苯-甲苯分离过程浮阀板式精馏塔设计

1、烟台大学化学化工学院课程设计说明书设计题目：苯-甲苯分离过程浮阀板式精馏塔设计学号:200821504119学生姓名：鲁家刚专业班级：化学工程与工艺一班（化 081-1）指导教师：孙烈刚总评成绩：2011年7月4日课程设计任务书一、设计题目苯-甲苯分离过程浮阀板精馏塔设计二、设计任务1. 原料名称：苯-甲苯二元均相混合物；2. 原料组成：含苯38% （质量百分比）；3. 产品要求：塔顶产品中苯含量不低于 99%塔釜中苯含量小于1%4. 生产能力：年产量3万吨/年；5. 设备形式：浮阀塔；6. 生产时间：300天/年，每天24h运行；7. 进料状况：泡点进料；8. 操作压力：常压；9. 加热蒸汽

2、压力：270.18kPa10. 冷却水温度：进口 35C，出口 45C;三、设计内容1. 设计方案的选定及流程说明2. 精馏塔的物料衡算3. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度）4. 塔板数的确定5. 精馏塔塔体工艺尺寸的计算6. 塔板主要工艺尺寸的计算7. 塔板的流体力学验算8. 塔板负荷性能图9. 换热器设计10馏塔接管尺寸计算11. 绘制生产工艺流程图（带控制点、机绘， A2图纸）12. 绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件，A1图纸）13. 撰写课程设计说明书一份四、设计要求1. 工艺设计说明书一份2. 工艺流程图一张，主要设备总装配图一张（采用Au

3、toCAD绘制）五、设计完成时间2011年6月27日2011年7月15日目录概述 5第一章塔板的工艺设计 7第一节精馏塔全塔物料衡算 7第二节基本数据 7第三节实际塔板数计算 13第四节塔径的初步计算 14第五节溢流装置 15第六节塔板布置及浮阀数目与排列 16第二章塔板的流体力学计算 18第一节气体通过浮阀塔的压降 18第二节液泛 19第三节雾沫夹带 20第四节塔的负荷性能图 20第三章塔附件设计 24第一节接管 24第二节筒体与封头 26第三节塔的总体高度 27第四章附属设备设计 28第一节原料预热器 28第二节塔顶冷凝器 29第三节再沸器 30第四节泵的计算与选型 30自我评价 32参考

4、文献 33概述本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于该二元均相混合物的分离，应采用 连续精馏过程。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入精 馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝， 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1.22倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经 冷却后送至储罐。本设计的目的是分离苯甲苯二元均相混合物，选用板式浮阀塔。工艺流程确定及说明1. 塔板类型精馏塔的塔板类型有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力

5、大，操作弹性大，汽液接触时间长，因此塔板效率高。本设计采用板式浮阀塔2. 加料方式本精馏塔加料选择泵直接加料，结构简单，安装方便，而且可以引入自动控 制系统来实时调节流量及流速。3. 进料状况本精馏塔选择泡点进料。4. 塔顶冷凝方式苯与甲苯不反应，且容易冷凝，故本精馏塔塔顶选择全凝器，用水冷凝。5. 回流方式本设计处理量大，所需塔板数多，塔较高，回流冷凝器不适宜塔顶安装，故 采用强制回流。6. 进料状况加热方式可分为：直接蒸汽加热和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热在一定的回 流比条件下，塔底蒸汽对回流液有一定的稀释作用，从而使理论板数增加，设备费用上升，所以本设计采用间接蒸汽加热（135C）。7.

6、操作压力苯-甲苯在常压下相对挥发度较大，因此在常压下也比较容易分离，故本设 计采用常压精馏。第一章塔板的工艺设计第一节精馏塔全塔物料衡算1. 原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率0.4196已知苯的摩尔质量M A 78.11Kg / Kmol原料液组成Xf （摩尔分数，下同）Xf甲苯的摩尔质量Mb 92-13Kg /Kmo10.38/78.110.38/78.11 0.62/92.13塔顶组成Xd0.99/78.110.99/78.11 0.01/92.130.9915塔底组成Xw0.01/78.110.01/78.11 0.99/92.130.01182.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M

