【乙苯制作工艺中的塔设备设计综述2800字】

乙苯制作工艺中的塔设备设计综述目录TOC\o"1-2"\h\u4675乙苯制作工艺中的塔设备设计 161431.1塔的工艺条件及物性数据计算 1153341.1.1塔径的计算 157131.1.2塔高 2175021.2堰的计算 249221.3筛孔直径和塔板布置 3104481.4气液通过塔板的压降 3312281.5液体在降液管内的停留时间(τ) 418270hr=hr1+hr2 4308381.6液沫夹带量的计算 5178301.7塔顶冷凝器负荷 5307501.8塔底再沸器的负荷 582691.8.1苯蒸出塔主要工艺条件汇总表 532742表4-1苯蒸出塔主要工艺条件汇总表 5214692管道计算 8200052.1管道规格的选择 8208512.2设备设计成果一览表 813058表5-1设备设计成果一览表 8179482.3管道设计成果一览表 101.1塔的工艺条件及物性数据计算1.1.1塔径的计算泛点气速Uf为:Uf=C{ρl-ρg/ρg}*0.5=0.085{812-2.728/2.728}*0.5=1.464m/s取实际气速为泛点气速Uf的60%则Uˊ=60%Uf=0.60×1.464=0.878m/s气体的流通截面(即塔的横截面积扣除降液管所占面积)Aˊ为:Aˊ=Vg/Uˊ=0.435/0.878=0.495m²假定板上液流方式取单流型(也称径流型)并取堰长(lw)为塔径D的0.75倍查图12-23下册P221得降液管的截面积Afˊ对塔的横截面积Aтˊ的比值为Afˊ/Aтˊ=0.117故气体流通截面积Aˊ对于塔的横截面之比为Aˊ/Aтˊ=10.117/1=0.883∴Aтˊ=Aˊ/0.883=0.495/0.883=0.561m²塔径Dˊ为:Dˊ={4Aтˊ/Π}*0.5=(4×0.561/Π)*0.5=0.845m取实际塔径D为0.90m塔的横截面积Aт为:Aт=π÷4×0.90²=0.636m²气体通道截面A为:A=0.636×0.883=0.561m²降液管横截面Af为:Af=0.6360.561=0.075m²经面积校核后的实际气速为U=Vg/A=0.435/0.561=0.775m/s实际气速与泛点气速的比值为U/Uf×100%=0.775/1.464×100%=52.3%1.1.2塔高40块塔板安4个人孔孔径600mm裙座取3m第一块板到塔顶取1m板间距HT=0.45m所以塔高H总=40×0.45+0.600×4+3+1=21.40m1.2堰的计算已求得塔径为0.90m流体流量为2.902m³/h在此情况下按与册表12-1数据原所选单流型合适已取堰长为塔径的0.75倍得堰长lw为:lw=0.75D=0.75×0.95=0.675m堰液头how的计算(堰上液层高度)由:Vl/lw*2.5=2.902/0.675*2.5=7.752查得:(下册图12-9)液流收缩系数E为E=1.015hl—泡沫层沉清高度、hL—板上液层高度下册P206弗朗西斯Francis公式得hf—泡沫层高度、ho—降液管底缝隙高度∴h=2.84/1000E(Vl/lw)*(2/3)=2.84/1000×1.015(2.902/0.675)*(2/3)=0.0076m(适用于平直堰最小不能低于6mm)取堰高hw=0.05m则堰高和堰液头之和为hw+how=0.05+0.0076=0.0576m1.3筛孔直径和塔板布置取筛孔直径do=4mm(一般在3~8mm推荐使用4~5mm)筛孔间距t=3do=12mm(t=2.5~5do)在有效截面上塔板的开孔率为:Ψ=(筛孔面积A0/开孔区面积Aa)×100%=(1/2)×(π÷4)d²/(1/2)t×t×Sin60×100%=10.08%取塔板上安定区宽度Ws=0.07m边缘区宽度Wc=0.05m按已知堰长和塔径比值lw/D=0.75查下册P221图12-23得Wd=0.17D=0.17×0.90=0.153m鼓泡区宽度的(1/2)值x值为x=D/2(Wd+Ws)=0.90/2(0.153+0.07)=0.227m鼓泡区半径r的计算r=D/