粗苯精制畢業(yè)設計正文

1、一、 總論1.1 粗苯的組分簡介粗苯是由多種芳烴和其他化合物組成的復雜混合物。粗苯的主要組分是苯、甲苯、二甲苯及三甲苯等。此外，還含有一些不飽和化合物、硫化物及少量的酚類和吡啶堿類。當用洗油回收煤氣中的苯族烴時，在所得粗苯中尚含有少量的洗油輕質餾分。粗苯中各組分的含量常因配煤質量和組成以及煉焦工藝條件的不同而有較大的波動。1.2 粗苯的性質粗苯是淡黃色的透明液體，比水輕，不溶于水。在貯存時，由于輕質不飽和化合物的氧化和聚合所形成的樹脂狀物質能溶解于粗苯中，使其著色并很快地變暗。粗苯易燃，閃點為11.1。粗苯蒸汽在空氣中的濃度在1.2- 7.0% （體積） 范圍內時，能形成爆炸性混合物。粗苯是易

2、流動、不溶于水的淡黃色色透明液體混合物，極易燃燒，其蒸汽與空氣混合能生成爆炸性混合物。二、 精制原理與方法選擇2.1 粗苯的質量指標粗苯的各主要組分均在180前餾出，145-180的餾出物稱為溶劑油。在測定粗苯中各組分的含量和計算產(chǎn)量時，通常將180前的餾出量來計算，故以其180前的餾出量作為鑒別粗苯質量的指標之一。粗苯在180前的餾出量取決于粗苯工段的工藝流程和操作制度。180前餾出量越多，粗苯的質量就越好。一般要求粗苯的180前餾出量為93-95%（生產(chǎn)一種粗苯時）。2.2 粗苯精制的目的粗苯精制的目的是將粗苯加工成苯、甲苯、二甲苯等產(chǎn)品，這些產(chǎn)品是寶貴的化工原料。 2.3 精制的方法粗苯

3、精制的方法主要有酸洗精制法和加氫精制法。目前我國焦化廠廣泛采用酸洗精制法，加氫精制法也將得到采用。2.4 精制原理粗苯主要是由苯、甲苯、二甲苯和三甲苯等苯族烴所組成，此外，還有不飽和化合物及少量含硫、氮、氧的化合物。粗苯中各組分的含量常因配煤質量和組成以及煉焦工藝條件的不同而有較大的波動。粗苯精制的主要產(chǎn)品為苯、甲苯、二甲苯及三甲苯（溶劑油）。為了得到合格的苯類產(chǎn)品，首先需將粗苯分離為輕苯和重苯。苯、甲苯和二甲苯的絕大部分（約95%以上），硫化物的大部分和近50% 的不飽和化合物都集中于輕苯中；苯乙烯、古馬隆及茚等高沸點不飽和化合物則集中于重苯中。輕苯和重苯須分別進行加工。輕苯需經(jīng)初步精餾，把

4、初餾分與苯、甲苯、二甲苯的混合餾分分離開來，然后對混合餾分進行凈化處理。經(jīng)過凈化的混合餾分用堿中和，再進行最終精餾，以制取各類產(chǎn)品。為凈化輕苯，首先要盡量清除輕苯中的低沸點不飽和化合物及硫化物。輕苯中低沸點的二硫化碳、環(huán)戊二烯、戊烯等化合物與苯族烴的沸點相差較大，可通過初步精餾加以分離。將原料輕苯連續(xù)送入初餾塔系統(tǒng)，由塔頂連續(xù)提取初餾分，塔底則連續(xù)排出混合餾分送去酸洗。初餾塔底部溫度控制在9095，塔底壓力低于0.35公斤。由塔底排出的混合餾分經(jīng)冷卻器冷卻至2535后，自流入混合餾分中間槽，作為酸洗凈化的原料。輕苯經(jīng)初步精餾后所得的苯、甲苯，二甲苯的混合餾分中，含有的不飽和化合物及硫化物的沸點