7、F 0.4196 78.11 (1 0.4196) 92.13 86.24Kg / KmolMD 0.9915 78.11 (1 0.9915)92.13 78.22<g/KmolMW 0.0118 78.11(1 0.0118) 92.13 91.96Kg / Kmol3.物料衡算一年以300天，一天以24小时计，计算可得塔顶产品流率:D =3 10000 1000/（78.22 300 24）= 53.27kmol/hF 53.27 WF 0.4196 53.27 0.9915 W 0.0118解的 F= 127.98kmol/hW= 74.71kmol/h第二节基本数据全塔物料衡算

8、：1.各种定性温度由下表中的数据，采用内插法计算一下温度（液相温度）92.69 94.09_ tF 94.094540-"41.96 4080.2180.01tD 80.019910099.15 100109.91108.79_ tW 108.7913 1.18 3泪+得tF93.54C泪+ 得tD80.18C泪+得tw109.81 r精馏段的平均温度为:提馏段的平均温度为精馏段：t|=86.86 C-tF tDt1- D =86.86 C2匸主如=101.68 C2% =84.72%由表1内差法可得人=68.47%精馏段液相平均摩尔质量:M L1 0.6847 78.11(1 0.

9、6847) 92.13 =82.53kg/kmol精馏段气相平均摩尔质量:MV1 0.8472 78.11(1 0.8472) 92.13=80.25 kg/kmol提馏段：t2 =101.68 C由表1内差法可得X2=21.41%y2=39.17%提馏段液相平均摩尔质量:M L2 0.2141 78.11(1 0.2141) 92.13=89.13kg/kmol提馏段气相平均摩尔质量:M V2 0.3917 78.11(1 0.3917)92.13=86.64 kg/kmol表1苯-甲苯汽液平衡数据1平衡谥度t气相葦y平！B温度t代）液相華黑气柿苯y110.560W0,00It55,075.

10、5109.011W2.S0帆xo79J108.79387.6365.082.5107.65.0lk2K6.5270.0K5.7105.0510020,88541 叨75,0102.7920,037.284.4080,091,2g吐425.044_283.33K5.093.697JJ30.0S2.25师095.995.5835.0S3 JI95.09S.094,0940,06L980.6697,092.6945.0 n66.780,2199,099,6191.4050,0713N(),01W(LU1WV2. 密度表2不同温度苯-甲苯的密度温度£90100110120菲 kg/tn179

11、2,5780.3768,9甲策kni'KI0W0.279037W.3770.6对于混合液体的密度：丄玉电（其中aA为质量分率）LBB对于混合气体的密度：VToPM （其中M为平均摩尔质量）22.4Tpo 精馏段：£=86.860由表2内差法可得3苯 甲苯aA78=0.64878.11x192.13(1 为)aB 1 aA =0.352由丄空电计算得LBB由V卫込计算得22.4TP0L =805.94 Kg.mv =2.72 Kg .m提馏段：t2 =101.680由表2内差法可得790.45Kg.m 3甲苯aA78.11X2=0.187678.11 x292.13(1 x2)

12、aB 1 aA =0.8124由丄生玉计算得LBB由V卫込计算得22.4Tp。L =788.96Kg.mv =2.82 Kg .m3粘度表3不同温度苯-甲苯的密度90100no120苯 mPa s0. 30£i0,2790.255C. 2330,2(5甲 TmPa0. 3116绅0, 2510. 22由内差法分别求得精馏段与提馏段平均温度下苯和甲苯的粘度精馏段：ti=86.86C计算得 苯=0.288mPa s甲苯=0.294 mPa s甲苯 1-x1 =0.290 mPa s甲苯=0.262 mPa s甲苯 1-x2=0.260 mFa s则精馏段平均粘度为：1=苯Xi 提馏段：t

13、2=101.68C计算得 苯=0.251mPa s则提馏段平均粘度为：2=苯x24. 表面张力表4不同温度苯-甲苯的表面张力FTw100110苯dyn.曲12L 2720.66怡俪n.ee1*5.49甲苯 dyn. cm 121 一鬪20. 59IP 9418.4117液相平均表面张力依下式计算，即:nLmXi ii 1精馏段：1=86.860由内差法计算得 苯=20.85mN/m 甲苯=20.94 mN/m精馏段平均表面张力为：Lm 20.85 0.6847 20.941 0.6847 =20.88 mN/m提馏段：t2=101.68C由内差法计算得苯=18.65 mN/m甲苯=19.68

