化工设计方案苯甲苯精馏塔

目录:目录ＴＯＣ＼o”１—3”\ｈ＼z\uHYPERＬＩNＫ\l＂＿Toｃ３6０0６2256”１ﻩ概论 ３6006２2５６\h3ＨYPERLＩNK＼l＂_Ｔoc360０６22５7”１。1ﻩ精馏塔ﻩPＡGＥREF_Toc3600６2２5７＼h３HYPERLＩＮK\ｌ"_Ｔoc360０622５８"1.1。１。 精馏原理ﻩPAGEＲEF_Toｃ3600６225８\ｈ３HＹPEＲLＩＮＫ\l”＿Toc3600６2259”1.2 精馏塔选择 PＡGEＲＥF_Toc３６00６2259＼h3HYPEＲＬINＫ＼l"_Toc36006２260”1。３ﻩ苯 PAＧＥREＦ_Ｔoc３60０62２6０＼h4HYPＥＲLINK＼l＂_Tｏc360０６２261"１。4 甲苯 PＡGEＲEＦ_Tｏc３600６２2６１\h４HＹＰERLINK\ｌ"＿Toc36006２２62＂２ﻩ操作数据的计算 PAGＥREF_Ｔoｃ36006226２\h4HYPEＲＬＩNＫ\l”_Toｃ36006２２63"2.1 设计要求ﻩPＡＧEREＦ_Toc3６0０６2263＼h４ＨＹPERLIＮK＼ｌ"_Toc3６00６2２6４"２。2 主要基本数据 ＰAＧEREF＿Ｔoc３６0062264＼ｈ5HＹＰＥRLINK\l＂_Toｃ360062２65＂２．2．１ 苯和甲苯的物理性质ﻩPAGＥREF_Toc3600622６５\h5HYPＥRLＩNＫ2.2.4 液体粘度μL PAGERＥF＿Toc3６006２2６8\h5HYPERＬINK\ｌ”_Tｏc３6０06２269＂２。3ﻩ平衡线数据ﻩPAGEREＦ＿Tｏｃ3600６226９＼h5HYPERLＩNK\l＂_Toc3600622７0"2.４ 操作参数设计ﻩPAGEＲEF_Toc3600622７０\h6HYPERLINK\l＂_Toc360０6２271”2。４.１ 进料热状态 ＰAGEREF_Toｃ360062２7１\h6HＹPＥRLINK＼l"_Toc３６0０６227２"2.４.2ﻩ加热方式 ＰAGERＥF_Toｃ3600６22７2\h６HＹPEＲLＩNＫ２.4。3 塔顶冷凝水的选择 PAＧＥREF＿Toc3６０062273\h７HＹＰERLINＫ\l”_Toc３600６22７４"２。5 操作流程及流程图 PＡＧEREF_Tｏc３６０062274\h7HＹPEＲＬＩNK\ｌ"_Toc360０６2275＂２。5.1 流程简介 PAGＥＲＥF＿Toc３60０6227５\ｈ7HＹPEＲＬIＮK＼l"_Toc３60０6２276"2.5。2ﻩ流程图ﻩPAGＥREF_Toc360062２76\h7ＨYPＥRＬIＮK\l＂＿Ｔｏc360062277"２.6 理论塔板数的计算与回流比的确定 PAGEREＦ＿Toc3６0０6２277\h8ＨＹPERLＩNK\l＂_Toc360０６22７8”2.６.1ﻩ物料衡算 PAＧEＲEF＿Toｃ36００622７8\ｈ8２．6.4ﻩ由Ｅxcｅl理论塔板数计算程序计算理论板数ﻩＰAGＥREF_Toｃ3600６2２8１＼ｈ9HYPEＲLINK＼ｌ”_Toc3６006２2８2"２．６。5ﻩ由作图法算出理论板数NT PAＧERＥＦ_Toc３6006２28２\h１０ＨYＰERＬINＫ＼l＂＿Tｏc360062２83"３ 塔体计算ﻩPAＧEＲEF_Ｔoc360０６2283＼h１1HYPERLINＫ\ｌ"_Ｔoｃ3600６２284＂3．1 塔体物性计算ﻩPAＧEＲEF_Toｃ３600６228４＼h11HYPERLIＮK3.1.2 液、气相平均密度 PAGEREＦ＿Toc３６00６2286＼h12HＹPＥRLＩNK\l＂_Toｃ3６0０６2287”３。２ 塔径与塔高计算ﻩPAＧEREF_Toｃ36006２28７\h1３HYPERLＩNK\l＂_Toc３6006２２88"3.2.１ 精馏段塔径 ＰAGＥＲEF_Toc３6０06228８＼ｈ１3HＹPＥＲLIＮK\l"_Toc36006２28９＂3。２．2 提馏段塔径 ＰＡＧERＥF_Toc３6００62２８9\h13ＨYＰERLINＫ\l”_Ｔｏc３６0062290”3.2.3 圆整后塔径ﻩPＡＧEREＦ_Toｃ36０062２９０\h1４HYPERＬＩNK＼ｌ＂_Tｏc3600622９1"3。