苯-甲苯精餾塔課程設計

吉林化工學院化工原理課程設計吉林化工學院化工原理課程設計化工原理課程設計任務書設計題目苯-甲苯二元篩板精餾塔設計設計條件在常壓下連續(xù)篩板精餾塔中精餾分離苯-甲苯混合液。要求進料組成XD=0.42，塔頂組成XF已知參數(shù)：苯-甲苯混合液處理量80kmol/h,進料熱狀況q=0.97.塔頂壓強1atm（絕壓）?；亓鞅萊=（1.1~2.0Rmin）。單板壓降設計任務：完成該精餾塔的工藝設計，包括輔助設備及進出口管路的計算和選型；畫出帶控制點工藝流程圖、x-y相平衡圖、塔板負荷性能圖、塔板布置圖、精餾塔工藝條件圖；寫出該精餾塔的設計說明書，包括設計結果匯總和設計評價。指導教師：莊志軍設計時間：2012年11月22日-2010年12月16日專業(yè)：化學工程與工藝班級：化工1003班姓名：任云霞學號：10110307吉林化工學院化工原理課程設計題目篩板精餾塔分離苯--甲苯工藝設計教學院化工與材料工程學院專業(yè)班級化工1003班學生姓名學生學號10110307指導教師莊志軍2012年12月06日目錄摘要 -1-第1章緒論 -2-第2章精餾流程確定 -3-第3章精餾塔的設計計算 -4-3.1物料衡算 -4-3.2塔板數(shù)的確定 -5-3.2.1相對揮發(fā)度α的求解 -5-3.2.2確定最小回流比Rmin和回流比 -6-3.2.3精餾段、q線、提餾段方程求解 -6-3.2.4逐板計算法求解NT -7-3.2.5全塔效率ET -8-3.2.6實際塔板數(shù) -9-3.3工藝條件的計算 -9-3.3.1操作壓強Pm -9-3.3.2溫度?tm -10-3.4物性數(shù)據(jù)計算 -10-3.4.1平均相對分子質量Mm -10-3.4.2平均密度ρm -11-3.4.3液體表面張力σm -13-3.4.4液體粘度μLm -15-3.5塔的氣液負荷計算 -16-3.6塔和塔板主要工藝尺寸計算 -16-3.6.1塔徑D -16-3.6.2溢流裝置 -18-3.6.3塔板布置 -19-3.6.4篩孔數(shù)n與開孔率φ -20-3.6.5塔的有效高度Z -21-3.7篩板的流體力學驗算 -21-3.7.1塔板壓降驗算 -21-3.7.2霧沫夾帶量ev的驗算 -22-3.7.3漏液的驗算 -22-3.7.4液泛驗算 -23-3.8塔板負荷性能圖 -24-3.8.1霧沫夾帶線（1） -24-3.8.2液泛線 -26-3.8.3液相負荷性能圖 -28-3.8.5液相負荷下限線 -29-3.8.6操作彈性 -30-第4章塔的熱量衡算 -32-4.1加熱介質的選擇 -32-4.2冷卻劑的選擇 -32-4.3比熱容及汽化潛熱的計算 -32-4.3.1塔頂溫度tD下的比熱容 -32-4.3.2進料溫度tF下的比熱容 -32-4.3.3塔底溫度tW下的比熱容 -33-4.3.4塔頂溫度tD下的汽化潛熱 -33-4.4熱量衡算 -34-4.4.10℃時塔頂上升的熱量QV的求解 -34-4.4.2回流熱的熱量QR -34-4.4.3塔頂餾出液的熱量QD -34-4.4.4進料的熱量QF -34-4.4.5塔底殘液的熱量QW -35-4.4.6冷凝器消耗的熱量QC -35-4.4.7再沸器提供的熱量QB -35-第5章塔總體高度計算 -36-5.1塔頂封頭 -36-5.2塔頂空間 -36-5.3塔底空間 -36-5.4人孔 -36-5.5進料處板間距 -36-5.6裙座 -37-第6章塔的附屬設備計算 -38-6.1塔的接管 -38-6.1.1進料管 -38-6.1.2回流管 -38-6.1.3塔底出料管 -38-6.1.4塔頂蒸汽出料管 -39-6.1.5塔底蒸汽出氣管 -39-6.2換熱器的選擇 -39-6.2.1冷凝器的選擇 -39-6.2.2再沸器的選擇 -40-6.3進料泵的選擇 -41-第7章結果匯總表 -43-主要符號說明 -45-參考文獻 -48-結束語 -49-摘要根據(jù)化工原理課程設計任務書的要求對苯-甲苯二元篩板精餾塔的主要工藝流程進行設計，并畫出了精餾塔的工藝流程圖和設備條件圖，此設計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設計過程。