KMOLGMA/178板式連續(xù)精餾塔設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計題目分離苯甲苯系統(tǒng)的板式精餾塔設(shè)計試設(shè)計一座分離苯甲苯系統(tǒng)的板式連續(xù)精餾塔，要求原料液的年處理量為45000噸，原料液中苯的含量為30，分離后苯的純度達到95，塔底流出液中苯含量不得高于1以上均為質(zhì)量百分?jǐn)?shù)。二、操作條件1塔頂壓強4KPA表壓2進料熱狀態(tài)Q13回流比最小回流比的16倍加熱蒸汽壓強1013KPA單板壓降07KPA三、塔板類型浮閥塔四、生產(chǎn)工作日每年300天，每天24小時運行全塔物料衡算11原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量苯的摩爾質(zhì)量甲苯的摩爾質(zhì)量03363192/70178/30FX0983496D001173192/0178/0WX03781107921387924KG/KMOLFMB3920967811004921378671KG/KMOLDM0017811099921391990KG/KMOLW12物料衡算原料處理量F450001000/300248792471084KMOL/H總物料衡算71084DW苯物料衡算7108403096D001W聯(lián)合解得D21699KMOL/HW49385KMOL/H最少回流比由Q1和平衡線交點畫圖的出。（附圖1）塔板數(shù)的確定21理論板數(shù)的求取苯甲苯屬理想體系，可采用圖解法球理論板層數(shù)。由手冊查得苯甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出TXY圖與XY圖。作圖法求最小回流比及操作回流比。如圖11。由，從圖中讀得360FQX510QY所以最小回流比為193369MINR取操作回流比為08161MIN精餾塔打氣、液相負(fù)荷LRD30882169967007KMOL/HVR1D308812169988706KMOL/HLLF6600771084138091KMOL/LVV88706KMOL/H操作線方程精餾段操作線方程2360759607821067XXVDXLY提餾段操作線方程075102768349013XXXVWLY圖解法求理論層數(shù)總理論板層數(shù)包括再沸器1413TN進料板位置7F22全塔效率實際板層數(shù)的求取全塔效率2450T9LE根據(jù)塔頂，塔底液相組成，查TXY圖知塔頂溫度81，塔底溫度1099，求得塔平均溫度為CO218由精餾段與提餾段的平均溫度，依據(jù)安托尼方程，求出再CBAPTLG0求出0P相對揮發(fā)度。其中苯A6023,B120635,C22024甲苯A6078,B134394,C21958當(dāng)溫度為810182481352066LGP0A6797BKPA，KPA0432PAP0B571同理當(dāng)溫度為1099時，3682405612036LGPA1978B，235KPAP0A97KPAP0B234752064321M又因為平均溫度為9545，查表知液體黏度為MPASMPAS60苯7甲苯MLGIIUXL027086MPAS全塔效率539027860504924T（E精餾段實際板層數(shù)塊精13N提餾段實際板層數(shù)塊25906提進料板為13F總實際板數(shù)131225塊提精N物性數(shù)據(jù)及氣液負(fù)荷的計算31操作條件和物性數(shù)據(jù)表操作壓力塔頂壓強101341053KPADP每層塔板壓降07KPAP進料板壓力10530771102F精餾段平均壓力10531102/210775KPAM塔底壓強PDNP105307251228KPAWP提餾段平均壓力（11281102）/21165KPAM操作溫度由附錄查知，安托因方程中苯甲苯參數(shù)如下苯A6023,B120635,C22024甲苯A6078，B134394，C21958所以由安托尼方程進行試差計算，得CTBAPLOG0塔頂溫度817DT進料板溫度996F塔底溫度1165WT精餾段平均溫度817996/29065MD提餾段平均溫度9961165/210805WT32進料板與塔頂、塔底平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂，由平衡圖知690X1YD97101XKMOLGDM/5823）（78960MVDM27491）0971（1L進料板，36FX5YFKG/MOL40589213）01（78051MVFMFM97）36（36L塔底，查得0122YXW052XKMOLGMWMV/04691395017805L所以，精餾段平均摩爾質(zhì)量KMOLGMLMV/358274079提餾段平均摩爾質(zhì)量KMOLGMLMV/268284050697971133氣相平均密度和氣相負(fù)荷計算精餾段3/90426512734849850MKGRTMPMVVM提餾段3）0（16MVVM34液相平均密度和液相負(fù)荷計算液相密度依下式計算，即ILMA1塔頂,查得，CTDO8173/8KGA3/80MKGB3/12904/96/31LM進料板，查得，TOF3/756KA3/761KB進料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