化工原理課程設(shè)計篩板精餾塔分離苯—甲苯工藝設(shè)計

1、 化化 工工 原原 理理 課課 程程 設(shè)設(shè) 計計 題目題目 篩板精餾塔分離苯篩板精餾塔分離苯甲苯工藝設(shè)計甲苯工藝設(shè)計 教教 學(xué)學(xué) 院院 化工與材料工程學(xué)院化工與材料工程學(xué)院 專業(yè)班級專業(yè)班級 學(xué)生姓名學(xué)生姓名 學(xué)生學(xué)號學(xué)生學(xué)號 指導(dǎo)教師指導(dǎo)教師 20102010 年年 6 6 月月 1414 日日 目錄 摘要.一 緒論.二 第一章 流程及流程說明.1 第二章 精餾塔工藝的設(shè)計.2 2.1 產(chǎn)品濃度的計算.2 2.1.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率.2 2.1.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 2 2.2 最小回流比的確定.3 2.3 物料衡算 3 2.4 精餾段和提餾段操作線方程

2、.3 2.4.1 求精餾塔的氣液相負(fù)荷3 2.4.2 求操作線方程 3 2.5 精餾塔理論塔板數(shù)及理論加料位置 3 2.6 實(shí)際板數(shù)的計算 3 2.7 實(shí)際塔板數(shù)及實(shí)際加料位置 . 3 第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算.5 3.1 物性數(shù)據(jù)計算.5 3.2 精餾塔主要工藝尺寸的計算.9 3.3 篩板流體力學(xué)驗(yàn)算.13 3.4 塔板負(fù)荷性能圖.16 第四章 熱量衡算.21 4.1 塔頂氣體上升的焓.21 v q 4.2 回流液的焓.21 r q 4.3 塔頂餾出液的焓.21 d q 4.4 冷凝器消耗焓.21 c q 4.5 進(jìn)料的焓.21 f q 4.6 塔底殘液的焓.21 w q 4.7

3、 再沸器的焓.22 b q 第五章 塔的附屬設(shè)備的計算.23 5.1 塔頂冷凝器設(shè)計計算.23 5.2 泵的選型.24 5.4 塔總體高度的設(shè)計.25 結(jié)論.27 致謝.28 參考文獻(xiàn).29 主要符號說明 30 摘 要 在此篩板精餾塔分離苯-甲苯的設(shè)計中，給定的條件為： 進(jìn)料量為 f=85kmol/h 塔頂組成為：0.98 d x 進(jìn)料餾出液組成為：0.5 f x 塔釜組成: w x =0.03 加料熱狀態(tài):q=1 塔頂操作壓強(qiáng):(表壓)101.3kpap 首先根據(jù)精餾塔的物料衡算，求得 d 和 w，通過圖解法確定最小回流比；再根據(jù)操作 線方程，運(yùn)用圖解法求得精餾塔理論板數(shù)，確定溫度奧康奈爾公

4、式求的板效率，繼而求得 實(shí)際板數(shù)，確定加料位置。 然后進(jìn)行精餾段和提餾段的設(shè)計工藝計算，求得各工藝尺寸，確定精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu)。 繼而對篩板的流體力學(xué)進(jìn)行驗(yàn)算，檢驗(yàn)是否符合精餾塔設(shè)備的要求，作出塔板負(fù)荷性能圖， 對精餾塔的工藝條件進(jìn)行適當(dāng)?shù)恼{(diào)整，使其處于最佳的工作狀態(tài)。 第二步進(jìn)行塔頂換熱器的設(shè)計計算。先選定換熱器的類型，確定物性數(shù)據(jù)，計算傳熱 系數(shù)和傳熱面積。然后對進(jìn)料泵進(jìn)行設(shè)計，確定類型。 關(guān)鍵詞： 苯-甲苯、精餾、圖解法、負(fù)荷性能圖、精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu) 塔附屬設(shè)備 下圖為連續(xù)精餾過程簡圖： 出料 回流 苯蒸汽 塔底 緒論緒論 在本設(shè)計中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單,造價低。合理的設(shè)

