苯-乙苯精馏课程设计报告-

-.z.-----优质资料**工程大学化工与制药学院课程设计说明书课题名称苯-乙苯精馏装置工艺设计专业班级化学工程与工艺学生**1206210427学生**章学生成绩指导教师炜课题工作时间2014-12-22至1月5日化工与制药学院课程设计任务书专业：化学工程与工艺班级：01班学生**：*章发题时间：2014年12月20日课题名称苯-乙苯精馏装置工艺设计课题条件〔文献资料、仪器设备、指导力量〕文献资料：陈敏恒.化工原理[M].：化学工业，2002.王志魁.化工原理第三版[M].：化学工业，2005.王国胜.化工原理课程设计[M].：**理工大学，2005.路秀林.塔设备设计[M].：化学工业，2004.汪镇安.化工工艺设计手册[M].：化学工业，2003.王松汉.石油化工设计手册(第3卷)[M].：化学工业，2002.周大军.化工工艺制图[M].：化学工业，2005.匡国柱，史启才.化工单元过程及设备课程设计[M].：化学工业，2002.汤善甫，朱思明.化工设备机械根底[M].：华东理工大学，2004.朱有庭,曲文海,于浦义.化工设备设计手册上下卷[M].：化学工业,2004.贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计[M].：**大学，2005.设计任务*厂以苯和乙烯为原料，通过液相烷基化反响生成含苯和乙苯的混合物。经水解、水洗等工序获得烃化液。烃化液经过精馏别离出的苯循环使用，而从脱除苯的烃化液中别离出乙苯用作生成苯乙烯的原料。现要求设计一采用常规精馏方法从烃化液别离出苯的精馏装置。1.确定设计方案根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有生产的现场调查或对现有资料的分析比照，选定适宜的流程方案和设备类型，确定工艺流程。对选定的工艺流程、主要设备的型式进展简要的论述。2.主要设备的工艺设计计算包括工艺参数的选定、模拟设计计算、设备的工艺尺寸计算及构造工艺设计。3.典型辅助设备的选型和计算包括典型辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。4.绘制带控制点的工艺流程图A2号图纸，以单线图的形式绘制，标出主体设备和辅助设备的物料流向、物流量和主要化工参数测量点。5.绘制主体设备工艺条件图A1号图纸，图面上应包括设备的主要工艺尺寸、技术特性表和管口表。设计所需技术参数进料量9200kg/h的物料由20℃预热至压力为0.14Mpa下泡点状态下进料，进料组成〔质量分数〕：苯0.516、乙苯0.484。要求塔顶馏出苯液中，苯含量不低于98.5%〔质量分数，下同〕，釜液中苯含量低于1.5%。塔顶馏出液和釜液要求降至40℃。塔顶全凝器压力为常压0.1013MPa。全班以花名册序号顺序两人一组。第一组进料组成〔质量分数〕：苯0.596、乙苯0.404，组数增加1则苯的质量分数增加0.002、乙苯的质量分数减小0.002。第一组进料量为9250kg/h，组数增加1则流量增加50kg/h，以此类推，其它条件不变。设计说明书内容1.封面2.任务书3.成绩评定表4.目录5.概述〔精馏操作对塔设备的要求、设计原则与步骤、精馏过程模拟计算方法〕6.工艺流程方案的说明和论证7.精馏塔模拟设计计算及操作条件的选择〔塔板数、进料位置、操作压力、回流比〕8.精馏塔主体工艺尺寸的计算及构造设计〔塔高、塔径、降液管及溢流堰尺寸、浮阀数或筛孔数及排列方式、塔板流动性能的校核及负荷性能图〕9.辅助设备的选型及计算(管路设计及泵、贮罐、再沸器、冷凝器选型)10.设计结果概要(主要设备的特性数据，设计时规定的主要操作参数，各种物料的量和状态，能耗指标以及附属设备的规格、型号及数量)11.对设计过程的评述和有关问题的讨论12.主要符号说明13.参考文献进度方案1.查阅文献资料，初步确定设计方案及设计内容，3天2.根据设计要求进展设计，确定设计说明书初稿，2-3天3.撰写设计说明书，2天4.绘制工艺流程图及总装图、辩论，2-3天指导教师：孙炜20143年12月20日学科部〔教研室〕主任：杜治平2014年12月20日化工与制药学院"课程设计"综合成绩评定表学生**学生班级设计题目*章化工01班苯-乙苯精馏装置工艺设计指导教师评语指导教师：孙炜2014年12月20日辩论记录辩论组成员签字：记录人：年月日成绩综合评定栏设计情况辩论情况工程权重分值工程权重分值1、计算和绘图能力351、答复下列问题能力202、综合运用专业知识能力102、表述能力〔逻辑性、条理性〕103、运用计算机能力和外语能力104、查阅资料、运用工具书的能力55、独立完成设计能力56、书写情况〔文字能力、整洁度〕5综合成绩指导教师：孙炜学科部主任：杜治平2014年12月20日2014年12月20日摘要：本设计对苯-乙苯别离过程筛板精馏塔装置进展了设计，主要进展了以下工作：1、对主要生产工艺流程和方案进展了选择和确定。