本設計首先確定設計方案，再進行主要設備的工藝設計計算——物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設備的結構設計和工藝尺寸的設計計算，輔助設備的選型，工藝流程圖，主要設備的工藝條件圖等內容，然后通過篩板的流體力學驗算檢驗本設計的合理性。本次設計選取回流比為2Rmin，Drickamer和bradford的精餾塔全塔效率關聯(lián)圖得到全塔效率為52%，設定每塊板壓降△P為，板間距0.4m，確定了塔的主要工藝尺寸。通過本次設計使自己掌握化工設計的基本步驟和方法，并且知道化工設計的格式，在設計過程中掌握了圖表表達設計，論文排版，excel表格計算，電腦制圖等能力。關鍵詞：苯—甲苯、篩板精餾、物料衡算、熱量衡算、流體力學驗算，實際板數(shù)，塔高。第1章緒論精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)得到廣泛應用。它通過氣，液兩相多次直接接觸和分離，利用各組分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相傳遞，難揮發(fā)組分由氣相向液相傳遞，是汽液相之間的傳質傳熱的過程。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)或間歇的;有些特殊的物系，還可以采用恒沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。精餾過程其核心為精餾塔，板式塔類型：氣－液傳質設備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔為逐級接觸型氣－液傳質設備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣－液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀五十年代以后，隨著石油、化學工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔為逐級接觸型氣－液傳質設備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣－液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔等。目前從國內外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔。本設計采用篩板精餾塔，進行苯-甲苯二元物系的分離，精餾塔，原料預熱器，蒸餾釜，再沸器及泵等附屬設備。篩板塔也是傳質過程常用的塔設備，它的主要優(yōu)點有：結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60％，為浮閥的80％左右。（2）處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％。（3）塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。（4）壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30％左右。篩板塔的缺點是：塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。操作彈性較小(約2～3)。小孔篩板容易堵塞。第2章精餾流程確定一、加料方式加料分兩種方式，泵的加料和高位槽加料。高位槽加料時通過控制液位高度，可以得到穩(wěn)定流量，但要求搭建塔臺，增加基礎建設費用。并且塔內壓力大于大氣壓力，進料有困難；泵加料屬于強制進料方式，泵加料易受溫度影響，流量不穩(wěn)定。