5、計和適 當(dāng)?shù)牟僮骱Y板塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高。采用篩板可解決堵塞問題，適當(dāng)控 制漏液。 篩板與泡罩板的差別在于取消了泡罩與升氣管，而直接在板上開很多小直徑的孔 篩孔。操作時氣體以高速通過小孔上升，液體則通過降液管流到下一層板。分散成泡的氣 體使板上液層成為強(qiáng)烈湍動的泡沫層。 相同條件下，篩板塔生產(chǎn)能力比泡罩塔高 10%15%，板效率亦約高 10%15%，而每板 壓力降則低 30%左右，適用于真空蒸餾；塔板效率較高，但稍低于浮閥塔。具有較高的操 作彈性，但稍低于泡罩塔。其缺點(diǎn)是小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶 固體粒子的料液。 第一章 流程及流程說明 本設(shè)計任務(wù)為分離苯甲

6、苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。 設(shè)計中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采 用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲 罐。該物系屬易分物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用 間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。 任務(wù)書上規(guī)定的生產(chǎn)任務(wù)長期固定，適宜采用連續(xù)精流流程。貯罐中的原料液用機(jī)泵 加入精餾塔；塔釜再沸器用低壓蒸汽作為熱源加熱料液；精餾塔塔頂設(shè)有全凝器，冷凝液 部分利用重力泡點(diǎn)回流；部分連續(xù)采出到產(chǎn)品罐。簡易流程如下，具體流程見附圖。 出料 苯甲苯混合液 回流 塔

7、底出料 圖 1 第二章 精餾塔工藝的設(shè)計 2.1 產(chǎn)品濃度的計算 2.1.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾質(zhì)量 =78.11kg/mol 甲苯的摩爾質(zhì)量 =92.13kg/mol a m b m 產(chǎn)品中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)=0.984 d x 0.98/78.11 0.98/78.11 0.02/92.13 進(jìn)料中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)=0.54 f x 0.5/78.11 0.5/78.11 0.5/92.13 殘液中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)=0.035 0.03/78.11 0.03/78.11 0.97/92.13 w x 2.1.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 d w 0.54 78.11

8、(1 0.54) 92.1483.989 kg/kmol m0.984 78.11 (1 0.984) 92.1478.301 kg/kmol m0.035 78.11 (1 0.035) 92.1492.114 kg/kmol f m 苯甲苯屬于理想物系，可采用圖解法求理論板數(shù)。 2.2 最小回流比的確定 1.查手冊 繪制苯甲苯氣液平衡線 x-y 圖。 2 求最小回流比及操作回流比。 采用作圖法求最小回流比。在圖上對角線上，自點(diǎn) e（0.54，0.54）作垂線 ef 即為進(jìn) 料線，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為 q= y 0.745 q x =0.54 最小回流比 min r1.17 dq qq

9、xy yx 2 倍最小回流比 取操作回流比為 min r=2r2.33 2.3 物料衡算 f=85kmol/h 總物料衡算 fwd 85=d+w 苯物料衡算 fdw fx =dx +wx85 0.54=0.984 d+0.035 w 聯(lián)立得 d=45.23 kmol/h w=39.77 kmol/h 2.4 精餾段和提餾段操作線方程 2.4.1 求精餾塔的氣液相負(fù)荷 l=rd=105.4kmol/h v=(r+1)d=150.6kmol/h =l+qf=190.4kmol/hl =v=150.6kmol/hv 2.4.2 求操作線方程 精餾段 提餾段 2.5 精餾塔理論塔板數(shù)及理論加料位置 由

10、圖解法的總板數(shù) nt=13 進(jìn)料板 nf=6 精餾段 5 塊 提餾段 7 塊 2.6 實(shí)際板數(shù)的計算 （1）板效率 0.245 0.49() tl e 精餾段平均溫度為 86.08 由安托尼方程的精餾段相對揮發(fā)度 又有2.560.31 l 求得精餾段板效率為 52.3% 105. 445. 23 xx* 0. 9840. 7x0. 296 150. 6150. 6 d ld yx vv 1 190. 439. 77 1. 260. 00924 150. 6150. 6 nnw lw yxxxx vv 提餾段平均溫度 100.63 由安托尼方程的精餾段相對揮發(fā)度 2.630.289 l 求得提鎦

