化工原理課程設計29

1、化工原理課程設計題目：用常規(guī)精餾方法常壓下分離甲苯和二甲苯（29）進料摩爾組成甲苯90%、二甲苯10%，生產能力5萬噸原料/年原料：甲苯 >98%(摩爾分率，下同) 二甲苯 >98%已知：原料距塔約80米，生產能力5萬噸原料/年（實際按年生產時間按8000小時計）設計要求：確定輸送管徑（標準）選泵確定飽和液體進料的溫度塔板數、進料位置、回流比、回流量（質量流量）（自然回流比無需泵）、塔頂溫、度、冷凝器負荷、換熱器傳熱面積、冷卻水用量（冷卻水進出口溫差為10）塔釜溫度、再沸器負荷、換熱器傳熱面積、蒸汽用量（蒸汽與塔釜液相的溫差至少為10）設計報告的形式：（表和圖要有表序與表名、圖序與

2、圖名；以1組分為例進行計算）設計目的物料恒算(進料、塔頂產品及塔釜產品的流量/h；濃度mol分率，表格)熱量恒算（進料、塔頂產品及塔釜產品溫度、焓值，表格）設備一覽表（設備名稱、型號等）技術參數一覽表（進料溫度、塔頂溫度、塔釜溫度、壓力等，表格）工藝流程圖目錄摘要3第一章 前言41.1 精餾及精餾流程41.2 精餾的分類52流程短，設備投資費用少；耗能量低，收率高，操作費用低；51.3 精餾操作的特點51.沸點升高52.物料的工藝特性53.節(jié)約能源6第二章 設計方案的確定72.1操作條件的確定7操作壓力72.1.2 進料狀態(tài)7加熱方式8冷卻劑與出口溫度82.2確定設計方案的原則8滿足工藝和操作

3、的要求9滿足經濟上的要求9第三章塔的工藝尺寸的計算103.1全塔物料恒算10原料液及塔頂底產品含鄰二甲苯的摩爾分率10原料液及塔頂底產品的平均摩爾質量10料液及塔頂底產品的摩爾流率103.2 塔板數的確定11甲苯與鄰二甲苯的平均相對揮發(fā)度的計算113.2.2 最小回流比及操作回流比計算113.2.3 逐板法求塔板數12實際板層數的求取133.3 精餾塔有關物性數據的計算133.3.1 操作壓力計算133.3.2 操作溫度的確定14平均摩爾質量的計算14平均密度計算15液體平均表面張力計算16液體平均粘度計算163.4氣相負荷的計算173.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算183.5.1 塔徑的計算18

4、精餾塔有效高度的計算193.6 塔板工藝結構尺寸的設計與計算20溢流裝置計算20塔板布置21第四章 熱量恒算224.1 熱量恒算224.1.1 塔頂冷凝器熱負荷234.1.2 塔頂冷凝器熱負荷234.2.換熱器的求算23第五章流體輸送機械及管內流體流動245.1輸送設備的選擇24附錄261、參考文獻262主要符號說明263主要符號說明274.物料參數27設計結果一覽表29精餾工藝流程圖29摘要化工原理課程設計是培養(yǎng)學生化工設計能力的重要教學環(huán)節(jié)，通過課程設計使我們初步掌握化工設計的基礎知識、設計原則及方法；學會各種手冊的使用方法及物理性質、化學性質的查找方法和技巧；掌握各種結果的校核，能畫出工

5、藝流程、塔板結構等圖形。在設計過程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產上的安全性、經濟合理性。板式精餾塔也是很早出現的一種板式塔，20世紀50年代起對板式精餾塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設計方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有下列優(yōu)點：生產能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且結構簡單，塔盤造價減少40%左右，安裝，維修都較容易。而在板式精餾塔中，篩板塔有結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右，處理能力大等優(yōu)點，綜合考慮更符合本設計的要求。本課程設計的主要內容是過程的物料衡算，工藝計算，結構設計和校核。關鍵字：

6、板式塔熱量恒算物料恒算第一章前言1.1 精餾及精餾流程精餾是多級分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程。因此可是混合物得到幾乎完全的分離。精餾可視為由多次蒸餾演變而來的。精餾操作廣泛用于分離純化各種混合物，是化工、醫(yī)藥、食品等工業(yè)中尤為常見的單元操作?；こ僧a中，精餾主要用于以下幾種目的:1獲得餾出液塔頂的產品；2將溶液多級分離后，收集餾出液，用于獲得甲苯等；3脫出雜質獲得純凈的溶劑或半成品，如酒精提純，進行精餾操作的設備叫做精餾塔。精餾過程中采用連續(xù)精餾流程，原料液經預熱器加熱到指定溫度后，送入精餾塔的進料板，在進料板上與自塔頂上部下降的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器

