)153 . 04(min故按标准，取壁厚 10mm21计算结果序号项目符号单位塔顶第二

51、块塔板(最大)精馏塔进料口上第三板精馏塔进料口下第二板1温度t81.3396.11100.532压力pmkpa98.7105.7108.53气相vsm3/s0.4330.4220.4174平均流量液相lsm3/s0.001240.001370.001427塔径dm0.800.800.80平均气相摩尔质量mkg/kmol78.1083.02 86.03平均液相摩尔质量mkg/kmol79.3486.4888.41气相平均密度kg/m3 2.622.863.00液相平均密度kg/m3 800.75786.42771.48塔截面积ta2m0.5020.5020.5028板间距hm0.400.400.

52、4010空塔气速um/s0.8620.8620.86211溢流管形式弓形弓形弓形12溢流堰长度lwm0.5280.5280.52813溢流堰高度hwm0.0440.0460.04614板上液层高度hlm0.060.060.0615溢流装置堰上液层高度howm0.01170.01260.012916破沫去宽度wsm0.060.060.0617边缘区宽度wcm0.060.060.0618开孔区面积aam20.2040.2040.20419阀孔直径dm0.0390.0390.03920浮阀数个n个58596021阀孔气速u0m/s6.255.995.8222阀孔动能因数f010111123开孔率%1

53、2.0012.5212.8824孔心距tm0.0750.0750.07525排间距tm0.04680.04610.045326塔板压降ppa510.59501.46491.9327液体在降液管内的停留时间s11.6710.5910.1928底隙高度hom0.02930.03240.033630泛点率，%57.32/ 60.3460.56/ 63.6262.64/ 65.8031液相负荷上限ls maxm3/s0.00290.00290.002932液相负荷下限ls minm3/s0.000450.000450.0004533气相负荷下限vs minm3/s0.1770.1540.15234操作

54、弹性4.014.094.1422十四、塔附件及总高度的计算十四、塔附件及总高度的计算14.5.3.114.5.3.1 塔顶空间塔顶空间dh为了安装人孔及破沫网，取塔顶mhd6 . 114.5.3.214.5.3.2 进料板高度进料板高度fh安装人孔及气液相进料，取稍大一点，所以dhmhf8 . 114.3.314.3.3 塔底空间塔底空间假定塔底空间依储存液量停留 3 分钟，那么塔底液高：althswm84. 05024. 0002331. 0603取塔底液面距最下面一层板留 1.16 米，故塔底空间mhw0 . 214.5.3.414.5.3.4 封头高度封头高度1hmdh2 . 08 .

55、04141114.5.3.514.5.3.5 裙座高度裙座高度 2hmh6 . 4214.5.3.6 塔壁厚计算塔壁厚计算取每年腐蚀 0.3mm，因限制用年数为 15 年，年寿终了的最低mm4那么壁厚mmmm5 . 8)153 . 04(min故按标准，取壁厚 10mm14.5.3.714.5.3.7 塔总高度塔总高度mh2 .292 . 06 . 40 . 28 . 16 . 10 .19十五、热量衡算十五、热量衡算15.6.115.6.1 塔顶全凝器塔顶全凝器 qc c( (以以 1 秒钟计算秒钟计算)因为塔顶组成苯的含量很高，现用苯的参数来求对应其温度的焓为：由，查手册得其温度的ctd1

56、 .80kgkjkgkcalcp974. 147. 0苯kgkjild90.98)301 .80(974. 1,kgkjkgkcalil5 .1995 .46塔底kgkjkgkcaliv5 .5565 .132塔顶所以8 . 022. 7)-() 1(1lvtciidrq塔底塔顶skj03.2062)5 .1995 .556(23skjiidrqldlc06.58190.98-5 .1998 . 022. 7)() 1(2）（塔底故总负荷skjqqqccc09.26432115.6.215.6.2 全凝器的传热面积全凝器的传热面积 a a依以上可知 )30(1 .80ctctd）（塔顶 )25

57、()45(12ctct 35.1 5tcc故ctttttm45.15)51 .35ln(51 .35)ln(1212因属于液汽传热，故可取 k=1000w/m2 所以其传热面积207.17145.151000100009.2643mtkqamc15.6.315.6.3 全凝器清水的用量全凝器清水的用量依,查手册时水的比热,t=72.44tmcqpc水45tckgjcp4174c故把数据代入求得 m=8.74skg故一年的用水量年万吨总919.2433024360074. 8m15.6.415.6.4 塔底再沸器塔底再沸器 q qb b ( (以以 1 1 秒钟来算秒钟来算) )全塔的热量衡算式

58、,且lwldcfbwidiqfiq0lvfviiiiq由进料温度为 99.8，由手册查得其对应温度苯的汽化热为,甲苯汽kgkj5 .379化热为。所以kgkj8 .367kgkjiidv09.3718 .367718. 05 .379282. 0查苯和甲苯的焓图得其进料温度下的焓值为 ，kgkjia4 .674kgkjib6 .647所以kgkjiv15.6556 .647718. 04 .674282. 0将数据代入得0lvfviiiiqkgkjif15.655从前面可知和的值，并分别把它们的值代人全塔热量衡算式得：cq24skjqb37.175615.6.515.6.5 再沸器的传热面积再

59、沸器的传热面积 a t柴油:290 160 tw:110.1 110.1 :179.9 49.9t 故ctm37.101)9 .499 .179ln(9 .499 .179因属于液汽传热，故可取 k=1000w/m2.所以=tkqab232.1737.1011000100037.1756m15.6.615.6.6 再沸器的柴油的用量再沸器的柴油的用量查手册得比密度为 0.86，温度为 160的柴油焓值：kgkcalh5 .90kgkj1 .380温度为 290的焓值:kgkjkgkcalh2 .7390 .176所以skghqmb89. 41 .3802 .73932.1756故一年柴油的用量

60、年万吨总94.1333024360089. 4m15.6.7.15.6.7.原料预热器原料预热器 先用塔底产品预热，再用柴油预热。3.6.7.13.6.7.1 求原料预热所需的热量求原料预热所需的热量(以以 1 秒钟来算秒钟来算)取原料罐的物料为常温 25则 : 25 99.8ftctm4 .6228 .9925查手册得该温度下的苯和甲苯的比热皆为ckgkjcp 964. 1故=0.6391.96460=75.29tmcqpftfcpskj15.6.7.215.6.7.2 塔底产品能给的热量及其换热面积塔底产品能给的热量及其换热面积 取产品冷到 60，原料先预热到 5025所以 : 110.1