11、餾段板效率為 52.4% （2） t n實(shí)際板數(shù)的求取 精餾段實(shí)際板數(shù) nt=5/0.523=9.6210 提餾段實(shí)際板數(shù) nt=7/0.524=13.4 14（包括塔釜） 實(shí)際總半數(shù)為 10+14=24 塊板 總板效率 et=13/2=54.2% 2.7 實(shí)際塔板數(shù)及實(shí)際加料位置 實(shí)際加料板位置 =12 塊 實(shí) 1 f f t n n e 精餾段實(shí)際板層數(shù)=10 j n 提餾段實(shí)際板層數(shù)=14 t n 第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算 3.1 物性數(shù)據(jù)計算 3.1.1 操作壓力計算 （1）塔頂操作壓力 =101.3+4=105.3kpa d p （2）每層塔板壓降 =0.7 kpap （

12、3）進(jìn)料板壓力 fd p =p + =105.3+0.7 10=112.3kpapn 精 （4）精餾段平均壓力 ()/2(105.3 112.3)/2108.8 df pppkpa （5）塔底操作壓力 =+=105.3+0.724=122.1 kpa w p d ppn （6）提餾段平均壓力 kpa ()/2119.3 fw ppp 3.1.2 操作溫度計算 用比例內(nèi)插法求得操作溫度 =90.76 f t 92.1-89.4tf-92.1 0.489-0.5920.54-0.489 f t =81.4 d t 81.281.280.12 8.979 10.9840.979 d t d t =1

13、10.5 w t 110.6110.6 106.1 08.80.0350 w t w t 精餾段平均溫度 86.08 2 df m tt t 提餾段平均溫度 100.63 2 wf m tt t 3.1.3 平均摩爾質(zhì)量計算 （1）塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 =0.984，=0.9599 1 y d x 1 x =+（1-）=0.98478.11+（1-0.984）92.13=78.33 kg/kmol vd m 1 y a m 1 y b m =+（1-）=0.959978.11+（1-0.9599）92.13=78.67kg/kmol ld m 1 x a m 1 x b m （2）進(jìn)料板平均摩

14、爾質(zhì)量計算 =0.763，=0.562 7 y 7 x =+（1-）=0.76378.11+（1-0.748）92.13=83.82kg/kmol vf m 7 y a m 7 y b m =+（1-）=0.56278.11+（1-0.562）92.13=84.25kg/kmol lf m 7 x a m 7 x b m （3）精餾段平均摩爾質(zhì)量計算 =（+）/2=（78.33+83.82）/2=80.805kg/kmol vj m vd m vf m =（+）/2=（78.67+84.25）/2=81.46kg/kmol lj m ld m lf m （4）塔底平均摩爾質(zhì)量計算 =0.035

15、，=0.91 18 y 18 x =+（1-）=0.03578.11+（1-0.035）92.13=90.85kg/kmol vw m 18 y a m 18 y b m =+（1-）=0.09178.11+（1-0.091）92.13=91.64kg/kmol lw m 18 x a m 18 x b m （5）提餾段平均摩爾質(zhì)量計算 =（+）/2=（83.82+90.85）/2=81.065kg/kmol vt m vf m vw m =（+）/2=（84.25+91.64）/2=87.945kg/kmol lt m lf m lw m 3.1.4 平均密度計算 4 （1）氣相平均密度計算

16、 由理想氣體狀態(tài)方程計算 =3 vj （） jvj j p m r tt 111. 2580. 805 8. 314 （81. 4273. 15） 3 /kg m =2.98 vt （） tvt t pm r tt 119. 0387. 065 8. 314 （100. 63273. 15） 3 /kg m （2）液相平均密度計算 塔頂液相平均密度計算 由=81.4查得 d t =812.5，=807.5 a 3 /kgm b 3 /kgm =812.4 ld 1 /（1）/ dadb xx 1 0. 984 / 812. 5 （10. 984）/ 807. 5 3 /kgm 進(jìn)料板液相平均密

17、度計算 由=90.76查得 f t =805.5，=801.5 a 3 /kgm b 3 /kgm 進(jìn)料板質(zhì)量分率=0.521 a a 7 77 0. 5478. 11 （1）0. 5478. 11 （10. 547）92. 13 a ab x m x mxm =803.6 1 /（1）/ lf aaab aa 1 0. 521 / 805. 0 （10. 521 ）/ 801. 5 3 /kgm 精餾段液相平均密度計算 =（+）/2=（812.4+803.6）/2=808 lj ld lf 3 /kgm 塔底液相平均密度計算 由=110.5查得 w t =772.5，=765.5塔底質(zhì)量分率