2、对生产的主要设备—筛板塔进展了工艺计算设计,其中包括：①精馏塔的物料衡算；②塔板数确实定；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精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算。3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。4、对设计过程中的有关问题进展了讨论和评述。本设计简明、合理，能满足初步生产工艺的需要，有一定的实践指导作用。关键词：苯-乙苯；别离过程；精馏塔；回流比Abstract:thedesignofbenzenetolueneseparationprocessofsieveplatedistillationdeviceisdesigned,mainlyforthefollowingwork:1,themainproductionprocessandschemeareanalyzedanddetermined.2,themainequipmentforproductionofsieveplatetowerprocesscalculationanddesign,includingmaterialbalanceofdistillationcolumncount;determinetheplatenumberofthedistillationtower;processconditionandcalculationofrelevantphysicaldata;calculationofdimensionoftowerbodyprocessofthedistillationtower;calculationofthemainprocessdimensionoftowerplatethedistillationtower.3,drawtheproductionprocessflowchartandthedistillationtowerdesignconditions.4,thequestionsofthedesignprocessarediscussedandreviewed.Thedesignsimple,reasonable,canmeettheneedofpreliminaryproductionprocess,haveacertainroleinguidingpractice.Keywords:benzenetolueneseparation;distillationcolumn;目录一、概述-2-1.1精馏操求作对塔设备的要求-2-塔设备的简介-2-工业上对塔设备的要求-2-1.1.3板式塔的分类-2-1.2苯和乙苯的主要物性数据-2-苯、乙苯的物理性质-2-苯、乙苯在*些温度下的外表*力-2-苯、乙苯在*些温度下的粘度-2-苯、乙苯的液相密度-2-1.3设计原则与步骤-2-设计原则-2-设计步骤-2-二、工艺流程方案的说明和论证-2-2.1工艺流程方案的说明-2-设计方案简介-2-塔型的选择-2-2.2设计的依据与技术来源-2-三、精馏塔模拟设计计算及操作条件的选择-2-3.1精馏塔的物料衡算与操作线方程-2-精馏塔的物料衡算-2-最小回流比-2-操作线方程-2-3.2塔板效率和实际塔板数-2-塔顶、进料、塔釜温度的计算-2-相对挥发度的计算-2-塔顶、塔釜温度下的粘度-2-实际塔板数-2-3.3精馏塔的操作条件-2-操作压力-2-操作温度-2-平均摩尔质量-2-平均密度-2-液体平均外表*力-2-四、精馏塔主体工艺尺寸的计算及构造设计-2-4.1精馏塔塔径-2-精馏段塔径-2-提馏段塔径-2-4.2精馏塔塔高-2-4.3降液管及溢流堰尺寸-2-降液管及溢流堰尺寸-2-筛孔数及排列方式-2-4.4塔板流动性能的校核-2-板压降的校核-2-液沫夹带的校核-2-溢流液泛条件的校核-2-4.5塔板的负荷性能图-2-漏液线-2-液沫夹带线-2-液相负荷下限线-2-液相负荷上限线-2-液泛线-2-五、辅助设备的选型及计算-2-5.1管路设计-2-进料管-2-回流管-2-塔顶蒸汽接收-2-塔釜进气管-2-釜液排出管-2-塔顶产品出口管径-2-5.2板式塔的构造-2-简体-2-封头-2-塔顶空间HD-2-进料空间高度HF-2-塔釜高度HB-2-人孔-2-支座-2-塔高-2-5.3辅助设备的选型-2-冷凝器-2-进料处预热-2-再沸器-2-泵的计算及选型-2-六、设计结果汇总-2-七、设计小结与体会-2-八、主要符号说明-2-九、参考文献-2--.z.