第五章 塔附件设计

6.1附件的计算

6.1.1接管

(1)进料管

进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管

3进料管。F=140kmol/h , F=785.24Kg/m;MLFm=87.93kg/kmol

则体积流量

VFFMLFmFm14087.9315.68m3/h785.24

取管内流速u1.6m/s

则管径

d4VF/3600u415.68/36000.05887m58.87mm1.6

取进料管规格Φ76×4

则管内径d=68mm

4VF415.68/3600u21.20m/s2d0.068进料管实际流速

(2)回流管

采用直管回流管，回流管的回流量D42.01kmol/h

塔顶液相平均摩尔质量MLDm78.29kg/kmol,平均密度ρLDm=805.51kg/m3

3V(DM)(42.0178.29)/805.514.08m/h LDm则液体流量D取管内流速u1.6m/s

则回流管直径

d4VD/3600u44.08/36000.0300m30.0mm1.6

可取回流管规格Φ32×3

则管内直径d=26mm

回流管内实际流速

u4VD44.08/36002.134m/s22d0.026

(3)塔顶蒸汽接管

气相平均密度ρVm=3.01kg/m3

塔顶汽相平均摩尔质量MVDm=78.18kg/kmol

则蒸汽体积流量：

VVVM186.5278.184844.6kg/h3.01

取管内蒸汽流速u30m/s

则

d4Vv/3600u44844.6/36000.239m30

可取回流管规格Φ250×6 则实际管径d=238mm

塔顶蒸汽接管实际流速

u4Vv/d244844.6/360030.25m/s20.238

(4)釜液排出管

3766.5kg/m塔底W=97.99kmol/h 平均密度L

平均摩尔质量ML90.02kg/kmol

体积流量：

LwWM97.9990.0211.51m3/h766.5

取管内流速u1.6m/s

则

d4LWu411.51/36000.0504m50.4mm1.6

可取回流管规格Φ54×4 则实际管径d=46mm

411.51/3600u4LW/d1.93m/s20.0460塔顶蒸汽接管实际流速

2(5)塔釜进气管

V′=194.92kmol/h

相平均摩尔质量ML90.02kg/kmol

33.01kg/m气相平均密度vm

则塔釜蒸汽体积流量：

VVVMV釜194.9290.025829.47kg/h3.01

取管内蒸汽流速u30m/s

则

d4Vv/3600u45829.47/36000.262m30

可取回流管规格Φ273×7 则实际管径d=259mm

塔顶蒸汽接管实际流速

u4Vv/d245829.47/360030.69m/s20.259

6.1.2.筒体与封头

1）筒体

精馏段D=1500mm，取壁厚8mm， 材质：Q235 提馏段D=1600mm，取壁厚8mm，材质：Q235

(2)封头

封头采用椭圆形封头。

塔顶：由公称直径DN=1500mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 hi=375mm，直边高度h0=25mm，内表面积F=2.511m2 容积V=0.486m3

选用封头 DN1500×8，JB/T 4746-2002

塔釜：由公称直径DN=1600mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 hi=400mm，直边高度h0=25mm，内表面积F=2.901m2 容积V=0.8586m3

选用封头 DN1600×8，JB/T 4746-2002

(3)裙座

由于裙座内径>800mm，故裙座壁厚取16mm

基础环内径：

Dbj(1600216)0.31031332mm

基础环外径：

Dbo(1600216)0.31031932mm

圆整

Dbj1400mm

Dbo2000mm

基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm 考虑到再沸器，裙座高度取3m，直径取M30

(4)塔总体高度的设计

塔总体高度:

H=(43-1-1)×0.4+3×0.6+1.454+1.9+3+0.446=25m

6.2 附属设备设计

6.2.1 泵的计算及选型

①原料泵

进料温度tF=104.17℃

A782.5kg/m3； B786.6kg/m3；LFM785.24kg/m3

地角螺栓 μA=0.232mPa·s；μB=0.256mPa·s；μLFm=0.248mPa·s；

已知进料量：F=140×87.63=12310.2kg/h=3.4195kg/s

qvF/F3.4195/785.240.0043m3/s

取管内流速u1.6m/s，则

d4qVu40.004358.4mm1.6

故可采用故可采用Φ60×3.5的离心泵。

则内径d=53mm，得：

40.00431.96m/s0.0532

u4qv/d2ρLFm=785.24kg/m3；μLFm=0.248mPa·s。

0.0531.96785.2453.28100.248103

Redu/取绝对粗糙度为：0.35mm；

则相对粗糙度为：/d0.007。

摩擦系数λ

由

1/21.8lg[(/d/3.7)1.116.9/Re

∴λ=0.034

进料口位置高度：h=（23-1）×0.4+3+3.5+0.7=16m

hu2161.962Hf(d)g(0.0340.053)9.814.02m∴

扬程：HHfh4.021620.02m。

可选择泵为：IS50-32-125。

②回流泵

经验算，流出液经全凝器后温度变化不明显，故仍以t=81.42℃查各物性参数。

ρLDm=805.51kg/m3；μLDm=0.295mPa·s

0.0531.96805.5152.84100.295103

Redu/取绝对粗糙度为：0.35mm

则相对粗糙度为：/d0.007

摩擦系数λ

1/21.8lg[(/d/3.7)1.116.9/Re

∴λ=0.034

进料口位置高度：

h=(23-1)×0.4+(20-1)×0.4+3+3.5+1.4+0.7=25m

取u=1m/s.

hu2251.02Hf(d)g(0.0340.053)9.811.635m

扬程HHfh1.6352526.635m

可选择泵为IS65-40-315

③釜液泵

ρLWm=747.5kg/m3；μLWm=0.231mPa·s

0.0531.96747.553.36100.231103

Redu/取绝对粗糙度为：0.35mm；

则相对粗糙度为：/d0.007。

摩擦系数λ

由

1/21.8lg[(/d/3.7)1.116.9/Re

∴λ=0.034

进料口位置高度：h=2m。

取u=1.0m/s

hu221.02Hf(d)g(0.0340.053)9.810.131m

扬程HHfh0.13122.131m

可选择泵为：IS50-32-125。

④产品泵

ρLDm=805.51kg/m3；μLDm=0.295mPa·s

0.0531.96805.512.8410530.29510

Redu/取绝对粗糙度为：0.35mm

则相对粗糙度为：/d0.007

摩擦系数λ

由

1/21.8lg[(/d/3.7)1.116.9/Re

∴λ=0.034

进料口位置高度：h=2m

hu221.962Hf(d)g(0.0340.053)9.810.502m

扬程HHfh0.50222.502m

可选择泵为IS65-50-125。

6.2.2冷凝器

塔顶温度tD=81.42℃ 冷凝水t1=40℃ t2=55℃

t1tDt181.42℃40℃41.42℃则

t2tDt281.42℃55℃26.42℃

t1t241.4226.42tm33.36℃ln(t1/t2)ln(41.42/26.42)

由tD=81.42℃ 查液体比汽化热共线图得

苯378.5KJ/kg

又气体流量Vh=1.401m3/s

塔顶被冷凝量

qVhv1.4013.014.23kg/s

冷凝的热量

Qq苯4.23378.51601KJ/s

取传热系数K=550W/m2k，

1601103AQ/Ktm87.26m255033.36则传热面积

故可采用GB 151 Φ25×2换热管

Q1601103W54.65kg/sCP(t1t2)195315冷凝水流量

6.2.3 再沸器

塔底温度tw=121.07℃ 用t0=135℃的蒸汽，釜液出口温度t1=124℃

t1t0tw135℃121.07℃13.93℃则t2t0t1135℃124℃11℃t1t213.931112.4℃ln(t1/t2)ln(13.93/11)

tm

由tw=121.07℃ 查液体比汽化热共线图得

甲苯378KJ/kg

又气体流量Vh=1.36m3/s

33.51Kg/mv密度

则

qmVhv1.363.514.77kg/s

Qqm甲苯4.773781803KJ/s

取传热系数K=550W/m2k，

1803103AQ/Ktm264m255012.4则传热面积

故可采用GB 151 Φ38×2.5换热管

加热蒸汽的质量流量

Q1803103W76.3kg/sCp(t0t1)2147.511