5、與苯類的沸點相差甚小，不能用精餾方法將其分開，因此在提取純產(chǎn)品之前，需加以凈化處理，以除去其中的不飽和化合物及硫化物?；旌橡s分在用濃硫酸洗滌時，其中所含的不飽和化合物及硫化物會生成很復雜的產(chǎn)物。其中呈黑褐色的深度聚合物稱為酸焦油，比重較大，可從混合物中分離出來；聚合程度較輕的產(chǎn)物，可溶于混合餾分及硫酸中，在對已洗混合餾分精餾時，可與苯類產(chǎn)品分開。在酸洗過程中，混合餾分中的吡啶堿類呈硫酸吡啶分離出來，而酚類則在以堿液中和的過程中呈酚鹽分離出來。帶微堿性的已洗混合餾分首先需進行吹苯（簡單蒸吹），然后對吹出苯（苯族烴混合物）進行最終精餾。大、中型焦化廠的精苯車間按生產(chǎn)規(guī)模的不同采用半連續(xù)或全連續(xù)精餾

6、系統(tǒng)進行已洗混合餾分的最終精餾對年處理輕苯2 萬噸以上的精苯車間，可采用連續(xù)精餾系統(tǒng)。即以吹出苯為原料一直連續(xù)精餾到提取出二甲苯，對于較大規(guī)模的精苯車間，還可以從二甲苯殘油再提取三甲苯。全連續(xù)流程具有產(chǎn)品產(chǎn)率高、質量好、操作簡單、投資省、便于自控等優(yōu)點。我國大型焦化廠目前采用的全連續(xù)精制輕苯的系統(tǒng)主要有兩種：熱油連料連續(xù)精餾：是將未經(jīng)冷卻的純苯殘油和甲苯殘油直接用熱油泵送到下一精餾塔作精餾原料。吹出苯經(jīng)純苯塔開停工槽用泵連續(xù)送入純苯塔，塔頂純苯蒸汽經(jīng)冷凝冷卻、油水分離后，一部分用泵送至塔頂作回流，其余作產(chǎn)品采出。在各塔正常運轉情況下，純苯殘油不經(jīng)冷卻而直接用熱油泵送至甲苯塔。甲苯殘油同樣直接用

7、熱油泵送至二甲苯塔。二甲苯殘油則經(jīng)套管冷卻器后入二甲苯殘油貯槽。熱油連續(xù)工藝要求各塔的原料組成、進料量、回流比、蒸汽壓力、塔頂溫度及塔底液面相對穩(wěn)定。若三塔中出現(xiàn)一個產(chǎn)品不合格時，須進行大循環(huán)重蒸，同時適當減少吹苯塔進料量或停塔，以免造成物料不平衡。氣相串聯(lián)連續(xù)精餾：目前，國內一些焦化廠已實現(xiàn)了吹苯塔和純苯塔之間的汽相串聯(lián)生產(chǎn)，即從吹苯塔出來的吹出苯蒸汽直接進入純苯塔作為精餾原料，純苯塔以后仍按熱油連料進行連續(xù)精餾。汽相串聯(lián)精餾操作尚存在一些有待解決的問題，但具有操作穩(wěn)定簡單、設備少及水、電、蒸汽消耗省等優(yōu)點。三、 設計題目與要求3.1設計題目五萬噸/年粗苯精制純苯塔設計3.2 經(jīng)過初餾、酸洗

8、、吹苯后原料的組成序號123456組分初餾分苯甲苯二甲苯三甲苯溶劑油含量0.010.750.1390.0330.020.048表 31 原料組成序號12345組分二硫化碳環(huán)戊二烯不飽和化合物苯飽和化合物質量分數(shù)35%20%25%15%5%表3-2其中初餾分組成3.3 質量要求 要求精苯塔塔頂苯含量大于99.5%，塔底甲苯含量大于99.0%（摩爾分數(shù)）。3.4 操作條件確定操作溫度：料液經(jīng)過預熱至95時進料。操作壓力：有設計經(jīng)驗知芳烴混合物操作壓力一般低于70kpa，所以選擇常壓101.325kpa為操作壓力。進料熱狀況選擇：由進料溫度及壓力確定進料熱狀況為氣液混合進料。加熱劑選擇：由給定的條件