7、中。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質的傳遞過程。操作時，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產品，部分汽化，產生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中被全部冷凝，并將部分冷凝液用泵送回塔頂作為回流液體，其余部分經冷卻器后被送出作為塔頂產品。根據精餾原理可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，必須同時擁有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還有配原料液，預熱器、回流液泵等附屬設備，才能實現整個操作。1.2 精餾的分類按操作方式可分為:間歇式和連續(xù)式，工業(yè)上大多數精餾過程都是采用連續(xù)穩(wěn)定的操作過程?；ぶ械木s操作大多數是分離多組分溶液。多組分精餾的特點：1能保證產品質量，滿足工藝要

8、求，生產能力大；2流程短，設備投資費用少；耗能量低，收率高，操作費用低；3. 操作管理方便。 1.3 精餾操作的特點 從上述對精餾過程的簡單介紹可知，常見的精餾塔的兩端分別為汽化成分的冷凝和液體的沸騰的傳熱過程，精餾塔也就是一種換熱器。但和一般的傳熱過程相比，精餾操作又有如下特點：1.沸點升高精餾的溶液中含有沸點不同的溶劑，在相同的壓力下溶液的蒸汽壓較同溫度下純溶劑的汽化壓低，使溶液的沸點高于醇溶液的沸點，這種現象稱為沸點的升高。在加熱汽化溫度一定的情況下，汽化溶液時的傳熱溫差必定小于加熱純溶劑的純溫差，而且溶液的濃度越高，這種影響也越顯著。2.物料的工藝特性精餾溶液本身具有某些特性，如某些物

9、料在加入到溶液中時可與溶液中的某一組分或幾組分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工藝要求，選擇適宜的精流流程和設備是精餾操作彼此需要知道和必須考慮的問題。3.節(jié)約能源精餾汽化的溶劑量較大，需要消耗較大的加熱蒸汽。如何充分利用熱量提高加熱蒸汽的利用率是精餾操作需要考慮的另一個問題。第二章 設計方案的確定 本設計任務為甲苯-鄰二甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。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，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。2.1操作條件的確定確定設計方案是指確定整個精餾裝置的流程、

10、各種設備的結構型式和某些操作指標。例如組分的分離順序、塔設備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結合課程設計的需要，對某些問題作些闡述。操作壓力 蒸餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進行。確定操作壓力時，必須根據所處理物料的性質，兼顧技術上的可行性和經濟上的合理性進行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應在加壓下進行蒸餾。當物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當地提高操作壓力可以提高塔的處理能力。有時應用加壓蒸餾的原因，則

11、在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。進料狀態(tài) 進料狀態(tài)與塔板數、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產中進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設計和制造上提供了方便。加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。若塔底產物近于純水，而且在濃度稀薄時溶液的相對揮發(fā)度較大(如酒精與水的混合液)，便可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可以利用壓力

12、較低的蒸汽加熱；在釜內只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。這樣，可節(jié)省一些操作費用和設備費用。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應較低，因而塔板數稍有增加。但對有些物系(如酒精與水的二元混合液)，當殘液的濃度稀薄時，溶液的相對揮發(fā)度很大，容易分離，故所增加的塔板數并不多，此時采用直接蒸汽加熱是合適的。值得提及的是，采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。對于酒精水溶液，一般采用0.40.7KPa（表壓）。冷卻劑與出口溫度冷卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決

13、定。如果塔頂蒸汽溫度低，可選用冷凍鹽水或深井水作冷卻劑。如果能用常溫水作冷卻劑，是最經濟的。水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設計者確定。冷卻水出口溫度取得高些，冷卻劑的消耗可以減少，但同時溫度差較小，傳熱面積將增加。冷卻水出口溫度的選擇由當地水資源確定，但一般不宜超過50，否則溶于水中的無機鹽將析出，生成水垢附著在換熱器的表面而影響傳熱。2.2確定設計方案的原則確定設計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術上的最新成就，使生產達到技術上最先進、經濟上最合理的要求，符合優(yōu)質、高產、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點：滿足工藝和操作的要求所設計出來的流程和設備，首先必須保證產