本實驗加料用泵加料，泵和自動調節(jié)裝置配合控制進料。二、進料狀態(tài)進料方式一般有冷液進料、泡點進料、氣液混合進料、露點進料、加熱蒸汽進料等。本設計采用氣液混合進料且q=0.97。該進料方式對設備的要求高，設計起來難度相對稍大。三、冷凝方式塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，塔頂出來的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無需再次冷凝，且本次分離苯和甲苯，制造設備較為簡單，為節(jié)省資金，選全凝器。四、回流方式本設計采用泵進行泡點回流。五、加熱方式采用間接加熱，因為對同一種進料組成，熱狀況及回流比得到相同的餾出液組成及回收率時，間接加熱所需理論板數(shù)比直接加熱要少一些，所需成本也低。本次分離苯和甲苯混合液，所以采用間接加熱。六、加熱器選用浮頭式換熱器。只用在工藝物料的特性或工藝條件特殊時才考慮其他型式。第3章精餾塔的設計計算本設計任務為分離苯—甲苯二元物系。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中，將原料通過預熱器加熱至一定溫度后送入精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經(jīng)鏟平冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。本課程設計的主要內容是過程的物料衡算，熱量衡算，工藝計算，結構設計和校核。3.1物料衡算（1）進料參數(shù)塔頂中含苯的摩爾分數(shù)xD料液中含苯的摩爾分數(shù)xF塔底中含苯的摩爾分數(shù)xW（2）平均相對分子質量MMM（3）物料衡算總物料衡算：D+W=F;易揮發(fā)組分物料衡算：F80=D+WD=33.40kmol/h80×0.42=D3.2塔板數(shù)的確定3.2.1相對揮發(fā)度α的求解將苯蒸氣看作理想氣體，甲苯看作理想溶液。苯和甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程求算，即：lgα其中P表3.2苯-甲苯的Antoine常熟ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58查苯-甲苯的t-x-y圖，t的溫度范圍為（80℃~110℃），所以在Antoine方程中的t的取值范圍為80在80℃~110℃范圍內任意取十個溫度值，如82℃、86℃、88℃、90℃、93℃、95℃、97℃、100℃、102℃因為log將上述溫度代入上式中，將結果匯總如下表溫度82℃86℃88℃90℃93℃95℃97℃100℃102℃105℃α107.556121.272128.626136.320148.525157.121166.096180.294190.266206.012P41.84847.86351.12154.55460.04763.94868.04874.58879.21886.586P2.5702.5342.5162.4992.4732.4572.4412.4172.4022.379則全塔的平均相對揮發(fā)度為α=所以苯—甲苯的相平衡方程為x=3.2.2確定最小回流比Rmin和回流比根據(jù)1.013×105P選擇進料熱狀況q=0.97已知q線方程y=qq-1x-x把q=0.97代入=3\*GB3③式，得y=-32.33x+14作圖得x由R選R=2R3.2.3精餾段、q線、提餾段方程求解精餾段操作方程：yn+1yq線方程:y=-32.33x+14精餾段方程與q線方程的交點的求解：yn+1解得x=0.4160所以提餾段方程過（0.015,0.015），（0.4160,0.5491）利用兩點式求得提餾段的方程0.015=0.015a+b解得a=1.332所以提餾段方程為：y3.2.4逐板計算法求解NT因為塔頂采用全凝器，可知y相平