9、用0.4mpa的過熱蒸汽作為加熱劑。冷卻劑：選擇循環(huán)冷卻水作為冷卻劑。四、 全塔的物料衡算4.1 輕重關鍵組分的確定由所給的原料組成及分離要求，按多組分精餾確定關鍵組分。可分析出揮發(fā)度高的苯為輕關鍵組分，揮發(fā)度低的甲苯為重關鍵組份從塔底餾出。4.2 摩爾組成計算此設計按年運行330天進行設計，留一個月時間進行規(guī)劃檢修和進行意外檢修。由：n=m/m 得組分名稱苯甲苯二甲苯三甲苯溶劑油分子量7892106120-質量分數(shù)0.750.1390.0330.020.048摩爾分數(shù)0.82940.13820.02680.0143-進料量（mol）66.932611.15272.16281.1616 -表

10、41 物料組成進料量 = m/330=50000（3024）0.012784=80.7kmol/h4.3 塔頂塔底物料組成及塔頂塔底溫度確定。1) k值的計算因為操作壓力取為標準大氣壓101.325kpa，所以可按理想流體計算平衡常數(shù)k。 由： 和 （安托尼方程）由化工熱力學附表查出相關參數(shù)如下表：組分abc苯6.068321236.034-48.99甲苯6.050431327.62-55.526二甲苯6.097891458.076-60.109三甲苯6.17111598.241-65.53二氧化碳7.521611384.86174.84表 42 安托尼方程參數(shù)2) 塔頂塔底物料組成的確定苯甲

11、苯二甲苯三甲苯zi0.82940.13820.02080fi66.932611.15271.67860.9966di66.59790.547600xdi0.99540.004600wi0.334611.09691.67860.01235xwi0.02560.90740.12730.00937表 43 由上表可知 =0.6% 0.5% =1.8% 1%均小于規(guī)定濃度值符合要求。(d/w)i輕重組分的相對揮發(fā)度。fi各組分進料的物質的量di塔頂各組分物質的量wi塔底各組分物質的量塔頂重關鍵組分的摩爾量塔底輕關鍵組分的摩爾量 3)試差法計算塔頂溫度 由氣液相間平衡關系式y(tǒng)i=ki*xi。 及露點方程

12、式xi=1 進行試差計算。先按照清晰分割法對塔頂溫度和塔底溫度進行假設，假設塔頂溫度為353.15k，對切割的組分進行計算。abclgps/kpapski苯6.068321236.034-48.992.0045101.05490.9974甲苯6.050431327.62-55.5251.589738.87410.3836二甲苯6.097891458.076-60.1091.198815.8070.1568三甲苯6.17111598.241-65.320.618344.05310.04049用試差法計算塔頂溫度，設塔頂溫度為353.15k 苯甲苯求和di66.59790.547667.1455y

13、di0.99500.00501ki0.99740.3836xi0.99750.003831.0005由試差結果xi-10.01符合要求，故設塔頂溫度為353.15kdi塔頂物質的量 ki平衡常數(shù)xi塔頂液相摩爾分數(shù)3) 用試差法計算塔底溫度由氣液相間平衡關系式y(tǒng)i=ki*xi。 及泡點方程式y(tǒng)i=1 進行試差計算。假設塔底溫度為376.15k按理想切割的組成進行計算。苯甲苯二甲苯三甲苯求和117xwi0.02550.84560.12790.00090.9999ki1.23261.57130.18170.5999xwi*ki0.031431.0660.023240.00051.1211105xw

14、i0.02550.84560.12790.0009ki2.02201.1260.32130.1132xwi*ki0.0510.95220.04110.0001021.0400103xwi0.02550.84560.12790.0009ki2.0121.0620.3200.112xwi*ki0.0510.8980.0410.00010.991表 44 塔底溫度計算由試差結果yi-10.01符合要求，所以塔底設溫度376.15k正確。wi塔底各組分物質的量xwi塔底液相各組分的摩爾分數(shù)ki塔底各組分的平衡常數(shù)xwi*ki塔底各組分的氣相摩爾分數(shù)4) 按理想清晰分割法確定塔頂塔底產(chǎn)品分布量塔頂量：

