1、苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 1 页 共 34 页摘 要本设计书对苯和氯苯的分离设备浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算等。采用浮阀精馏塔，塔高 14.37 米，塔径 1.2 米，计算理论板数为 8。算得全塔效率为 0.52。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为 6，提馏段实际板数为 11。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。对塔的流体力学进行验证后，符合浮阀塔的操作性能。经过对塔设备的强度计算，满足设计要求。关键词：分离 提纯或回收 苯 _氯苯 精馏 浮阀塔 设备结构一苯-氯苯分离过程浮阀板式精馏塔设计任务1.1 设计
2、题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为 98%的氯苯 3.2 万吨/年，塔顶馏出液中苯含量不低于 98%，塔底馏出液中苯含量不高于 0.2%，原料液中含苯 65%（以上均为质量%） 。1.2 操作条件1.塔顶压强 4kPa（表压） ；2.进料热状况，自选；3.回流比，自选；4.塔底加热蒸汽压力 0.5MPa(表压)；5.单板压降不大于 0.7kPa；1.3 塔板类型浮阀塔板（F1 型） 。苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 2 页 共 34 页1.4 工作日每年 330 天，每天 24 小时连续运行。1.5 厂址厂址为天津地区。1.6 设计内容1.精馏塔的物料衡算；2.塔板数的确
3、定；3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5.塔板主要工艺尺寸的计算；6.塔板的流体力学验算；7.塔板负荷性能图；8.精馏塔接管尺寸计算；9.绘制生产工艺流程图；10.绘制精馏塔设计条件图；11.绘制塔板施工图（可根据实际情况选作） ；12.对设计过程的评述和有关问题的讨论。二、塔的工艺计算已知参数：苯、氯苯混合液处理量，F5000kg/h； ；65.0Fx； ；回流比 R（自选） ；进料热状况， ；塔顶压985.01.Dx01.Wx 31q强， ；单板压降不大于 。已知数据如下表所示：kPa4塔 顶 kPa7表 3-1 苯和氯苯的物理性质项目 分子式 分子量
4、M（g/mol） 沸点（K） 临界温度 tC（） 临界压强 PC（ atm）苯 A氯苯 B ClH5678.114112.559353.3404.9562.1632.448.344.6苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 3 页 共 34 页表 3-2 苯和氯苯的饱和蒸汽压温 度 ( ) 80 90 100 110 120 130 131.8,mmHg0AP760 1025 1350 1760 2250 2840 2900，mmHgB148 205 293 400 543 719 760X 1 0.677 0.442 0.265 0.127 0.0193 0y 1 0.913 0.785
5、0.613 0.376 0.0722 0表 3-3 液体的表面张力（）温度() 80 90 100 110 120 130苯，mN/m 21.2 20.6 17.3 16.8 16.3 15.3氯苯，mN/m 26.1 25.7 22.7 22.2 21.6 20.4表 3-4 苯与氯苯的液相密度温度() 80 90 100 110 120 130苯,kg/ 3m817 805 793 782 770 757氯苯,kg/ 1039 1028 1018 1008 997 985表 3-5 液体粘度 L温度() 60 80 100 120 140苯（mP .s）a0.381 0.308 0.255
6、 0.215 0.184氯苯（mP .s）a0.515 0.428 0.363 0.313 0.2742.1 塔的物料衡算1）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率 986.05.12/0.4.78/09xD028.59.1/8.4.7/20xW2）平均分子量 KmolgMF /4.7.)7.( 60859128601478960D 72/3.8/6514.7F苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 4 页 共 34 页Kmol/g50.129.)028.1(4.7802.MW 2.2、全塔物料衡算总物料衡算 （1） 50D易挥发组分物料衡算 （2）506.98. W联立上式（1） 、 （2）解得
