25萬噸年苯甲苯分離裝置工藝設(shè)計

1、 本科生畢業(yè)論文（設(shè)計）25萬噸/年苯-甲苯分離裝置工藝設(shè)計 姓 名： 指導(dǎo)教師： 院 系： 專 業(yè)： 提交日期： 2011-3-31 目 錄中文摘要1英文摘要2第一章綜 述31.1 緒論31.1.1 概述31.1.2 文獻(xiàn)綜述51.2 設(shè)計任務(wù)及操作條件61.2.1設(shè)計任務(wù)61.2.2 操作條件61.3 設(shè)計方案71.3.1 工藝流程示意圖71.3.2 設(shè)計方案簡介7第二章塔板的工藝設(shè)計72.1 精餾塔的全塔物料衡算72.1.1 原料液摩爾分率和摩爾流量72.1.2 塔頂產(chǎn)品流量及摩爾分率:82.1.3 塔底產(chǎn)品的流量及分率：82.2 相關(guān)物性參數(shù)的計算92.2.1 相對揮發(fā)度92.2.2

2、最小回流比及回流比102.2.3 全塔平均溫度102.2.4 平均黏度112.2.5 平均摩爾質(zhì)量的計算122.2.6 平均密度的計算122.2.7 液相平均張力132.2.8 提餾段的氣液相體積流率132.3 塔板數(shù)的計算142.3.1 理論塔板數(shù)的求取142.3.2 全塔效率：152.3.3 實(shí)際塔板數(shù)的求取152.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算152.4.1 塔徑的計算152.4.2 塔板主要工藝尺寸的計算162.4.3 精餾塔的有效高度計算182.5 篩板的流體力學(xué)校核182.5.1 塔板壓降182.5.2 液沫夾帶192.5.3 漏液192.5.4 液泛202.6 塔板的負(fù)荷性能圖20

3、2.6.1 漏液線202.6.2 液沫夾帶線212.6.3液相負(fù)荷上限線212.6.4 液相負(fù)荷下限線212.6.5 液泛線222.6.6 負(fù)荷性能圖232.6 精餾塔的能量衡算232.6.1 再沸器熱負(fù)荷及加熱蒸汽的消耗量232.6.2 全凝器的熱負(fù)荷及冷卻水消耗量24第三章板式塔結(jié)構(gòu)243.1 塔體結(jié)構(gòu)243.1.1 塔頂空間243.1.2 塔釜空間243.1.3群座243.1.4 封頭高度243.1.5 人孔243.1.6 進(jìn)料板高度253.2 附屬結(jié)構(gòu)253.2.1 進(jìn)料管253.2.3 回流管263.2.4 塔底出料管263.2.5 法蘭27參考文獻(xiàn)28致謝28附 錄2925萬噸/年

4、苯-甲苯分離裝置工藝設(shè)計 摘 要：苯精餾是苯生產(chǎn)的重要后處理工序，本文主要研究的是25萬噸/年苯-甲苯的分離工藝設(shè)計。本文采用了常壓精餾的方法分離苯-甲苯。主要研究過程是根據(jù)設(shè)計任務(wù)和操作環(huán)境確定了設(shè)計方案，然后繪制相應(yīng)的工藝流程圖。在塔板的工藝設(shè)計方面，則包括了精餾塔的全塔物料衡算，對相關(guān)物性參數(shù)的計算和塔板數(shù)的計算，繼而設(shè)計了塔體的工藝尺寸。在做好以上的計算后，還需對所設(shè)計的精餾塔進(jìn)行流體力學(xué)校核，繪制出塔板的負(fù)荷性能圖，然后做能量衡算。為了體現(xiàn)精餾塔設(shè)計的完整性，本文又根據(jù)現(xiàn)階段國內(nèi)外的有關(guān)精餾塔的有關(guān)工藝尺寸的規(guī)定，設(shè)計了塔體的其他結(jié)構(gòu)和相關(guān)附屬結(jié)構(gòu)。關(guān)鍵詞：苯-甲苯分離；精餾；工藝設(shè)