衡方程x=精餾段方程y把從第一塊板上升的氣體組成y1第一塊板下降的液體組成x1把x1第二塊板上升的氣體組成y2把y2第二塊板下降液體組成x2如此反復計算得y3=0.941xy4=0.894xy5=0.824xy6=0.732xy7=0.633x因為x7=0.411<故可知第七塊理論板為進料板，精餾段共有7-1=6塊理論板以下計算進入提餾段相平衡方程x=提餾段方程yy8=0.543xy9=0.427xy10=0.304xy11=0.195xy12=0.114xy13=0.061xy14=0.076xy15=0.038xy16=0.016x因為x所以總板數(shù)為16塊（包括塔底再沸器）因為精餾段的理論板為6塊，所以提餾段為16-6=10塊（包括再沸器）3.2.5全塔效率ET依式E根據(jù)塔頂、塔底液相組成查苯-甲苯的t-x-y圖，求得塔平均溫度為94.84℃，該溫度下進料液相平均黏度為μm=0.42μA+（1由下表查取苯-甲苯的黏度，利用數(shù)值插值法求解94.84℃溫度下苯和甲苯的黏度μ溫度t/℃8090100110120μμ0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228故μμ把μA=0.267μB=0.274代人=4\*GB3④μ故E3.2.6實際塔板數(shù)精餾段：N提餾段：N13.3工藝條件的計算3.3.1操作壓強Pm塔頂壓強PD=101.325KPa則進料板壓強P塔底壓強P則精餾段平均操作壓強P提餾段平均操作壓強P3.3.2溫度?t根據(jù)操作壓強，依式計算操作溫度：P=在該計算過程中，運用Excel中的單變量求解法進行求解苯-甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程求算，即：苯P甲苯P例假定溫度t，k1=y=當y=1時，則假定溫度滿足要求用單變量求解得塔頂溫度tD=80.35℃進料溫度tF=97.15℃塔底溫度tW=116.91℃則精餾段平均溫度tt3.4物性數(shù)據(jù)計算3.4.1平均相對分子質量Mm塔頂xDMM進料板xFMM塔底xWMM則精餾段平均相對分子質量為：MM則提餾段的平均相對分子質量為：MM3.4.2平均密度ρm一、液相密度ρ依下式1ρLm=塔頂：xD=α已知塔頂溫度為80.35℃，根據(jù)不同溫度與密度的關系圖利用數(shù)值插值法求解在該溫度下苯-甲苯的液相密度ρρ1ρLMD(2)進料板由進料板液相組成xα已知進料溫度為97.15℃，ρρ1ρLMF(3)塔底由塔底液相組成xα已知塔底溫度為116.91℃，利用數(shù)值插值法求解該溫度下苯和甲苯的液相密度ρρ1ρLMW故精餾段平均液相密度ρLM(1)=(814.49+794.10)/2=804.30提餾段的平均液相密度ρLM(2)=(794.10+773.175)/2=783.64二、氣相密度ρ精餾段平均氣相密度ρ已知精餾段平均相對分子質量為80.79kg/kmol精餾段平均溫度為88.75℃，精餾段的平均操作壓強105.175K則ρ提餾段平均氣相密度ρ已知提餾段的平均相對分子質量為87.59kg/kmol提餾段的平均溫度為107.03℃，提餾段的平均操作壓強為116.025K則ρ3.4.3液體表面張力σmσ利用數(shù)值插值法根據(jù)溫度與苯和甲苯的表面張力的關系計算特定溫度下的表面張力。塔頂塔頂溫度為80.35℃σσσ(2)進料進料溫度為97.15℃σσσ(3)塔底塔底溫度為116.91℃σσσ則精餾段的平均表面張力為：σ提餾段的平均表面張力為：σ3.4.4液體粘度μLmμLm=利用數(shù)值插值法根據(jù)溫度與苯和甲苯的黏度的關系計算特定溫度下的液體粘度。塔頂塔頂溫度為80.35℃μμμ(2)進料進料溫度問97.15℃μμμ塔底塔底溫度為116.91℃μμμ則精餾段的平均液相黏度為μ提餾段的平均液相黏度為μ3.5塔的氣液負荷計算（1）精餾段的氣液負荷計算VVLLL（2）提餾段的氣液負荷計算LLVV3.6塔和塔板主要工藝尺寸計算3.6.1塔徑D（1）精餾段塔徑初板間距HT=0.4m，取板上的液層高度故H(L查史密斯關聯(lián)圖得C20=0.071,依下式校正到物質表面張力為20.49C=Cμ取安全系數(shù)為0.7，則μ故D=4按標準，塔徑圓整為1.4m。