2Wc=0.90/20.05=0.40m塔板上开孔区有效面积总Aa为Aa=2{x(r*2-x*2)*2+r*2Sin*-1(x/r)}=2{0.227(0.40*2-0.227*2)*0.5+0.4*2Sin*-1(0.227/0.40)}=0.3426m*2开孔区面积/塔板面积为Aa/AT=0.3426/0.636=0.539筛孔总面积Ao=Aa×φ=0.3426×0.1008=0.0345m2筛孔数N=Ao/ao=0.0345÷(π÷4×0.0042)=2748个气流通过筛孔的气速Uo为Uo=Vg/Ao=0.435/0.0345=12.61m/s1.4气液通过塔板的压降气液通过塔板的压降由气流通过干板的压降和液层的压降所组成a)干板压降(hd)(P207式12-21)取筛孔厚度为2mm则板厚/孔径=2/4=0.5已知筛孔总面积Ao=0.0345m2气体流通面积A=0.561m2Ao/A=0.0345/0.561=0.0615(自由截面百分率)由Ao/A查图12-10(下册P208)得Co=0.71(孔流系数)Hd=ρg/(2gρ)(U/C*2=1/(2*9.81)×(2.728/812)*2×=0.054m液柱b)气流通过液层的压降(hl)[下册P208式12-27]hl=β(hw+how)(式中β充气系数可按鼓泡截面上的气体动能因子F查图12-11得到)F=Uρg0.5=0.775×2.7280.5=1.280查图12-11得β=0.63hl=0.63(0.05+0.0076)=0.0363m液柱c)气体通过一块塔板的总压降(hp)hp=hd+hl=0.054+0.0363=0.090m液柱液面落差△(下册P209式12-29)平均液体宽度b=(D+lw)×0.5=(0.90+0.90×0.75)×0.5=0.7875m液体流通长度Zˊ=D-2wd=0.90-2×0.153=0.594m泡沫层高度hf=2.5hL=2.5×0.0576=0.144m(根据下册P205)得△=0.0476(0.7875+4×0.144)*2×0.317×8.06×10*4×0.594/(0.7875×0.144²)(812-2.728)=1.138×105m远小于0.5hd=0.027m(式中μl单位为m.N.s/m2)落差很小满足工艺要求1.5液体在降液管内的停留时间(τ)已求得降液管截面积Af=0.075m2τ=Af×HT/Vl=0.075×0.45/(8.06×104)=41.87(秒)>>(3~5秒)停留时间足够降液管不发生液泛的校核Hd=hw+how+△+hr+hp式中Hd——降液管内液层高度hw——堰高how——堰上液层高度hr——液体通过降液管的压降hp——液体通过一块板的压降。hr=hr1+hr2h1=0.153(8.06×10*4/0.675×0.035)*2=0.0002mH2=0.1(8.06×10*4/0.675×0.035)=0.0001m式中h0——降液管底部与塔板之间的缝隙宽度一般不宜小于20~25mmhr1——液体流经降液管底部缝隙的压降hr2——液体流经进口堰的压降A0——液体流经进口堰时的最窄截面。上述计算中取h0=0.035m、A0=lw×h0=0.675×0.035=0.0236m2hr=hr1+hr2=0.0002+0.0001=0.0003mHd=0.05+0.0076+1.138×10-5+0.003+0.090=0.148m为防止液泛降液管的总高度应大于管内泡沫层的高度即:(HT+hw)≥Hd/ɸπɸ为相对泡沫密度一般情况下可取ɸ=0.5(下册P210)∴Hd/ɸ-hw=0.148/0.5-0.05=0.246m<HT=0.45m∴不会发生液泛(15)降液点气速的计算a)板上清液层高度(用式12-37P211)hL=0.0061+0.725hw-0.006F+1.23(Vl/b)(式中F动能因子)F=Uaρg0.5=0.775×2.7280.5=1.280、b—平均液流宽度为0.5(lw+D)hL=0.0061+0.725×0.05-0.006×1.280+1.23×8.06×10-4/007875=0.0359mb)漏液点气速的计算由hL查P211图12-12得干板压降hd为0.0106m液柱用式12-21(P207)计算漏液点气速得：Uow=(2×9.81×0.0106×812/2.728)*0.5×0.71=5.586m/s式中C0——孔流系数，已求得实际孔速为U0=12.61m/s筛板塔的稳定系数K为：K=U0/U0w=12.61/5.586=2.26>(1.52.0)(依据P211)所以不会发生漏液1.6液沫夹带量的计算由液气流动参数和泛点百分率查图12-8下册P206。