5、計the design of 250,000 tons/years benzene, toluenes separation equipment abstract：benzene, toluene distillation process plays an important role in the production of benzene, the paper focus on the design of 250,000 tons/years benzene, toluenes separation equipment. the method of it is distillation i

6、n ordinary pressure. the main research process contains that making sure the design proposal by the design assignment and the operations circumstances, and then making an engineering flow sheet. in terms of the tower plates design, it includes material balance of total tower, the calculation of some

7、thing about the parameters of properties of matters and the amount of tower plates, then design its inches. after these calculations, the paper also checks the distillation towers fluid mechanics, draws performance curves, and then calculates its energy balance. the paper also designs other frames o

8、f tower body and accessory structure related to tower by the rules about distillation towers design at home and abroad, which aims to make the design perfect.key words：benzene, toluenes separation; distillation; process design第一章 綜 述1.1 緒論1.1.1 概述苯的沸點(diǎn)為80.1，熔點(diǎn)為5.5，在常溫下是一種無色、味甜、有芳香氣味的透明液體，易揮發(fā)。苯比水密度低，密

9、度為0.88g/ml，但其分子質(zhì)量比水重。苯難溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一種良好的有機(jī)溶劑，溶解有機(jī)分子和一些非極性的無機(jī)分子的能力很強(qiáng)。早在1920年代，苯就已是工業(yè)上一種常用的溶劑，主要用于金屬脫脂。由于苯有毒，人體能直接接觸溶劑的生產(chǎn)過程現(xiàn)已不用苯作溶劑。苯有減輕爆震的作用而能作為汽油添加劑。在1950年代四乙基鉛開始使用以前，所有的抗爆劑都是苯。然而現(xiàn)在隨著含鉛汽油的淡出，苯又被重新起用。由于苯對人體有不利影響，對地下水質(zhì)也有污染，歐美國家限定汽油中苯的含量不得超過1%。 苯在工業(yè)上最重要的用途有：l 做化工原料。苯可以合成一系列苯的衍生物：l 苯與乙烯生成乙苯，后者可

10、以用來生產(chǎn)制塑料的苯乙烯；l 苯與丙烯生成異丙苯，后者可以經(jīng)異丙苯法來生產(chǎn)丙酮與制樹脂和粘合劑的苯酚；l 制尼龍的環(huán)己烷；l 合成順丁烯二酸酐； l 苯有減輕爆震的作用而能作為汽油添加劑；l 用于制作苯胺的硝基苯；l 多用于農(nóng)藥的各種氯苯； l 合成用于生產(chǎn)洗滌劑和添加劑的各種烷基苯；l 合成氫醌，蒽醌等化工產(chǎn)品。甲苯是最簡單，最重要的芳烴化合物之一。在空氣中，甲苯只能不完全燃燒，火焰呈黃色。甲苯的熔點(diǎn)為-95 ，沸點(diǎn)為111 。甲苯帶有一種特殊的芳香味，在常溫常壓下是一種無色透明，清澈如水的液體，密度為0.866gcm3，對光有很強(qiáng)的折射作用。甲苯幾乎不溶于水，但可以和二硫化碳、酒精、乙醚以

11、任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多數(shù)其他常用有機(jī)溶劑中也有很好的溶解性。甲苯的黏度為0.6，也就是說它的粘稠性弱于水。塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔塔內(nèi)裝有一定數(shù)量的塔盤,是氣液接觸和傳質(zhì)的基本構(gòu)件;屬逐級(板)接觸的氣液傳質(zhì)設(shè)備，氣體自塔底向皮鼓泡或噴射的形式穿不定過塔板上的液層,使氣液相密切接觸而進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱,兩相的組份濃度呈階梯變化。填料塔內(nèi)有一定高度的填料，是氣液接觸和傳質(zhì)的基本構(gòu)件，屬微分接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，液體在填料表面呈膜狀自上而下流動，氣體呈連續(xù)相自下而上與液體作逆流流動，并進(jìn)行氣液兩相的

