苯-甲苯精馏塔设计课程设计

⑦液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从公式的关系取，则且，板上不设进口堰，可由式计算，即由于，故在本设计中不发生液泛现象。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。2.11塔板负荷性能图2.11.1精馏段塔板负荷性计算（1）漏液线由得 整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。0.00060.00150.00300.00450.73070.73160.80660.8291由上表数据即可作出漏液线1。（2）液沫夹带线以为限，求关系如下：由 故整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。0.00060.00150.00300.00453.2673.1553.012.888由上表数据即可作出液沫夹带线2。（3）液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由公式得取,则整理得,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。（4）液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，由得据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。（5）液泛线令由联立得忽略，将与，与，与的关系式代人上式，并整理得式中 将有关的数据代入，得故或在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。0.00060.00150.00300.00453.0863.0142.9052.7916由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出精馏段筛Vs板塔的负荷性能图，如图所示。精馏段筛板负荷性能图2.11.2提馏段塔板负荷性计算：（1）漏液线由得整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。0.00060.00150.00300.00450.76470.78660.81400.8363由上表数据即可作出漏液线1。（2）液沫夹带线以为限，求关系如下：由故整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。0.00060.00150.00300.00452.96162.83572.67362.5374由上表数据即可作出液沫夹带线2。（3）液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由公式得取,则整理得,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。（4）液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，由得据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。（5）液泛线令由联立得忽略，将与，与，与的关系式代人上式，并整理得式中将有关的数据代入，得故或在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。0.00060.00150.00300.00459.4309.078.628.23由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出提馏段筛板塔的负荷性能图，如图所示。提馏段筛板负荷性能图2.12塔的辅助设备及附件的计算与选型2.12.1各管路管径：(1)进料管计算为维检修方便进料管应采用带外套管的可拆结构。料液质量流速体积流速取管内流速为所以，进料管管径为由上述数据，查标准化参数可得，原料进口管管径选取为（DN=65mm）的无缝钢管。法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。（2）塔顶回流管管径计算同上，取管内流速为回流液质量流速体积流速所以，回流管管径由上，塔顶回流管选的无缝钢管。法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。（3）塔顶蒸气出口管径计算蒸气出口管的允许气速应不产生过大的压降，其值可下表表2.12蒸气出口管中允许气速参照表操作压力（绝压）常压1400～6000Pa＞6000Pa蒸汽速度，12～2030～5050～70因，故取出口气速故由上，塔顶蒸气出口管选的无缝钢管。法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。（4）塔釜出料管径计算取，则出料液质量流速体积流速所以，塔釜出料管管径由上，塔釜出料管选的无缝钢管。法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。2.12.2塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，取。2.12.3塔底空间塔底空间指塔内最下层踏板与塔底的间距，其值由如下因素确定：（1）塔底液面到最下层塔板间要有1～2m的间距，本设计为1.5m。（2）塔底贮液空间依贮存液停留时间而定，停留时间一般为3～5min。本设计取塔底贮液停留时间为4s；则贮液高度△Z为：则2.12.4裙座取。2.12.5确定塔高：为便于安装，检修，直径800mm以上的塔都应设人孔。人孔处的塔板间距不应小于600mm。根据以上叙述，计算塔高：H=0.6+39*0.4+0.6+1.15+3=20.95m2.13热量衡算及设备选型题目给的条件：进料热状态泡点进料