7、： hkgF hkg8.312Dhkg.687W 57.16.40FMhKmol/2.8.3Dl/15.0.67W hKmol/2.3 塔板数的确定2.2.3.1 塔板数 的计算TN在本设计中，苯氯苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数 。其计算方法如TN下：（1）根据苯氯苯的气液平衡数据作 x-y 图及 t -x-y 图（如下图所示） 。通过气液平衡关系计算，计算结果列于上表 3-2，通过表在 t -x-y 图直角坐标系中做出平衡曲线和对角线，并标出 c 点（ 、 ） 、e 点（ 、 ） 、a 点（ 、 ）三点；wxFxDx苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 5 页 共 34 页（2）
8、求最小回流比 及操作回流比 。因气液混合进料（液：气 1：2）即minRR，所以其 q 线方程为： ，在31q10.783.5091Fxqy xx-y 图中对角线上自点 e 作出进料线（q 线） ，该线与平衡线的交点坐标为（） ，此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回流520.,8.0qqxy比计算式： 。50.2.83.96yRqDmin 取操作回流比： 。1min苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 6 页 共 34 页精馏段操作线方程： 493.0x5.10.986x.1xR1yD其截距为 0.493 即点 ，连接点 和点 可以作出精馏段操作线方程，与)43,(bbaq
9、线交于点 ，连接点 、点 可作出提馏段操作线方程。dc按照常规的图解法作梯级可得： 层（不包括再沸器） ，其中精馏段理89NT论板数为 3 层，提馏段为 5 层（不包括再沸器） ，第 4 层为加料板图如上图所示 2.2.3.2 全塔效率 TE依式： ，根据塔顶、塔底液相组成查 t-x-y 图，求得塔平mlg61.07.均温度为： ，9.523851由表 3-5 及内插知该温度下苯和氯苯的粘度为： 9.10515.0苯苯 smPa243.0苯苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 7 页 共 34 页 9.105231.06.氯 苯氯 苯 smPa348.0氯 苯该温度下进料液相平均粘度为：
10、s.Pa27.0.72.1.78.)x(xFFm 氯 苯苯则 %58.0.lg6.01.lg6.017.EmT 2.2.3.3 实际塔板数 N精馏段： 提馏段： （ 层 ）精 8.52.3.9610.82N提 （ 层 ）故实际塔板数： （层）6172.2.3.4 操作压强 mP塔顶压强 ，取每层板的压降为 0.7kPa，则进料板的压强为：40.35.DkPa，塔底压强为： ，60.715.9FP10.726.5WFkPa故精馏段平均操作压强为： ，提馏段平均操作压强为：10.39.542mk（ 精 ）.26.3mkPa（ 提 ）2.2.3.5 温度 mt根据操作压强,经计算得塔顶, ，进料板温
11、度 ，塔底：C71.89t0DC71.8t0F，则精馏段的平均温度： ，提馏段的0.13tWC2tm， 精平均温度： 。6.02.137.8t,m提2.2.3.6 平均分子量 M塔顶： ，10.986Dxy1.4x7(0.986)12.578.9/Vm Kgmol.4. 01LD进料板： ，9360yF2FxKol/g32.859.936.01.8.MVm 苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 8 页 共 34 页0.728.140.7281.5987.4/LFmMKgmol塔底： , xwwy12./VWm lKog4659028147802L 则精馏段平均分子量：，78.59.3.6/
12、VmMkgmol（ 精 ）(01482L精 ）提馏段平均分子量：，8.3.96.2/Vmkgol（ 提 ）(74172LMm提 ）2.2.3.7 平均密度 m1）液相密度 L根据主要基础数据表 3-4，由内插法得：塔顶： ，3LAm/Kg5.80，塔底： ， ，加料板：3LB/Kg2.08 3LA/g0.75B9，Am7BmK.1由 （ 为质量分率）LBALa1故塔顶： ，即 ；32.1085.9LmD 3LmD/Kg86.0塔底： ，即 ；721LW 3LW/41.9进料板，由加料板液相组成 7310xA65.09.2.14.783.0aA）（，故50.62.1LmF 3LmF/Kg47苯-
