化工原理課程設計方案之苯

1、浮閥精餾塔工藝設計任務書 40 %質(zhì)量分數(shù)) 1 工藝要求與數(shù)據(jù) 1)料液為苯一一甲苯混合液，含苯 2) X=94 % X w=3 %質(zhì)量分數(shù)) 3)年生產(chǎn)能力：7萬噸 進料) 2. 設計條件 1)連續(xù)常壓操作、中間加料、泡點回流 2)泡點進料 3)年生產(chǎn)時間330天 4)塔釜用間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力300kPa 5)設塔頂冷凝用水進口溫度為 25 C 3. 設計內(nèi)容 (1) 精餾流程設計及論證 (2) 工藝計算 (3) 塔盤設計 精餾段、提餾段各選一塊) (4) 精餾段、提餾段流體力學條件校核 (5) 主要輔助設備的選型 再沸器、冷凝器) (6) 控制系統(tǒng)、節(jié)能措施、工藝調(diào)整、故障處理、

2、廢液處理的方案 4. 設計成果 (1) 設計說明書 含評價與體會) (2) 設計圖紙 畫在設計說明書中：流程圖、t-x-y 圖、作圖法求理論塔 板數(shù)、負荷性能圖2張)、 ； g重力加速度,9.81m/s2 ； h填料層分段高度,m； hi進口堰與降液管間的水平距離，m； hc 與干板壓降相當?shù)囊褐叨?，m液 柱； hd與液體流過降液管的壓降相當?shù)囊褐?；hf 塔板上鼓泡層高度,m； hi與板上液層阻力相當?shù)囊褐叨?m； hL 板上清液層高度,m； hO降液管的底隙高度,m；hOW堰上液層高度,m； hW-出口堰高度,m；h,W進口堰高度,m； h 6 與阻力表面張力的壓降相當?shù)囊褐叨?；H板式

3、塔高度,m； Hd-降液管內(nèi)清液層高度,m；HD 塔頂空間高度,m； HF進料板處塔板間距,m；HP 人孔處塔板間距，m; HT-塔板間距,m；LW 堰長,m; Lh 液體體積流量,m3/h ；Ls 液體體積流量,m3/s ; NT理論板層數(shù)；P 操作壓力,Pa; P壓力降,Pa ； PP氣體通過每層篩板的降 壓,Pa ； t 篩孔的中心距,m；u 空塔氣速,m/s ; uO氣體通過篩孔的速度,m/s ； uO, min漏液點氣速,m/s ； u 0液體通過降液管底隙的速度 ,m/s ； Vh 氣體體積流量,m3/h ; Vs氣體體積流量,m3/s ; Ls 液體質(zhì)量流量 ,kg/s vs 氣

4、體質(zhì)量流量,kg/s ; Wc 邊緣無效區(qū)寬度 ,m； W弓形降液管寬度,m; Ws 泡沫區(qū)寬度,m; x液相摩爾分數(shù)； X 液相摩爾比； y氣相摩爾分數(shù)； Z板式塔的有效高度，m； 下標 ma最大的；min L液相的；V 間,s ；卩粘度，mPa s; (T表面張力，N/m ； 第二章 Y氣相摩爾分比； uF 泛點氣速,m/s ； 最小的； 氣相的液體在降液管內(nèi)停留時 -開孔率或孔流系數(shù)，無因次； P密度,kg/m3 ； 塔板的工藝設計 1、基礎物性數(shù)據(jù) 表1-1苯、甲苯的粘度 溫度C 0 20 40 60 80 100 120 苯 mPa s 0.638 0.485 0.381 0.308

5、 0.255 0.215 甲苯mPa s 0.758 0.58 0.459 0.373 0.311 0.264 0.228 表1-2苯、甲苯的密度 溫度c 0 20 40 60 80 100 120 苯 kg / m3 - 877.4 857.3 836.6 815.0 792.5 767.9 甲苯kg / m3 885.6 867.0 848.2 829.3 810.0 790.3 770.0 表1-3苯、甲苯的表面張力 溫度c 0 20 40 60 80 100 120 苯 mN / m 31.60 28.80 26.25 23.74 21.27 18.85 16.49 甲苯mN /m 3

6、0.89 28.54 26.22 23.94 21.69 19.49 17.34 表1-4 苯、甲苯的摩爾定比熱容 溫度c 0 50 100 150 苯 kJ/(kmol|k) 72.7 89.7 104.8 118.1 甲苯 kJ / (kmol|_k) 93.3 113.3 131.0 146.6 表1-5苯、甲苯的汽化潛熱 溫度c 20 40 60 80 100 120 苯 kJ / kg 431.1 420.0 407.7 394.1 379.3 363.2 甲苯kJ / kg 412.7 402.1 391.0 379.4 367.1 354.2 2、塔的工藝計算 物料衡算：含苯40

7、% XD=94 % XW=3 %質(zhì)量分數(shù)） 年產(chǎn)量：7萬噸 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)： X 40/78.11 = 40/78.11 60/92.13 =0.440 794/78.11 Xd= 94/78.116/92.13 =0.949 Xw= 3/78.110.0385 =0.0353 3/78.11 97/92.131.0915 平均摩爾質(zhì)量: MF=0.440 X 78.11+0.560 x 92.13=85.96(kg/kmol MD=0.949 x 78.11+0.051 x 92.13=78.83(kg/kmol MW=0.0353X 78.11+0.9647 x 92.13