-----优质资料一、概述1.1精馏操求作对塔设备的要求塔设备的简介塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触件的构造型式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量踏板，气体以鼓泡活喷射形式穿过板上液层进展质、热传递，气液相组成成阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内有定高度的填料层，液体自塔顶沿填料外表下流，气体逆流而上〔也有并流向下者〕与液相接触进展质、热传递，气相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的要求〔1〕生产能力大；〔2〕传质、传热效率高；〔3〕气流的摩擦阻力小；〔4〕操作稳定，适应性强，操作弹性大；〔5〕构造简单，材料消耗少；〔6〕制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，因此，设计者应根据塔型特点、物系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资、操作与维修费用等技术经济评价以及设计经历等因素，依矛盾的主次，综合考虑，选择适宜的塔型。在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精馏，萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过严密接触到达相际传质和传热目的的气液传质设备之一。1.1.3板式塔的分类板式塔大致可分为两类：〔1〕有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；〔2〕无降液管的塔板，如穿流式筛板〔栅板〕、穿流式波纹板等。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。1.2苯和乙苯的主要物性数据苯、乙苯的物理性质工程分子式分子量沸点℃临界温度℃临界压强Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.7苯、乙苯在*些温度下的外表*力t/℃2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.82苯、乙苯在*些温度下的粘度t/℃0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226苯、乙苯的液相密度t/℃20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8831.8813.6795.2776.2756.71.3设计原则与步骤设计原则设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产到达技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、平安、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：〔1〕满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品到达任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定*围内进展调节，必要时传热量也可进展调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。〔2〕满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的上下，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。〔3〕保证平安生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要平安装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。设计步骤⑴确定设计方案；⑵平衡级计算和理论塔板确实定；⑶塔板的选择；⑷实际板数确实定；⑸塔体流体力学计算；⑹管路及附属设备的计算与选型；⑺撰写设计说明书和绘图。二、工艺流程方案的说明和论证2.1工艺流程方案的说明设计方案简介本工程是设计苯-乙苯体系生产工艺的设计。分为精馏塔的设计，换热器的设计，阀门等带控制点的设备的设计。