塔橫截面積A則空塔氣速μ(2)提餾段塔徑初選塔板間距HT'(L因為C20C=Cμμ故D=4按標準，塔徑圓整為1.4m。塔橫截面積A則空塔氣速μ3.6.2溢流裝置采用單溢流、弓形降液槽、平行受液盤及平行溢流堰，不設進口堰，各項計算如下溢流堰長l取堰長lw出塔堰高hh=1\*GB3①精餾段故h=2\*GB3②提餾段故h降液管的寬度Wd與降液管的面積由lwD=0.645查圖得故WA由式τ=精餾段τ提餾段τ=Af(4)降液管底隙高度h取液體通過降液管底隙的流速u0'為0.15m/s,依式計算降液管底隙高度u得h精餾段h0=提餾段h0=3.6.3塔板布置取邊緣區(qū)寬度WC=0.04m，安定區(qū)寬度依式計算出開孔區(qū)面積A其中x=r=A3.6.4篩孔數(shù)n與開孔率φ取篩孔的孔徑d0為5mm，正三角形排列，一般碳鋼的板厚δ為3mm，取t/d孔中心距t=3.0×依式計算塔板上的開孔區(qū)的開孔數(shù)n，即n=1158依式計算塔板上開孔率φ，即0.907td0每層塔板上的開孔面積A0為氣體通過篩孔的氣速：精餾段u提餾段u3.6.5塔的有效高度Z精餾段Z=提餾段Z=3.7篩板的流體力學驗算3.7.1塔板壓降驗算氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨萮單板壓降相當?shù)囊褐叨纫纃0/σ精餾段h提餾段h氣流穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨萮精餾段uFε依式h提餾段uFε依式h克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨萮精餾段h提餾段h故精餾段h提餾段h單板壓降?精餾段?P提餾段?P3.7.2霧沫夾帶量ev的驗算依式ev=精餾段e=0.011kg故在設計負荷下不會發(fā)生過量的霧沫夾帶提餾段e=9.70故在設計負荷下不會發(fā)生過量的霧沫夾帶3.7.3漏液的驗算由式u精餾段u=6.63m/s篩板的穩(wěn)定系數(shù)K=u故在設計下不會發(fā)生過量漏液提餾段u=6.16m/s篩板的穩(wěn)定系數(shù)K=u故在設計下不會發(fā)生過量漏液3.7.4液泛驗算為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液層高度HH精餾段hH取φ=0.5則Φ故Hd提餾段hH取φ=0.5則Φ故Hd根據(jù)以上塔板的各項流體力學驗算，可以認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸、提餾段塔徑及各項工藝尺寸是合適的。3.8塔板負荷性能圖3.8.1霧沫夾帶線（1）精餾段ev式中ua=h取E=1.03hw=0.044mh=2.5[0.044+2.84=0.11+1.893LS取霧沫夾帶極限值ev為0.1kg液HT=0.4m并將（3-3），（3-2）代入（3-1）0.1=整理得VS提餾段ev式中ua=h取E=1.035hw=0.036mh=2.5[0.036+2.84=0.09+1.848LS取霧沫夾帶極限值ev為0.1kg液HT=0.4m并將（3-7），（3-6）代入（3-5）0.1=整理得VS在操作范圍內，任取幾個LS值，依上式算出相應的表3-1精餾段霧沫夾帶線計算結果LS（0.6×1.5×3.0×4.5×VS（2.5952.4022.2742.167表3-2提餾段霧沫夾帶線計算結果LS（0.6×1.5×3.0×4.5×VS（2.6952.5072.3822.2783.8.2液泛線由式φH精餾段取E=1.03lwh故how=0.735由式hh則h=0.0279+0.47故h=0.0300+0.0200V由式hd=0.153