2。４ﻩ填料层高度计算 PＡGERＥF_Ｔoｃ３60062291＼h14ＨYPERLINK３．3ﻩ填料塔的流体力学性能 PＡＧＥＲEF_Ｔｏc36０0６2２９２\h１４HYPEＲＬＩNK\l"_Ｔoc３60062２9３"3．３。1 压降ﻩPAＧEREＦ_Toc360０622９3\ｈ14ＨＹPERＬINＫ3.３。３ 精馏段喷淋密度核算ﻩPＡＧＥREＦ_Ｔoc3６0062２９5\ｈ１5HYPERLIＮK\l”_Tｏｃ3600６22９6"3。３。4ﻩ提馏段喷淋密度核算ﻩＰAＧEＲＥF＿Toc3600622９６\h15HYPＥRLINK\ｌ＂＿Toc36０062２97”3．4ﻩ塔内附件选择 PＡＧEREF_Toc３60062297\h15HYＰEＲLINK\l”＿Toc３6０062298＂３.４．１ 液体喷淋装置选择ﻩPＡＧEREF_Tｏc3600６2２98\ｈ１5HＹＰERLINＫ\l＂＿Toc3６0０622９９＂3。4．２ﻩ分布点密度计算 PAGEＲEＦ_Toc３60０62299\h1５HYPERLINK＼l”＿Toc3６006２300＂3．4.3 液体再分布装置选择 PAGEＲEＦ_Tｏc３6０0６２300\h１６HYＰERLINＫ3．4．４ 填料支撑装置选择 PAＧＥRＥＦ_Ｔoc36006２３0１＼h16ＨYPEＲLＩNＫ\ｌ”＿Toc3600６2３０2”3．4。5ﻩ填料压紧装置ﻩPAGＥＲEF＿Toc3６00６２302\h１6HＹPEＲLIＮK＼l＂_Ｔｏc3６006２30３"３。4。6 除沫器选择ﻩPAＧEＲEF_Toc36006２3０３\ｈ16ＨYPＥＲLINK＼l"_Toｃ3６0062304”３。5ﻩ管道设计与选择ﻩPＡGEREF_Ｔoc36００6２3０４\h１７HYＰERLIＮＫ\l”＿Toc３600623０5”3.5。1 塔顶回流管管径ﻩ６0062305\h１7ＨＹＰEＲLINK\l＂＿Toｃ36０062３０6”3。5。2 进料管管径 PAGＥＲEＦ_Tｏc36０062306\h17HYPERLＩNK\l”_Toｃ３6006２３07＂３．５.３ 塔顶蒸汽出口管ﻩPＡＧEREF_Toc３600623０7＼h17ＨYＰEＲLINK\l”＿Ｔｏｃ36006２308”3．5．4 塔顶产品出口管 PAＧEＲＥＦ_Toc36０062３０8\h18ＨYPＥRLINＫ＼ｌ"_Tｏc3６０062309"3.5．5ﻩ塔釜出料管管径ﻩPAＧＥＲＥF_Tｏc36０062309\h1８HＹPEＲLINK\ｌ”＿Ｔｏｃ36０06231０”3。5。６ﻩ塔釜回流管管径ﻩPAGEREF_Tｏc360０623１0\ｈ18HＹPERLINK3．６ﻩ其他附件及参数ﻩPAGEREＦ_Tｏc3６０0６23１1＼h18ＨYPEＲLINK\ｌ”_Toｃ3６006２312”3.6．１ 筒体ﻩPAＧＥＲEF＿Tｏc３600６２312\h1８HYPERLINK\ｌ"_Tｏｃ36００62313"３．6．2ﻩ封头 PＡＧEREF_Ｔoc３６０062３13\h１9HYPＥRLINK\l＂_Toc３600623１4”３.6．3ﻩ法兰ﻩPAＧERＥF＿Toc３6０062３14\h２0HYPEＲLINK\ｌ"_Toc360０62３1５＂3.6。４ 支座选型ﻩPAGEREＦ_Toc３６0062315＼h20ＨYPＥRLIＮＫ＼ｌ"_Toc3600６２316"3.6.5ﻩ塔总高度计算ﻩPAGEＲEＦ＿Toc３60０６231６\h２0HＹPEＲLINＫ\l＂_Ｔoc3600623１7”4 辅助设备ﻩPＡGERＥF_Tｏc36０062317＼h２1HYPＥRLINK4．1ﻩ辅助设备及零部件的选择 PAＧEREＦ_Toc360０62318\h21HＹPERLINK＼l”＿Tｏc360０62319"4。2ﻩ预热器的选择 PAGEREＦ_Ｔｏｃ3600６2319\h21HYＰERLINK\ｌ＂_Toc36006232０"4．3 进料泵 PAGEREＦ_Toc36006232０\h2２HＹPERLINＫ＼l＂_Ｔoc36006２３21”4.