设计的主要内容为精馏塔的设计，换热器的选型以及带控制点的流程图的绘制。精馏塔的设计流程为原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出局部液体作为塔底产品〔釜残液〕再沸器中原料液局部汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或局部冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余局部经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进展，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表〔流量计、温度计和压力表〕。以测量物流的各项参数。换热器的选型主要为换热器的热量衡算以及其选型。原料预热器的热量主要通过再沸器中的蒸汽经过冷却下来的水，通过控制温度到达原料预热器的所需温度，用以加热，出去的水用来作为塔顶冷却器的冷却水，通过这样的循环，可以减少工厂运行的本钱。设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一局部回流至塔内，其余局部经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易别离物系，最小回流比拟小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。加料方式采用直接流入塔内，采用泡点进料，即热状态参数q=1.0。塔型的选择本设计中采用筛板塔。筛板塔的优点是构造比浮阀塔更简单，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10～15％。塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。压降较低。缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。2.2设计的依据与技术来源本设计依据于精馏的原理〔即利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于屡次局部汽化和局部冷凝使轻重组分别离〕，并在满足工艺和操作的要求，满足经济上的要求，保证生产平安的根底上，对设计任务进展分析并做出理论计算。三、精馏塔模拟设计计算及操作条件的选择3.1精馏塔的物料衡算与操作线方程精馏塔的物料衡算通过全塔物料衡算，可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的体系。物料衡算主要解决以下问题：〔1〕根据设计任务所给定的处理原料量、原料浓度及别离要求〔塔顶、塔底产品的浓度〕计算出每小时塔顶、塔底的产量；〔2〕在加料热状态q和回流比R选定后，分别算出精馏段和提馏段的上升蒸汽量和下降液体量；〔3〕写出精馏段和提馏段的操作线方程，通过物料衡算可以确定精馏塔中各股物料的流量和组成情况，塔内各段的上升蒸汽量和下降液体量，为计算理论板数以及塔径和塔板构造参数提供依据。通常，原料量和产量都以kg/h或吨/年来表示，但在理想板计算时均须转换为kmol/h。在设计时，汽液流量又须用QUOTE来表示。因此，要注意不同的场合应使用不同的流量单位。总物料：F=D+W3-1易挥发组分：FQUOTE3-2原料处理量F=9650kg/h=108.435kmol/h，进料组成〔质量分数〕：苯0.612、乙苯0.388。要求塔顶流出液中，苯含量不低于98.5%〔质量分数，下同〕，釜液中苯含量低于1.5%。苯的摩尔质量：78.11g/mol，乙苯的摩尔质量：106.16g/mol。则有：QUOTEQUOTEQUOTE式中F、D、W——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h；QUOTE、QUOTE、QUOTE——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。由〔3-1〕、〔3-2〕式得：D=QUOTE；W=FQUOTE34.369kmol/h。最小回流比由化工手册查得苯和乙苯的t-*-y关系，并由E*cel作图得：T/℃*y80.111840.860.974880.