15、d=69.1313 kmol/h 塔底量： w=80.70（0.1382+0.0268+0.0143）=14.47 kmol 為避免計算后關鍵組分濃度超過限度值，dh和wl采用的計算濃度值應略于規(guī)定值，分別取規(guī)定值的0.9倍。 dh=1%0.966.9326=0.6024kmol/h wh=14.47-0.6024=13.8676 kmol/h wl=1%0.914.47=0.1302 kmol/h dl=66.9326-0.1302=66.8024 kmol/h所以 ：（d/w）h=0.6024/13.8676=0.0434 （d/w）l=66.8024/0.1302 =513.085) 求

16、以重關鍵組分甲苯為對比組分，各組分的平均相對揮發(fā)度，用泡點方程 計算列表如下：組分苯甲苯二甲苯三甲苯kdi0.999790.384760.131170.04075ihd2.5984310.340910.10591kwi2.829751.232580.489370.18169ihw2.2957510.397030.14741ih2.4424110.367900.12495表 45 泡點方程計算代入漢斯特別克公式，解下列方程 kdi塔頂各組分的平衡常數(shù)ih相對揮發(fā)度kwi塔底各組分的平衡常數(shù)ih代入上式，求出（d/w）i進一步求出di，wi，xdi，xwi。列表如下： 組分苯甲苯二甲苯三甲苯求和a

17、ih2.442410.36790.1249（d/w)i198.5840.0334100fi66.932611.15272.16281.161681.4097di62.8150.39940063.2143wi0.316311.95242.97781.052180.7043xdi0.99360.0063001xwi0.02810.68330.19020.09011表 46 物料橫算由上表得到 =0.6% 1% =1.8% 0.5% 均小于規(guī)定濃度值符合要求。（d/w）i輕重組分的相對揮發(fā)度。fi各組分進料的物質的量di塔頂各組分物質的量wi塔底各組分物質的量塔頂重關鍵組分的摩爾量塔底輕關鍵組分的摩

18、爾量6) 確定塔頂，塔底溫度設塔頂溫度為353.15k時，計算列表如下：組分苯甲苯求和ydi0.99500.0051ki0.99740.3836xdi0.98750.003831.0005表 47 塔頂溫度驗證由試差結果xi-10.01符合要求，所以所設溫度353.15k正確。設塔底溫度為376.15k組分苯甲苯二甲苯三甲苯求和xdi0.0180850.6833880.1702630.060161ki2.775131.2060710.4775090.176711yi0.0510.89840.0410.00011.006226表 48 塔底溫度驗證所設塔底溫度為376.15k正確。7) 檢驗各組

19、分相對揮發(fā)度與估算值是否一致塔頂溫度驗算： lh假設=2.598 lh計算=1.008/0.3884=2.5958（lh假設-lh計算）/lh=（2.598-2.5958）/2.5958=0.101%5% 所以說明計算結果正確，符合設計要求。 塔底溫度驗算：lh假設=2.2958 lh計算=1.008/0.3884=2.301（lh假設-lh計算）/lh=（2.301-2.2958）/2.5958 =0.2269%5% 也符合要求。所以，設計塔頂溫度為353.5k，塔底溫度為376.15 k 。4.4 最小理論塔板數(shù)（用芬斯克方程）本設計采用全凝器計算得：nm=7.73為輕、重關鍵組分的摩爾分

20、數(shù)d、 h 代表塔頂，塔底。為輕重關鍵組分的相對揮發(fā)度。4.5 最小回流比（rm）的計算（恩德伍德法）求算進料的氣化分率：由已知進料溫度368.15k，操作壓力為101.325kpa，取進料壓力為101.325kpa，設氣化率為0.65 .組分苯甲苯二甲苯三甲苯求和zi0.82940.13820.02680.01341ki1.36830.56590.21040.08731+e（ki-1）1.22310.69820.47400.3905xi0.63950.21910.07780.03330.9991yi0.85910.11740.01480.00201.0004表 49 汽化分率計算由試差結果x

21、i=1，yi=1說明汽化分率e=0.65正確。平均溫度 t=1/2=（353.5+390.5）/2 =372 k以重關鍵組分乙苯為對比組分，求相對揮發(fā)度i已知: p=101.325kpa t=372 k =9.371組分苯甲苯二甲苯三甲苯求和zi0.82940.13820.02680.01341ai19.3027.93062.92971ai*zi/a1.5203-0.8426-0.016-0.00150.6499表 410 相對揮發(fā)度計算zi各組分進料的摩爾分數(shù)ai各組分的相對質量分數(shù)用試差法計算出當時值為9.371正確。則， =1.8965rm=1.8965-1=0.8965操作回流比，一般