14、品達到任務規(guī)定的要求，而且質量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應的措施。其次所定的設計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應能在一定范圍內進行調節(jié)，必要時傳熱量也可進行調整。因此，在必要的位置上要裝置調節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應考慮到生產上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應措施。滿足經濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當地利用塔頂、塔底的

15、廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設備費也有很大影響。第三章塔的工藝尺寸的計算3.1全塔物料恒算原料液及塔頂底產品含鄰二甲苯的摩爾分率已知每小時的進料為6250kg/h,其中摩爾分率甲苯：鄰二甲苯=9：1；甲苯的摩爾質量 MA=92.13kg/kmol；鄰二甲苯的摩爾質量MB=106.16kg/kmol；物料的摩爾質量為 MF=0.9×92.130.1×106.16=93.53kg/kmol；物料進料的摩爾流量為F=6

16、6.82kmol/h;原料液含甲苯的摩爾分率：xF=0.9;塔頂含甲苯的摩爾分率： xD=0.98;塔底含甲苯的摩爾分率：xw=0.02;原料液及塔頂底產品的平均摩爾質量原料液的平均摩爾質量：MF0.9×92.130.1×106.16=93.53kg/kmol塔頂液的平均摩爾質量：MD 0.98×92.13+0.02×106.16=92.41kg/kmol塔底液的平均摩爾質量：MW0.02×92.13+0.98×106.16=105.88kg/kmol精餾段的平均摩爾質量精餾段平均摩爾質量ML,M(92.92+93.53)/2=93.

17、23kg/kmol提餾段平均摩爾質量ML,M(105.88+93.53)/2= 99.71kg/kmol3.1.3料液及塔頂底產品的摩爾流率依題給條件：原料液的處理量6250kg/h，即：F,6250kg/h，全塔物料衡算：進料液摩爾流量：F=66.82kmol/h;總物料恒算： F=D+W苯物料恒算： F×0.9=D×0.98+0.02×W;聯(lián)立解得： D61.25kmol/hW5.68kmol/h3.2 塔板數的確定甲苯與鄰二甲苯的平均相對揮發(fā)度的計算已知甲苯的沸點為110.63，鄰二甲苯的沸點為144.42當溫度為110時，lg°=6.95464-

18、1341.8/(110+219.482)°762.41mmHg lg°/(110+213.686) °=277.34mmHg當溫度為144時，lg°=/(144+219.482)°=1832.83 mmHg lg°=/(144+213.686) °=751.36 mmHg平均揮發(fā)度3.2.2 最小回流比及操作回流比計算題目要求為飽和液體進料，所以q=1；故，xp=xF=0.9；將代入相平衡方程yp=·xp1+xp(-1)=2.59×0.91+0.9×（2.59-1）=0.96Rmin=xD-yp

19、yp-xp=0.98-0.960.96-0.9=0.33因為R=(1.12.0)Rmin；因此，R=2Rmin=0.66；3.2.3 逐板法求塔板數因xF=0.9xD=0.98xW=0.02R=0.66則相平衡方程精餾段操作線方程y=RR+1x+xDR+1=0.661.66x+0.981.66=0.40x+0.59塔釜氣相回流比=(0.66+1)0.9-0.020.98-0.9+0=18.26提餾段操作線方程y=R'+1R'x-xWR'=19.2618.26x-0.0218.26 =1.05x-1.10×10-3操作線交點橫坐標xf=R+1xF+(q-1)xD

20、R+q=1.66×0.91.66=0.9理論板數計算：先交替使用相平衡方程與精餾段操作線方程計算如下Y1=xD=0.98相平衡x1=0.95Y2=0.97相平衡x2=0.93 y3=0.96相平衡x3=0.90=0.9由此計算第3板為加料板以下交替使用提餾段操作線方程與相平衡方程計算如下x3=0.9y4=0.94相平衡x4=0.86y5=0.9相平衡x5=0.78y6=0.81相平衡x6=0.62y7=0.65相平衡x7=0.42y8=相平衡x8=0.13 y9=0.134相平衡x9=0.057 y10=0.058相平衡x10=0.023 y11=0.023相平衡x11=0.0092