將HT=0.4mφ=0.5及式（3-10），（3-11），0.5整理得VS提餾段：由式φH取E=1.035lwh故how=0.739由式hh則h=0.0228+0.469故h=0.0247+0.0235V由式hd=0.153將HT=0.4mφ=0.5及式（3-14），（3-15），0.5整理得VS在操作范圍內取若干LS值，依式計算V表3-3精餾段液泛線計算結果LS（0.6×1.5×3.0×4.5×VS（3.4223.3123.2233.130表3-4提餾段液泛線計算結果LS（0.6×1.5×3.0×4.5×VS（2.5152.4522.3642.2823.8.3液相負荷性能圖取液體在降液管中停留時間為4s，則LS液相負荷上限線在VS-3.8.4漏液線（氣相負荷下限線）精餾段huowuVA0V提餾段：huowuVA0V在操作范圍內任取n個LS值，依式計算相應的V表3-5精餾段LS（0.61.53.04.5VS（0.6800.7190.7440.764表3-6提餾段LS（0.61.53.04.5VS（0.5980.6360.6590.6793.8.5液相負荷下限線取平堰、堰上液層高度how精餾段E=1.03依式：

h整理得：L提餾段E=1.035依式：

h整理得：L此值在VS3.8.6操作彈性精餾段負荷性能圖提餾段負荷性能圖精餾段查精餾段的負荷性能圖可知·VS,max故精餾段的操作彈性為·提餾段查提餾段的負荷性能圖可知·VS,max故提餾段的操作彈性為·第4章塔的熱量衡算4.1加熱介質的選擇常用的加熱劑有飽和水蒸氣和煙道氣。本設計選用溫度120℃的飽和水蒸氣作加熱介質。原因：水蒸氣清潔易得，不易結垢，不腐蝕管道。飽和水蒸氣壓力越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相應減小，但是蒸汽壓力不宜太高。4.2冷卻劑的選擇常用的冷卻劑是水和空氣。選用25℃的冷凝水，選升溫10℃,及冷卻水的出口溫度為35℃。4.3比熱容及汽化潛熱的計算4.3.1塔頂溫度tD下的比熱容對于苯直接查液體比熱容共線圖。已知tD=80.35苯：C甲苯：C則C4.3.2進料溫度tF下的比熱容已知tF=97.15℃；苯：C甲苯：C則C4.3.3塔底溫度tW下的比熱容已知tW=116.91苯：C甲苯：C則C4.3.4塔頂溫度tD下的汽化潛熱已知tD=80.35苯：394.1-379.3甲苯：379.4-367.1則r4.4熱量衡算4.4.10℃時塔頂上升的熱量QV的求解（注：塔頂以0℃為基準）Q4.4.2回流熱的熱量QR(注：此為泡點回流)據(jù)t-x-y圖查此時組成下的泡點tD苯：1.953=147.00甲苯：1.970=175.32則C則Q4.4.3塔頂餾出液的熱量QD（注：餾出口與回流口組成相同，CPD=Q4.4.4進料的熱量QFQ4.4.5塔底殘液的熱量QWQ=3440867.54.4.6冷凝器消耗的熱量QCQ=4418898.344.4.7再沸器提供的熱量QB在全塔范圍內列衡算式，塔釜熱損失為10%，則QQ再沸器的實際熱負荷0.9=4418898.34+3440867.5+1738908.8=4599920.8計算得Q第5章塔總體高度計算塔體總高度利用下式計算H=5.1塔頂封頭封頭分為橢圓形、蝶形封頭等幾種本設計采用橢圓形封頭，由公稱直徑DN=1400mm，查《化工原理課程設計》附錄2得曲面高度h1=350mm，直邊高度h2=40mm，內表面積A=2.3005m2H5.2塔頂空間設計中取塔頂間距H5.3塔底空間塔底空間高度HB5.4人孔對D≥1000mm的板式塔，為安裝，檢修的需要，一般每隔6~8塔板設一人孔，本塔中共有32塊塔板，需要4個人孔，每個人孔直徑為450mm，在設置人孔處板間距H5.5進料處板間距考慮在進口處安裝防沖設施，取進料板處間距H5.6裙座塔底常用裙座支撐，本設計采用圓筒形裙座，由于裙座內徑>800基礎環(huán)內徑D基礎環(huán)外徑D圓整后DD考慮到再沸器，取裙座高H塔體總高度H==第6章塔的附屬設備計算6.1塔的接管6.1.1進料管