13、 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 9 页 共 34 页故精馏段平均液相密度： 841.3527.80.6Lm（ 精 ） 3/mKg提馏段平均液相密度： ( 92k941提 ）2） 气相密度 mV383.417.62.0/MvPKgmRT（ 精 ）（ 精 ） 39.07/3Vmvm（ 提 ）（ 提 ）2.2.3.8. 液体表面张力 BAmx根据主要基础数据表 3-3，由内插法得：, ， , ，20.6N/A顶 25.71mN/B顶 20.74mN/A进 25.79N/mB进， 。18底 4底, 0.6.5.63/2.9825710m顶暂此 , .4.24./0.739mN进, 18218.0
14、7m底则精馏段平均表面张力： (5639/2m精 ）提馏段平均表面张力： .4mN（ 提 ）2.2.3.9 液体粘度 Lmnilmx1根据主要基础数据表 3-5，由内插法得：, ， ,0.27APas顶 0.386BmPas顶 0.28AmPas进 0.394BmPas进， , 。16底 21底苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 10 页 共 34 页0.98.27(10.98).360.27L mPas顶 341进 6(.)L s底故精馏段平均液相粘度： (02730.29Lmmpa精 ）提馏段平均液相粘度： .1.61Ps（ 提 ）三、塔和塔板主要工艺尺寸的设计精馏段： 1(.01)
15、5.402.81/VRDKmolh( 328796./363.VmSvMs精 ）精 （ 精 ）1.05.4105/Lolh 38142/3636Lms ms（ 精 ）精 （ 精 ） 30.14205.12/h h提馏段： .7.684.9/3LqFKolh1(1)02()056.3/V ml(s 5./36367VmvMs提 ）提 （ 提 ） 3s 4.9.0.25/001Lm（ 提 ）提 （ 提 ） h/8.6318. 3h3.1 塔径 D塔板间距 HT的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取。表 6 板间距与塔径关系塔径 DT，m 0.30.5 0.50.8 0.81.6 1.62.0 2
16、.44.0 2.4板间距HT，mm 200300 300350 350450 450600 500800 =600苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 11 页 共 34 页图 4-1 SMITH 关联图根据上表，初选板间距 ，取板上液层高度 ，故mHT40.mhL06.；hHLT3.06.4精馏段： 1 12 20.438.50.7SLmvV精 （ 精 ）（ 精 ）精查史密斯关联图，可得 。依式 7.C20 2.02C校正物系表面张力为 时m/N4.0. 0.2249773max 841.350.71.6/0LVuCms精 精 精可取安全系数为 0.7（安全系数 0.60.8） ，则苯-
17、 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 12 页 共 34 页max0.7.14260.98/ums故 。按标准,塔径圆整为 1.2m,.31.47SVD精则空塔气速为： 224.0.9/ssuD精提馏段： 1 12 2s(.35.0.7540LmvV提 提 ）（ 提 ）提查史密斯关联图，可得 ；依式69.C202.02C校正物系表面张力为 时1./mN0. 0.22169698max 9.170.68.3/LVuCms提 提 提可取安全系数为 0.7（安全系数 0.60.8） ，则max0.7.1293.5/ms故 。按标准,塔径圆整为 1.2m,则空塔气速为：408SVDu提 224.5.6
18、/1s s提3.2 溢流装置选用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：1)溢流堰长 ：单溢流取 （0.6-0.8）D，取堰长 为 0.65D，即wlWl wlmlW78.02165.2)出口堰高 ：hOLh由 ，精馏段：65././DlW 2.52.513/9078hWLlm提馏段： 6苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 13 页 共 34 页查液流收缩系数计算可知：为 1.020,由 得，321084.2whowlLEh精馏段：2 23 3.84.8451010107hOWWLhEml故 ；.6.5wm查液流收缩系数计算可知：为 1.028,因此可得，提
19、馏段： 2 23 3.84.848.051.11006hOWWLhEml 故 mw63)降液管的宽度 与降液管的面积 ：dfA由 查弓形降液管的宽度与面积得： ，5.0/Dlw 125.0/Dd, 7ATf 22T m3.14D1 ，Wd 5.0，222f 79.70利用式 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即hTfLHA36s（5s，符合要求）00.792.40.27513fTh4)降液管底隙高度 ：取液体通过降液管底隙的流速o s/m08.uo则降液管底隙高度为：精馏段 5123.233606.7howoLl提馏段 80.04.hool3.3 塔板分布及浮阀数目及排列3.3.1
