制作技巧化工原理課程設(shè)計(jì)張璐璐

1、吉林化工學(xué)院化 工 原 理 課程設(shè)計(jì)題目 苯-甲苯二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計(jì) 教 學(xué) 院 化工與材料工程學(xué)院 專(zhuān)業(yè)班級(jí) 材化1002 學(xué)生姓名 張露 學(xué)生姓名 10150213 指導(dǎo)教師 劉保雷 2012年6月 15日化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)（一） 設(shè)計(jì)題目 苯甲苯二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計(jì)（二）設(shè)計(jì)條件 塔頂壓力為常壓 處理量：80kmol/h 進(jìn)料組成：0.40 （摩爾百分率，下同） 塔頂組成：0.98 塔底組成：0.03 進(jìn)料狀態(tài)：0.99塔頂設(shè)全凝器，泡點(diǎn)回流 塔釜飽和蒸汽直接加熱回流比 單板壓降 0.7kPa（三）設(shè)計(jì)內(nèi)容(1)確定工藝流程。(2)精餾塔的物料衡算。(3)塔板數(shù)的確定。

2、(4)精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算。(5)精餾塔塔體工藝尺寸的計(jì)算。(6)塔板板面布置設(shè)計(jì)。(7)塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算與負(fù)荷性能圖。(8)精餾塔接管尺寸計(jì)算。(9)塔頂全凝器工藝設(shè)計(jì)計(jì)算和選型。(10)進(jìn)料泵的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算和選型。(11)帶控制點(diǎn)的工藝流程圖、塔板板面布置圖、精餾塔設(shè)計(jì)條件圖。（12）設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)。目 錄摘 要3緒 論4第一章 設(shè)計(jì)思路51.1設(shè)計(jì)流程 51.2設(shè)計(jì)思路 5第二章精餾塔的工藝設(shè)計(jì)62.1 精餾塔物料衡算 62.2 塔板數(shù)的確定 11第三章精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算133.1塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算 133.2精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算 143.3塔板分布 1

3、73.4流體力學(xué)核算 183.5塔板負(fù)荷性能圖 21第四章輔助設(shè)備及型號(hào)244.1熱量衡算 244.2塔附件的計(jì)算28主要符號(hào)說(shuō)明31參考文獻(xiàn)34附錄（一）基本物性常數(shù)35附錄（二）程序36附錄（三）塔條件圖 38摘 要精餾是一種最常用的分離方法，它依據(jù)多次部分汽化、多次部分冷凝的原理來(lái)實(shí)現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。本設(shè)計(jì)采用浮閥精餾塔，進(jìn)行甲醇水二元物系的分離，此設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問(wèn)題進(jìn)行分析、計(jì)算、核算、繪圖，從而達(dá)到二元物系分離的目的。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對(duì)選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過(guò)程中的各種參數(shù)是非常重要

4、的。通過(guò)對(duì)精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算可知：實(shí)際塔板數(shù)為32塊，第16塊板進(jìn)料，最小塔徑為1.0 m，塔的實(shí)際高度為21.7m。根據(jù)所選參數(shù)在進(jìn)行校核可知：精餾段液體在降液管停留時(shí)間為11.77s，降液管底隙高度為26mm，操作彈性為2.25。提餾段液體在降液管停留時(shí)間為5.175s，降液管底隙高度為26mm，操作彈性為2.98。這些值都符合實(shí)際要求，故所選的物性參數(shù)是合理。緒 論精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過(guò)程在能量劑驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)量劑），使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮

5、發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合物中各組分的分離。該過(guò)程是同時(shí)進(jìn)行傳熱、傳質(zhì)的過(guò)程。為實(shí)現(xiàn)精餾過(guò)程，必須為該過(guò)程提供物流的貯存、輸送、傳熱、分離、控制等的設(shè)備、儀表。由這些設(shè)備、儀表等構(gòu)成精餾過(guò)程的生產(chǎn)系統(tǒng)，即本次所設(shè)計(jì)的精餾裝置。浮閥塔是二十世紀(jì)五十年代初開(kāi)發(fā)的一種新塔型，其特點(diǎn)是在篩板塔基礎(chǔ)上，在每個(gè)篩孔處安置一個(gè)可上下移動(dòng)的閥片。當(dāng)篩孔氣速高時(shí)，閥片被頂起、上升，孔速低時(shí)，閥片因自重而下降。閥片升降位置隨氣流量大小自動(dòng)調(diào)節(jié)，從而使進(jìn)入液層的氣速基本穩(wěn)定。又因氣體在閥片下側(cè)水平方向進(jìn)入液層，既減少液沫夾帶量，又延長(zhǎng)氣液接觸時(shí)間，從而收到很好的傳質(zhì)效果。浮閥有