４ 回流泵ﻩPＡGEREF＿Toc３60062３２1\h2３HYPERLIＮK＼ｌ”＿Tｏc360062322＂附录 PＡGＥREF＿Ｔoc3６0062322＼h24ﻬ概论精馏塔精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触HＹPEＲLINＫ”httｐ：//baikｅ.ｂaidu.cｏm/viｅw/39310８。htm”＼t"＿blaｎk"装置,又称为蒸馏塔.有ＨＹＰERＬINＫ”hｔtp://baｉke.ｂ/vieｗ/9504１７.htm"＼t”_bｌａｎk＂板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入。蒸发出的气相与下降液进行逆流接触,两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点）组分不断地向气相中转移，气相中的难挥发（高沸点）组分不断地向下降液中转移，气相愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底,其难挥发组分则愈富集，从而达到组分分离的目的.由塔顶上升的气相进入HYPERＬＩNK”http：//baikｅ。baiｄ／vｉｅw/23８1１7.htm＂\ｔ”_ｂlanｋ”冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体,其中的一部分送入HYPEＲLINK"hｔtp：／/ｂａｉke．baiｄｕ.coｍ/view／2566２11。htm"\ｔ＂_bｌａnｋ"再沸器，加热蒸发成气相返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。精馏原理蒸馏的基本原理是将液体混合物多次部分气化和部分冷凝,利用其中各组份挥发度不同（相对挥发度，α）的特性,实现分离目的的HＹPＥRLIＮＫ"ｈtｔｐ:/／baｉkｅ．bａidu.ｃom／ｖiew／9515２0。hｔｍ”＼ｔ”_ｂｌanｋ＂单元操作。蒸馏按照其操作方法可分为:简单蒸馏、闪蒸、精馏和特殊精馏等。精馏塔选择塔设备是化工，制药,环保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形式，可以分为填料塔和板式塔.板式塔属于逐级接触逆流操作，填料塔属于微分接触操作.工业上对塔设备的主要要求：(1）生产能力大(2）分离效率高(3)操作弹性大(4）气体阻力小结构简单、设备取材面广等.塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节，选择时应考虑物料的性质、操作的条件、塔设备的性能以及塔设备的制造、安装、运转和维修等方面的因素。板式塔的研究起步较早，其流体力学和传质模型比较成熟，数据可靠。尽管与填料塔相比效率较低、通量较小、压降较高、持液量较大，但由于结构简单、造价较低、适应性强、易于放大等特点，因而在７0年代以前的很长一段时间内，塔板的研究一直处于领先地位.然而，7０年代初期出现的世界能源危机迫使填料塔技术在近20年来取得了长足进展.由于性能优良的新填料相继问世,特别是规整填料和新型塔内件的不断开发应用和基础理论研究的不断深入,使填料的放大技术有了新的突破，改变了以板式塔为主的局面.在我国,随着石油化工的不断发展,传质分离工程学的研究不断深入，使填料塔技术及其应用进入了一个崭新的时期，其工业应用与发达国家并驾齐驱，进入世界先进行列。评价塔设备的基本性能的指标主要有：1、产量和通量:前者指单位时间处理物料量，而后者指单位塔截面上的单位时间的物料处理量.2、分离效率:对板式塔是指每层塔板所能达到的分离程度。填料塔则是单位填料层高度的分离能力。3、适应能力及操作弹性：对各种物料性质的适应性及在负荷波动时维持操作稳定而保持较高分离效率的能力。４、流体阻力：气相通过每层塔板或单位高度填料层的压降。除上述几项主要性能外,塔的造价高低、安装、维修的难易以及长期运转的可靠性等因素，也是必须考虑的实际问题。填料塔由填料、塔内件及筒体构成。填料分规整填料和散装填料两大类。塔内件有不同形式的液体分布装置、填料固定装置或填料压紧装置、填料支承装置、液体收集再分布装置及气体分布装置等.与板式塔相比，新型的填料塔性能具有如下特点：生产能力大、分离效率高、压力降小、操作弹性大、持液量小等优点。