8、=91.64(kg/kmol 物料衡算：生產(chǎn)時間按330天/年 7I07 F= 330 24=809682(心巾 Xf X w Xd _ 0.44 -0.0353 =0.949 -0.0353 0.4047 0.9137 =0.443 D=102.82X 0.443=45.55(kmol/h W=57.27(kmol/h 根據(jù)最少回流比計算式：yq=0.658 xq=0.440 XDyq0.949-0.658 , 根據(jù)工藝條件滿0.658i4R產(chǎn)=P3 X 1.33=2.26 故精餾段操作線方程式為： Xn 迓69Xn 0.29 3.263.26 已知操作條件下，苯-甲苯混合液的平均相對揮發(fā)度

9、 a=2.47 y= ax _ 2.47x 1 ( a - 1)x1 1.47x 對于飽和液體進料q=1,原料液進入加料板后全部進入提餾段。 即：L二L+qF二 L+F二RD+F=2.26 L+qFWxw ym 1xm廠1.39x-0.0136 L+qF_WL+qF-W 3、逐板計算法求理論板數(shù)的計算 由于采用全凝器泡點回流故 =xd =.949 代入相平衡方程求出X1247X =0.949所以x = 0.883 1 +1.47X y 0.69X10.2 0.8993，所以代入相平衡方程求出 y3 = 0.69x2 0.29 =0.8305，所以代入相平衡方程求出X3=0.6648 同理可得：

10、 y4 二 0.7487 相平衡 y5 二 0.6672 相平衡 y廠0.5991相平衡 故第六層為加料板。 提餾段： y7 =1.39x6 -0.0136= 0.51043弋于相平衡方程可得：x7 二 0.2968 同理： x4 二 0.5467 X5 X6 X2 =0.7833 二 0.4480 = 0.3770 xF (0.44) 相平衡 y8 = 0.399 相平 x8=0. 0.2118 y9 - 0.2808 相平衡(=0.1365 -0.1761 相平衡 x10 = 0.07964 相平衡 -0.09710 相平 心=0.04172 %2 -0.04439 相平衡，咅廠 0.01

11、846 xw(0.0353 通過上述計算可得出： 有5層精餾段，7層提餾段 包括再沸器)第六層為加料板。 通過摩爾分數(shù)，苯與甲苯氣液相平衡圖可查出： Xd =0.949時，tD =82.74 c 塔底.Xw = 0.0353 tw =110.54 c 平均溫度：t =45 =96.64 C 由平均溫度可在粘度表中查出： 苯的粘度 甲苯的粘度 0.264mpa s 0.293 mpa s =0.44#苯 + 0.56 4甲苯=0.28mpa *s Et =0.17-0.0616lg 叫=0.511 3.實際塔板數(shù)Np 精餾段:N精二 5/0.519.78 10塊 提餾段:N提二 6/ 0.511

12、=11.74 12 塊 4、精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 (1操作壓力的計算 塔頂?shù)牟僮鲏毫?Pd =101.3 4 =105.3KPa 每層塔板的壓降 ：P =0.7KPa 進料板壓力 Pf 二 1053 0.7 10 二 1123KPa 精餾段平均壓力 巳=（105.3 1123）/2 = 108.8KPa 塔底壓力 pw T05.3220.7 二 120.7kpa 提餾段 P Pw 2 PD =116.5（kpa） M l.d =0.883 X 78.11+(1-0.883 X 92.13=79.95 (kg/kmol 進料板： y =0.5991 Xf =0.3770 M v.

13、f =0.5991 X 78.11+(1-0.5991 X 92.13=83.73 (kg/kmol Ml.f=0.3770 X 78.11+(1-0.3770 X 92.13=86.85 (kg/kmol 塔 底：Xw =0.01846 yw =0.4439 M v.w=0.4439 X 78.11+(1-0.4439X 92.13=85.90 (kg/kmol M l.w =0.01846 X 78.11+(1-0.01846 X 92.13=91.86 (kg/kmol l.精=8685 79.75 =83.3(kg/kmol M l.精= 85.9 83.73 =81.28 (kg/k

14、mol M l.提 =86.891.86 =83.3(kg/kmol M v.提= 85.9 83.73 2 =84.82 (kg/kmol (4平均密度計算 氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程式計算，即 V。提 PmM v.精 PmM V。提 108.8 81.28 8.314 (87.98 273) = 2.95Kg/m3 116.5 84.82 8.314 (101.8 273) -3.17Kg/m3 液相平均密度計算 aA aB 10.940.06 =+ ?LDm811.9 807.3 ：?LDm =810.2Kg/m3 液相平均密度計算依下式計算，即： Lm 塔頂液相平均密度的計算

15、 由tD =82.74 C，查液體在不同溫度下的密度表得: 33 二a =811.9Kg/m 訂=807.3Kg/m 進料板液相平均密度的計算 由tF =93.21 C ,查液體在不同溫度下的密度表得 =800.1 Kg/m3 訂=797Kg/m3 aA -0.339 0.377 78.11 0.377 78.11(1 -0.377) 92.13 0.3391-0.339 800.1797 Dm = 800.4 Kg/m3 精餾段的平均密度為 ?Lm = (810.2 800.4)/2 二 805.3Kg/m3 塔底液相平均密度的計算 由tw =110.54C，查液體在不同溫度下的密度表得 =