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.200由E*cel作图有：图3.1苯-甲苯气液平衡曲线图3.2苯-甲苯泡点露点曲线采用作图法法确定最小回流比，在图3.1中作垂线*=0.6819，与平衡线的交点为：QUOTE=0.6819QUOTE故最小回流比QUOTE操作回流比取最小回流比的1.5倍,有QUOTE操作线方程〔1〕精馏段上升蒸汽量：QUOTE下降蒸汽量：QUOTE操作线方程：QUOTEQUOTEQUOTE——精馏段内第n层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率；QUOTE——精馏段内第n+1层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率。〔2〕提馏段上升蒸汽量：下降蒸汽量：QUOTE操作线方程：QUOTEQUOTE作图得：由拟合趋势线方程得如下数据：yn*n10.98890.93742320.9729390.86807830.9514830.78480640.9257190.69823650.8989340.62172360.8144230.44881370.5861120.23099880.298510.08165590.1013170.031552100.0351620.012597表3.1由数据可知：所需总理伦板数位10块，第5块加料，精馏段需4块。3.2塔板效率和实际塔板数在实际塔板上，气液两相并未到达平衡，这种气液两相间传质的不完善程度用塔板效率来表示，在设计计算中多采用总板效率求出实际塔板数。总板效率规定是否合理，对设计的塔在建成后能否满足生产的要求有重要的意义。而总板效率与物系物性、塔板构造和操作条件密切相关。塔顶、进料、塔釜温度的计算纯组分的饱和蒸汽压QUOTE与温度t的关系通常可表示成如下的经历式：QUOTE上式称为安托因〔Antoine〕方程。A、B、C为该组分的安托因常数。由化工手册查得：苯的安托因常数：A=6.031，B=1211，C=220.8乙苯的安托因常数：A=6.079，B=1422，C=212.9苯：QUOTE乙苯：QUOTE塔顶全凝器压力为常压0.1013mPa，取全凝器的压降为10kPa,则塔顶压力为111.3kPa。又QUOTE即QUOTE假设一个温度t，用上述的安托因方程算出QUOTE，带入上式检验。设t=84.9℃QUOTEQUOTEQUOTEQUOTEQUOTE假设正确，即塔顶温度QUOTE84.9℃，该温度下苯的饱和蒸汽压QUOTE，乙苯的饱和蒸汽压QUOTE。假设全塔实际塔板数为22块，塔板压降为600Pa,则塔釜压力为111.3+0.6*23=125.1kPa。同理可得：塔釜温度QUOTE142.5℃，该温度下苯的饱和蒸汽压QUOTE，乙苯的饱和蒸汽压QUOTE。相对挥发度的计算塔顶体系相对挥发度QUOTE塔釜体系相对挥发度QUOTE全塔体系相对挥发度QUOTE塔顶、塔釜温度下的粘度苯、乙苯在*些温度下的粘度t/℃0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226表3.2由示差法求得在塔顶、塔釜温度下的粘度如下：84.9℃142.5℃苯0.295mPa·s0.180mPa·s乙苯0.341mPa·s0.222mPa·s表3.3QUOTEQUOTE实际塔板数总板效率QUOTE理论塔板数QUOTE，修正得QUOTE。精馏段塔板数QUOTE，修正得QUOTE。提馏段塔板数QUOTE修正得QUOTE块。实际加料版位置在第10块。3.3精馏塔的操作条件操作压力塔顶操作压力:QUOTE每层塔板压降:QUOTE进料板压力:QUOTE塔釜压力:QUOTE精馏段平均压力QUOTE提馏段平均压力QUOTE操作温度由3.2中数据可知：塔顶温度：QUOTE进料板温度：QUOTE塔釜温度:QUOTE精馏段平均温度:QUOTE提馏段平均温度：QUOTE平均摩尔质量由表3.1可知：塔顶平均摩尔质量：气相平均摩尔质量：QUOTE液相平均摩尔质量：QUOTE进料板平均摩尔质量:气相平均摩尔质量：QUOTE液相平均摩尔质量：QUOTE塔釜平均摩尔质量：气相平均摩尔质量：QUOTE液相平均摩尔质量：QUOTE精馏段平均摩尔质量:气相平均摩尔质量：QUOTE液相平均摩尔质量:QUOTE提馏段平均摩尔质量:气相平均摩尔质量：QUOTE液相平均摩尔质量:QUOTE平均密度气相平均密度：由理想气体状态方程，即QUOTE液相平均密度：QUOTE(QUOTE为该物质的质量分数)塔顶液相平均密度：由QUOTE查数据手册知：QUOTE，QUOTE。质量分数和平均密度：QUOTEQUOTE进料板液相平均密度：由QUOTE查数据手册知：QUOTE，QUOTE。质量分数和平均密度：QUOTEQUOTE塔釜液相平均密度：由QUOTE查数据手册知：QUOTE，QUOTE。质量分数和平均密度：QUOTEQUOTE故精馏段平均密度：QUOTEQUOTE提馏段平均密度：QUOTEQUOTE液体平均外表*力塔顶液相平均外表*力:由QUOTE查数据手册知：QUOTE。