已知Flv=0.032、泛百分率为52.3%查得液沫夹带分率Ψ=0.025kg/kg液体即夹带百分率为0.025/(1+0.025)×100%=2.44%10%所以在此情况下不会发生过量液沫夹带对板效率影响甚微满足工艺要求。1.7塔顶冷凝器负荷V=L+D=(R+1)D=(1.228+1)×1918.681=4271.821kg∵塔顶苯含量为99.816%(mol%)∴就用纯苯的汽化潜热计算P=1.05kg/cmt=81℃的冷凝热查手册2-4-3图13-93得苯、乙苯的汽化潜热分别为91.5、88kcal/kg∴Q=4271.821×1.1868×(99.75%×91.50.25%×88)=1.6911×10*6kJ/h1.8塔底再沸器的负荷∵V=4271.821kg塔釜P=1.40kg/cm2、t=156℃温度查得苯、乙苯、二乙苯、三乙苯的汽化潜热分别为80、78、74、74kcal/kg∴Q=4271.821×1.1868×(0.25%×80+67.762%×78+31.034%×74+0.954%×74)1.8.1苯蒸出塔主要工艺条件汇总表表4-1苯蒸出塔主要工艺条件汇总表项目单位数量项目单位精馏段进料F流量kg/h3977.61塔板型式筛板温度t℃101.5流程数程单压力kg/cm21.225泛点气速Ufm/s1.464状态(q)液体分率1实际气速Um/s0.775塔顶D流量kg/h1918.681塔横截面ATm20.636温度t℃81气流通道截面Am20.561压力kg/cm21.05降液管截面Afm20.075塔底W流量kg/h2058.929堰高hwm0.05温度t℃156堰长lwm0.675压力kg/cm21.40开孔率10.08%塔顶冷凝负荷Q冷kJ/h1.6911x106筛孔直径m0.004塔底再沸负荷QkJ/h1.3732×106筛孔数个2748最小回流比Rmin1.0678气体通过筛孔气速U0m/s12.61实际回流比R1.228干板压降hdm0.054最小理论板数Nmin块6.24气体通过液层压降hlm0.0363理论板数N块16.73气体通过塔板总压降hpm0.090板效率η%42%在降液管停留时间τs41.87实际塔板数NT块40降液管内液层高度Hdm0.148塔内径Dm0.90漏液点气速Uowm/s5.586精馏段塔板数块22塔高H总m21.40提馏段塔板数块18液流管间隙h0m0.035加料板位置板间距HT块m第23块0.450堰液头howm0.00762管道计算2.1管道规格的选择原料管：d=√4Vs/uΠ对甲苯-乙苯混合物系，取u=2m/sd=√F/0.785u=√(51.22/3600)/(0.785×2)=0.09793m=97.93选用热轧无缝钢管ɸ108mm×4mm2.2设备设计成果一览表表5-1设备设计成果一览表项目单位数量项目单位精馏段进料F流量kg/h3977.61塔板型式筛板温度t℃101.5流程数程单压力kg/cm21.225泛点气速Ufm/s1.464状态(q)液体分率1实际气速Um/s0.775塔顶D流量kg/h1918.681塔横截面ATm20.636温度t℃81气流通道截面Am20.561压力kg/cm21.05降液管截面Afm20.075塔底W流量kg/h2058.929堰高hwm0.05温度t℃156堰长lwm0.675压力kg/cm21.40开孔率10.08%塔顶冷凝负荷Q冷kJ/h1.6911x106筛孔直径m0.004塔底再沸负荷Q再kJ/h1.3732×106