12、傳質(zhì)和傳熱，兩相的組份深度或溫度沿塔高連續(xù)變化1。工業(yè)上對塔設(shè)備的基本要求是：(1)滿足工藝要求；(2)生產(chǎn)能力大，即氣液處理量大；(3)壓力降小，即流體阻力?。?4)操作穩(wěn)定、操作彈性大；(5)效率高，即氣液兩相充分接觸，相際間傳熱面積大；(6)結(jié)構(gòu)簡單、可靠、省材、制造、安裝方便，設(shè)備成本低；(7)耐腐蝕，不易堵塞(8)操作維修方便1板式塔早在1813年已應(yīng)用于手工業(yè)生產(chǎn)，是使用量最大，應(yīng)用范圍最廣的氣液傳質(zhì)設(shè)備。板式塔為逐級接觸式的氣液傳質(zhì)設(shè)備，其結(jié)構(gòu)圖如圖1-1所示。它是由圓柱形殼體、塔板、溢流堰、降液管及受液盤等部件組成的。操作時，塔內(nèi)液體依靠重力作用，由上層塔板的降液管流至下一層塔

13、板。溢流堰的作用是使塔板上保持一定厚度的流動液層。氣體則在壓力差的推動下，自下而上穿過各層塔板的生氣道（泡罩、篩孔或浮閥等），分散成小股氣流，鼓泡通過各層塔板的液層。在塔板上，氣液兩相密切接觸，進(jìn)行熱量和質(zhì)量的交換。在板式塔中，氣液兩相逐級接觸，兩相的組成沿塔高呈階梯式變化，在正常的操作下，液相為連續(xù)相，氣相為分散相2。分離苯和甲苯，可以利用二者沸點(diǎn)的不同，采用塔式設(shè)備改變其溫度，使其分離并分別進(jìn)行回收和儲存。板式篩板塔、浮閥塔都是常用的塔類型，可以根據(jù)不同塔各自特點(diǎn)選擇所需要的塔2。圖1-1 板式塔結(jié)構(gòu)示意圖根據(jù)設(shè)計任務(wù)書本設(shè)計的塔型為篩板塔。篩板塔是很早出現(xiàn)的一種板式塔。五十年代起對篩板塔

14、進(jìn)行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設(shè)計方法。與泡罩塔相比，篩板塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：生產(chǎn)能力大；塔板效率高，壓降低，而且結(jié)構(gòu)簡單，塔盤造價減少40%左右，安裝、維修都較容易。從而一反長期冷落的狀況，獲得了廣泛的應(yīng)用，近年來對篩板塔盤的研究還在發(fā)展，出現(xiàn)了大孔徑篩板（孔徑可達(dá)2025mm）,導(dǎo)向篩板等多種形式。篩板是在塔板上鉆有均布的篩孔，呈正三角形排列。上升氣流經(jīng)篩孔分散、鼓泡通過板上液層，形成氣液密切接觸的泡沫層（或噴射的液滴群）。塔盤結(jié)構(gòu)由篩孔區(qū)、無孔區(qū)、降液管及塔板等組成。其優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單，制造維修方便，造價低，氣體壓降小，板上液面落差較小，相同條件下生產(chǎn)能力高

15、于浮閥塔，塔板效率接近浮閥塔。其缺點(diǎn)是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的料液。但設(shè)計良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性，對易引起堵塞的物系可采用大孔徑篩板，故近年我國對篩板的應(yīng)用日益增多。 圖1-2板塔示意圖1.1.2 文獻(xiàn)綜述目前就苯-甲苯的分離來說，主要采用的是精餾分離。經(jīng)過幾十年的研究和發(fā)展，精餾技術(shù)日漸成熟。其發(fā)展方向已從常規(guī)精餾轉(zhuǎn)向普通精餾無法分離的問題，通過物理或化學(xué)手段改變物系的性質(zhì)，使組分得以分離，或通過耦合技術(shù)促進(jìn)分離過程，并且逐步向低能耗、低成本、清潔分離發(fā)展。在精餾基礎(chǔ)研究方面，研究深度已由宏觀平均向微觀、由整體平均向局部瞬態(tài)發(fā)展；研究