22、在粗笨精制設計中取最小回流比的1.22.0倍，此設計取為1.3倍。則： r=1.3rm=1.16554.6 理論板數(shù)確定（吉利蘭法）：橫坐標：縱坐標： 由縱橫坐標查吉利蘭圖得y=0.51則nt=16.8164.7 總版效率計算（奧康奈爾法）：由： =1.722/0.707=2.434 t=372 k組分苯甲苯二甲苯三甲苯和xfi0.639520.21910.07780.033380.999110.240.270.3550.3850.153480.05910.0270.012850.26249表 411 總板效率xfi-塔頂各組分的摩爾分數(shù)效率=0.54685實際塔板數(shù)： =294.8 進料位置

23、的確定由吉利蘭法算得的理論板數(shù)包括精餾段和提留段在內的全塔理論板數(shù)。如果在計算中把進料板作為一個單獨的部分，則 在全塔范圍內相對揮發(fā)度變換不大時，精餾段和提留段塔板數(shù)的比值可按下式計算：解得n/m=0.8479所以 n=7.257057 m=8.5593n精餾段的理論板數(shù)，包括部分冷凝器在內m提餾段的理論塔板數(shù)，包括再沸器在內則精餾段=n/=13.27 因此取14塊塔板提留段=m/=15.652 因此提留段為16塊塔板 進料位置在第14塊塔板進料五、 物性數(shù)據(jù)計算5.1 全塔平均溫度 t=（353.5+376.5）/2=365 k5.2 平均分子量的計算 組分苯甲苯二甲苯三甲苯和分子量7892

24、106120塔頂yi0.99360.00641塔頂xi0.98560.01621.0019塔底yi0.05010.82420.08130.01061.0062塔底xi0.01800.68330.17020.06011由mvd=mi*yi=78.09 kg/kmol mld=mi*xi=78.38 kg/kmol mvm=93.86kg/kmolmlm=96.77 kg/kmol所以mv=85.976 kg/kmol ml=87.574 kg/kmolyi塔頂組分的摩爾質量xi塔底組分的摩爾質量mv塔頂平均分子量ml塔底平均分子量5.3 相平均密度 依下式：（ai為質量分數(shù)），查化工工藝算圖手冊

25、表得各溫度下密度數(shù)據(jù)。組分苯甲苯二甲苯三甲苯和平均t0.7530.7610.7650.775頂353.50.7620.7630.7710.78塔底溫度0.7470.7580.7610.77yim77.5070.58178.088ai頂0.99250.0071ai底0.01800.6830.17010.06011頂=753.06kg/m3 底=762.63 kg/m3lv=757.85kg/m35.3 氣相平均密度 5.4 液體表面張力 由公式 查化工工藝算圖手冊表得各溫度下表面張力數(shù)據(jù)。組分苯甲苯二甲苯三甲苯平均37217.818.118.419.3頂355.519.220.120.921.4

26、底376.516.517.317.818.2xiui底0.2984111.82263.03061.0949xiui頂19.07860.1269800頂=17.472mn/m 底=19.21 mn/m =1/2（頂+底）=18.339 mn/m5.5 精餾氣液負荷計算 v=（r+1）d=（1.5221+1）50.9022=136.8896 kmol/h l=rd=1.522150.9022=73.675 kmol/h lh=3600ls=8.514 m3/hv塔頂氣相摩爾留率vs塔頂體積流率l塔頂液相流率lh塔頂液相體積流率六 、 塔體尺寸計算 6.1塔徑尺寸計算塔板間距ht的選定很重要，它與塔