為092130481036AAMKGFM/79148607/895603/21L進料板液相平均密度由，CTOW查得，3/78KGA3/KGB塔釜液相質(zhì)量分?jǐn)?shù)為018392/0178/01AW3/673605018/78901/72MKGLWM精餾段液相平均密度為39224MKGLM提餾段液相平均密度為3/578638971LM35液相液體表面張力的計算塔頂CTOD781查表知,MNA/206MNB/21503MNLDM/2107553469進料板CTOF查表知,NA/18MNB/91LFM1606403塔底CTOW56查表知，NA/19MNB/9517LWM600精餾段液相平均表面張力為MNLM/34206190752提餾段液相平均表面張力為58LW36平均粘度液相平均粘度計算公式IILMXLGL塔頂CTOD781查表知,SPAA03SPAB03675由BALDMLOG4LOG69LG所以進料板CTOF查表知,SPAA02596SMPAB02648LFMLOGALOG3BLOG514塔底1165WT查表知,SPAA0213SMPAB02371LFMLOGALOGBLOG9S7精餾段液相平均黏度為SMPALM035/2）034（精餾段液相平均粘度為S7）（塔徑及塔板結(jié)構(gòu)工藝尺寸的計算41塔徑的計算精餾段氣、液相體積流量SMVS/68450360/3458706360M3VMLSMLM/018679812360/498173603S提餾段氣、液相體積流量SMVS/085243360145/8706360M3VM4781913SLM最大空塔氣速計算公式VLMAXCU取板間距，板上液層高度，則HT045MHL05045005040MLH精餾段04938126084517VH提餾段857（VL查表知0085，008020C20所以0789/32020L精餾段SMU/145）3819（5/2MAX提餾段SMU/4071）245378（09/2MAX取安全系數(shù)07，則空塔氣速為SMU/985071063精餾段VDS42983465提餾段MUS061510按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D12M塔截面積為22834MDAT實際空塔氣速精餾段SU/0706845/1提餾段M48342塔板主要工藝尺寸計算因塔徑D12M，可造用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下堰長取066D0792MWLWL溢流堰高度由HOWLH選用平直堰，堰上液層高度2/3WLLE1084S近似取E1,則MHMLEHOWLWWSOW029105381029）7604（24184218）92318（1802/33/2弓形降液管寬度和截面積DWFA由，查圖知60/DLW2410,072DWDT故13872MAFWD048014驗算液體在降液管中停留時間精餾段SH5136001875326LH36ATF提餾段H4TF故降液管設(shè)計合理。降液管底隙高度0/360ULLHW精餾段取，則SMU10MLLHW620）107236（0/01867/360M2590W提餾段取，則SMU/3021）3063（604/360LLHWM9219H故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度。MHW5043塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動能系數(shù)10，由公式，求孔速0FVFU00USMSMU/3856421/865942100由式N求每層板上的浮閥數(shù)02DVSDD900閥孔直徑即977798（塊）865394202UNS11603117（塊）0202DVS取邊緣區(qū)寬度006M破沫區(qū)寬度01MCWSW按式計算鼓泡區(qū)面積RXXRAOA122SIN80即RMWDC546012MXSD351019222225074083ARCSIN418030435102MAA浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距T75MM0075M,則可按下式估算排間距，即T精餾段MNATA67075980提餾段TA581考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用100MM，而應(yīng)小于此值，故取T80MM0080M按T75MM，T80MM以等腰三角形叉排方式作圖，得閥數(shù)N120個塔板閥門布置圖按N120個重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)SMU/1862039048574640020679453747160FF閥孔動能因故變化不大，仍在9到12范圍內(nèi)。0塔板開孔率開孔率8174689931207821常壓塔開孔率在1014之間，所以滿足要求。塔板流體力學(xué)的驗算及負(fù)荷性能圖51氣相通過浮閥塔的壓強降每層塔板靜壓頭降可按式計算壓力降HLCP式中與相當(dāng)?shù)靡褐叨?，PHPPPLHGM與相當(dāng)?shù)靡褐叨?，CC與相當(dāng)?shù)靡褐叨龋琇HL與相當(dāng)?shù)靡褐叨?