16、目標(biāo)由現(xiàn)象描述向過程機(jī)理轉(zhuǎn)移；研究手段日益采用高新技術(shù)；研究方法由傳統(tǒng)理論向多學(xué)科交叉方向拓展。在各種新分離方法得到不斷開發(fā)和取得工業(yè)應(yīng)用之際，精餾在石油、天然氣、石油化工、醫(yī)藥和農(nóng)產(chǎn)品化學(xué)等工業(yè)中所起的作用不斷擴(kuò)大，其作為主要分離方法的地位也不會動搖，精餾的應(yīng)用天地將更加廣闊3。精餾過程是一個復(fù)雜的傳質(zhì)傳熱過程。根據(jù)有關(guān)資料統(tǒng)計，化工過程中40%-70%的能耗用于分離，而精餾能耗又占其中的95%4 。自從發(fā)生了世界性的能源危機(jī)以來，精餾過程的節(jié)能問題已引起了人們的廣泛重視。降低精餾過程的能耗，對于節(jié)約能源，減少產(chǎn)品成本至關(guān)重要5。精餾是目前應(yīng)用最廣、占總能耗最大的化工分離過程。會議中（注：美

17、國化學(xué)工程師學(xué)會1999年年會），學(xué)者一再認(rèn)為在很長的一段時期內(nèi)精餾不可能為一些新興分離過程所代替。各國均有精餾的專門研究機(jī)構(gòu)或基地，其規(guī)模與配備人力均勝于我國6。與國外相比，我們在精餾理論若干方面確有先進(jìn)之處，在改造工業(yè)生產(chǎn)的精餾方面亦有獨(dú)到之處并取得顯著成效，但在試驗(yàn)設(shè)備規(guī)模與測量儀器等方面的差距很大，由于研究力量不足，研究課題的多樣性也落后于國外7。1.2 設(shè)計任務(wù)及操作條件1.2.1設(shè)計任務(wù)表1-1設(shè)計任務(wù)表生產(chǎn)能力（進(jìn)料量）25萬噸/年操作周期330天進(jìn)料組成苯：55%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）甲苯：45%塔頂產(chǎn)品組成苯：98%塔底產(chǎn)品組成苯：1.2.2 操作條件表1-2操作條件表操作溫度常

18、壓操作壓力常壓進(jìn)料熱狀態(tài)泡點(diǎn)進(jìn)料主要型式篩板式全塔的熱損失取塔釜熱負(fù)荷的7%1.3 設(shè)計方案1.3.1 工藝流程示意圖原料原料罐原料預(yù)熱器精餾塔冷凝器冷卻器再沸器苯冷卻器甲苯儲罐甲苯苯儲罐圖1-3 工藝流程圖1.3.2 設(shè)計方案簡介苯和甲苯混合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產(chǎn)品，經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。第二章 塔板的工藝設(shè)計2.1 精餾塔的全塔物料衡算2.1.1 原料液摩爾分率和摩爾流量苯的進(jìn)料摩爾流量: 甲苯的進(jìn)料摩爾流量: 總物料摩爾流量： 甲苯的進(jìn)料摩爾分率: 苯的進(jìn)料摩爾分率: 2.1.2 塔頂產(chǎn)品流量及摩爾分率: 總物料

19、質(zhì)量流量： 總物料質(zhì)量守衡： 苯的質(zhì)量守衡： 聯(lián)立求解得： 苯的摩爾流量： 甲苯的摩爾流量： 塔頂產(chǎn)品流量： 苯的摩爾分率： 甲苯的進(jìn)料摩爾分率： 2.1.3 塔底產(chǎn)品的流量及分率：苯的摩爾流量： 塔底產(chǎn)品的流量： 苯的摩爾分率： 甲苯的進(jìn)料摩爾分率： 表2-1 物料衡算表 物理量名稱物料組分摩爾流量（kmol/h）摩爾分率進(jìn)料苯222.2650.5904甲苯154.1790.40966總計376.4441.0000塔頂苯218.6450.9830甲苯3.7830.0170總計222.2481.0000塔底苯3.6200.0235甲苯150.3960.9765總計154.0161.00002.