苯苯（C6H6)有机化合物，是组成结构最简单的芳香烃，在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，其密度小于水，具有强烈的芳香气味。可燃,有毒，为ＩARC第一类致癌物。苯不溶于水,易溶于有机溶剂,本身也可作为有机溶剂。其碳与碳之间的化学键介于单键与双键之间，称大π键［1]，因此同时具有饱和烃取代反应的性质和不饱和烃加成反应的性质。苯的性质是易取代，难氧化，难加成。苯是一种石油化工基本原料。苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一甲苯一种芳烃，分子式C６H5CH3.存在于煤焦油和某些石油中.无色易燃液体。熔点-95℃,沸点110。6℃,相对密度０.８669(20／4℃）.不溶于水，能溶于乙醇、乙醚等有机溶剂。膨胀系数大，凝固点低,可用来制造低温温度计。甲苯比苯更容易发生取代反应。甲苯硝化时生成邻和对硝基甲苯，继续硝化生成２，4，6—三硝基甲苯(ＴNT），是一种重要的炸药。甲苯在加热时氯化,生成氯化苄Ｃ６H5CＨ2Ｃl,但在三氯化铁存在下,氯化反应在苯环上进行，生成邻和对氯甲苯。甲苯在催化剂存在下用空气氧化，生成苯甲酸C6Ｈ5ＣOOＨ。在甲苯过剩的国家中,则利用甲苯的加氢去甲基生产苯。操作数据的计算设计要求体系：苯-甲苯精馏塔产量要求：14０吨/天原料液:含苯56%(w％)操作环境温度：25℃生产要求:①苯塔顶浓度为98％②苯塔底浓度≤１% 主要基本数据苯和甲苯的物理性质表格STYＬＥREF３＼s2.２。1﻾SEQ表格\＊AＲAＢIC\ｓ31苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点,℃临界温度t0,℃比热容苯AＣ6Ｈ678．1180.1289.21．97kJ/（kｇ·℃）甲苯BＣ６H5CH３9２．13110.6321.０１.70kJ/（kｇ·℃）苯和甲苯的密度表格STYLERＥF3\s2.2。２STＹLEREF3\ｓ２.２.2。SEQ表格\*ＡRAＢIC＼s31苯和甲苯的液相浓度温度℃80９01001１0120苯ｋｇ/m３815。０8０3．9792。5７80．3768。９甲苯ｋg/m3810．0８０0.２790．３７80。３770。0液体表面张力σ表格SＴYＬEREF3\ｓ2.2．3.SＴYLEREF3\s２.２．3SEＱ表格＼*ARAＢＩＣ\s31液体表面张力温度℃60801０0１２014０苯ｍN/m23.７421．2７18。8５16.4９１４．17甲苯mN/m23。9421.691９.941７。３41５．32液体粘度μL表格STYLEＲEF3\ｓ２。2。4.STYLEREＦ3\ｓ２。２。4SEQ表格\*ARAＢＩC\ｓ3１液体粘度温度℃60８01０012014０苯ｍPas0.３８10。3０８0。2550。２150。1８4甲苯0．3730。3１10.26４0.２28０.200平衡线数据表格SＴＹLEＲEＦ3\s２．3．SＴＹＬEREF3\s2．2。4SＥQ表格\＊ARABIC\s31平衡线数据温度℃ｘy1１0。40．00。01０8．06.013。8１06.0１0。82３．2104．0１５。8３1.9102.021．03９.9100。026．44７。39８。032.254．394。０44.6６6。8８8.066.082.984。082。492。182。091．596.480。2100。0100。0STYLEＲＥＦ３\s2.３。２苯－甲苯平衡体系操作参数设计进料热状态泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响,塔的操作比较容易控制。此外,泡点进料，提馏段和精馏段塔径大致相同,在设备制造上比较方便。冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高降低,但精馏釜及提馏段塔径增大，有不利之处.所以根据设计要求，泡点进料，ｑ=１。加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于苯—甲苯体系中，苯是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，甲苯为重组分由塔底排出.