18、 a 3 /kgm b 3 /kgm =0.03 18 1818 0. 03578. 11 （1）0. 03578. 11 （10. 035）92. 13 a a ab x m a x mxm 3 11 765. 7/ /（1）/0. 035 / 772. 5 （10. 035）/ 767. 5 lw aaab kgm aa 提餾段液相平均密度計算 3.1.5 液體平均表面張力計算 依式 計算 （1） 塔頂液相平均表面張力計算 由=81.4查得 d t 3 () / 2（803. 6+765. 7)/ 2=784. 65kg/ m ltlwlf ii x =19.2mn/m，=20.5mn/m

19、 a b =+（1-）=0.9819.2+（1-0.984）20.5=19.221mn/m ld d x a d x b （2） 進(jìn)料板液相平均表面張力計算 由=90.76查得 f t =17.2 mn/m，=20.2 mn/m a b =+（1-）=0.5417.2+（1-0.54）20.2=18.514mn/m lf 7 x a 7 x b （3） 精餾段液相平均表面張力計算 =（+）/2=（19.221+18.514）/2=18.87mn/m lj ld lf (4)塔底液相平均表面張力計算 由=110.5查得 w t =14.9mn/m，=17.8 mn/m a b =+（1-）=0.

20、03514.9+（1-0.035）17.8=17.69mn/m lw 18 x a 18 x b (5)提餾段液相平均表面張力計算 =（+）/2=（17.69+18.514）/2=18.102mn/m lt lw lf 3.1.6 液體平均黏度計算 4 依式 計算 （1）塔頂液相平均黏度計算 由=81.4查得 d t =0.31mpa s，=0.33 mpa s a b =+（1-）=0.984（0.31）+（1-0.984）（0.33） ld d x a d x b 得=0.310mpa s ld （2）進(jìn)料板液相平均黏度計算 由=90.76查得 f t =0.29mpa s，=0.31mp

21、a s a b ii x =+（1-）=0.54（0.29）+（1-0.54）（0.31） lf 7 x a 7 x b 得=0.299mpa s lf （3）精餾段液相平均黏度計算 =（+）/2=（0.310+0.299）/2=0.3045mpa s lj ld lf （4）塔底液相平均黏度計算 由=110.5查得 w t =0.24mpa s，=0.28mpa s a b =+（1-）=0.035（0.24）+（1-0.035）（0.28） lw 18 x a 18 x b =0.278mpa s lw (5)提餾段液相平均黏度計算 =（+）/2=（0.299+0.278）/2=0.288

22、5mpa s lt lw lf 3.2 精餾塔主要工藝尺寸的計算 3.2.1 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 （1）塔徑的計算 精餾段塔徑的計算 氣、液相體積流率 =0.123 sj v 3600 vj vj vm 150. 680. 805 36003. 0 3 /ms =0.0042 sj l 3600 lj lj lm 105. 481. 46 3600808 3 /ms 由，式中 c=，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為 m ax ljvj vj uc 0. 2lj 20 （） 20 c 20 c =0.056 0. 50. 5 0. 5 3600 0. 00423600808 36000.

23、12336003 ljsjlj h hvjsjvj ll vv 取板間距=0.4m，板上液層高度=0.05m，則-=0.4-0.05=0.35m，由史密斯關(guān)聯(lián) t h l h t h l h 圖查得 =0.07，則 c=0.07=0.0692 20 c 0. 2lj 20 （） 20 c 0. 2 18. 87 20 =1.13m/s m ax ljvj vj uc 8083 0. 07 3 取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速為 u=0.7=0.71.13=0.79 m/s m ax u d=1.37m 440. 123 0. 79 s v u 按表準(zhǔn)塔徑圓整后為 d=1.4 m 塔截面積=1.

24、54 22 （1. 4） 44 t ad 2 m 實(shí)際空塔氣速為0.799 m/s 實(shí) s t v u a 提餾段塔徑的計算 =0.119 st v 3600 vt vt vm 3 /ms =0.0041 st l 3600 lt lt lm 3 /ms 由，式中 c=，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為 m ax ltvt vt uc 0. 2 lt 20 （） 20 c 20 c 6 0.0694 0. 50. 5 3600 3600 hltstlt hvtstvt ll vv -=0.36-0.06=0.3m，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得=0.0712 t h l h 20 c c=0.059=0.