20、2 相關(guān)物性參數(shù)的計算2.2.1 相對揮發(fā)度表2-2 常壓下苯甲苯的氣液平衡與溫度關(guān)系溫度t/（）液相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)/x氣相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)/y11060000001061008802121022020003709860300050095203970618921048907108940592078986807000853844080309148230903095781209500979802100100由于泡點(diǎn)進(jìn)料q=1，由氣液平衡相數(shù)據(jù)，用內(nèi)插法求進(jìn)料溫度： 解得： 安托尼方程：注：po是物質(zhì)的飽和蒸氣壓，kpa。 a、b、c是安托尼常數(shù)。t是物質(zhì)的溫度，。表2-3 苯與甲苯的安托尼常數(shù)組分a

21、bc苯6.0311211220.8甲苯6.081345219.5由安托尼方程求得： 相對揮發(fā)度：2.2.2 最小回流比及回流比由于是飽和液體進(jìn)料，有q=1，q線為一垂直線，在x-y圖上交于一點(diǎn)d，故點(diǎn)d：，根據(jù)相平衡方程有：最小回流比： 回流比：2.2.3 全塔平均溫度由苯與甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)作出t-x-y圖2-1，根據(jù)塔頂、塔釜的氣液相組成在t-x-y圖上查得： 全塔平均溫度:圖2-1 苯-甲苯混合液的t-x-y圖2.2.4 平均黏度表3-5苯與甲苯的液體黏度溫度8090100110120,苯/()0.3080.2790.2550.2330.215,甲苯/()0.3110.2860.2640

22、.2540.228在全塔平均溫度下的苯與甲苯的黏度：全塔溫度下的平均黏度：相平均黏度依下式計算，即： 進(jìn)料板物料的平均黏度：由查手冊得： 解得： 塔釜液相平均黏度：由查手冊得： 再由: 解得： 提餾段液相平均黏度：2.2.5 平均摩爾質(zhì)量的計算進(jìn)料板物料的平均摩爾質(zhì)量：由理論塔板數(shù)計算得： 塔釜平均摩爾質(zhì)量：由理論塔板的計算過程可得： 提餾段平均摩爾質(zhì)量：2.2.6 平均密度的計算氣相平均密度的計算:由理想氣態(tài)方程計算: 液相平均密度的計算:塔釜液相平均密度的計算：由，查手冊得： 塔釜的液相平均密度： 進(jìn)料板液相的摩爾質(zhì)量：由查手冊得： 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)： 進(jìn)料板的液相密度： 提餾段液相平

23、均密度：2.2.7 液相平均張力液相平均表面張力依下式計算，即：進(jìn)料板液相平均表面張力：由查手冊得： 塔釜液相平均表面張力：由查手冊得： 提餾段液相平均表面張力：2.2.8 提餾段的氣液相體積流率提餾段氣液相負(fù)荷： 提餾段的氣液相體積流率： 2.3 塔板數(shù)的計算2.3.1 理論塔板數(shù)的求取精餾段的操作線方程： 提餾段操作線方程： 相平衡方程；聯(lián)立精餾段操作線方程與進(jìn)料線q線方程求解得： 下面用相平衡方程和精餾段操作線方程進(jìn)行逐板計算，直到時,改用提餾段操作線方程與相平衡方程繼續(xù)逐板計算，直至為止。因?yàn)樗斎?由相平衡方程計算，得 =0.9582由精餾段操作線方程求得，即=0.9664繼續(xù)用

24、相平衡方程和精餾段操作線方程逐板計算，當(dāng)（加料板），改用提餾段操作線方程，當(dāng)時，第13平衡級為再沸器，即塔內(nèi)安裝12層理論板即可滿足分離要求。計算結(jié)果列于下2-4：表 2-4 理論板層數(shù)計算表序號yx備注序號yx備注10.98300.958280.61840.3909改用提餾段操作線方程20.96640.919330.94030.861890.47470.263640.90180.7842100.31830.156150.84980.6914110.18630.083160.78750.5947120.09670.040770.72270.5079進(jìn)料板130.04460.01812.3.2