所以本设计应采用再沸器提供热量,采用(温度13０℃)间接水蒸汽加热.塔顶冷凝水的选择采用深井水，温度t=12℃操作流程及流程图流程简介含苯５6％（质量分数)的苯－甲苯混合液经过预热器，预热到泡点进料。进入精馏塔后分离,塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品（含苯大于98％)，一部分回流再进入塔中,塔底残留液给再沸器加热后，部分进入塔中，部分液体作为产品排出塔体。流程图ＳＴYＬEＲEF3＼s２.５。2。ＳＴYＬEＲEF3＼s２.５。2。SEQFigurｅ\＊AＲＡBＩＣ＼s31操作流程图原料精馏塔冷凝器塔顶产品进料泵预热器塔底产品再沸器2理论塔板数的计算与回流比的确定物料衡算已知：进料量组成含苯56％，处理量14０吨/天，进料q=1设计要求：XD=98%,ｘw≤1%首先将质量分率转化为摩尔分率:xF＝eq＼ｆ（５6／78．11，56/7８。11+4４/９2。１3)=0.６0ＭF＝0.６０78．１1+(1—0。６０）92.13=83.72kg/kmoｌF=eｑ\ｆ（14010０0,24MF）＝6９.68kmol/hXD=ｅｑ\ｆ(０。98/7８.1１,0.9８／78.１1＋0．０2/92。1３）=0.９8Xｗ＝eｑ\f(0.0１/７8.１1,０．０1/78.11+0。99／92。13）=0．01列出下列方程：Ｆ＝D+WxFF=ｘDD+xWW即69。68=Ｄ+W６9.68×0．60=０。9８Ｄ＋0．0１W按最低要求计算汇总得:xW=0。0１W=27。3０kmol/ｈxD＝0.98D=42．３8ｋmｏl/ｈxF=0．６0F=６9.68kmol／hq线方程XＦ=0。60q=１，ｑ线方程为：X＝0．60Rｍin的确定由气液平衡数据绘制出气液平衡曲线图.采用作图法解Rmiｎ:ＳＴＹLERＥF3＼s2。６。3SＥQＦigure\＊ＡRＡＢIＣ\ｓ31Rmｉｎ的确定STYLＥREF3＼s2.6.3.SEQFｉgure\＊ARABIC\s32随着回流比R的减小，操作线逐渐靠近平衡线,以点（xe,ｙｅ）表示平衡线与ｑ线的交点，如图ＳTYLEREF3＼ｓ２。6.３。ＳＥQFiｇuｒe\*ARＡＢIＣ\s3２所示，回流比R降到一定程度时，两操作线会在点(ｘe,yｅ)与平衡线首次相交，此时所对应的回流比为最小回流比Rmin图中点D的坐标为(0.6０，0。7９)，点a的坐标为（0．９8，０。98）,精馏段操作线斜率为ｅq\f(Rmin，Ｒmｉn＋１）=eq\ｆ(ｘD-ye,xＤ—xｅ），则Rmin＝eq\f（0．９８-０．79,0。79-0．60)＝1由Exceｌ理论塔板数计算程序计算理论板数选取回流比R＝1.1~4，由Ｅｘcel理论板数计算程序得对应的理论板数做出图如下：STYLEREＦ3\s2。６。4SEQＦiguｒe\＊ARAＢIＣ\ｓ3１Ｒ－N图R的增大，理论板数减小,塔设备投资少，但气化量大，能耗高，操作费用大。Ｒ减小,理论板数增多,塔设备投资大,气化量小,能耗低,操作费用小。从理论板数与回流比的关系曲线图中可看出,随着回流比增大，理论板数一开始减小较快，然后逐渐趋于缓和.当Ｒ=（1。7~2．５）时,理论板数减小趋于平缓,当Ｒ＝1．7时，ＮT＝15，R=2。5时，NT=13,综合考虑成本及生产要求等取如下值:R=1。7由作图法算出理论板数ＮT由图可得出理论板数为ＮT＝1５

进料板为第七块，精馏段六块理论板，提馏段八块理论板（不包括再沸器)。塔体计算塔体物性计算平均分子量计算塔顶平均分子量：将XＤ=0.98带入平衡线得到塔顶液相易挥发组成X1＝0．9５进料板的平均分子量：塔底平均分子量:Xｗ=0。０１，带入平衡线得Ｙｗ=0．0２精馏段平均分子量：提馏段平均分子量：液、气相平均密度根据塔顶组成查苯—甲苯平衡体系t-x－y图1，得塔顶温度TD=80。5℃根据进料板组成查苯－甲苯平衡体系t—x－ｙ图1,得进料板温度TF=89℃根据塔底组成查苯-甲苯平衡体系t－x—y图１,得塔底温度TＷ=１10．0℃塔顶进料塔底80.５℃89.0℃１1０．0℃苯ρ1=8１３ｋｇ/m3Ρ1=８06ｋg/m３Ρ1=７7８kg/m3甲苯ρ2=808kg／m3ρ２=８02kg/m3ρ２=780kg/ｍ3｀液相平均密度塔顶(苯）质量百分比a1=0．