进料板液相平均外表*力：由QUOTE查数据手册知：QUOTE。塔釜液相平均外表*力:由QUOTE查数据手册知：QUOTE。故精馏段平均外表*力：QUOTE提馏段平均外表*力:QUOTE四、精馏塔主体工艺尺寸的计算及构造设计4.1精馏塔塔径精馏段塔径精馏段的气液相体积流率为：QUOTEQUOTE取板间距QUOTE上液层高度QUOTE，则：QUOTE查Smith关联图有：QUOTE，故：QUOTEQUOTE取平安系数为0.7，得空塔气速QUOTE塔径QUOTE塔的截面积为QUOTE实际空塔气速为：QUOTEQUOTE介于0.6—0.8之间。提馏段塔径提馏段的气液相体积流率为：QUOTEQUOTE取板间距QUOTE上液层高度QUOTE，则：QUOTE查Smith关联图有：QUOTE，故：QUOTEQUOTE取平安系数为0.7，得空塔气速QUOTE塔径QUOTE塔的截面积为QUOTE实际空塔气速为：QUOTEQUOTE介于0.6—0.8之间。故塔径为1.2m。4.2精馏塔塔高精馏段有效高度的计算：QUOTE提馏段有效高度的计算：人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于处理不需要经常清洗的物料，可隔8～10块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔4～6块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450-550mm。此处每隔5层塔板开一人孔，人孔高度为0.5m人孔直径HT，为0.5m.人孔数：S=(22/5)-1=3.4≈4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，塔顶空间高度通HD常取：此处取1.2m塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：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3～5分钟，否则需有10～15分钟的储量，以保证塔底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取3～5分钟；对易结焦的物料，停留时间应短些，一般取1～1.5分钟。此处塔底空间高度HB取1.5m。进料段高度HF取决于进料口得构造形式和物料状态，一般比HT大，此处取0.5m塔高：QUOTEQUOTE11.6m4.3降液管及溢流堰尺寸降液管及溢流堰尺寸由塔径D=1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。堰长QUOTE由单溢流，QUOTE，取系数为0.7，则：溢流堰高度QUOTEQUOTE选用平堰，则平堰上的液流高度：QUOTE取有精馏段液流高度QUOTE提馏段液流高度QUOTE取板上的清液层高度QUOTE，则：精馏段溢流堰高度QUOTE提馏段溢流堰高度QUOTE(3)弓形降液管宽度QUOTE和截面积QUOTE由,查弓形降液管的参数图得QUOTE故：QUOTEQUOTE精馏段液体在降液管的停留时间QUOTE提馏段液体在降液管的停留时间QUOTE故降液管设计合理。降液管底隙高度QUOTE取QUOTE则精馏段QUOTE取QUOTE提馏段QUOTE故设计合理。选用凹形受液盘，深度QUOTE筛孔数及排列方式取出口安定区宽度QUOTE，QUOTE又有效传质区面积QUOTE式中QUOTE有QUOTE由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径QUOTE筛孔按正三角形排列，取孔中心距QUOTE。筛孔数目QUOTE开孔率QUOTE气体通过筛孔的气速：精馏段QUOTE提馏段QUOTE4.4塔板流动性能的校核板压降的校核由QUOTE查干板孔流系数图知：孔流系数QUOTE故精馏段干板压降QUOTE提馏段干板压降QUOTE液层阻力QUOTE，QUOTE。精馏段：QUOTEQUOTE查充气系数关联图知：QUOTE故QUOTE提馏段：QUOTE查充气系数关联图知：QUOTE故QUOTE液沫夹带的校核液沫夹带量QUOTE可根据亨特〔Hunt〕提出的经历式计算QUOTE精馏段QUOTE<QUOTE提馏段QUOTE<QUOTE故本设计液沫夹带量在允许*围中。溢流液泛条件的校核为防止发生溢流液泛，必须满足以下条件：QUOTE,QUOTE取0.5QUOTE〔1〕液面落差对于筛板塔，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。