16、779.5Kg/m3 % = 779.6Kg/m3 aA 0.01846匯 78.11 0.01846 78.11 (1 -0.01846) 92.13 = 0.015 10.01571-0.0157 Lm779.5779.6 :wm =779.7Kg/m3 提餾段的平均密度 Lm =(779.7 800.4)/2= 790.1Kg/m3 (5液體平均表面張力的計算 液相平均表面張力依下式計算，即 塔頂液相平均表面張力的計算 由tD =82.74 C，查液體表面張力共線圖得 二a = 20.89mN/m=21.39mN/m 二 LDm =0.949 20.89 (1 -0.949) 21.39

17、 =20.43mN/m 進料板液相平均表面張力的計算 由tF -93.21 C ,查液體表面張力共線圖得： ；a = 19.44mN/m % = 20.24mN/m 二 LFm =0.377 19.44 (1 -0.377) 20.24 = 19.94mN/m 塔底液相平均表面張力的計算 由tD =110.54 C，查液體表面張力共線圖得： -a =17.44mN/m ；b =18.36mN/m -LDm =0.01846 17.44 (1 -0.01846) 18.36 = 18.34mN / m 精餾段平均表面張力 二 Lm =(20.91 19.94)/2 =20.43mN/m 提餾段平

18、均表面張力 二 Lm =(19,94 18.34)/2 =19.14mN/m (6液體平均黏度計算 液相平均黏度依下式計算，即 lg %m 八 Xi lg Ji 塔頂液相平均黏度的計算 由tD =82.74 C ,查氣體黏度共線圖得: JA =0.301mPa s =305mPa s lgDm =0.949 0.301 0.051 0.305 =0.302mpa s 精餾段液相平均黏度的計算： 由tF =93.21 C，查氣體黏度共線圖得： JA = 0.273Pa s=.280mPa s JLFm =0.377 0.273 0.623 0.280 = 0.277mpa s 精餾段液相平均黏度

19、 JLm =(0.302 0.277)/2 =0.29mPa s 精餾段液相平均黏度的計算 由tw =110.54 C，查氣體黏度共線圖得: SA =0.234Pa s % =0.245mPa s JLFm =0.01846 0.234 0.98154 0.245 = 0.244mpa 提餾段液相平均黏度 %m =(0.244 0.277)/2 =0.261mPa s 5、精餾塔工藝尺寸的計算 1)塔徑的計算 精餾段氣液相體積流率 V = (R 1)D =(2.26 1) 45.55 =148.49(kmol /h) 精餾段的氣、液相體積流率 VM Vm 81.28 勺48.493 VsVm1

20、.14m3/s 3600 ： Vm 3600 2.95 L= RD =2.26 45.55 =102.94(kmol/h) LS 二 LM Lm 3600 QLm 叱空0030m3/s 3600 805.3 提餾段的氣、液相體積流率 V 二V =148.49(kmol/h) VM Vm 84竺如9=10m3/s 3600 ?Vm3600 3.17 L 二 L F =102.94 10284 = 205.76(kmol/h) LM Lm L s 3600 訂 205.96 更色=03/5 3600 790.1 2）塔板工藝尺寸計算 塔徑空塔氣速U =（安全系數(shù)） Umax Umax 精餾段 Cl

21、 精- m精 Umax C ：Vm精 取板間距HT=0.45m,取上板液層高度hL=0.07m,則圖中參數(shù)值為; Ht -hL =0.45 -0.0 0.38m 由 Umax CV，式中C由c二。20（缶）0.2求取，其中C20由篩板塔汽 液負荷因子曲線圖查取，圖橫坐標為 1.14 3600 Vh匚 I p L 厶八屮003 3600)(進八 “.0435 2.95 Umax 20803 嚴“.95 =1.32m/s 2.95 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速 u = 0.7 Umax - 0.7 1.32 = 0.924m/s 3.14 0.924 4 1.14 二 1.25m 按標準塔徑圓整

22、D d.4m 塔截面積為A =0.785D2 =0.785 1.42 = 1.54m2 vS1.14 u0.74m/ s At1.54 精餾段 取板間距HT=0.45m,取上板液層高度hL=0.07m,則圖中參數(shù)值 Ht -hL =0.45 -0.0 0.38m 由Umax=C，匸不，式中C由C=C2（玉）0.2求取，其中C20由篩板塔汽 v20 液負荷因子曲線圖查取，圖橫坐標為 0.006 3600 1.1 3600 (790.1,2 (3.17 ) -0.086 根據(jù)以上數(shù)據(jù)，由史密斯關聯(lián)圖查得 C20 = 0.076 因物系表面張力為卞-19.14mN/m時的C: c. 0 219 14