9８(将X1换算成质量分率）进料(苯）质量百分比a2=0.60（将Xｎ换算成质量分率)塔底（苯）质量百分比a3=0.01(将Xｗ换算成质量分率）塔顶液相密度：ρLＤ=1/［ａ1/ρ１＋（1－ａ1)／ρ2］=81２。90kg/ｍ３进料液相密度：ρLF=1/[a2/ρ1+(１－a２）/ρ2]＝８04.24kg/m３塔底液相密度：ρLW＝1/［a3／ρ1+（1－a3)/ρ2]=７７9.９8ｋg／m3精馏段的平均液相密度：ρLM＝(ρLD+ρLF）/2=80８。57kg/m3提馏段的平均液相密度:ρ’LM＝（ρLF+ρLW）/2=7９２。１1ｋg/ｍ3气相平均密度精馏段：TvＭ＝84。７5℃mv１=PMv/RＴvM=2。7２Kg/m3提馏段:TｖM’=99。５℃mｖ2=PMｖ’/RTｖＭ’＝２．8３Kg/ｍ３塔径与塔高计算精馏段塔径最近规整填料得到较快，使用规整填料塔性能稳定，气液体再分布性能均匀,塔的分离效能高，压力降低,能适应较高的气速和较低的回流比，弹性大,由于本精馏塔理论级较高，需要效率较高的填料，选５0０X塑料孔板波纹填料。.表格STYLＥREF３\s3.2．１ＳEQ表格\＊ＡRABＩC\ｓ31500X波纹板填料参数填料类型理论板数△N，１/m比表面积ａt,1/ｍ空隙率ε％△P/Z,Mｐa／ｍAK5０0Ｘ塑料孔板波纹填料３500931。81０-４0.291１.563在塔顶温度＝８0.5℃下苯的粘度为０.305ｍPas,甲苯的粘度为0。3０８mＰas在进料温度=8９℃下苯的粘度为0．２８2mPas，甲苯的粘度为0．2８8mPａｓlｇ(μL，D）=ＸＤ×lｇ(μＬ，苯)+（1－XD)×lｇ(μL，甲苯）μL,D=0。3０5mPａslｇ（μL,F）＝Xn×ｌg（μL，苯)+（1－Xn）×ｌｇ(μL,甲苯）μＬ，F=0．2８４mPas(Xn:加料板上的液相组成）液体粘度μＬ＝(μL,D+μL，Ｆ)／２＝0。295mPas计算:液相质量流量WL=L＝RDMLＭ=1。７X４2.３8Ｘ８1.7６=５890．48kg/h气相质量流量WG=Ｖ＝(R+1)ＤＭVM＝2。7X42.38X７9。９3＝9146.０７ｋｇ/h带入数据得：计算得泛点气速uf=1．55ｍ／s取ｕ＝０.8ｕfｕ=1．24ｍ/ｓV(m3／ｈ)=eq\ｆ(D2,4)u=eｑ\f（W。Ｇ，VM)=eq\ｆ(91４6。０７，2.72Ｘ3600)(统一单位）D＝0。9８m提馏段塔径在塔底温度’=１10℃下苯的粘度为0。23３mPas，甲苯粘度为0。2５４ｍPas在进料温度=８9℃下苯的粘度为0.28２ｍPas，甲苯的粘度为０.2８8mPasﻩｌg（μL，Ｆ）=Xn×lｇ(μL,苯)+（1-Xn)×lg(μL，甲苯）μL,F=０。2８4mPaｓ（Xn:加料板上的液相摩尔分率)lg（μＬ，Ｗ）=XW×ｌg（μL，苯）＋（1-XW）×lg（μL,甲苯)μL,W＝０.25４mPas液体粘度μL=(μL,W+μL，F）/２＝０．269mPas计算：液相质量流量WＬ=L’=（Ｌ＋qF）MLM'=1２521．４9kg/h气相质量流量ＷG=V'=［V－（１-q)F]=９916。16kg/h计算得泛点气速uf=1。3０ｍ／s一般取u＝0.8uf·ｕ=1。0４m/sV（ｍ3/ｈ）=eq＼f（D2，4）u＝ｅｑ\f(ＷG,ＶM＇）=eq＼f(9916。１6,２.83X3600）（统一单位）D=1.09ｍ圆整后塔径园整后精馏段D=１.０m提馏段D=1。１m为方便计算，整体塔径取1．2m填料层高度计算对于所选填料，每米理论塔板数为3，则ＨETP=1／3精馏段的高度Ｚ1=NTXHETP=6X1/3=2m提馏段的高度Z2=ＮTXＨETP=8X1/3＝2。6７ｍ（N提馏段包括加料板）设计精馏层高度为２．0m，提馏层高度为3.0m取填料层分段高度h=1６x1/３=5。3m故填料层无需分段。填料塔的流体力学性能压降精馏段△P＝Ｚ精馏段×△P/Z=2。０X1。8X１0-4MPa＝3。６X１0—4MPa提馏段△P'＝Z提馏段×△P/Z=3。0X1．8X１０-４ＭＰa＝5.4Ｘ１0－４ＭPa（N提馏段包括加料板）填料层总压降=（３.6＋5。4）ｘ１０－4MＰa=9。