14、mN/m提馏段平均表面张力为：Lm 18.65 0.2141 19.68 1 0.2141 =19.46 mN/m5相对挥发度查相关化工手册可得苯的安托因常数为:A=6.0355B=1211.033C=220.79甲苯的安托因常数为:A=6.07954B=1344.8C=219.482精馏段 ti=86.86C（ A代表苯，B代表甲苯，下同）igPAlg pb则16.03556.07954PaPb1211.03386.86 220.792.0991344.886.86 219.482125.648.982.561.690Pa 125.6KPaPb 48.98KPa提馏段t2=101.68Clg

15、 Palg pb则26.03556.07954PaPb1211.033101.68 220.792.281344.8101.68 219.482190.5577.982.44全塔的相对挥发度为:2.56 2.44 2.501.892Pa 190.55KPaPb 77.98KPa6.实际回流比由于是泡点进料，有q=1，q线为一垂直线，xxF0.4196根据相平衡方程有yq ：2.50 0.41961 1.50 0.4196=0.6438则最小回流比为Rmin- qyqx0.9915 0.6438 彳皿=1.550.6438 0.4196取实际回流比为最小回流比的1.6倍:R=1.55*1.6=2

16、.487.精馏塔的气、液相负荷精馏段液相流量L RD 2.48 53.27 132.11Kmol/h液相体积流量：1LM Lm132.1182.5330.0038m /sLs3600 Lm3600805.94气相体积流量：VM Vm80.25185.381.519m3 / /sVS3600 Vm36002.72精馏段操作线方程：Ryn1 R 1、，xD2.480.9915Rn12.48 12.48 1提馏段液相流量：LLqF 132.11127.98260.09 Kmol/h气相流量：V'V185.38Kmol/h液相体积流量：LSL MLm260.0989.1330.0082m /s

17、3600 Lm3600788.96气相体积流量：VsV M Vm86.64185.381.582 m3/s3600 Vm36002.82气相流量：V(R 1)D(2.48 1) 53.27185.38Kmol /h0.713xn精馏段操作线方程:0.285ym 1L qFWxwx L qF W m L qF W101.29 127.98101.29 127.98 74.71 Xm74.71 0.0118101.29 127.98 74.711.483xm 0.0057表5精馏段提馏段数据汇总项目精馏段提馏段平均温度C86.86101.68液相平均组成x0.68470.2141气相平均组成y0.

18、84720.3917液相平均摩尔质量kg/kmol82.5389.13气相平均摩尔质量kg/kmol80.2586.64液相平均密度kg/m3805.94788.96气相平均密度kg/m32.722.82平均粘度mPa s0.2900.260平均表面张力mN/m20.8819.46液相平均摩尔流量kmol/h132.11260.09气相平均摩尔流量kmol/h185.38185.38液相平均体积流量m3/s0.00380.0082气相平均体积流量m /s1.5191.582相对挥发度2.562.44第三节实际塔板数计算1. 理论塔板数由芬斯克方程可知Nminlg mNmin,0.99151 0

19、.0118lg1 0.99150.0118lg2.501 =9.03R Rmin2.48 1.55 =0 267R 12.481=.由吉利兰图可查的NNmin0.398N 2（天大化工原理下册 P37）解得 N=16.32圆整N=17 （不包括再沸器）精馏段最小理论塔板数:1XDNmin1 XfXDXFlg 1前面已计算得NNmin0.398N 2所以进料板为自塔顶向下第9块板,0.9915lg1 0.9915Nmin1 0.41960.41961 =4.41 lg2.56N=8.65精馏段理论板数为9块，提馏段理论板数为8块（不包括再沸器）2. 实际塔板数精馏段和提馏段粘度的平均值为:L=

20、(0.290+0.260) /2=0.275mPa s全塔效率估算：Et0.49( l) 0.2450 245= 0.49(0.275 2.50) .=53.7%精馏段实际板数为：9N 精二=16.8精 0.53717提馏段实际板数为：N 提二=14.90.53715 （不包括再沸器）此精馏塔实际塔板数为N=17+15=32块（不包括再沸器）第四节塔径的初步计算本精馏塔设计：板间距取Hr=0.45m板上液层高度取H_=0.06m H T-HL=0.38m精馏段丄2L VRVS10.0038 805.94 20.0431.5192.72查史密斯关联图（天大化工原理下册P158）得：C20 =0.