23、 0 2 C =0.076 )=0.076 ()=0.075 20 20 Umaxdv 巾0757903.17=1.18m/s max .二3.17 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速 4 1.1 3.14 0.83 7u =0.7 umax = 0.7 1.18=0.83m/s =1.30m 按標準塔徑圓整 D =1.4m 塔截面積At =0.785D2 =0.785 1.4 1.54m2 u40.714m/s At 1.54 塔的有效高度 Z精=N精-1 ) *HT=9*0.45=4.05m Z 提=塔板主要工藝尺寸的計算 溢流裝置計算 因塔徑D.4m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。

24、 堰長lw 取 lw =0.684D =0.684 1.4 = 0.958m 溢流堰高度hw 由how *L -how，選用平直堰，堰上液層高度how由下式計算，即: 2.84Lh 23 howE ( h) 3 1000lw 近似取 E=1.02，則 how = 284 .02U0.003；3600)23 = 0.015m 10000.958 取板上清液層高度hL =70mm 故 hw = hL - how = 0.07 - 0.015 = 0.055m 弓形降液管寬度Wd和截面積Af : 由lwD0.684，查弓形降液管參數(shù)圖得: -0.08 = 0.13 貝心 Af =0.08 1.54=

25、0.12m2， Wd =0.13 1.4 = 0.18m 驗算液體在降液管中停留時間，即 3600Af Ht 3600 0.12 0.45“ =18s a 5s Lh0.003 3600 故降液管設計合理 降液管底隙的流速uUNm/s，則: O.。56 3600= 0.0303m 3600lwu03600 0.924 0.2 hw -h0 =0.048-0.0303 = 0.0177m0.006m 故降液管底隙高度設計合理 選用凹形受液盤，深度hw=50mm 塔板布置與浮閥數(shù)目及排列 塔板的分塊，因D_800mm，故塔板采用分塊式； 查塔板塊數(shù)表得塔極分為3塊。 選用F1型重閥，閥孔直徑d0=

26、39mm底邊孔中心距t=75mm 精餾段計算 取閥孔動能因子F0=12 孔速 u0 = 12 = 6.99m/ s v，Pv,mv2.95 浮閥數(shù) nV21142 =137（個） 0.785d2u00.785 漢6.99 漢0.0392 邊緣區(qū)寬度確定 取WS =W= 0.07m , Wc = 0.06m 開孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積 Aa計算 22：21 X 九=2(x、._ r -x2r2sin -) 180r 其中 x J? 一他 Ws) =0.7 一(0.18 0.07) =0.45m r =D 2 _Wc =0.7 0.06 =0.64m 故 Aa =2 (0.64 0.642 一0.

27、4520.642 sin1.05m2 1800.64 篩孔計算及其排列。浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排 的孔心距 t=75mm=0.075m 估算其排間距h h=A50.103(m) na 137 0.075 140 考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊版的支撐與 銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積.故取t =100mm=0.1m 按t=75mm t =0.1m，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù) 個 按N=140重新核算孔速及閥孔動能因數(shù) F。=6.862928=11.7 ：12 閥孔動能因數(shù)F0變化不大，仍在912范圍內(nèi) 塔板開孔率.=N(d0/D)2 =140(0039)

28、2 =10.9% 1.4 提餾段 堰長Iw 取堰長 l w=0.684x 1.4=0.958 出口堰高hw Lh=3600Ls =3600 x 0.006=21.6 m3/h hL = hwhow 2 故采用平直堰：堰上高度how/84E(Lh)3 1000 lw 近似取E=1.028 - how 二空41.028(紅= 0.023m 10000.958 故 : 山=hL 一 how =0-07 0.023=0.047m 降液管的寬度wd與降液管的面積Af 由：3=0.684查化工設計手冊得： D WdAf =0.013, -0.08 DA 故 wd=0.013D=0.013 x 1.4=0.

29、18m Af=0.08 A=0.08 x 0.785 x 1.4 2=0.12m 停留時間：t二竺 LS 丄 0.1 0.45 c rc L 、心人帛 + t9s( 35s)符合要求 0.006 降液管底隙高度h0 h0 二 hw -0.006=0.047-0.006 = 0.041m 塔板布置及浮閥數(shù)目、浮閥排列 取閥孔動能因子：F0=12 孔速： F。12, 浮閥數(shù)：N =邑11 =137(個) -d0 u0-(0.039)2 6.74 44 取無效區(qū)寬度：wc=0.06m 安定區(qū)寬度：WS=0.07m 開孔區(qū)面積： 代=2(X、., r2-X2r2 sin?) 180r R=D -wc

30、上0.06 = 0.64 2 2 D x 他 Ws) =0.7-(0.18 0.07) = 0.45m A =20.45 (0.64)2 -(0.45)2- (0.64)2arcsin045 1800.64 = 1.05(m2) 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排方式 取同一橫排的孔心距a=75mm=0.075r則 估算排間距 h=Aa0420.103(m/s) na 137 2.075 考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊板的支撐與 銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此，排間距可采用0.065m按 a=75mm,h=0.045nft新排列閥孔。實際孔數(shù)為: Aa na 042140 個

31、 0.04 0.075 u0-26.59(m/s) 二腫 0.785 0.0392 140 d n 4 F0 = u 0 Ji v = 6.59 3.17 =11.7 閥孔動能因子變化不大，仍在 912的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù) 適用。 =N(d0/D)140(01039)2 =10.9% 1.4 6、塔板流體力學校核 精餾段 氣相通過浮閥塔板的壓力降 hp =入 hih；： 干板阻力 2 he 二 5.34 -U 2 g幾 (6.82)22.95 he =5.340.046m 2x9.81 805.3 計算塔板上含氣液層阻力 由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù) ；0 =0