0x1０—４MPa△P/Z见上表泛点率校核由圆整好的塔径,代入式：V（m3/ｈ）=eq\f(D２，4)u=eq\f(WG，VM'）得ﻩ精馏段u＝0.8３m/s又uf=1．55m/ｓ泛点率＝ｕ／uｆ＝０.5（在合理范围内)提馏段ｕ'=０.86m/ｓ又uf=1.3０m／s泛点率=u/uf=0.7(在合理范围内）精馏段喷淋密度核算液体喷淋量Ｌh＝eq\f（WL，。ＬM)=58９0。48/８08．5７=７。285m3/h(将L换成m3／ｈ喷淋密度:Ｕ＝eq＼f（Lh,0.785D2)=6。４4ｍ３/m2h对于５00Ｘ塑料孔板波纹填料最小喷淋密度：Uｍin＝０。2ｍ３/m2ｈ要求液体喷淋量＞最小喷淋量（若喷淋密度过小，可增加回流比，或在许可范围内减小塔径,或适当增加填料层高度予以补偿。）喷淋量为6.44m3/ｍ2h，比最小喷淋密度大，符合工艺要求。提馏段喷淋密度核算液体喷淋量L'ｈ=125２1.4９/792．11=20。925ｍ３/h(将L’换成m3/h，Ｌ’h=WL/ρ'LＭ）喷淋密度:U’=L’h/0.７85D’2=18．５１ｍ３/ｍ2h最小喷淋密度同上:Umin=0.2m３/ｍ2h要求液体喷淋量〉最小喷淋量喷淋量为1８.51m3／ｍ2ｈ，符合工艺要求.塔内附件选择液体喷淋装置选择填料塔操作要求液体沿同一塔截面均匀分布。为使液流分布均匀,液体在塔顶的初始分布必须均匀。因塔径为1.２mm，在此选取直管喷孔式分布器.分布点密度计算该精馏塔塔径较大，且500Ｘ塑料孔板波纹填料比表面积较大，设计中取分布点密度为15０点/ｍ２。布液点数为ｎ=０．78５X1。20２X1５０=１６9.5６点≈170点按分布点几何均匀与流量均匀的原则，进行布点设计。布液计算由L=(π/４)Ｘd02nφ（2ｇΔH）1/2取φ=0.６0,ΔH=160mm又L=WＬ/ρLM=7。２85m3／h=2.０236X10－３m3/h解得ｄ0＝３。78Ｘ10－3m设计取d0=3.8mm即管上开孔直径为3．8ｍm液体再分布器形式与液体分布器相同，设计原则也相同。液体再分布装置选择液体再分布对应填料高度H０则＝４．8mZ精=2.0ｍ,Ｚ提=3。０m因此不需要再分布器填料支撑装置选择散装填料支撑装置结构最简单的是栅板，由竖立的扁钢焊在钢圈上制得.为防止在栅板处积液导致液泛，栅板的自由截面率应大于50%。此外，效果较好的是具有圆形或条形升气管的筛板式支承板,液体从板上筛孔流下,气体通过升气管由管壁的小孔流出,气液分布较均匀，又因在支承装置处逆流的气液相各有通道，可避免因支承装置而引起的积液现象.选用不锈钢波纹板网支承板塔径D/mm外板径D1/mm板高/mm1200１1８0100填料压紧装置又称填料压板,自由放置于填料层上端,靠自身重量将填料压紧,适用与散装填料。压板应具有高的自由截面，空隙率应大于7０％.根据塔径，选择丝网压板，其直径为1１80ｍm,高10０mｍ。除沫器选择气体从塔顶流出时，总会带少量液滴出塔。为使气体夹带的液滴能重新返回塔内，一般在塔内液体喷淋装置上方装置除沫器。常用的除沫器有折流板式和填料层式。折流板式除沫器:气体流过曲折通道时,气流中夹带的液滴因惯性附于折流板壁,然后流回塔内。填料层式除沫器：气体流过填料层时，气流中夹带的液滴附于填料表面流回塔内。在此选用填料层式除沫器根据塔径选择除沫器尺寸由表查的参数:公称直径ＤN主要外形尺寸质量（kg）HH1D丝网格栅及定距杆支承件1200１0０21012０0１。832。2７０。19１5０２60２.75２．3２0。19管道设计与选择为减少气液进出塔对塔内操作的冲击，管径选取按下述条件：液体流速ｕL<1m/s气体流速ｕG<10m/s蒸汽:u=1０～30m/ｓ公式：u=V/（π／4)di2塔顶回流管管径选用HＧ２０592-9７PN1．６ＤN１00壁厚4．０ｍm的管子由回流管管径：,将d=100mm代入式中 解得UL=0.８m/s符合设计条件。进料管管径选用HG2059２—97PN1.6ＤＮ150壁厚4。5mｍ的管子由进料管管径:将d=150mm代入上式，解得UL＝０。1１m/ｓ，符合设计要求。塔顶蒸汽出口管选用HG2059２—９7ＰN1。6DN300壁厚８mm的管子由蒸汽出口管管径:将d=300mm代入上式，解得u=１3。2m/s，符合设计要求。