25、0701 0. 2 lt 20 （） 20 c 0. 2 19. 013 20 =1.05m/s m ax ltvt vt uc 取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速為 u=0.7=0.71.05 =0.735 m/s m ax u d=1.33 m 440. 242 0. 636 s v u 按表準(zhǔn)塔徑圓整后為 d=1.4 m 塔截面積=1.52 22 （1.4） 44 t ad 2 m 實(shí)際空塔氣速為0.778 m/s 實(shí) s t v u a （2）精餾塔有效高度的計算 精餾段有效高度=（-1）=（10-1）0.4=4 m j z j n t h 提餾段有效高度=（-1）=（14-1）0.4=

26、5.2m t z t n t h 在精餾塔上開 1 個人孔，高度為 0.8m， 精餾塔的效高度為 z=+0.8=10m j z t z 3.2.2 塔板主要工藝尺寸的計算 （1）溢流裝置計算 塔徑 d=1.4 m，選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤 堰長 w l 取=0.66d=0.631.4=0.924m w l 堰高 w h 選用平直堰，堰上液層高度計算如下 ow h = ow h取，則 =1e ow h 精餾段 =0.0183m 板上液層高度=0.065m ow h l h =-=0.065-0.0183=0.047m w h l h ow h 提餾段=0.0181m ow h =-=

27、0.065-0.0181=0.049m w h l h ow h 弓形降液管寬度和截面積 d w f a 精餾段 2 3 2. 84 1000 h w l e l 2 3 2. 84 1000 h w l l 2 3 2. 840. 00423600 10000. 924 由=0.66，查弓形降液管參數(shù)圖得=0.0722，=0.124 w l d 6 f t a a d w d 則=0.0722=0.111，=0.124d=0.1736m f a t a 2 m d w 驗(yàn)算液體在降液管中停留時間 =11.73s35s 3600 ft h a h l 1 故降液管設(shè)計合理 提餾段 由=0.66

28、，查弓形降液管參數(shù)圖得=0.066，=0.124 w l d f t a a d w d 則=0.066=0.105，=0.124d=0.1721m f a t a 2 m d w 驗(yàn)算液體在降液管中停留時間=10.95s35s 3600 ft h a h l 故降液管設(shè)計合理 降液管底隙高度 o h =，取=0.15m/s o h 3600 h w o l l u o u 1 精餾段=0.03m/s o h 36000. 0042 36000. 9270. 15 -=0.017m0.013m w h o h 提餾段=0.029m o h -=0.0172m0.013m w h o h （2）

29、塔板布置 塔板的分塊 塔徑 d0.8m，故塔板采用分塊式 邊緣區(qū)寬度 wc=0.075 m，安定區(qū)寬度 ws=0.075 m 孔區(qū)面積計算 其中：x=d/2（wd+ws）=1.4/2-（1.736+0.075）=0.4514m r=d/2wc=1.4/2-0.04=0.665 m 孔設(shè)計及其排列 本設(shè)計處理的物系無腐蝕性，可選用 =3mm 碳鋼板，取篩孔直徑 do=5mm。 篩孔按正三角形排列，去孔中心距 t 為：t=3do=35=15mm 篩孔數(shù)目 n 為： 塔板開孔區(qū)的開孔率為 22 o d0. 005 = 0. 907= 0. 907= 10. 1% t0. 015 開孔率在 515%范

30、圍內(nèi)，符合要求。 氣體通過篩孔的氣速為 精餾段： sjsj o實(shí) 0 vv 0. 255 u= 12. 4m/ s a0. 1010. 983 a a 提餾段： stst o實(shí) 0 vv u= 11. 81m/ s a a a 3.3 篩板流體力學(xué)驗(yàn)算 3.3.1 塔板壓降 （1）干板阻力 hc 由 do/=5/3=1.67 查圖干篩孔的流量系數(shù)圖 得 c0=0.772 由得 2 0v c 0l u h= 0. 051 c 222-1 a x a = 2 x r - x+rsi n 180r 222-12 a 0. 199 a= 2 0. 199 0. 315 - 0. 199+0. 315s

31、i n () = 0. 983m 1800. 315 a 2 1. 155 n =a= 5030個 t 精餾段： 2 cj 12. 43 h= 0. 051= 0. 048m 液柱 0. 772808 提餾段： 2 ct 11. 812. 89 h= 0. 051= 0. 044m 液柱 0. 772785. 758 （2）氣流通過液層的阻力計算 1 h 由 sj aj tf v u= 0. 86m/ s a - a st at tf v u= 0. 857m/ s a - a 氣相動能因數(shù) fo 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得 =0.58 11 22 ojvj f = u= 1. 49kg/s. m j