21、082物系表面张力修正:ml200.2=0.08220.88200.2=0.082max0.0827805.94 2.72V 2.721.42m/s取 1 =0.7 max=0.7 1.42=0.995m/sU 丽F51 1.39mi - 3.14 0.995提馏段1LS0.08670.0082 788.96 1.5822.82查史密斯关联图（天大化工原理下册P158）得：C20 =0.077ml200.2=0.07719.46200.2=0.0766物系表面张力修正:max0.0766788.96 2.822.821.279m/s取 2=0.7 max=0.7 1.279=0.895m/sD

22、24 1.5823.14 0.8951.501m经圆整取D=1400mm，则塔截面积为AT汙"38精馏段实际空塔气速为U10.987 m/ sAT提馏段实际空塔气速为：u2弋1.028m/s第五节溢流装置1. 堰长由计算的塔径及塔内液体流量，本精馏塔选用单溢流，弓形降液管，溢流堰选择平直堰。单溢流：lw 0.6 0.8 D 系数取 0.7，则 lw 0.7D0.98m2.2.84 厂 Lh ?对于平直堰，堰上液层高度为：hOwE -，对于苯-系统E" 11000lw降液管有关参数精馏段：20.0165m2.84 0.0038 3600 310000.98堰高.hw =0.0

23、6-0.0165=0.0435m：提馏段20.0275m2.84 0.0082 3600 10000.98堰高：hw =0.06-0.0275=0.0325m2. 降液管宽度及横截面lw 0.7杳图得 W 0.15 J 0.092D得DAwd为弓形宽度，A为弓形面积，厲为塔截面积2Wd 0.15 1.40.21mAf 0.092 1.5386 0.1416m精馏段停留时间为：AfHTL0.1416 0.450.003816.8s 5s提馏段停留时间为:AfHTL0.1416 0.450.00827.8s 5s3. 降液管底隙高度精馏段：入hw 0.0060.0435 0.0060.0375m提

24、馏段：ho hw 0.0060.0325 0.0060.0265m第六节塔板布置及浮阀数目与排列本次设计采用浮阀式塔板，根据机械部标准 JB1118-68,选用F1型重阀,孔径39mm选择碳钢材料制作浮阀，其厚度为 2mm1. 浮阀的数目与排列孔速可由公式UiF°求的，其中F°为阀孔的动能因子，一般取812，本设计V1中，F0取10。则阀数为N d2u。4为保证塔板的强度，需留有一定的边缘区和安定区，在边缘区内不设置浮阀。边缘区宽度 WC =0.05m，安定区宽度 WS=0.1m。WC=0.65x D Wd W40.7 0.21 0.1 0.39m单溢流塔板鼓泡区面积为:0

25、 R2arc sin 1 =0.95m2180R精馏段:孔速：UiFo106.06m/ s2.72阀数：N1.519209.9 210个护U02-0.0396.060.954取同排孔心距 t=0,075m，则 t=Nt=2=0-061m考虑到塔的直径较大，必须用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去部分鼓泡面积，因此排间距应该小于0.061m，取t =55mm。按照t=0.075m，t=55mm以等腰三角形叉排方式作图，排得 N=188个。实际孔速为：u0-=6.77m /sr2N动能因子为:F。=11.2<12,符合要求开孔率0.98714.6%Uo6.77提馏段:孔速：U2105.

26、95m/ sV22.82阀数：N 1.582222.7 223个20.0395.95取同排孔心距t=0.075m ,考虑到塔的直径较大,A 0.95则 t = - =0.057mNt 223 0.075必须用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去部分鼓泡面积，因此排间距应该小于0.057m，取t=55mm。按照t=0.075m，t =55mm以等腰三角形叉排方式作图，排得 N=188个。实际孔速为:UoV=7.05m /s d2N4Fo U2 I V2 =11.8<12,符合要求开孔率=U°2814.6%U。7.05动能因子为:第二章塔板的流体力学计算第一节气体通过浮阀塔的压