32、.5，已知板上液層高度“ =0.07,所以依式h“扳 hl =0.5 0.07 = 0.035m 計算液體表面張力所造成的阻力 由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可 忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降液柱高度為 hp =0.064 0.035= 0.081m 換算成單板壓降:Pf =hf ；g =0.081 805.3 9.81 =639.9Pa m 0.7Kpa (設計 允許值 提餾段 氣相通過浮閥塔板的壓力降 h hehl h. 干板阻力 he = 5.34 Uc2 2 g he -5.34 (6.74)2 2 9.81 3.17 790.1 =0.050

33、m 計算塔板上含氣液層阻力 由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù) 0 75，已知板上液層高度h0.07,所以依式hl二血 h| =0.5 0.07 = 0.035m 計算液體表面張力所造成的阻力 由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可 忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降液柱高度為 hp =0.05 0.035 二 0.085m 換算成單板壓降 ：Pf * 譏 =0.085 790.1 9.81 =659Pa乞0.7Kpa (設計允 許值 精餾段計算 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度 Hdw (HT+hwHd=hp+hl+hd 氣

34、體通過塔板的壓強降所相當?shù)囊后w高度hp,前已算hp=0.081m 液體通過降液管的壓頭損失，因不設進口堰 故 Hd=0.153 亙 =0.153 0.003=0.00062(m) ijwh(0.958x0.049 / 板上液層高度，前已選定hl=0.07m 則 Hd=0.081+0.07+0.00062=0.1520m 取 =0.5 又已選定 HT=0.45m hw=0.055m 貝卩 (HT+hw=0.5X 符合防止淹塔的要求 提餾段計算 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度 HcK (HT+hwHd=hp+hl+hd 氣體通過塔板的壓強降所相當?shù)囊后w高度hp,前已算hp=0.

35、081m 液體通過降液管的壓頭損失，因不設進口堰 f=0.5X 符合防止淹塔的要求 液沫夾帶 精餾段 液沫夾帶按下式計算: Vs 1.14 At -Af1.54 _ 0.12 _0.8(m/s) 5.7 10 eV : Ua 5.7 10-6 0.8 3.2 Ht -2.5hL 20.82 10 = 0.0023Kg 液 /Kg 氣 Q452.5907 丿 ：0.1Kg 液 /Kg 氣 故在本設計中液沫夾帶量eV在允許的范圍內(nèi) 泛點率的計算時間可用式: Vs +1.36LsZL ，L J Kc f Ap 100% 和 F1匚丄 100% 0.78Kcf A 塔板上液體流程長度 ZL 二 D-2

36、Wd =1.40-2 0.18 = 1.04m 塔板上液流面積 Ap =At - 2Af =1.54-2 0.24=1.3m2 苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)k值，k=1.0,取泛 點負荷因數(shù)Cf = 0.126，將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率F1為 F1 二 2 95 1.141.36 0.003 1.04 Y 805.32.95 1 0.127 1.3 100% =44.7% 為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上 計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于80%所以能滿足的工藝的要 求。 =0.002Kg液 /Kg氣 提餾段 液沫夾帶按下式計算： UaA -Af1

37、.54-0.12-.77(m/S) 63.2 5.7X10Ua QV = %(Ht -2.5hL 6+3.2 5.7x100.77 x I 20.82x100.45 2.5X0.07 丿 0.1 Kg 液 /Kg 氣 故在本設計中液沫夾帶量 氐在允許的范圍內(nèi) 泛點率的計算時間可用式: 0.78Kcf A 100% 塔板上液體流程長度 ZL 二 D-2Wd =1.40-2 0.1 1.04m 塔板上液流面積 Ap = At -2Af =1.54 -2 0.24 = 1.3m2 苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,取泛 點負荷因數(shù)Cf = 0.126，將以上數(shù)值分別代入上式

38、，得泛點率F1為 F1 = 1.14 3.17 .790.1 -3.17 1.36 0.006 1.04 1 0.127 1.3 100% =48% 為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上 計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于80%所以能滿足的工藝的要 求。 嚴重漏液校核 當閥孔的動能因數(shù) F0低于5時將會發(fā)生嚴重漏液，前面已計算 F。二11，可見不會發(fā)生嚴重漏液。 7、塔板負荷性能圖 1 ）霧沫夾帶線 精餾段 v一. -,-i.36LsZL 按泛點率=80嚇 VS2.951.36 LS 1.04 S V 805 3 _ 2 95S F1 = 805.3 2.95100% =8

39、0% 1 0.127 1.3 上式整理得： 0.0 61Vs 1.41L =0.13 Ss Kc f Ap Vs Fi 二一 100% Vs與Ls分別取值獲得一條直線，數(shù)據(jù)如下表; Ls /(m3 /s) 0. 027 0. 031 Vs Am3 / s) 1. 51 1. 41 提餾段 按泛點率=80燉 I_P Vsv1.36LsZL s* p ps L FL v100% Kc F Ap i 3 17 Vs1.36 Ls 1.04 F1790.1 -3.17100%= 80% 1 0.127 1.3 上式整理得：0.063VS 1.4 =0.13 VS與LS分別取值獲得一條直線，數(shù)據(jù)如下表;