21、<0.02總理論板數為N=11塊，精餾段塔板數為2塊，第3塊板為進料板，提餾段塔板數為8塊。實際板層數的求取已知甲苯的粘度A=0.675mpa·s；鄰二甲苯的粘度B=0.811mpa·s根據Oconnell方法（1946年）在32個工業(yè)塔和5個實驗塔的基礎上，得到計算公式：E0=49-0.25式中：塔頂、底溫度算術算術平均值下， 進料液體平均摩爾粘度；輕、重關鍵組分相對揮發(fā)度已知 =0.9×0.675+0.1×0.811=0.69 mpa·s=2.59E0=49-0.25=42.38%根據公式 E0=N理N實精餾段塔板數為5塊，第6塊板為

22、進料板，提餾段塔板數為19塊。3.3 精餾塔有關物性數據的計算3.3.1 操作壓力計算假設塔頂表壓為0Kpa塔頂表壓為0Kpa;塔頂操作壓力pD=101.325Kpa;每層塔板壓降p=0.7Kpa;進料板壓力101.325+0.7×5=104.825kPa;塔釜的操作壓力pw=101.325+0.7×26=119.525Kpa;精餾段平均壓力P精(101.325+104.825)2=103.075Kpa;提餾段平均壓力P提=(104.825+119.525)2=112.175Kpa;3.3.2 操作溫度的確定依據操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中甲苯、鄰二甲

23、苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算泡點方程x=p-pB°pA°-pB° y=pA°xAp 溫度 X y 1100.9950.998 1150.790.91 120 0.63 0.814 125 0.45 0.68 130 0.32 0.54 135 0.19 0.37 140 0.09 0.19 144 0.0076 0.018塔頂溫度為tD=110進料板溫度115塔底溫度=144精餾段平均溫度=（110+115）/2 =112.5提餾段平均溫度=（115+144）/2 =129.5平均摩爾質量的計算塔頂平均摩爾質量計算由xD=y1=0.98,查平衡曲線，得

24、x1=0.95 MV,D=0.98×92.13+0.02×106.16=92.41kg/kmol ML,D=0.95×92.13+0.05×109.16=92.92kg/kmol進料板平均摩爾質量計算由上面理論板的算法，得0.96，0.9MV,F0.96×92.130.04×106.16=92.69kg/kmolML,F0.9×92.130.1×106.16=93.53kg/kmol塔底平均摩爾質量計算由xw=0.02，yw=0.05ML,W0.02×92.13+0.98×106.16=105.

25、88kg/kmolMV,W0.05×92.13+0.99×106.16=105.46kg/kmol精餾段平均摩爾質量ML,M(92.92+93.53)/2=93.23kg/kmolMV,M(92.41+92.69)/2=92.55 kg/kmol提餾段平均摩爾質量ML,M(105.88+93.53)/2= 99.71kg/kmolMV,M(105.46+92.69)/2= 99.08kg/kmol平均密度計算氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即Pv,mV=nRTmv,m=PmMV,mRTmv,m=92.55×（101.325+104.82

26、5）8.314×(273+110+115+273)= 2.98 kg/m3提餾段的平均氣相密度 v,m'=PmMV,mRTm v,m'=99.08×(104.825+119.525)8.314×(115+273+273+144)=3.32kg/m3液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即1LM=AL,A+BL,B塔頂液相平均密度的計算由tD=110，查手冊得A=780.3kg/m3B=810kg/m3塔頂液相的質量分率A=0.977 L,Dm=780.98kg/kmol進料板液相平均密度由tF=115,查表得A=775.15kg/m3B=805k

27、g/m3A=0.89 L,Fm=778.43kg/kmol塔底液相平均密度由tW=144,查表得A=742kg/m3B=771.8kg/m3 A=0.0176L,Wm=771.28 kg/kmol精餾段液相平均密度為L,m= 780.98+778.432=779.71 kg/kmol提餾段液相平均密度為L,m'=778.43+771.282=774.86 kg/kmol液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即Lm=i=1nxii塔頂液相平均表面張力的計算由tD110，查手冊得A= 18.41 m N/mB=20.90 m N/mLDm=18.47mN/m進料板液相平均表面張力

28、由tF115，查手冊得A= 17.86m N/m B= 20.39m N/mLFm=18.14mN/m塔底液相平均表面張力由tW144，查手冊得A=14.82m N/m B=17.49 m N/mLWm=17.44mN/m精餾段液相平均表面張力為Lm=18.47+18.142=18.31mN/m提餾段液相平均表面張力為Lm'=18.14+17.442=17.79 mN/m液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即lgLm=xilgi塔頂液相平均粘度的計算由tD110，查手冊得A=0.254 mpasB=0.319 mpas lgLDm=0.977lg0.254+0.023lg0.319