27、降气体通过每层塔板的压降hpheh hh为液体表面张力造成的其中he为干板阻力，h为板上充气液层阻力, 阻力，可忽略。1干板阻力的计算hC讪光皿6.07m/ s< UohiohL 0.5*0.060.03mhp0.042 0.03 0.072m5.84m/ s< uo9.81 805.94569.25Pa5.3说=0.048mhiohL0.5*0.060.03mhp0.0420.030.108mP hp Lg 0.108 9.81 788.96835.89 Pa第二节液泛（淹塔）为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式所表示的关系，即:Hd(Ht hw)，其中 Hd hph

28、Lhd，hd为液体通过降液管的压头损失。塔板上不设进液口,hd 0.153 丄 lwho精馏段hd 0.153 丄l who0.15300380.98 0.037520.0016mHd hp hL hd=0.0720.06 0.0016=0.1336m苯一甲苯物系属一般物系,0.5，则:(Ht0.5 (0.450.0435)0.247mHd(Hthw），符合防止淹塔的要求提馏段hd0.153Lslw ho0.15320.00820.0153m0.98 0.0265Hd hp hL hd=0.1080.06 0.0153=0.1833m苯一甲苯物系属一般物系,0.5，则:(Hthw)0.5 (0

29、.450.0325)0.241mHd(Ht hw)，符合防止淹塔的要求第三节雾沫夹带雾沫夹带率有两个公式可以计算:1.36LsZl100%100%二者结果取最大值，保证ev 0.1kg液/kg气，即F<80%.其中板上液体流径长度：ZL D 2Wd=0.98m板上液流面积： A A 2Af =1.5386-2*0.1416=1.2554m 2苯-甲苯按正常系统物性系数 K=1.0,查泛点负荷系数图可得Cf =0.127 精馏段由雾沫夹带率公式计算得：F=55.6%<80%或F=54.6%<80%满足要求 提馏段由雾沫夹带率公式计算得：F=58.1%<80% 或F=54.

30、0%<80%满足要求第四节塔的负荷性能图1. 雾沫夹带线已知泛点率F1.36LsZlKCfA.100%取 ev 0.1kg液/kg气，即 F=80%精馏段将 L=805.94kg /m3, V 2.72kg /m3,ZL0.98m,CF 0.127,代 1.2554 m2 代入 整理得 V 2.191 22.90L,提馏段将 L=788.96kg/m3, v 2.82kg/m',ZL 0.98m, Cf 0.127, Ab 1.2554m2代入整理得 V22.129 22.25L22. 漏液线对于F1型重阀，以Fo u。；5为气体最小负荷标准则 uoFod2Nu°4精馏

31、段V1 min0.03918830.681m /s2.72提馏段V2 min40.03918830.668m / s2.823. 液相负荷上限以5s作为液体在降液管中的停留时间下限0.1416 0.4550.0127m3/s4. 液相负荷下限取堰上液层高度how 0.006m作为液相负荷下限的条件，则:0.00622.84 Lh 31000 lwLS iS min0.006 10002.8430.9836000.0008m3/s5. 液泛线发生液泛的临界条件为:（H 丁 hw） Hd hp hL hdblhlhhLhd2 其中A 4光，h0W22.84 匚 Lh 31000 lw0.153，h

32、 hw how1 whohioh，u0精馏段将上式及求得的数据代入，整理得:2VS29.956 6214Ls2 55.64LS空在操作范围内取若干个Ls值，由上式计算出Vs,列于下表中:Ls m3 /s0.0010.0050.0090.013Vs m3 /s3.0652.8592.6542.414提馏段将上式及求得的数据代入，整理得:2Vs29.957 11749.65LS2 52.53LS?在操作范围内取若干个Ls值，由上式计算出Vs，列于下表中:Ls m3 /s0.0010.0050.0090.013Vs m3 /s3.0692.8512.5952.2516. 作图将精馏段与提馏段的各条性