。冷凝器的热量衡算：在露点温度下（CAD作图求知）冷凝为液体，温度为80.5℃，冷却介质为冷却水，设计进口温度20℃，选定出口温度为40℃。表2.14冷凝器物料衡算表进料V出料DL组分kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%苯198154449939.63088.8991.0279.561甲苯218410.436.81101.989382.1699总量20015628100403125.61001029461.72100Σ=15628kg/h2.13.1各组分热力学参数见下表查《化学化工物性数据手册》得：表2.14.1各组分的汽化潜热（kJ/kg）组分80℃100℃120℃苯394.1379.3363.2甲苯379.4367.1354.2由内差法得：r苯=393.73kJ/kg，r甲苯=379.09kJ/kg2.13.2计算放热量Q放=15444×393.73+184×379.09=6150518.68kJ/h2.13.3冷却介质量冷凝水的平均温度：Tm==30℃查《化工原理》附录六（水的物理性质）：30℃时，Cp=4.17kJ/(kg*℃)取Q吸=3%Q，则Q吸=97%Q放=0.97×6150518.68=5966003.12kJ/h由Q吸=Cp水mt得：冷却水质量m=Q吸/Cp水t=5966003.12/4.174*（40-20）=71466.26Kg/h冷凝器热负荷为：q==17084.78kJ/s2.13.4再沸器的热量衡算40℃103.475℃苯98.6℃苯 甲苯甲苯120KPa20℃饱和水蒸汽图2.13.4再沸器热量衡算图由于进出口的温度相差较小,塔釜产品的显热变化可以忽略.取进口平均温度下的潜热，由《化工设计手册》下册图19-122得:表2.13.4苯和甲苯的汽化潜热t/℃20406080100[]431.1420.0407.7394.1379.6[]412.7402.2391.0379.4367.1则在=98.6℃时苯和甲苯的潜热为：r潜1=381.41=29749.98r潜2=371.17=34195.89Q吸=m1r1+m2r2=15444*381.41+184*371.17=5958791.28KJ/h假定热损失==5958791.28/0.95=6272411.87KJ/h由Q吸=Cp水mtm=71466.26Kg/h得出温差t=87.80℃所以再沸器用绝压101.3KPa，127.8℃饱和水蒸汽加热。2.13.5流体流径的选择根据流体流径的选择规则以得出结论：冷凝水走管间，物料走管内，逆流操作。2.13.6冷凝器的热负荷q冷凝器热负荷为：q==17084.78kJ/s其中Q——管程流体吸收的热量2.13.7流体两端温度的确定塔顶回流全凝器通常采用管壳式换热器，因为所选精馏塔处理量大，且塔板数较多，为了避免给安装和检修带来不便，选择强制循环式，由精馏塔计算得塔顶蒸汽温度℃，按需冷却到℃，取冷却水进口温度t1=20℃,出口温度t2=40℃,查表有，在此温度范围内水的比热容，故查资料，K取为，由得，故所以，换热面积将冷凝器安置于塔顶，冷凝液借重力回流入塔，即整体式，优点是蒸汽压降小，节省安装面积。表2.14.7冷凝器的参数表公称直径/mm管程数管数管长/mm换热面积/m2公称压力/(kg/cm2)400IV86600023.9942.13.8管管径计算与选型由上述计算得知原料进口管管径选取为（DN=65mm）的无缝钢管。法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。塔顶回流管选的无缝钢管。法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。冷凝器选用管径管长的无缝钢管。塔顶蒸气出口管选的无缝钢管。法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。塔釜出料管选的无缝钢管。法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。由以上得出再沸器用卧式热虹吸式的再沸器，管径管长，用平焊钢制做主要的接管设计尺寸。进料管（mm）回流管（mm）釜液出料管（mm）塔顶蒸气管（mm）2.14筛板塔主要设计参数工艺参数汇总筛板塔设计计算结果及符号汇总表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强PmkPa90.898.8各段平均温度tm℃89.6103.475气相平均密度ρKg/m32.462.77液相平均密度ρKg/m3807.5790.625气相流量VSm3/s1.851.64液相流量LSm3/s0.00460.00885实际塔板数N块1921板间距HTm0.400.40塔的有效高度Zm3.65.6塔径Dm1.61.6塔截面积ATm222空塔气速um/s0.81570.791堰长lwm1.121.12堰高hwm0.0370.048堰上液层高度hOWm0.0180.032弓形降液管截面积Afm20.1880.188弓形降液管宽度Wdm0.24160.2416安定区宽度Wsm0.080.08边缘区高度Wcm0.050.05降液管底隙高度hom0.0210.04板上清液层高度hLm0.0550.065孔径domm44孔间距tmm88孔数n个1028710287开孔率Φ22.675%22.675%开孔区面积Aam20.570.57筛孔面积A0m20.1290.129孔流系数C00.790.79液层充气系数β0.580.57相对泡沫密度φ0.50.5稳定系数K5.032.27降液管形式弓形弓形溢流形式单溢流单溢流溢流堰平行平行筛孔气速uom/s14.31412.69塔板压降△PPkPa0.4760.728干板阻力hCm液柱0.0050.046气体通过液层阻力hlm液柱0.03190.0456液体表面张力σmN/m20.42519.186液体在降液管中停留时间θs16.358.5液沫夹带eVkg液/kg气0.10.1液相负荷上限L