29、解出LDm=0.255mpas 進料板液相平均粘度由tF115，查手冊得A= 0.241mpasB=0.31 mpas lgLDm=0.89lg0.241+0.11lg0.31LDm=0.248mpas塔底液相平均粘度由tW144，查手冊得A=0.21mpasB=0.26mpas lgLWm=0.0176lg0.21+0.9824lg0.26LWm= 0.26mpas精餾段液相平均粘度為Lm= 0.255+0.2482=0.215 mpas提餾段液相平均粘度為Lm'=0.248+0.262=0.254mpas3.4氣相負荷的計算精餾段：V=R+1D=0.66+1×61.25=

30、102.09kmol/hVs=V×MVm3600vm= 102.09×92.553600×2.98 =0.88m3/sL=RD=0.66×61.52=40.60kmol/h Ls=L×MLm3600Lm=40.6×93.233600×779.71=0.00135m3/sLh=3600 × 0.00135=4.86m3/h提餾段： V'=V+q-1F=102.09 Kmol/h VS'=V'×MVm3600vm= 102.09×99.083600×3.32=0.8

31、46 m3/s L'=L+qF=40.6+66.82=107.42Kmol/h Ls'=L'×MLm3600Lm=107.42×99.713600×774.86= 0.00384 m3/s Lh'= 3600× 0.00384=13.82m3/h3.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算塔徑的計算塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關。可參照下表所示經驗關系選取。塔徑DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT，mm20030025035

32、0300450350600400600精餾段的氣、液相體積流率為：Vs=V×MVm3600vm= 102.09×92.553600×2.98 =0.88m3/s Ls=L×MLm3600Lm=40.6×93.233600×779.71=0.00135m3/s提餾段的氣、液相體積流率為 VS'=V'×MVm3600vm= 102.09×99.083600×3.32=0.846 m3/s Ls'=L'×MLm3600Lm=107.42×99.713600&#

33、215;774.86= 0.00384 m3/s 由式中的C公式計算，其中C20由化工原理課程設計教材的負荷系數圖查取，圖的橫坐標為 LSVSLV12=0.001350.88779.712.9812=0.0248 LS'VS'LV12=0.003840.846774.863.3212=0.0696取板間距HT=0.450m，板上液層高度hL=0.05m，則HT-hL=0.450-0.050=0.40m精餾段查負荷系數圖得 c20=0.088C=C20Lm200.2=0.088×18.31200.2=0.0865max=CL-VV=0.0865×16.14=1

34、.397提餾段查負荷系數圖得C20=0.82C=C20Lm200.2=0.082×17.79200.2=0.080max=CL-VV=0.08×15.24=1.220取安全系數為0.8，則空塔氣速為 =0.8max=0.8×1.397=1.118m/s=0.8max=0.8×1.220 =0.976m/sD1=4qv,v=4×0.883.14×1.118=1.0mD2=4qv,v=4×0.8463.14×0.976=1.05m按標準塔徑圓整后,均取為：D=1.1m塔的截面積為： AT=/4×D2=0.95

35、m2 實際空塔氣速為: u=qv,vAT=0.880.95=0.93m/s精餾塔有效高度的計算=(25-3-1)*0.45+3*0.45+0.9+2+0.5+3=17.2m式中-塔高，m；n實際塔板數-人孔數（按八層塔板設一人孔，需三個人孔）-設人孔處的板間距，m（人孔直徑一般為450-600，取600mm）-塔頂空間高度，m（通常取為，取2.0）-塔底空間高度，m（經驗值，取2m）-封頭高度，m（經驗值，取0.5m）-裙座高度，m（經驗值，取3m）3.6 塔板工藝結構尺寸的設計與計算溢流裝置計算因塔徑D=1.1m，可選用單溢流弓形降液管、凹形受液盤。1.溢流堰長取Lw=0.66D=0.73m

36、2.出口堰高對平直堰 how=0.00284Eqh'Lw23,hw=hL-how查化工原理課程設計圖得，于是： how=0.00284E3600×0.003840.7323=0.02m取板上清液層高度hL=50mmhw=hL-how=0.05-0.02=0.03m3.降液管的寬度和降液管的面積由LWD=0.66，查圖得wdD=0.124,AfAT=0.0722即：wd=0.124D=0.124×1.1=0.136m Af=0.0722AT=0.0722×0.95=0.069m液體在降液管中停留時間,即:=3600AfHTLh=3600×0.069