33、能曲线画于坐标系中，如下图所示，由图可知, 各操作点均在有效范围内。线）精馏段气相负荷上限：Vs，max 1.9m3/S，气相负荷下限：Vs，min负荷上限：/S提馏段气相负荷上限：Vs,max 1.85m3/s，气相负荷下限：Vs,min夹带线）m3/s1 9所以精馏段的操作弹性=丄92.790.68提馏段操作弹性=1852.760.67表5浮阀塔塔设计数据汇总项目精馏段提馏段塔的有效高度m7.26.3实际塔板数1715塔径m1.41.4板间距m0.450.45溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓形弓形堰长m2.722.82降液管底隙高度m0.03750.0265浮阀孔径m0.0390.039浮

34、阀数目188188开孔率%14.614.6气相负荷上限m3/s1.91.85气相负荷下限m3/s0.680.67操作弹性2.792.76第三章塔附件设计第一节接管1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。tF 93.54T时,由内差法计算得苯=799.86Kg/m3 ,甲苯=796.62 Kg/m3则进料混合液的密度为：=0.4196*799.86 1 0.4196 *796.62=797.98 Kg/m3进料液的质量流量为：F=127.98*0.4196*78.11+(1-0.4196)*92.13= 11037.92则体积流量乂 +需箸138

35、3m3/h管内流速取u 16m/s则管径d4Vf / 36002 U4 13.83/36003.14 1.6 1.60.0437m43.7mm进料管实际流速u4 13.83/36001 3.14 0.0502取进料管规格57X 3.5则管内径d=50mm1.40m/ s2. 回流管本设计采用直管回流管，本回流管为顶冷凝器的出口管，由冷凝器的设计取u=2.0m/s，则:(4*0.0038dR0.0492m=49.2mm 3.14*2查无缝钢管标准，取57X 3.5则管内径d=50mm3. 塔顶蒸汽出料管对储料罐的基本要求是：尽可能减少雾沫夹带，以降低液体物料的损失，采 用直管出料。出料液流流速选

36、择 30m/s14*1 519则出料管直径D 需 仔300.254m 254mm查无缝钢管标准，取273X 8则管内径d=257mm4. 釜液出料管塔底液体的出料管一般有直管出料和经过裙座的弯管出料，本塔塔径不大， 宜采用弯管出料。釜液出料管即为塔底再沸器的进口管，由再沸器设计取u=1.6m/s：则dW4 0.00823.14 1.60.0805m查无缝钢管标准，取89X 480.5mm则管内径d=81mm5. 塔釜进气管V =206.09kmol/h相平均摩尔质量 M92.13 0.99 78.11 0.0191.99kg/kmol塔釜蒸汽密度V釜m M VDMRT206.09 91.998

37、.314 (109.81 273)5.9567kg / m3V M 206.09 91.99则塔釜蒸汽体积流量： VV3182.67kg /hV 釜5.9567取管内蒸汽流速u 30m/s4Vv / 36004 3182.67 /36003.14 300.1937 m可取回流管规格219X9 则实际管径d=201mm塔釜蒸汽接管实际流速u 4 Vv/ d24 3182.67/360023.14 0.201227.87m/s6. 再沸器接管取 u=2m/s, dW4 0.00823.14 20.0722m72.2mm查无缝钢管标准，取89X 5 则管内径d=79mm7. 法兰由于常压操作，所有法

38、兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径, 选用相应法兰。进料管接管法兰：PN6DN70 HG 5010回流管接管法兰：PN6DN50 HG 5010塔釜出料管接法兰：PN6DN80 HG 5010塔顶蒸汽管法兰：PN6DN500 HG 5010塔釜蒸汽进气管法兰：PN6DN500 HG 5010第二节筒体与封头1.筒体精馏塔可视为内压容器，其各种参数如下：设计压力：该精馏塔在常压下操作，设计压力取0.5MPa设计温度：该精馏塔底采用加热介质为蒸汽，设计温度取135C许用应力：该精馏塔采用钢板卷焊而成，材料选则Q235-A,查的】113Mpa焊缝系数：本设计采用全焊透对接焊，对焊缝作局部

39、无损探伤，则0.850.5 14002 113 0.85 0.53.65mm由以上数据，可计算壁厚：PDt2P由计算厚度查的，钢板负偏差 G=0.5mm，腐蚀余量 C取2mmCi C23.65 0.5 26.15mm 圆整取 n 7mm2.封头本设计采用椭圆形封头，材料选择Q235-A,除封头的拼接焊缝需100%无损探 伤外，其余均需对接焊缝局部探伤，则0.85pD0.5 14001 3.65mm2 t p 2 113 0.85 0.5 0.5由计算厚度查的，负偏差 C1=0.2mm,腐蚀余量C2取2mm计算厚度：nC1 C2 3.65 0.2 2 5.85mm 圆整取 n 6mm所以选用封头