塔顶产品出口管选用HG2０5９２-９7PN1．6DN20壁厚3mm的管子由产品出口管管径：将d=０.０２m代入上式,解得ＵL=3．6m/s，符合设计要求.塔釜出料管管径选用HG２0５９２-９7PN1。６DN50壁厚3．5mm的管子由出料管管径:将d=0。05m，代入上式，解得uL＝0。46m/s，符合生产要求。塔釜回流管管径选用HG20５92－97PN1.6DN250壁厚8ｍm的管子则产品出口管管径:将d＝０．２５0m,代入上式，解得uＬ=１９。８m／s,符合设计要求其他附件及参数筒体圆筒计算厚度,考虑到介质对筒壁的腐蚀作用，在设计筒体所需厚度时，还应在计算厚度的基础上，增加腐蚀裕度C2。由此得到筒体的设计厚为式中ｄ—圆筒设计厚度,mm；Di－圆筒内径，ｍm；p-容器设计压力，MPa；—焊接头系数。由于p与［δ］ｔφ比很小,采用简写式:：根据表8—6[２]，设计温度为90℃≈1１0℃，采用碳素钢钢板，查得钢号为Ｑ２35-Ｂ，钢板标准为GB912,在此设计温度下的许用应力为１13ＭPａ,计算压力圆筒内径焊接头系数则〈3.00mm=δminδ取3mm,则δｄ＝3＋2=5mm，在钢号为Ａ3，钢板标准为GB３274的厚度4。5~１6ｍm范围内。碳素钢钢板型号表格ＳＴYLＥREＦ3\ｓ3。6.1SＥQ表格＼＊ARＡBIC\s３１钢号钢板标准使用状态厚度mm常温强度指标１５0℃下的许用应力MPaδbMPａδsMPａQ—２35BGＢ３2７4热轧４.5~16mm３752351１3封头选用标准椭圆形封头这种封头是由半个椭圆球和一段高度为h0的圆柱形筒节构成。公称直径曲面深度根据表8—１2［5],封头直边高度由标表8-２7［6］选用JB/Ｔ4746—200２的封头,类型代号EHＡ表格STYLＥREF3＼s3。6。2SEQ表格\*ARABＩC\s31公称直径ＤＮ(mm）总深度H(mm）内表面积A（m２)容积V(m3)12003251.6６50．255封头高度：法兰由于在常压下操作,所有法兰均采用标准管法兰—平焊法兰。根据表10-2［5］,由公称压力ＰN=0．25MPa，选择如下参数：表格SＴYLＥＲEF3＼ｓ3.6。３.SEＱ表格\*ARABＩC\s31公称直径DＮmm法兰/mm螺柱连接尺寸法兰厚度质量Ｋｇ规格数量DD１D2D３D４d甲型120０133０12901255124112382３４485．３Ｍ2036支座选型立式容器选耳式支座,较为经济。根据表1３—5[5］，耳座参数:表格ＳＴYＬＥＲＥF3\s3.６。4.SEQ表格\＊ＡRABIC\s31耳座支座号支座本体允许载荷［Ｑ］/(kN）适用容器公称直径ＤN高度H底板筋板螺栓（孔)支座质量/kgl1b1δ1s1l2ｂ2δ2d螺纹4６01００0~２00０2502００1４0１4７01601６0830M2411。1塔总高度计算塔的有效高度Ｚ＝Z精馏＋Z提馏+0。8=5．8m式中：Hd——塔顶空间高度（不包括封头)，m。取1．5m。Hf——液体再分布器的空间高度，ｍ。取0。8ｍ。Ｈb——塔底空间高度，ｍ。取1.5m。n-—填料层分层数，因填料无分层,ｎ=1。Z管=0。１0ｍX2ﻩ设计计算结果总表表格ＳTYLＥREＦ3＼s3。６.5SEQ表格\＊AＲABIC\ｓ31项目符号单位ﻩﻩ计算数据精馏段提馏段塔顶塔底进料平均压强PmkＰａ101.3101。31０１.3１01。３1０1.３平均流量气相WLｋg／h９146．07991６.16-——液相WGkｇ/h5８90。4８1２5２1.４９5890.４8251１。3３5833。6塔板数N块６8(不包括再沸器)——塔的有效高度ｚm2.03．０塔径Dm1．21.２空塔气速um/s1．２41．04塔内压降△pPa360５４0辅助设备辅助设备及零部件的选择换热器设计参数：表格ＳTYＬEＲＥF３\s３.６.5﻾SEＱ表格\＊AＲABIC\s31换热器名称介质温度,℃进出塔顶冷凝器壳程８０。564。5管程循环冷凝水２0.040。0塔底再沸器管程９9。211０.０壳程蒸汽1６8．0168。0预热器管程25。０8９.0壳程蒸汽１00。０100。0预热器的选择Q=FMＦｃp（tｂ—tＦ)进料温度：tF=25℃泡点温度：ｔｂ＝89.0℃F=6９.６8kmol/h查液体的比热容图得：cp,苯=１．97kJ/(