32、 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得=0.56 11 22 otvt f = u= 1. 47kg/s. m t 精餾段：=hl=0.038m 液柱 1j h j 提餾段：=hl=0.0372 m 液柱 1t h t （3）液體表面張力的阻力的計算h 精餾段： lj j li0 4 h= 0. 0019m 液柱 gd 提餾段： lt lt0 4 h= 0. 00197m 液柱 gd t 氣體通過每層塔板的液柱 精餾段：0.0879m 液柱 pjc jljj hhhh 提餾段： 0.0865m 液柱 氣體通過每層塔板的壓降 精餾段： pjpjlj p= h g = 0. 08798089. 81 = 696.

33、7pa 700pa ptc tltt hhhh 提餾段： ptptlt p= h g = 653. 4pa 700pa 符合設(shè)計要求。 3.3.2 液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差 的影響。 3.3.3 液沫夾帶 液沫夾帶量 3. 2 6 5. 710 a v ltf u e hh 根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗(yàn)，一般取=2.50.065=0.16m2. 5 fl hh 精餾段： 提餾段： 3. 2 -6 -3 5. 7100. 856 = 0. 0178kg液/ kg氣 0. 1kg液/ kg氣 0. 4 - 0. 1619. 01310 故本設(shè)計中液沫夾帶量

34、 ev在允許的范圍內(nèi)。 3.3.4 漏液 對篩板塔，漏液點(diǎn)氣速 o,m i n0llv u= 4. 4c (0. 0056 + 0. 13h - h ) 精餾段： 3. 2 -6 aj vj ljtf u 5. 710 e= h - h 3. 2 -6 -3 5. 7100. 86 = 0. 018kg液/ kg氣2 ,m ax ,m i n 0. 43 3. 028 0. 142 s s v v 由提餾段負(fù)荷性能圖知，該篩板的操作上限為液沫夾帶控制，下限為液相負(fù)荷下限控 制。并查得 vs，min =0.13/s vs，max =0.43/s 3 m 3 m 提餾段操作彈性為：2 ,m ax

35、,m i n 0. 43 3. 308 0. 13 s s v v 由上知設(shè)計合理。 222/ 3 0. 148860. 272. 825 ststst vll 第四章 熱量衡算 表 8 不同溫度下苯-甲苯的比熱容及汽化潛熱 物性 數(shù)據(jù) 溫度（） （ pa c ）/（）kjkm ol （ pb c ）/（.)kjkm ol / a rkjkg/ b rkjkg td81.499.81125.03394.8379.4 tf90.76103.25128.23390.23372.5 tw110.5107.31134.43387.62368.53 4.1 塔頂氣體上升的焓 v q = v q vdp

36、ddd vm ctvr m =6.1 6 10/kjh 4.2 回流液的焓 r q ， pdpddd cctt =0.98 r q ldpd d lm c t 6 10/kjh 4.3 塔頂餾出液的焓 d q =0.87 d q ldpd d d m c t 6 10/kjh 4.4 冷凝器消耗焓 c q =-=4.25 c q v q r q d q 6 10/kjh 4.5 進(jìn)料的焓 f q =0.89 f q lfpf f fm c t 6 10/kjh 4.6 塔底殘液的焓 w q =0.59 w q lwpw w w m c t 6 10/kjh 4.7 再沸器的焓 b q 全塔范圍

37、列衡算式 塔釜熱損失為 10%，則=0.9，設(shè)再沸器損失能量 損 0. 1 b qq +=+ b q f q c q w q 損 q d q 加熱器實(shí)際熱負(fù)荷 0.9=+- b q c q w q d q f q 得 =4.82 b q 6 10/kjh 第五章 塔的附屬設(shè)備的計算 5.1 塔頂冷凝器設(shè)計計算 5.1.1 1.選擇換熱器的類型 ：兩流體溫度變化情況：熱流體為飽和苯甲苯溫度為：81.4；引 用松花江水做冷凝水，夏季冷流體進(jìn)口溫度為 20，出口溫度為 38，該冷卻水用冷卻 水冷卻，冷熱流體溫差不大，而冬天溫度降低冷熱流體溫差較大 考慮到此因素，故采用 浮頭式管殼換熱器 2.流程安排