25、全塔效率： 2.3.3 實(shí)際塔板數(shù)的求取精餾段實(shí)際塔板數(shù): 精餾段實(shí)際塔板數(shù): 全塔實(shí)際塔板數(shù): 2.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算2.4.1 塔徑的計算 由，式中c由求取，其中由篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖查取，圖橫坐標(biāo)為取板間距，板上液層高度，則查篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖得取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為： 。塔截面積： 實(shí)際空速： 2.4.2 塔板主要工藝尺寸的計算 1）溢流裝置地計算因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。 堰長根據(jù)一般經(jīng)驗(yàn)，單溢流弓形降液管其，則?。?流堰高度液上液層高度how采用弗蘭西斯公式：塔的液體流量液流收縮因素查液流收縮系數(shù)計算圖得： 則

26、: 取板上清液層高度則: 弓形降液管寬度和截面積：由，查弓形降液管參數(shù)圖得 則： ，驗(yàn)算液體在降液管中停留時間，即：故降液管設(shè)計合理。 降液管底隙的流速，則：故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度。2）塔板布置 塔板的分塊表3-5 塔板分塊數(shù)表塔徑/mm塔板分塊數(shù)80012003140016004180020005220024006因，故塔板采用分塊式，由上表查得塔板分為6塊邊緣區(qū)寬度確定溢流堰前的安定區(qū)域?qū)挾龋?溢流堰后的安定區(qū)域?qū)挾龋?無效區(qū)： 開孔區(qū)面積開孔區(qū)面積計算為：其中 故 篩孔計算及其排列篩孔直徑：近年來隨著設(shè)計水平的提高和操作經(jīng)驗(yàn)的積累，有采用大孔徑（1025mm）篩板

27、的趨勢，因大孔徑篩板加工簡單，造價低，且不易堵塞，只要設(shè)計合理，操作得當(dāng)，仍可獲得滿意的分離效果。本次設(shè)計的處理物無腐蝕性且不易堵塞，故取篩孔徑。篩板厚度：選用的碳鋼板孔中心距：篩孔排列:篩孔排列按正三角形排列篩孔數(shù)：開孔率:氣體通過篩孔的速度2.4.3 精餾塔的有效高度計算板式塔的有效高度是指安裝塔板部分的高度。根據(jù)給定的分離任務(wù)，求出理論板層數(shù)后，可按下式計算塔的有效高度，即 將=23m,m帶入得：z=25m2.5 篩板的流體力學(xué)校核2.5.1 塔板壓降1）干板阻力的計算由，查篩板塔的汽液負(fù)荷因子曲線圖得故 2）氣體通過液層的阻力計算 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得。故 3）液體表面張力的阻力計算。液

28、體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計算，即：氣體通過每層塔板的液柱高度按下式計算： 氣體通過每層塔板的壓：2.5.2 液沫夾帶液沫夾帶按下式計算：故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)。2.5.3 漏液對篩板塔，取漏液量10%時的氣相動能因子=10，則實(shí)際孔速： 穩(wěn)定系數(shù)為： 故在本設(shè)計中無明顯漏液。2.5.4 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式所表示的關(guān)系，即：苯甲苯物系屬一般物系，取，則：而 板上不設(shè)進(jìn)口堰，按下式計算： ，故本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。2.6 塔板的負(fù)荷性能圖2.6.1 漏液線由 得： 整理得：在操作范圍內(nèi),任取幾個ls值,依上式計算出vs值,計算結(jié)果列于下表表2-6

29、 塔板的漏液線數(shù)據(jù)表0.00150.0030.00450.0062.81872.87462.92062.9611據(jù)此表數(shù)據(jù)可作出漏液線1。2.6.2 液沫夾帶線以為限，求關(guān)系如下：再由：整理得： 在操作范圍內(nèi),任取幾個ls值,依上式計算出vs值,計算結(jié)果列于下表表2-7 塔板的液沫夾帶線數(shù)據(jù)表0.00150.0030.00450.00611.982811.698411.501711.3262據(jù)此表數(shù)據(jù)可作出液沫夾帶線線2。2.6.3液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限 故得: 據(jù)此可作出體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線3。2.6.4 液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度=0.00