40、 DN1400X6，JB1154-733. 裙座由于裙座内径800mm故裙座壁厚取16mm基础环内径：3Dbj (1400 2 16) 0.3 101132mm基础环外径：3Dbo (1400 2 16)0.3 101432mm圆整 Dbj 1000mm Db。 1500 mm基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm考虑到再沸器，裙座高度取3 m，地角螺栓直径取M30第二节塔的总体咼度1. 塔顶部的空间高度顶部空间是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，其高度应大于板间距，同时考虑到安装除沫器的需要，取除沫器到第一块塔 板的距离为800mm（此处有一人孔），塔顶空间高度取1

41、500mm2. 进料板高度为了便于进料和安装进料管，在进料板处，管间距应大一些，由于设有人孔, 古取为800mm3. 设有人孔的塔板间距本精馏塔在塔顶，进料板，塔釜处各设一人孔，在设有人孔的塔板处，板间距设为800mm人孔内径为650mm4. 封头高度封头高度包括曲面高度和直边高度，H=350+40=390mm5. 裙座高度在求取裙座参数时已得：裙座高度为3m6. 塔底空间高度塔底空间高度是指塔底最底层的塔板到塔底下封头切线的距离（包括一人孔），其影响因素有： 塔底储液停留时间，此处取釜液停留时间为 5min； 再沸器的安装方式及安装高度； 塔底液面到最下层塔板之间的间距，此处取 1.3m；L

42、提5 60 0.0082所以塔底空间高度为：Ht 提 1.31.3 2.9mAt1.53867.精馏塔总高度H 32 20.45 0.81.50.390 32.9 22.09m第四章附属设备设计第一节原料预热器因为本设计是采用泡点进料，设原料液温度为25 r，因此需要一台原料预热器。本预热器的热流体采用135C的水蒸气。苯-甲苯混合液：25r 93.54 ri35r水蒸气：135 rw F Mf 127.98 86.2411037 kg/h-25 93 54苯-甲苯混合液进出口温度的平均值为：t一 59.271查表可得 Cp苯= 4.07kJ/(kg C)Cp甲苯二 3.93kJ/(kgC)C

43、P 4.07 0.38 3.93 0.623.9832 kJ/(kg C) t1 135 25 110 C t2135 93.5441.46 Ct1 t268.540.975770.24 C所以 Q WCP t2 t111037 3.9832 93.54 25 3013195.1kJ / h传热系数K取1400W/ ( mC)妙3195.1 10008.51m21400 70.24 3600查135C水蒸汽的汽化潜热为2155.8kJ/kgQ 3013195.1加热蒸汽的质量流量 W1397.72 kg / h2155.8第二节塔顶冷凝器塔顶温度tDt1t2tm七2In丄 t180.18 C

44、,冷凝水t135 C80.183545.18 C80.184535.18 Ct1100.2502t245 CtDt1tDt2tD 80.18 C 时，查图得 苯=385kJ/kg , 甲苯=379kJ/kg=甲苯 0.99+ 甲苯 0.01=384.94kJ/kg又气体流量V=1.582m3/s塔顶被冷凝量 q V v 1.582 2.824.461kg / s冷凝的热量 Q q 苯 4.461 384.94 1717.22KJ /s取传热系数K=600W/nk，则传热面积S Q/K tm3仃仃.22 10600 39.9771.61m2冷凝水流量WQCp(t1t2)3仃仃.22 104183 1041.05kg / s第三节再沸器塔底温度tw=109.81C用t°=135°C的蒸汽，釜液出口温度t1=109.81C则 tm135-109.8仁25.19C由tw=109.81C查液体比汽化热共线图得甲苯 363KJ / kg33又气体流量Vh=1.582m/s密度v 2.82 Kg / m则 qm Vhv 1.582 2.82 4.46kg/sQ qm甲苯4.46 363 1618.98KJ /s取传热系数K=600W/nk，则传热面积S Q/K tm1618.98 1000600 25.19107.1