20、塔板分布选用 F1 型重阀，阀孔直径 d0=39mm，底边孔中心距 t=75mm3.3.2 浮阀数目与排列苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 14 页 共 34 页3.3.2.1 精馏段取阀孔动能因子 ，则孔速 m/so12Fo011u8.09FV每层塔板上浮阀数目为 块220.37().4VsNd取边缘区宽度 m，破沫区宽度 mc.6Ws01W计算塔板上的鼓泡区面积，即： 22xxarcsin8ARR其中 0542CDRdsx.6-(132+0.)=.36+= 22 222a x3.140.368xarcsin.80.54.85arcsin80 04ARR+=0.733 2m浮阀排列方
21、式采用等腰三角叉排，取同一个横排的孔心距，则排间距：mm ” 075=4att/.364/.AN考虑到孔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 90mm，而应小于此值。故取 t=65mm=0.065m按 t=75mm，t=65mm，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数 105 个按 N=105 个重新核算孔速及阀孔动能因数，“ 201.340.91548.2/Ums=12.16 阀孔动能因数变化因数不变，仍在 913 范围内，塔板开o82F孔率 。20(/).%NdD苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 15 页 共 34 页图 4-2
22、阀孔排列方式3.3.2 提馏段取阀孔动能因子 =12，则 m/soFo0212u7.30FV每层塔板上的浮阀数目为 块“s2“ 2o.556.94d/4.898.N按 t=75 mm，估算排间距， mm“0.73.0115t取 mm，排得阀数为 53 块。按 53 块重新核算孔速及阀孔动能因数，“80tm/s “022.58.69.73u028.69.12.89F阀孔动能因数变化不大，开孔率= 浮阀排列方式如图所示：1.%图 4-3 提馏段阀孔排列方式3.4 塔板的流体力学计算3.4.1 气相通过浮阀塔板的压降可根据 计算10pchh1 精馏段1）干板阻力 m/s1.82573.4.ocu苯-
23、 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 16 页 共 34 页因 故 =0.047 m01ocu2 210c1vu.809h5.345.34g135.L2）表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为：mp1h0.35.470.82Pa1g1359.67.80L2 提馏段1）干板阻力 m/s1.8257.3.89ocu因 故 =0.042 m/s02oc2 20c2vu.730h.45.4g91.8L2）板上充气液层阻力取 m020.5,.07.3vl3）表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为：m p2h0.5.420
24、.7Pag918.3L3.5 淹塔为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度： ()dTwHh即 。dpcdHh3.5.1 精馏段1 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度m0.84ph2 液体通过降液管的塔头损失m2 3241011.40.53.53().1078.5sdwLlh3 板上液层高度苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 17 页 共 34 页0.07m ，则 m Lh10.84.20.7.154dH取 =0.5，已选定 m, m5T1wh则 所以符合防淹塔的要求。11()dW3.5.2 提馏段1 单板压降所相当的液柱高度 m20.7ph2 液体通过降液管的压头损失：m2 3
25、420.51.53.13()8.910064sdwLhlh3 板上液层高度： 0.07m ，则 m Ld2.7.539H取 =0.5，则 m，可见2().5902TW所以符合防淹塔的要求。2dHh3.6 物沫夹带 3.6.1 精馏段泛点率= 泛点=v1.360%s sLLvFbzkcAv10%0.78sLvFTkcA板上流体流经长度： m2159LdZDW板上流经面积： 32.bTf 2查物料系数 K=1.0，泛点负荷性能系数图 。0.6FC泛点率：32.1.031.3642.918454.58%097泛点率：1324.%0786苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 18 页 共 34 页