30、6作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn):整理得： 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線4。2.6.5 液泛線令 再由：聯(lián)立解得： 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得：其中：代入數(shù)據(jù)得： 代入整理得： 在操作范圍內(nèi),任取幾個ls值,依上式計算出vs值,計算結(jié)果列于下表表3-8 塔板的液泛線數(shù)據(jù)表0.00150.0030.00450.00612.63812.48712.36512.227由此表數(shù)據(jù)可作出液泛線5。2.6.6 負(fù)荷性能圖 圖2-2 負(fù)荷性能圖 1霧沫夾帶線 2.液泛線 3.液相上限線 4。漏液線 5。液相下限線由圖可知，操作受液泛線和漏液控制。工藝操作條件下氣體流量，操作點(diǎn)如圖中a

31、點(diǎn)所示。操作線對應(yīng)的最小操作負(fù)荷，最大負(fù)荷，得：塔板操作彈性=2.6 精餾塔的能量衡算操作條件下苯、甲苯純組分的汽化熱，進(jìn)料狀況下精餾段和提餾段的蒸氣流量分別為v=v=674.8466kmol/h。去加熱蒸汽的溫度為125，汽化熱為2193kj/kg，冷凝水在飽和溫度下排出。冷卻器進(jìn)出全凝器的溫度分別為20和35，其平均比熱容，全塔的熱損失是塔釜熱負(fù)荷的7%。2.6.1 再沸器熱負(fù)荷及加熱蒸汽的消耗量由于釜?dú)堃褐斜降暮亢艿?，為簡化起見，其焓按純甲苯進(jìn)行計算。再沸器的熱負(fù)荷為 加熱蒸汽的理論消耗量為考慮全塔的熱損失，加熱蒸汽實(shí)際消耗量為2.6.2 全凝器的熱負(fù)荷及冷卻水消耗量同理，由于餾出液中

32、幾乎為純苯，其焓按純苯進(jìn)行計算。全凝器的熱負(fù)荷為冷卻水的消耗量為 應(yīng)予指出，上述的計算是在恒摩爾流簡化假設(shè)條件下進(jìn)行的。第三章 板式塔結(jié)構(gòu)3.1 塔體結(jié)構(gòu)3.1.1 塔頂空間取 3.1.2 塔釜空間取 3.1.3群座由于裙座內(nèi)徑大于800mm，故裙座壁厚取16mm，基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm 考慮到再沸器，故裙座高度?。篽2=0.6m。3.1.4 封頭高度?。?3.1.5 人孔根據(jù)每68個板開一個孔因此開三個人孔，并且每個人孔大小為：。3.1.6 進(jìn)料板高度?。?總塔高：3.2 附屬結(jié)構(gòu)3.2.1 進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、t形進(jìn)料管。本設(shè)計采用直管進(jìn)料管

33、。 本次加料選用泵加料,所以由泵輸送時wf可取1.52.5m/s,本次設(shè)計取.則管徑取進(jìn)料管規(guī)格85×3.0 則管內(nèi)徑d=79mm進(jìn)料管實(shí)際流速: 3.2.2 塔頂蒸汽管 塔頂平均摩爾質(zhì)量：塔頂氣相平均摩爾質(zhì)量：塔頂液相平均摩爾質(zhì)量： 則塔頂蒸汽密度：精餾段氣相負(fù)荷：精餾段氣相質(zhì)量流量：操作壓力為常壓，蒸氣速度wp可取1220m/s，本次設(shè)計取wp=20m/s則： 可取回流管規(guī)格600×9 ; 則實(shí)際管徑d=570mm3.2.3 回流管采用直管回流管，回流管的回流量塔頂平均密度： 由td=80.3,查手冊得： 塔頂液相質(zhì)量流量：冷凝器安裝在塔頂時，回流液在管道中的流速不能太高，否則冷凝器高度也要相應(yīng)提高，對于重力回流一般選取wr為0.20.5m/s,本次設(shè)計取wr=0.5m/s.圓整后: 可取回流管規(guī)格;則管內(nèi)直徑d=171mm?；亓鞴軆?nèi)實(shí)際流速3.2.4 塔底出料管塔底 摩爾流量: 平均密度: 平均摩爾