〔2〕降液管阻力降液管阻力损失可由下式计算：QUOTE则精馏段降液管阻力损失：QUOTE提馏段降液管阻力损失：QUOTE(3)漏液对筛板塔，漏液点气速QUOTE可由以下公式计算：QUOTEQUOTE则精馏段：QUOTE实际气速稳定系数提馏段：QUOTE实际气速稳定系数故本设计无明显漏液。精馏段QUOTEQUOTE提馏段QUOTEQUOTE故不会发生明显液泛。4.5塔板的负荷性能图漏液线由QUOTE，QUOTE，QUOTE，QUOTE得：精馏段QUOTE在操作*围内，任取几个QUOTE值，依上式计算出QUOTE值，计算结果列于下表：QUOTE,m3/s0.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120QUOTE,m3/s0.50170.51030.51830.53590.54760.55810.5721表4-1精馏段漏液线计算结果由上表数据即可作出漏液线1提馏段QUOTE在操作*围内，任取几个QUOTE值，依上式计算出QUOTE值，计算结果列于下表：QUOTE,m3/s0.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120QUOTE,m3/s0.43390.44230.45010.46730.47860.48860.5021表4-2提馏段漏液线计算结果由上表数据即可作出漏液线2液沫夹带线以QUOTE为限，求QUOTE关系如下：QUOTEQUOTEQUOTEQUOTE得：精馏段QUOTE在操作*围内，任取几个QUOTE值，依上式计算出QUOTE值，计算结果列于下表：QUOTE,m3/s0.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120QUOTE,m3/s1.46711.40681.35021.22121.13341.05380.9447表44-3精馏段液沫夹带线计算结果由上表数据即可作出液沫夹带线1提馏段QUOTE在操作*围内，任取几个QUOTE值，依上式计算出QUOTE值，计算结果列于下表：QUOTE,m3/s0.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120QUOTE,m3/s1.65001.59131.53631.41081.32551.24811.1420表4-4提馏段液沫夹带线计算结果由上表数据即可作出液沫夹带线2液相负荷下限线对于平堰，取堰上液层高度QUOTE作为最小液体负荷标准。QUOTE据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限QUOTE故液泛线令QUOTEQUOTEQUOTE得：QUOTE式中QUOTEQUOTEQUOTEQUOTE代入数据得：精馏段：QUOTE在操作*围内，任取几个QUOTE值，依上式计算出QUOTE值，计算结果列于下表：QUOTE,m3/s0.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120QUOTE,m3/s1.47461.42471.36421.13810.84470.08094-5精馏段液泛线计算结果提馏段：QUOTEQUOTE,m3/s0.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120QUOTE,m3/s1.45241.41951.38701.30451.23911.17061.0573根据以上各线方程，可作出精馏段筛板塔的负荷性能图，如图4-1所示。图4.1精馏段筛板塔的负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带，下限为液相负荷下限控制。则:QUOTEQUOTE，则操作弹性为2.4提馏段筛板塔的负荷性能图，如图4-2所示。QUOTEQUOTE，则操作弹性为2.7满足条件。五、辅助设备的选型及计算5.1管路设计进料管进料管的构造类型很多，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。