26、对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过 80%，由以上可知，物沫夹带能够满足 的需求。ve0.1(/g)K液 气3.6.2 提馏段取物料系数 K=1.0，泛点负荷性能系数图 0.1FC泛点率：32.70.51.3625.79 4.%07泛点率：2148.9%0785由计算知，符合要求。3.7 塔板负荷性能图3.7.1 物沫夹带线泛点率=v1.36s sLLvFbzkcA据此可作业负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点泛 80%计算。1 精馏段0.8=2.v1.360.9845.07s sL整理得： （7-2）94.s s由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内作取两个 值，算出 ,作出雾
27、SLSV沫夹带线（1）2 提馏段：苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 19 页 共 34 页0.8=“2.7v1.360.7591.02s sL整理得： 8.9ss3.7.2 液泛线 1()TWpcdcLdHhhh由此确定液泛线，忽略式中 22 2/3602.84()5.340.153()(1)()1vos sTW owLwo wuLLHh hEglhl 而 020/4svud1 精馏段 2 22/31 1 124.0.985.34 475.39.(05.78)0.78150398.5.8s s svLL 整理得： 222/1 1.6.s ssvL2 提馏段 2 22/31s124.70
28、.35.4 95.8.(0.)0785309.1.s svL45+89L整理得： 222/31.6.6.s ssvL3.8 液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于 3-5s，液体降液管内停留时间 s。以 s 作为液体降液管内停留时间的下限，则：fs35TAHL苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 20 页 共 34 页fsmax0.792.4065TAHL3m/s3.9 液漏线对于 型重阀，依 =5 作为规定气 体最小负荷的标准，则1F02svd4oNu3.9.1 精馏段2s1min 5(v)0.3910.4264.3/ms3.9.2 提馏段2s2min 5(v)0.390
29、.19264.73/ms3.10 液相负荷下限性取堰上液层高度 作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为气相0.6owh流量无关的竖直线。取 E=1 则min36()2.84.10SwLEl3/2min3.0710.684ws lL3/s由以上 4.5-4.10 可作出负荷性能图，图如下：由塔板负荷性能图可看出：1） 在任务规定的气液负荷下的操作 p 处在操作区内的适中位置。2） 塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带线控制，操作下限由漏液控制；3） 按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限 =0.651 ，气相负荷下maxV3/s限 0.4226 。minV3/s苯- 氯苯分离浮阀精馏塔
30、的工艺流程设计第 21 页 共 34 页所以：精馏段操作弹性为：0.651/0.4226=1.5405；提馏段操作弹性为：0.006/0.0006=10.图 4-3 精馏段负荷性能图（H 表示液泛线，I 表示液沫夹带线，J 表示液漏线，C 表示负荷下限，E 代表负荷上限，下同。）-0.20.0.20.40.60.80.10.120.140.160.180.212345678VsLsBC DF H图 4-4 提馏段负荷性能图四、塔的附属设备选型-0.20.0.20.40.60.80.10.120.140.160.180.251.0.52.0.53.0.54.0.5.05.6.0.57.0.5Vs
31、 Ls HI JC E苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 22 页 共 34 页4.1 接管4.1.1 进料管进料管的要求很多，有直管进料管、弯管进料管、丁型进料管。本设计采用直管进料管，管径如下：取 =1.6m/s ， =87.71Cs4v/uFDFtF3,87.kgmLFm6120.19530.4S3/s=.4.D4.1.2 回流管采用直管回流管，取 m/s，L=24.94kmol/hu1.8R24.97.0962461043.218Rd m 4.1.3 塔釜出料管取 m/s,直管出料 =130.00， ，u1.6WtW3,984.1kg/Lwm8.40.287.1.60.72.64