，PM計算干板靜壓頭降CSMUVOC/865904217317382/85/VOC48251/851/因，OCU0MUHLC02519769709，0OCLC86518241510板上充氣液層阻力LH取充氣系數(shù)50由公式MLL045克服表面張力所造成的阻力H氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹镸HLCP073645028611單板壓降PAGHPL98564157820369152淹塔為使液體能由上層塔板穩(wěn)定地流入下層塔板，降液管內(nèi)必須維持一定高度的液柱。降液管內(nèi)的清液及高度用來克服相鄰兩層塔板間的壓強降、板上液DH層阻力和液體流過降液管的阻力。因次，降液管中清夜層高度可用下式表示DH式且DLPDHWTH與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?73610PP液體通過降液柱的壓頭損失，因不設(shè)進口堰，按計算DH205HLLHWSDMHD07329704153151862板上液層高度，取ML因此MHHDPD1203051L977360為了防止液泛，應(yīng)保證降液管中當(dāng)量清液層高度不超過上層塔板的出DH口堰。按式，是考慮到降液管內(nèi)充氣及操作安全兩種因素WTDHH的校正系數(shù)對一般物系，可取為0304；對不易發(fā)泡物系，可取0607取校正系數(shù)，又已選定板間距,5MT450HMHWW291,036MHT1203965W704可見從而可知符合防止液泛的要求。WTDH53霧沫夾帶量用操作時的空塔氣速與發(fā)生液泛時的空塔氣速的比值為估算霧沫夾帶量的指標(biāo)，此比值稱為泛點百分?jǐn)?shù)，或稱泛點率。泛點率0136VSSLLFBVZKCA或泛點率計算泛點率10780TFVLSAKC板上液體流經(jīng)長度MWDZDL864012板上液流面積2383AFTB苯和甲苯可按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)K10，泛點負(fù)荷系數(shù)，代入公式得128012750FFC8031706381275086402579418641F8063710638120640945178350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，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。干氣）（液）/KG10EV54塔板負(fù)荷性能圖霧沫夾帶線對常壓，塔徑900的大塔，取泛點率80為其霧沫夾帶量上限，則M按泛點率為80計算如下1F0136VSSLLFBVZKCA806381275014948SS073LVSS整理得1704175056829SSSLV或精餾段SSLV62195473提餾段08SS霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個值，依1式算出相應(yīng)的SSV表71霧沫夾帶線數(shù)據(jù)/3SMLS00010006V3562336605/3SS00010006MS3058131563液泛線由公式DLLCDLPWTHHHH確定的液泛線，忽略式中的，得3/202020601842153345WSWWSLVWTLLEHQHGUHH物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則及等均為定值，0,QHVWT而與又有如下關(guān)系，即0SNDVUS204式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值，因此，可將上式簡化得0D3/2221597354SSSLV/861在操作范圍內(nèi)任取若干個值，依2式算出相應(yīng)的值列于附表2中SLSV表72液泛線數(shù)據(jù)/3SMLS000050001000200030004000500060007V211209203198193187181174/3SS206203198194190185180175液相負(fù)荷上限線當(dāng)降液管尺寸一定時，若液體流量超過某一限度使液體在降液管的停留時間過短，則其中氣泡來不及釋放就帶入下一層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。要求液體在降液管內(nèi)的停留時間秒，取秒計算，則如下式知35液體在降液管內(nèi)停留時間SLHASTF360以作為液體在降液管中停留時間的下限，則S5SMTFS/0762450863MAX求出上限液體流量值。在圖上做出液相負(fù)荷上限線為與氣體流量SLSSVL無關(guān)的豎直線。SV漏液線對F1型重閥，當(dāng)時，泄漏量接近10為確定氣相負(fù)荷下限的依據(jù)。F1型重閥，取計算，則50VUFVPU50又知，則024NDVSVSND420以F05作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則SMFNDUVVS/421095120394430202MINVS6757320202MIN據(jù)此做出與液體流量無關(guān)的水平漏液線（4）。液相負(fù)荷下限線為保證板上液流分布均勻，提高接觸效果，取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件。