37、×0.453600×0.00348=8.92>5s故降液管設計合理。4.降液管的底隙高度液體通過降液管底隙的流速一般為0.070.25m/s，取液體通過降液管底隙的流速，則有：h0=LhLWUO'=3600×0.003840.73×3600×0.2=0.0064mhw-ho=0.03-0.0064=0.0232>0.006m 降液管底隙高度設計合理。塔板布置取閥空動能因數,用公式求空速即：求每層塔板上的浮閥數1.邊緣區(qū)寬度的確定取破沫區(qū)寬度和邊緣區(qū)寬度分別為：邊緣區(qū)寬度：一般為5075mm，D >2m時，可達100mm

38、。安定區(qū)寬度：規(guī)定m時，ws=70mm2.開孔區(qū)面積3.篩孔計算及其排列浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=75mm,則可按下式估算排間距t, 由于各分塊的支撐與銜接要占去一部分鼓泡區(qū)故取t=60mm按t=75mm,t=40mm以等腰三角形叉排方式作圖如下圖所示，得N=123個按重新核算空速及閥孔動能因數：閥孔動能因數變化不大，仍在9到12范圍內塔板開孔率=。第四章熱量恒算4.1 熱量恒算物質沸點0C汽化熱KJ/Kg臨界溫度TC/K甲苯二甲苯110.63144.4363 347318.57621.8甲苯二甲苯的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度4.1.1 塔頂冷凝器熱負荷根據QC=Vrc，r

39、c為組成為xD的混合液汽化熱 已知塔頂xD=0.98，溫度為110，V=V'=102.09kmol/hQC=0.98×363×92.13+0.02×347×106.16×102.09=3.42×106kj/h4.1.2 塔頂冷凝器熱負荷根據 QB=V'rb，rc為組成為xw的混合液汽化熱 已知塔頂xw=0.02，溫度為144，V=V'=102.09kmol/hQB=0.98×347×106.16+0.02×363×92.13×102.09 =3.75×

40、106kj/h4.2.換熱器的求算 塔頂換熱器 已知塔頂的溫度t為110，冷卻水的進出口溫差為t=10， QC=3.42×106kjh，假設常溫下水t1=25,t2=35,甲苯T1=T2=110 t1=75,t2=85tm=80對于列管式換熱器，有機物-水0.51mpa·s，K的取值范圍為200500W/(m2k) QC=KAtm=350×A×80+273×3600=3.42×109 A=7.69m2 根據 QC=3600qm1cpt,得冷卻水的用量為qm1=0.023kg/s塔釜換熱器已知塔釜的溫度t為144，進出口蒸汽的進出口溫差

41、為t20， QB=3.75×106kj/h在絕對壓力為792.59kpa下，水T1=170,r= 2054kj/kg,甲苯t1=144 tm=26 對于列管式換熱器，有機物-水0.51mpa·s，K的取值范圍為200500W/(m2k) QC=KAtm=350×A×26+273×3600=3.75×109 A=9.95m2 根據 QC=qm1r,得冷卻水的用量為qm2=0.51kg/s第五章流體輸送機械及管內流體流動5.1輸送設備的選擇 已知物料在管內流速進口=0.5出口=1，qm=6.25t/h,=778.43kg/m3，因而qv=

42、8.05m3/h,取管內流速u=1m/s,d=54mm,選擇 60mm×3mm無縫鋼管Re=du=0.054×1×778.43÷0.248×1000=169496查表可知無縫鋼管=0.10.2，d=0.2÷54=0.004，=0.029根據能量守恒列伯努力方程式，以原料塔為1-1截面，精餾塔為2-2截面，z1g+p1+u122+W=z2g+p2+u222+hf u1=u2=0,p1=0,p2=3.5kpa,z1=0,z2=13.5mhf=l+led+u22=29.0J/kg W=13.5g+3500778.43+hf=166J/kg揚程H=17m選擇泵的型號IS50-32-125,流量為15m3h，楊程為H=18.5m,轉速n=2900r/min,氣蝕余量Hr=2.0m，=0.6，p=1.26k附錄1、參考文獻匡國柱，史啟才主編化工單元過程及