32、30.217.4SwVd m4.1.4 塔顶蒸汽出料管直管出气， ，取出口气速：u=20 m/s， 3,2.kg/mV苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 23 页 共 34 页， ,1 3170.458.90.6m/s36362VmsM。4.9.1.20D4.1.5 塔釜进气管采用直管，取气速 u=23m/s, 2, 3, 1639.24.9kg/m8.4708mVVpMRT， “(q1).56Fol/sK0.1562.v03549m/s40.3.421.Dm4.2 除沫器当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫剂，以减少液体夹带损失，确保气体
33、纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫剂有折流板式除沫剂，丝网除沫器以及程流出沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻，空隙大及使用方便等优点。设计气速选取： 系数 =0.107“uLVK“Km/s 除沫器直径 D= =841.352u0.7.09 s4vum3294.3 裙座塔底端用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 24 页 共 34 页是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。基础环内坏径 (1604)obisiD其中 m取基础环的内外径与裙座截面内径的差为 200mm10208obiD考虑到腐蚀余量
34、取，考虑到再沸器，裙裾高度取 3 m，地角螺栓直径取 M30.4.4 人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔 10-20 块塔板才设一个人孔，本塔中共 17 块塔板，需设置 2 个人孔，每个孔直径为 450 mm，在设置人孔处，塔间距为 600 mm，裙座应开两个人孔，直径为 450 mm，人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。4.5 塔总体高度的计算4.5.1 塔的顶部空间高度 DH塔的顶部空间高
35、度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板间的距离为 600 mm，塔顶部空间高度为 1200 mm。4.5.2 塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取 5 min。m2(t60)/.6BsvTHLRA3(52.106.42)/0.561.7苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 25 页 共 34 页4.5.3 塔总体高度m15(604).5(17)0.157.9THNm9.432=4.BH顶 裙 封4.6 附属设备设计4.6.1 冷凝器的选择 (1)()CVDLQRI因塔顶馏出液几乎为纯苯，故其焓可近似按纯苯计算，则全
36、凝器的热负荷为 102.8397.132.86/CAVr kJh有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为： 501:。本设计取 K=700 =29262/(.)Kcalmh 2/(.)Kcalm 2/(.)Jh取进口（冷却水）温度为 t1=20(夏季)冷却水出口温度一般不超过 40，否则易结垢，取出口温度 t2=35。出料液温度：80（饱和气） 80饱和液）冷却水温度：20 35逆流操作： ， 1t80262t803541m2t4.1lnl传热面积：3m2.8602.48t9314.951ccQAK2m4.6.2 再沸器的选择再沸器的热负荷为 ,因塔顶釜残液几乎为纯氯苯，故其()BVW
37、LQI焓可近似按纯氯苯计算，即 。3251.63598.2/VWLBIrkJmol苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 26 页 共 34 页则对饱和液体进料 102.83659.726.083/BQkJh选用 150的饱和水蒸气加热，传热系数取 K=2931 K 。料液温2(.)m度：131.8131.8，热流温度 150150。逆流操作： “mt18.2换热面积： “376.087.54t912BQAK24.7 筒体与封头4.7.1 筒体塔体材料选用 16MnR、设计条件下的许用应力为： 。MPat170圆筒厚度为： PDti203821785.m4.7.2 封头封头厚度为： PKDt