40、 Ls /(m3 /s) 0. 025 0. 030 Vs /(m3/ s) 1. 51 1. 41 =ip hL hd 二 hc hf h；_ hL hd 由此確定液泛線方程: 【hw (HT+hw= 2 5.34Uo 2y Ls2 0.153 lwho +=ip hL hd = hc hf h；_ hL hd 由此確定液泛線方程： u2 p （HT+hw= 5.34 上 v + 2y 0.153 Ls l w h + 1+；0) 【hw 2.84 1000 匚(3600Ls)| (Lw丿 化簡整理得： 2 Vs2 2538l| 17.9ls =4.6 Vs與Ls分別取值獲得一條直線，數(shù)據(jù)如

41、下表; Ls/(m3/s ) 0. 01 2.1 Vs /(m3/ s) 1. 87 0 3）液相負荷上限線 精餾段提餾段 求出上限線液體流量Ls的值 以降液管內(nèi)停留時間t=5s貝卩; 4）漏液線：對于F1型重閥 精餾段：由Fo=u。，逼=5可得： AH = 012 0.45 = 0.0108(m3/s) LS.min t 5 5 uo : .匚 25253 785 do785 0.039 14。、295 487(m/s) 兀 2 Vsdo nu 提餾段：由Fo =u。.，匚=5可得: 4 225253 Vsd02 nu0 =0.785 dfn - 0.785 0.0392 140 : 0.4

42、69( m3/s) 4.匚3.17 （5液相負荷下限線（精餾段 提餾段 對于平直堰，取堰上液層高度how =0.006作為最小液體負荷標準 how =2.84 10 1.028（3600 Ls）2/3 =0.006 0.924 3 Ls,min = 0.000165m /s 將以上五條線標繪在同一 VsLs直角坐標系中，畫出塔板的操 作負荷性能圖。將設計點Ls, Vs）標繪在圖中，女口 P點所示，由原 點O及P作操作線OP操作線交嚴重漏液線于點A,過量霧沫夾 帶線于點B。由此可見，此塔板操作負荷上下限受嚴重漏液線 及過量霧沫夾帶線的控制。分別從圖中A、B兩點讀得氣相流量的 下限Vmin及上限V

43、max可求得該塔的操作彈性。 精餾段操作彈性:K=Vsmax絲 4.5 Vs.min0.49 精餾段操作彈性 :k = Vs. max 2.1 二 4.5 s. min 0.47 &設計結(jié)果一覽表 序 號 工程 符號 單位 計算結(jié)果 精餾段 提餾段 1 平均溫度 t m C 87.98 101.88 2 平均壓力 Pn kpa 108.8 116.5 3 平均流 氣相 Vs m/s 1.14 1.1 4 量 液相 Ls m/s 0.003 0.006 5 實際塔板數(shù) Np 塊 10 12 6 塔的有效咼度 Z m 4.05 4.95 7 塔徑 D m 1.4 1.40 8 板間距 H m 0.

44、45 0.45 9 塔板溢流形式 單流型 單流型 10 空塔氣速 u m/s 0.91 0.71 11 溢流管形 式 弓形 弓形 12 溢流裝 溢流堰長 度 Lw m 0.958 0.958 13 置 溢流堰咼 度 hw m 0.055 0.047 14 板上液層 , 、 1、 咼度 hL m 0.07 0.07 16 安定區(qū)寬度 Ws m 0.07 0.07 17 r開孔區(qū)到塔壁距離 Wc m 0.06 0.06 18 開孔區(qū)面積 Aa 2 m 1.05 1.05 19 閥孔直徑 d m 0.039 0.039 20 浮閥數(shù)個 n 個 140 140 21 閥孔氣速 U0 m/s 6.82

45、6.59 22 閥孔動能因數(shù) F) 12 12 23 開孔率% 10.9 10.9 24 孔心距 t m 0.075 0.075 25 排間距 t， m 0.01 0.01 26 塔板壓降 P kpa 0.6399 0.659 27 液體在降液管內(nèi)的 停留時間 t s 18 9 28 底隙高度 ho m 0.049 0.041 30 泛點率，% 44.7 48 31 液相負荷上限 Ls max m/s 0.0108 0.0108 32 液相負荷下限 Ls min m/s 0.00016 5 0.00016 5 33 氣相負荷下限 7s min m/s 0.487 0.469 34 操作彈性 4

46、.5 4.5 9、輔助設備的選型 1）冷凝器的選型 本設計冷凝器選用管殼式全凝器 原因：因本設計冷凝器與被冷凝氣體走管間，對于蒸餾塔的冷凝 器，一般選管殼式全凝器或空冷器，螺旋板式換熱器，以便及時排 出冷凝液。冷凝水循環(huán)與氣體之間方向相反，當逆流式流入冷凝器 時，起液膜減少，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費用。 取進口 冷卻水）溫度為t仁25 C （夏季；冷卻水出口溫度一般不超 過40 C，否則易結(jié)垢，取出口溫度t2=35 C。 2）冷凝器的傳熱面積和冷卻水的用量 塔頂溫度 tD=82.74 C 冷凝水 t仁25 Ct2=35C t=80.1 C =51 33C m(t1/t2)m(55