F=9650Kg/h,=795.99Kg/则体积流量QUOTE管内流速QUOTE则管径QUOTE取进料管规格Φ80×2.5，则管内径QUOTE进料管实际流速QUOTE回流管采用直管回流管，回流管的回流量L=33.174kmol/h塔顶液相平均摩尔质量M=79.75kg/kmol,平均密度QUOTE则液体流量QUOTE取管内流速1.5m/s则回流管直径QUOTE可取回流管规格Φ33×2.5则管内直径d=28mm回流管内实际流速QUOTE塔顶蒸汽接收塔顶蒸汽接收由PA=111.3kPa,查有关表取u=30m/s由V=107.24kmol/h,PA=111.3kPa,td=84.9℃得：QUOTE故塔顶蒸汽接收直径QUOTE可取接收规格Φ200×5则管内直径d=190mm塔顶接收实际流速QUOTE塔釜进气管由Pw=124.5kPa,查有关表取u=60m/s由V=107.24kmol/h,td=142.5℃得QUOTE故接收直径QUOTE可取接收规格Φ140×5则管内直径d=130mm塔釜进气管实际流速QUOTE釜液排出管塔底W=34.369kmol/h平均密度QUOTE平均摩尔质量M=105.65kmol/h体积流量：QUOTE取管内流速u=1m/s则接收直径QUOTE可取回流管规格Φ45×2.5则实际管径d=40mm釜液排出管实际流速QUOTE塔顶产品出口管径D=74.066koml/h相平均摩尔质量M=79.75kg/kmol溜出产品密度QUOTE则塔顶液体体积流量：QUOTE取管内蒸汽流速u=1.5m/s则接收直径QUOTE可取回流管规格Φ45×2.5则实际管径d=40mm塔顶蒸汽接收实际流速QUOTE5.2板式塔的构造简体简体的材料选择要考虑塔的操作压力、温度、物系的腐蚀性及经济上的合理性。常用的材料有碳钢〔Q235,Q235F〕及低合金钢。此塔选用碳钢16MnR，查表可知当工称直径为Dg=1200mm，工称压力小于3kg/cm2时，筒体壁厚可选用5mm.封头椭圆形封头在化工中应用最广，它由曲面局部和直边局部组成。标准椭圆封头的长短轴之比为2。此塔采用标准椭圆封头，材料选用16MnR。查表可知，工称直径Dg=1200mm时，可取曲面高度h1=300mm。直边高度h2=25mm，封头厚度S=6mm.塔顶空间HD塔顶空间HD的作用是供安装塔板的开人孔的需要，也使气体中的液滴自由沉降，取1.2m进料空间高度HF进料是液相，HF应大于一般的板间距，可取HF=1.0m塔釜高度HB釜液体积流量为QUOTE，取釜液在釜内的停留时间6min,装填系数取0.5，塔釜高h/塔釜直径D=2:1。釜液流量LW=LS×6×60=1.6297m3VW=πd2h/4=πd3/8=2.6596得到d=1.89m塔釜高度HB=2d=3.78m人孔对于直径大于或等于800mm的塔采用人孔，人孔处板间距等于或大于600mm，人孔规格为450mm，伸出塔体的筒体长为200mm，人孔中心距离操作平台1m，本塔设计每6块板设一个人孔，共3个.支座采用圆筒形裙座。裙座高度为2m.塔高QUOTEQUOTEQUOTE5.3辅助设备的选型冷凝器塔顶温度tD=84.9℃冷凝水t1=20℃t2=30℃则由tD=84.9℃查液体比热汽化热共热图得γ苯=387.279KJ/kg又气体流量V=0.9074m3/s塔顶被冷凝量q=Vρ=0.9074×2.6671=2.42kg/s冷凝的热量Q=qγ苯=2.42×387.279=922.695KJ/s取传热系数K=600W/m2k则传热面积冷凝水流量选取换热管为Φ19mm的换热器，公称直径为325mm，工程压力为1.6MPa，管程数为1，管子根数为99，中心排管数为11，管程流通面积为0.0175m2，换热管长度为4500mm，换热面积为26.0m2。进料处预热取原料温度为t1=20℃，原料预热后温度t2=97.82℃则定性温度t=(t1+t2)/2=〔97.82+20〕=58.91℃查表得，cp苯=1.70kJ/(kg•k)选取换热管为Φ25mm的换热器，公称直径为400mm，工程压力为1.6MPa，管程数为4，管子根数为76，中心排管数为11，管程流通面积为0.0066m2，换热管长度为2000mm，换热面积为11.3m2。再沸器塔底温度tw=142.76℃，用t0=170℃的蒸汽，釜液出口温度t1=150℃则由tw=142.76℃查液体比汽化热共线图的γ=394KJ/kg又气体流量V=0.9377m3/s密度ρ=3.08kg/m3则qm=Vρ=0.9377×3.08=2.89kg/sQ=qmγ甲苯=2.89×394=1138.66KJ/s传热面积加热蒸汽的质量流量选取换热管为Φ25mm的换热器，公称直径为500mm，工程压力为1.6MPa，管程数为1，管子根数为174，中心排管数为14，管程流通面积为0.0603m2，换热管长度为6000mm，换热面积为81.6m2。泵的计算及选型进料温度t=20℃进料量QUOTE取管内流速，则QUOTE故可采用Ф50×2mm的离心泵则内径QUOTEQUOTE取绝对粗糙度为QUOTE则相对粗糙度为QUOTE管径故可采用Ф50×2mm的离心泵则内径得取绝对粗糙度为，得摩擦系数=0.02775进料口位置高度QUOTEQUOTEλQUOTE扬程H>QUOTE+h=11.48+1.12=12.6m选择型号为IS100-65-200型离心泵。六、设计结果汇总序号工程单位计算结果精馏段提馏段