38、i5.020.10.3821785.选用标准椭圆形封头，所以 K=1,因为钢板最小厚度不得小于 ，所以取圆筒和封头的厚度为 4mm 加上厚度的负偏差 ，腐蚀欲量等于 6.25mm。最后取厚度为 的标准钢板。取厚度为 的标准钢板。五、塔的各项指标校验5.1 塔设备质量载荷计算5.1.1 筒体圆筒、封头、裙座质量圆筒质量： 封头质量：14.23910mkg274.18mkg裙座质量： = + + =2120+148+447=2715kg713说明：（1）塔体圆筒总高度为 04.2H苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 27 页 共 34 页（2）查的 DN1000mm，厚度 8mm 的圆筒质量
39、 149kg/m（3）查的 DN1000mm，厚度 8mm 的椭圆形封头质量 74.1kg/m（4）裙座高度 3m（厚度按 8mm 计） 。5.1.2、塔内构件质量22027510.8.751834imDkg（查得浮阀塔盘质量为 75kg/m2）5.1.3、保温层质量 2203 0241.6.0(14.3)18ininmDHkg5.1.4 平台、扶梯质量说明：平台质量 ；笼式扶梯质量 ；笼式扶梯总高2/150mkgqpmkgqF/40；平台数量 n=6。mHF15.1.5 操作时物料质量说明：物料密度 ,封头容积 ，塔釜圆筒部分深度3184.5/kgm30.162fVm=0.29m，塔板层数
40、N=17，塔板上液层高度 hw2205101244.78.678.3571.09841.35062841.350.iwifmDhNhV kg5.1.6 附件质量204 212.785.0.8206.0.80.6.5104615ininpDBDHkg 苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 28 页 共 34 页按经验去附件质量为 01.25679amkg5.1.7 充水质量 2 2.8.(4.3)102.610944wiwfwmDHV kg3(10/)wkg5.1.8塔体操作时质量： Kg“0125874.mKg5.2 风载荷及风弯矩5.2.1 风载荷， =0.7，塔高 14.37 m， 取
41、 1.7，查得此地区 =120kieiPqflD1k2k0q。4/Nm值如下：对于 m 段， ，查表： =1.0if310:1037l1f对于 1020m 段， =20-10=10m 查表 ： =1.25 2 2塔体有效直径 = ，对于斜梯取 =200mm，eiD0si34k3k，其最大值为计算塔段中有四层平台，每层平台迎风面积为4k2/iAl0.5 。mmm64/240.51/04il各种质量载荷汇总全塔的操作质量/kg 01023045704.5amm全塔最小质量/kg in. 36水压试验时最大质量/kg ax01203412aw苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 29 页 共 3
42、4 页为简化计算且偏安全计，各段均取： mmei10204180D塔体各断风力：310m： “612101.7471.859.6NePKqfl1020m： 220.32L5.2.2 风弯矩把截面划分为 00 截面为裙座基座截面，11 截面为裙座人孔处截面，22 截 面为裙座塔体焊缝处截面。11 截面弯矩： 111132 432423ll llMPPlPlW式中： -塔体 22 截面到标高 10m 处的距离1L 1L-对应于 段的风力P1L11 截面弯矩:670259.69853.2(705)139.20.1llMP NmW22 截面弯矩: 69853.2049.210.l Nm5.3 各种载荷
43、引起的轴向应力5.3.1 计算压力引起的轴向应力其中， )10.1 4.5846ciePDMPa5.3.2 操作质量引起的轴向应力截面 0-0 0274.59813.60iemgMPaD令裙座厚度 苯- 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计第 30 页 共 34 页; 。截面 1-1 1026985.13.640smgMPaA截面 2-2 220745ieD其中， 。2074.51869.kg5.3.3 最大弯矩引起的轴向应力 。截面 1-1 16max3 239.109.5785asMMPZ截面 2-2 262ax3 24401a5.4 塔体和裙座危险截面的强度与稳定校核5.4.1 塔体的最大组合轴向拉应力校核截面 2-2塔体的最大组合轴向拉应力发生在正常操作是的 2-2 截面上，其中； ；K=1.2；K222max134.58610.45.39aMP满足要求.97.taaMPK5.4.2 塔体与裙座的稳定校核截面 2-2塔体 2-2 截面上的最大组合轴向压应力22max3.5410.3.9aMP1.9min,in142,0ta acrMPKBMP满足要求。其中，A=