47、.1/47.74) 則 % f 80.1C - 25 55.1C t2 二 tD - t廠 82.74C - 35C 二 47.74C t t255.1 47.74 Im 由tD=82.74 C查液體比汽化熱共線圖得苯二394KJ / kg 又氣體流量 Vh=1.14m3/S 塔頂被冷凝量 q=Vhv M.14 2.95= 3.363kg/s 冷凝的熱量 Q= q 苯二 3.363 394 二 1325KJ /s 取傳熱系數(shù)K=600W/rfk, 1325 如032 則傳熱面積A = Q / K上tm43m 600 51.33 XA/ Q1325T03門 / 冷凝水流量 W31.55kg /

48、s 冷凝水流量CP(b-t2) 4.2 10 1000 (3選用釜式再沸器 塔底溫度tw=110.54 C用t0=133.3 C的蒸汽，釜液出口溫度 t1=110.6 C 則 =t0 -tw =133.3C -110.54C = 22.76C 、飢2 =t0 J =133.3C 110.6C = 22.7C 骯m Ft兀 22.76 -22.722.73C In (22.76/22.7) 由 tw=110.54 C 查液體比汽化熱共線圖得甲苯=363KJ / kg 又氣體流量Vh=1.1 m3/S密度=3.17Kg/m 則 qm =vh = 1.1 3.17 = 3.487kg/s Q = q

49、m 甲苯二 3.487 363 二 1265.781KJ / s 加熱蒸汽的質(zhì)量流量W Q Cp(t -tj 3 1265.78 10 4.2 22.7 1000 二 13.2kg /s 取傳熱系數(shù)K=900W/m2K 則傳熱面積a = q/k3賽酸如2 10、塔附件設計計算 接管 (1進料管 進料管的結(jié)構類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料 管。本設計采用直管進料管。F=8838.4Kg/h ,： =800.4Kg/ m3 則體積流量Vf十二需m3/h管內(nèi)流速u，6m/s 則管徑d 4Vf / 3600 u 4X1/3600 3.14 1.6 二 0.0493m = 49.3mm 取

50、進料管規(guī)格57X 3.5則管內(nèi)徑d=50mm 4Vf 進料管實際流速u0=芍 4如1 3600 3.14 0.052 =1.56(m3/s) (2回流管 采用直管回流管，回流管的回流量D =32.26kmol/ 0.009kmol/s 塔頂液相平均摩爾質(zhì)量M = 79.75kg/k me,平均密度 810.2kg/m3則液體流量： Vd = (D 沃 R 漢 M ) % = (2.26 江 45.55)江 79.75厶。2 = 10m3 / h 取管內(nèi)流速uD =1.6m/s 則回流管直徑 d 4Vd / 3600 u 4 10/3600 3.14 1.6 二 0.472m 可取回流管規(guī)格57

51、X 4.5 則管內(nèi)直徑d=48mm 回流管內(nèi)實際流速u 4Vf d2 4漢10 3600 3.14 0.0482 =1.54(m3 /s) (3塔頂蒸汽接管 塔頂蒸汽密度 ” m M VDM R(t。 273) 105.3 78.83 8.314 (82.74 273) 二 2.8kg/m3 塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量 M = 81.28kg/kmol VM 則整齊體積流量乂 = 148.49 81.28 3600 2.8 =1.2m3/s 取管內(nèi)蒸汽流速u=20m/s u 則d 4Vv 1.2= 0.2764m 3.14 20 可取回流管規(guī)格325X12 則實際管徑d=301mm 24 x 1 2

52、 塔頂蒸汽接管實際流速u=4 Vv/-：d - 3 14 03012 - 16.9m/s (4釜液排出管 3 塔底 w=57.27kmol/h平均密度dkg/m 平均摩爾質(zhì)量 M = 91.86kg/kmol WM 體積流量Lw二、 57.27 91.86 790.1 二 6.66m3/h 則d二 4 6.66/3600 3.14 1.6 塔頂蒸汽接管實際流速u = 4 LW /二d2 4 6.66/3600 3.14 0.0392 二 1.55m/ s (5塔釜進氣管 V =148.49相平均摩爾質(zhì)量 M = 91.86kg/kmol 塔釜蒸汽密度釜 SMvdm _120.7 91.86 R

53、T 8.314 (110.54 273) 二 3.48kg / m3 塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量M = 84.82kg/kmol 則塔釜蒸汽體積流量Vv -148.49 84.82 V釜 3.48 =12528kg/h 取管內(nèi)蒸汽流速 u =20m/s 則 _嚴 /360012528/3600 7.2524m 則3.14 30 可取回流管規(guī)格 237X 8 則實際管徑d=257mm 取管內(nèi)流速u=1.6m/s =0.0384m 可取回流管規(guī)格 45X 3則實際管徑d=39mm 24X2528/3600 塔頂蒸汽接管實際流速4 乂丨甘廠= 19.2m/s 3.14漢 0.257 (6法蘭 由于常壓操作