27、高，塔徑，物系性質，分離效率，塔的操作彈性，以及塔的安裝檢修等都有關系，可按照下表所示經(jīng)驗關系選取。塔徑dt0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距ht200-300250-350300-450350-600400600初選塔板間距為ht=0.41 m，取板上液層高hl=0.06 mht-hl=0.41-0.06=0.35 m 計算查smith關聯(lián)圖得c20=0.0735，依式校正到物系表面張力為18.44576mn/h時的c，即 取安全系數(shù)為0.70，則 故 圓整為d=1.4 m ，重新計算空塔氣速為： u=0.7544 m/sumax塔內液相最大流速u-空塔氣速d

28、塔徑6.2 溢流裝置計算采用單溢流，弓形降液管，平行受液盤及平行溢流堰，不設進口堰，分別計算尺寸如下。1) 溢流堰長lw 取堰長lw 為0.60 d，即 lw=0.601.4=0.84 m2) 出口堰高hw 由 ，查液流收縮計算圖，得e=1.04，依下式故 hw=0.06-0.0138=0.0462 m6.3 降液管的寬度wd與降液管面積af 由lw/d=0.60，查弓形降液管寬度與面積圖得wd/d=0.098，af/at=0.055 故wd=0.098d=0.0981.4=0.1372 m af=0.0551.5386 =0.0846 m2由式 符合要求at篩板面積af降液管面積6.4 降液

29、管底隙高度降液管底隙高度即降液管下端與塔板間的距離，以h 0 表示，為保證良好的液封，又不致使液流阻力太大，一般取為 取液體通過降液管底隙的流速為0.006 6.5 塔板的布置 取安定區(qū)寬度ws=0.07 m， 邊緣區(qū)寬度wc=0.03 m依下式計算開孔區(qū)面積 式中 由以上算得：aa=1.2714 m2aa開孔區(qū)面積x，r計算參數(shù)6.6 篩孔數(shù)n與開孔率取篩孔的孔徑d0為5 mm，正三角形排列，用=3mm的碳素鋼作為篩板，取t/do=4.0，故：孔中心距 t=4.05.0=15.0 mm 依式 孔 依式開孔率在（在5-15%范圍內）每層塔板上的開孔面積為 氣體通過篩孔的氣速 n-篩孔數(shù)a0-開

30、孔面積七 、塔的流體力學計算7.1 氣體通過液體壓降相當?shù)囊褐遠p 依式 干板壓降的液柱高hc 依 ， 查干板孔的流量系數(shù)圖得，c0=0.84再由式 氣流通過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨萮l由充氣系數(shù)與fa的關聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)為0.65依式克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐鶕?jù)式 故 hp=0.0775+0.039+0.001979=0.1088 mm單板壓降： 7.2 霧沫夾帶量ev的驗算 0.0113kg液/kg氣 0.1kg液/kg氣故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧膜夾帶。7.3 漏液的驗算由式 篩板的穩(wěn)定系數(shù) 故在設計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。7.4 液泛驗算為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降

31、液管中清液層高度依式 計算hdhd依下式計算，即取=0.5，則在設計負荷下不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。根據(jù)以上驗算，可以認為精餾塔徑及各工藝尺寸使合適的。7.5霧膜夾帶線（1）依式 式中 近似取e1.0， hw=0.046 m， lw=0.84 m故 取霧膜夾帶極限ev為 0.1kg液/kg氣，已知，并代入上式得在操作范圍內，任取幾個ls值，依上式算出相應的vs值列于下表：ls m3/s0.0010.0020.0040.006vs m3/s1.92361.85211.73881.6436表 81 霧沫夾帶線氣液體積依表中數(shù)據(jù)在vsls圖中作出霧膜夾帶線（1）。 7.6 液泛線 聯(lián)立下式得 近似取e=1.

32、0，lw=0.84，hw=0.046 由下式得 故 how=0.74932ls2/3 由式 即 及 已算出故：由下式將ht=0.41m，hw為0.046m，代入上式得 整理后得下式： 操作范圍內取若干ls值代入上式，列表如下，作出液泛線如圖中（2）所示。ls m3/s0.0010.0020.0040.006vs m3/s1.57861.53461.45521.3753表 82 液泛線氣液體積7.7液相負荷上限線取液體在降液管中停留時間為4秒，由下式液相負荷上限線如圖中（3）所示，坐標圖上為與氣流量vs無關的垂直線。7.8漏液線由，代入下式整理后得下式：在操作范圍內取若干個ls值代入，列入下表，