38、：由于循環(huán)冷卻水較易結(jié)垢，其流速太低，將會加快污垢 增長速度，使換熱器的熱流量下降，所以應(yīng)使冷卻水走管程，被冷凝液（熱流體）走殼 程，以便排出冷凝液。 5.1.2 確定物性數(shù)據(jù) 表 9 兩流體在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)表 流體物性 定性溫度 （） 密度 （kg/m3） 黏度 （mpas） 比熱容（ kj/kgk） 導(dǎo)熱系數(shù) （w/mk） 苯和甲苯 80.362.950.3071.9550.130 冷卻水 299960.8944.1790.605 5.1.3 傳熱面積的計算 （1）計算逆流平均溫度: 對于逆流傳熱： =80.36 =81.41t2t =20 =38 1 t 2 t =-=60.36，

39、 =-=23.41t1t2t2t2t1t m 51.39t （2）選 k 值并估算傳熱面積 查文獻(xiàn)初選 k=700w/m2k, 則 a= 3 2 m q283. 61110 = 24. 4m kt70055. 16 5.1.5 初選換熱器型號 采用 fa 系列的浮頭列管換熱器，初選用 fa-800-245-25-（4） ，性能參數(shù)如下： 實(shí)際面積 a/m2 245 管程/m2 0.0618 管子數(shù) nt 700 折流板總數(shù) nb 27 管長/m 6 圓缺高 21.6% 5.2 泵的選型 (1) 進(jìn)料泵的實(shí)際流速 1. 53/ f um s 提升壓頭=0.113m 設(shè)料液面至加料孔為 6m，=0

40、.6 取 90彎頭 le/df=35 le=35df=350.02=0.7m 料液 3 808./ f kgm -3 f = 0. 3110 pas =79757.45為湍流 4 10 -0. 25 = 0. 316r e= 0. 0189 jd p = p - p = 105. 13 - 101. 3 = 4kpa 在在料液面與進(jìn)料孔面之間列柏努利方程 = 所以油泵型號為 : is50-32-200 22 1. 53 229. 81 f u h g fff -3 f d u0. 021. 53808 r e = 0. 3110 2 f f f ul + l e h = (+)= 2. 39m

41、 d2g 2 2 ff f f up h ezh gg 808 23 1. 534 10 6+2. 39=9. 013m 2 9. 819. 81 表 11 離心泵性能表 型號 is50-32-200 流量（m3/h） 7.5 揚(yáng)程 m 12.5 配帶 5.5 功率 （kw）軸 3.54 轉(zhuǎn)速 2900 效率 48% 結(jié)構(gòu)單級 5.5 塔總體高度的設(shè)計 （1）塔的頂層空間的高度 取 =0.6m d h （2）塔的底層空間的高度 塔釜釜液停留時間取 5min，塔徑 d=1.4m 塔底空間高度 2 2514. 76600. 15 1. 42 1. 540. 65 lw b lw w m h d （

42、3）塔頂?shù)姆忸^高度 =3.73m 1 h （4）裙座高度 =3.82m （5）隔 8 塊板設(shè)一個人孔共 26 塊板設(shè) 3 個人孔孔徑 450mm 塔體總高度 =（24-12-3-1）0.4+120.6+30.45+0.6+1.42+3+0.49=19.66m 12 (1) fptffppdb hnnnhn hn hhhhh 2 h 結(jié)論 計算數(shù)據(jù) 項目符號單位 精餾段提餾段 各段平均壓強(qiáng) pkpa108.8119.3 各段平均溫度 t 0c 86.08100.63 氣相 vsm3/s0.1230.121 平均流量 液相 lsm3/s0.00420.0045 實(shí)際塔板數(shù) n 塊 1014 板間距 htm0.40.4 塔的有效高度 zm4.05.2 塔徑 dm1.41.4 空塔氣速 um/s12.411.92 塔板液流型式單流型單流型 溢流管型式弓形弓形 堰長 lwm0.9240.922 堰高 hwm0.0470.044 溢 流 裝 置 溢流堰寬度 wdm0.0750.075 板上清液層高度 hlm0.0650.065 孔徑 d0mm55 項目符號單位 精餾段提餾段 孔間距 tmm1515