依下列的計算式06OWHMOWH3/2MIN3601842SOWLLEH計算出的下限值，依次做出液相負(fù)荷下限線，該線與氣相流量無關(guān)的豎SL直直線0636018423/2MINWSLLE03/2INSL取E1,則，則SMLWS/0673792842106301842632/2/MINSMLLWS/06737928421063018420632/2/MIN由以上五條線在直角坐標(biāo)上作圖，五條線所圍成的區(qū)域即為適宜操作區(qū)。根據(jù)以上五個方程可分別做出塔板負(fù)荷性能圖上的（1）、（2）、（3）、（4）及（5）共五條線，見附圖4。由塔板負(fù)荷性能圖可以看出（1）任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作點P（設(shè)計點），處在適宜操作區(qū)以內(nèi)的適中位置。（2）塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。（3）按照固定的液氣比，由附圖4查出塔板的氣相負(fù)荷上限，SMVS/713AX和下限，SMVS/7913AXSMVS/8603INSS/45903MIN操作彈性471IN,AXS9350MIN,AXSV設(shè)計塔板時，應(yīng)適當(dāng)調(diào)整塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)，使操作點在圖中位置適中，以提高塔的操作彈性。塔的有效高度與全塔實際高度的計算塔體有效高度MHNZT49501213提提精精根據(jù)化工工藝設(shè)計手冊第四版每6塊板開一人孔，26/64，人孔數(shù)為4，高度為08M故有效高度MZ精塔頂層空間的高度，取。MHD21塔底空間的高度，塔釜停留時間取，則取。INHB塔頂封頭的確定。LH35041/4/1DL裙座高度的確定，為了制作方便，裙座為圓形SMDHS/MS23人孔數(shù)，在進料板上方開一個人孔，人孔處板間距為08M。進料板高度取08M。總高度SLBDPFTPFHHNNH125141045108308121503542190M浮閥塔工藝設(shè)計計算總表所設(shè)計篩板塔的主要結(jié)果匯總?cè)缦聰?shù)值序號項目精餾段提餾段1平均溫度/TM9065108052平均壓力KPA1077511653氣相流量M3/S/VS0684508854液相流量LS300018670004405實際塔板數(shù)N13126有效段高度Z/M13357塔徑D/M128板間距/MTH0459溢流形式單溢流10降液管形式弓形降液管11堰長/MWL079212堰高/M003820029113板上液層高度/MLH00514堰上液層高度/MOW001180020915降液管底隙高度/M0H00260020116安定區(qū)寬度/MSW0117邊緣區(qū)寬度/MC00618開孔區(qū)面積/AA2M050719浮閥直徑/M0D0003920浮閥數(shù)目N12021孔中心距T/M00722排間距T/M00823開孔率/1298129324空塔氣速U/1SM0373048325孔閥氣速/047861826每層塔板壓降/PAP559075469827液體在降液管停留時間/S318113528降液管內(nèi)清液層高度HD/01210130929泛點率/31737630液沫夾帶/E氣液KGV000430004831氣相負(fù)荷上限/13SM17717932氣相負(fù)荷下限/0486045933操作彈性36439輔助設(shè)備的計算與選型塔頂冷凝器的試算與初選出料液溫度817（飽和氣）817（飽和液）冷卻水溫度25457561T7362T21TLNTM97453675當(dāng)T817時，查表得KGKJR/9苯KGKJR/38甲苯R0963927004378739214KJ/KGWVMQVM56493602714278假設(shè)K5502/W）27284509MTKSM根據(jù)S33372選用F600IV06426查手冊可知選擇的尺寸如下公稱直徑600MM管長3000MM管子總數(shù)188管程數(shù)4中心排管數(shù)10SNDL18800253014279822M若選擇該型號的換熱器，則要求過程的總傳熱系數(shù)為K5472與原設(shè)值接近所以選擇F600IV06426型號換熱器塔主要連接管直徑的確定塔頂蒸汽出口管徑因塔頂出口全部為氣體流速U取530之間故取流速U20M/SMUVSD752410291764故可選取無縫鋼管，D245MM。1273驗算實際流速SMDVS/47192501436U2實滿足要求回流液管徑因為苯和甲苯屬于易燃、易爆液體，需流速U1M/S故取流速U05M/SMSD76800531426L故可選取無縫鋼管，D81MM。0489實際流速/S49708143256LU2DS實滿足要求進料管徑同上，取U05M/SSMFMV/3024967930816FD5142選取無縫鋼管，D81MM。089實際流速M/S4730814329VU2SFD實滿足要求塔底出口管徑同上，取U05M/SWDM27107831459選取無縫鋼管，D117MM。0127實際流速052M/S174398LU22DS實滿足要求（5）再沸騰加熱蒸汽管徑同（1），取U20M/SMDC82372014385選取無縫鋼管，D245MM27SMU/8540132實滿足要求