54、，所有法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不 同的公稱直徑，選用相應法蘭 進料管接管法蘭：PN6DN50 HG 5010 回流管接管法蘭：PN6DN50 HG 5010 塔釜出料管接法蘭：PN6DN40 HG 5010 塔頂蒸汽管法蘭：PN6DN300 HG 5010 塔釜蒸汽進氣管法蘭：PN6DN250 HG 5010 筒體與封頭 (1筒體 、 =1.05 pC T D =1.051400 0.21.8 =2.76mm 2k丁漢2漢0.9漢170 向上圓整為=3mm 所用材質(zhì)為16MnR (2封頭 封頭采用橢圓形封頭，由公稱直徑DN=1400mm查板式塔曲面 高度表得曲面高度 h1=450mm

55、直邊高度 h0=40mm內(nèi)表面積 F封 =3.73m2 容積 V封=0.866m3 選用封頭 DN1400X6, J13-1154 (3進料位置 取板間距1200mm (4裙座 由于裙座內(nèi)徑800mm故裙座壁厚取16mm 基礎環(huán)內(nèi)徑：Dbj = (1400 2 16)-0.3 10 1132mm 基礎環(huán)外徑：Db=(1400 2 16) 0.3 10 = 1732mm 圓整 Dbj = 1200mm Db。二 2000mm 基礎環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm考慮到再沸器，裙座咼度取 2.2m,地角螺栓直徑取 M22采用Q-235B 人孔數(shù)目 人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。對于

56、處理 不需要經(jīng)常清洗的物料，可隔 810塊塔板設置一個人孔；對于易 結(jié)垢、結(jié)焦的物系需經(jīng)常清洗，則每隔 46塊塔板開一個人孔。人 孔直徑通常為450mm本設計選擇DN500mn人孔，其中人孔處塔板 間距為600mm人孔數(shù)一共2個。 塔總體高度的設計 塔的頂部空間高度為1200m 取除味器到第一塊板的距離為 600mm 塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的 距離，取塔底空間為1.45m 塔總體高度 H二沖 +屮效 +H 裙+H 封+h 頂=1.45+9+2.2+0.49+1.2+1.2=15.54m 第三章安全與環(huán)保 1、安全注意事項 苯類產(chǎn)品是易燃、易爆、有毒的無色透明液體，

57、其蒸汽與空氣 混合能形成爆炸性混合物，因此，應特別注意防火，強化安全措 施。 不準有明火和火花，設備必須密封，以減少苯蒸汽揮發(fā)散發(fā)入 容器中，設備的放散管應通入大氣，其管口用細金屬網(wǎng)遮蔽，使貯 槽或蒸餾設備中的苯類產(chǎn)品不致因散出蒸汽回火而引起燃燒，廠房 應設有良好的通風設備，防止苯類蒸汽的聚集。 所有金屬結(jié)構應按規(guī)定在幾個地點上接地，為防止液體自由下 落而引起靜電荷的產(chǎn)生，將引入貯槽中所有管道均應安裝到接近貯 槽的底部，電動機應放在單獨的廠房內(nèi)。 應設有泡沫滅火器和蒸汽滅火裝置，不能用水滅火。 工人進入貯槽或設備進行清掃或修理前 ，油必須全部放空，所有 管道均需切斷，設備應用水蒸汽徹底清掃后才

58、允許進入并注意通風 ， 檢修人員沒有動火證嚴禁在生產(chǎn)區(qū)域內(nèi)動火。 進入生產(chǎn)區(qū)域或生產(chǎn)無關人員，不得亂動設備和計量儀表等。 及時清除設備管線泄漏情況，嚴防中毒著火、爆炸等事故的發(fā) 生。 泄漏應急處理迅速撤離泄漏污染區(qū)人員至安全區(qū)，并進行隔 離，嚴格限制出入。切斷火源。建議應急處理人員戴自給正壓式呼 吸器，穿消防防護服。盡可能切斷泄漏源，防止進入下水道、排洪 溝等限制性空間。小量泄漏：用活性炭或其它惰性材料吸收。也可 以用不燃性分散劑制成的乳液刷洗，洗液稀釋后放入廢水系統(tǒng)。大 量泄漏：構筑圍堤或挖坑收容；用泡沫覆蓋，抑制蒸發(fā)。用防爆泵 轉(zhuǎn)移至槽車或?qū)Ｓ檬占鲀?nèi)，回收或運至廢物處理場所處置。 2、環(huán)境保護 認真執(zhí)行環(huán)境保護方針、政策、堅持污染防治設施與生產(chǎn)裝置 同時設計、同時施工、同時投產(chǎn)?，F(xiàn)將“三廢”治理措施分析述如 下： 廢水：各設備間接冷卻水回收用于煉焦車間熄焦用，工藝產(chǎn)品 分離水送往生化裝置進行處理。設備沖洗水經(jīng)初步沉淀和油水分離 后送入生化處理。 廢氣：水凝氣體回收引入列管戶前燃燒，產(chǎn)品貯槽加水噴淋裝 置和氮密封措施，防止揮發(fā)污染大氣環(huán)境。 廢渣：生產(chǎn)過程中生產(chǎn)的廢渣送往回收工段作為原料使用。 定期檢測個生產(chǎn)崗位苯含量和