進料管的結構類型很多，有直管進料、彎管進料、T形進料管，本設計采用直管進料管，管徑計算如下依式d取uF=1.6m/sVd查標準系列選取?50×26.1.2回流管采用直管回流管，取uR=2.0Vd查標準系列選取?50×26.1.3塔底出料管采用直管出料管，取uw=1.0Vd查標準系列選取?50×26.1.4塔頂蒸汽出料管采用直管出氣，取uV=21Vd查標準系列選取?273×4.56.1.5塔底蒸汽出氣管采用直管出氣，取uV=20Vd查標準系列選取?273×4.56.2換熱器的選擇6.2.1冷凝器的選擇有機物蒸汽冷凝器設計選用總傳熱系數(shù)一般范圍為500~1500kcal/（m2（1kcal=4.18J）本設計取K=700kcal/（m3?h?℃）=2926KJ/（出料液溫度80.35℃（飽和氣）80.35℃（飽和氣）冷卻水25℃35℃逆流操作?t1?根據(jù)全塔熱量衡算得：Q=4422192.8KJ/h傳熱面積A=取安全系數(shù)1.04，則所需傳熱面積A=30.12×1.04=31.32選用JB-1.6-500-2.5/25-4-32.8型換熱器能符合工藝要求。6.2.2再沸器的選擇選用130℃飽和水蒸氣，總傳熱系數(shù)取K=3600KJ/（m2出料液溫度116.91℃（飽和氣）117.0℃（飽和氣）水蒸汽溫度130℃130℃逆流操作?t1?根據(jù)全塔熱量衡算得：Q=5111023.2KJ/h傳熱面積A=取安全系數(shù)1.04，則所需傳熱面積A=108.84×1.04=113.19選用JB-4.0-700-2.5/25-2-118.1型換熱器能符合工藝要求。6.3進料泵的選擇VuF=1.6m/s設泵在地面上，忽略其他因素，料液面至加料孔的高度H=3+2.38+0.6×設主加料管管長25m，90°標準彎頭2個，截止閥7個（全開），則有關管件的當量長度為90°彎頭L截止閥L因此總當量長度為L管進口處的阻力系數(shù)為ξi=0.5由上設計可知：進料液密度ρ故R故流體在管內為湍流流動取管壁絕對粗糙度ε=0.3mm，查莫迪摩擦系數(shù)圖可得λ則

?在進料泵出口端與進料管內截面間列柏努力方程求算泵的揚程為：H=30.41m則流量Q=考慮到正常操作，所選泵的額定流量和揚程應大于理論所達到的要求。查泵性能表，所選進料泵的型號為IS-32-160第7章結果匯總表篩板塔精餾塔結果匯總表項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段平均分子量氣相kg/kmol80.7987.59液相kg/kmol82.5089.2各段平均溫度℃88.75107.03平均密度氣相2.8333.234液相804.30783.64各段平均表面張力20.4918.69各段平均粘度m0.2870.252平均流量氣相m3/s1.1351.060液相m3/s0.003130.00593實際塔板數(shù)塊1220板間距m0.40.4塔有效高度m4.47.6塔徑m1.41.4空塔氣速m/s0.740.69塔板液流形式單流型單流型項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段溢流裝置溢流管形式弓形弓形堰長m0.9030.903堰高m0.0440.036溢流堰寬度m0.16520.1652管底與受液盤距離m0.020.04板上清夜層高度m0.060.06孔徑mm55孔間距mm1515孔數(shù)個57445744閥孔流速m/s10.079.41塔板壓降kPa519.96509.68液體在降液管中停留的時間s13.046.88降液管內清液層高度m0.1350.134液沫夾帶泛點率0.0110.0097負荷上限液泛控制液泛控制負荷下限漏液控制漏液控制彈性操作3.313.17主要符號說明符號說明單位符號說明單位苯堰長甲苯溢流堰高度塔頂堰上層高度進料板弓形降液管高度塔釜截面積液相塔截面積氣相液體在降液管中停留時間摩爾質量降液管底隙高度最小回流比邊緣區(qū)高度實際塔板數(shù)開孔區(qū)面積壓