33、漏液線為vsls圖中（3）線。ls m3/s0.0010.0020.0040.006vs m3/s0.31590.32460.33790.3487表 83 漏液線氣液體積7.9液相負荷下限線取平堰，堰上液層高how=0.006m，作為液相負荷下限條件，依下式，取e=1.0，則ls.min=7.16510-4 m3/s由上式在vsls圖上作出液相負荷下限線（5）。7.10操作點確定本設計塔板上限由霧沫夾帶控制，下限由漏液控制。精餾塔的操作彈性將上面五條線繪制如下圖： 八 附屬設備計算及選取8.1.1塔頂空間塔頂空間為最上一層板與塔頂?shù)目臻g。為了有利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段取為2倍的塔板間距

34、，取為0.82 m。8.1.2塔底空間 塔底空間為塔內最下層板到塔底間距，因塔底液面至最下一層板之間要有13m的間距，為了增大操作系數(shù)及彈性，所以取塔底空間為3.0m。8.1.3人孔為了便于檢修安裝和清洗設備，每隔6層板開設一個直徑為500mm的人孔，在第6，12，18，24塊板上設4個人孔。8.2塔高計算由下式計算精餾塔的塔高：式中 h塔高（不包括封頭，裙坐），m n實際塔板數(shù)nf進料板數(shù)hf進料板處板間距，mnp人孔數(shù)hp設人空處的板間距，mhd塔頂空間（不包括底蓋部分），mhb塔底空間（不包括底蓋部分），m 由前面計算得出：n為29，nf為1，取進料板間距hf為1m，人孔數(shù)np為4，人空

35、處板間距hp仍為0.8m，hd為0.82m，hb為3m。計算出： h=（29-1-4）0.41+11+30.91+0.82+2=16.39 m8.3 確定塔體各接管及材料：1)蒸汽管 vs=d2u/4式中 d-塔頂蒸汽出口管直徑，mm; u-氣體速度，m/s.常壓下蒸汽輸送速度在u=1040m/s，現(xiàn)按30m/s設計計算，按加壓下操作計算p=0.4mpa 式中 up -加壓下氣體速度， 跟據(jù)化工機械基礎管件附表選公稱直徑350mm，外徑366mm，壁厚8mm。2)回流管由泵輸送有機物料流速為u=12m/s，取u=1.5m/s計算。ls=0.002365m3/s 跟據(jù)化工機械基礎管件附表選公稱直

36、徑50mm，外徑60mm，壁厚5mm。3)進料管當進料管流速取u=2.5m/s設計.vs =1.161m3/s跟據(jù)化工機械基礎管道附表選公稱直徑60mm，外徑70mm，壁厚5mm。4)塔釜液出口選取釜液出口流速為u=1.3 m/s設計。ls=w=0.002365m3/s選公稱直徑50mm，外徑60mm，壁厚5mm。5)進入再沸器的汽液混合液入口常壓下有機氣體輸送速度在0.5-2m/s，u選取0.8m/s計算。v=0.245 d=0.0256/（0.7850.8）1/2=198.7mm選公稱直徑200mm，外徑218mm，壁厚9mm。6)再沸器進入塔內管口直徑氣體量v=0.2476m3/s ，選

37、擇立式再沸器汽化率為50. v入=0.2476/0.5=0.4952m2/s 取u=20m/s。 d= vs /0.785up )1/2 =0.4952/（0.78520）1/2=177.6mm 選公稱直徑180mm，外徑186mm，壁厚3mm。九 冷凝器和再沸器熱量衡算 在化工原理課本上查取各種物質的物性參數(shù)如下表：組分苯甲苯二甲苯三甲苯氣化r94.1368.0880.0776cp0.41630.40790.41880.421頂yi0.99370.0063底xi0.050.82420.08130.011表 91 物料組成其中r和cp單位都為kcal/kg，30水的比熱為4.174kj/kg k，0.4mpa水蒸氣的汽化潛熱為2036.2kj/kg。由前面算得塔頂v=136.8896kmol/h，d=63.21kmol/h9.1 冷凝冷卻器熱負荷 由以上數(shù)據(jù)及平均汽化潛