6、三條帶鉤的腿，將浮閥放進(jìn)篩孔后，將其腿上的鉤扳轉(zhuǎn)，可防止操作時(shí)氣速過(guò)大將浮閥吹脫。此外，浮閥邊沿沖壓出三塊向下微彎的“腳”。當(dāng)篩孔氣速降低，浮閥降至塔板時(shí)，靠這三只“腳”使閥片與塔板間保持2.5mm左右的間隙；在浮閥再次升起時(shí)，浮閥不會(huì)被粘住，可平穩(wěn)上升。浮閥塔的生產(chǎn)能力比泡罩塔約大20%40%，操作彈性可達(dá)79，板效率比泡罩塔約高15%，制造費(fèi)用為泡罩塔的60%80%，為篩板塔的120%130%。浮閥一般都用不銹鋼制成，國(guó)內(nèi)常用的浮閥有三種，即V-4型、T型與F1型。V-4型的特點(diǎn)是閥孔被沖壓成向下彎的噴嘴形，氣體通過(guò)閥孔時(shí)因流道形狀漸變可減小阻力。T型閥則借助固定于塔板的支架限制閥片移動(dòng)范

7、圍。三類(lèi)浮閥中，F(xiàn)1型浮閥最簡(jiǎn)單，該類(lèi)型浮閥已被廣泛使用。我國(guó)已有部頒標(biāo)準(zhǔn)（JB111868）。F1型閥又分重閥與輕閥兩種，重閥用厚度2mm的鋼板沖成，閥質(zhì)量約33克，輕閥用厚度1.5mm的鋼板沖成，質(zhì)量約25克。閥重則閥的慣性大，操作穩(wěn)定性好，但氣體阻力大，一般采用重閥，只有要求壓降很小的場(chǎng)合，如真空精餾時(shí)才使用輕閥。 塔頂出料D組成xD 回流L 進(jìn)料F組成xF1 第一章 設(shè)計(jì)方案的確定1.1 1.1設(shè)計(jì)思路1.1.1精餾方式的選定 本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾操作方式，其特點(diǎn)是：連續(xù)精餾過(guò)程是一個(gè)連續(xù)定態(tài)過(guò)程，耗能小于間歇精餾過(guò)程，易得純度高的產(chǎn)品。1.1.2操作壓力的選取本設(shè)計(jì)采用常壓操作，一般，

8、除了敏性物料以外，凡通過(guò)常壓蒸餾不難實(shí)現(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來(lái)的系統(tǒng)都應(yīng)采用常壓蒸餾。1.1.3加料狀態(tài)的選擇為氣液混合物泡點(diǎn)進(jìn)料1.1.4加熱方式 本設(shè)計(jì)采用直接蒸汽加熱。因?yàn)橹苯诱羝募尤?，?duì)釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進(jìn)料條件和產(chǎn)品純度，輕組分收率一定前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需在提餾段增加塔板以達(dá)到生產(chǎn)要求，從而又增加了生產(chǎn)的費(fèi)用，但也減少了間接加熱設(shè)備費(fèi)用。1.1.5回流比的選擇 選擇回流比，主要從經(jīng)濟(jì)觀點(diǎn)出發(fā)，力求使設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用之和最低。一般經(jīng)驗(yàn)值為R=(1.1-2.0)Rmin.1.1.6塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇 塔頂選用全凝器，因?yàn)楹罄^

9、工段產(chǎn)品以液相出料，但所得產(chǎn)品的純度低于分凝器，因?yàn)榉帜鞯牡谝粋€(gè)分凝器相當(dāng)于一塊理論板。 塔頂冷卻介質(zhì)采用自來(lái)水，方便、實(shí)惠、經(jīng)濟(jì)。1.1.7浮閥塔的選擇在本設(shè)計(jì)中我們使用浮閥塔，浮閥塔的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單造價(jià)低。合理的設(shè)計(jì)和適當(dāng)?shù)牟僮鞲￠y塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高采用浮閥可解決堵塞問(wèn)題適當(dāng)控制漏夜。 浮閥塔是最早應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一，五十年代之后通過(guò)大量的工業(yè)實(shí)踐逐步改進(jìn)了設(shè)計(jì)方法和結(jié)構(gòu)近年來(lái)與浮閥塔一起成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備為減少對(duì)傳質(zhì)的不利影響可將塔板的液體進(jìn)入?yún)^(qū)制突起的斜臺(tái)狀這樣可以降低進(jìn)口處的速度使塔板上氣流分布均勻。浮閥塔多用不銹鋼板或合金制成使用碳剛的比較少。實(shí)

10、際操作表明，浮閥在一定程度的漏夜?fàn)顟B(tài)下操作使其板效率明顯下降其操作的負(fù)荷范圍較袍罩塔為窄，單設(shè)計(jì)良好的塔其操作彈性仍可達(dá)到2-3。表1-1 設(shè)計(jì)參數(shù)統(tǒng)計(jì)項(xiàng)目方式壓力加料狀態(tài)加熱方式回流比冷凝器冷卻介質(zhì)浮閥塔選取連續(xù)精餾常壓氣液混合蒸汽加熱R=(1.1-2.0)Rmin全凝器自來(lái)水浮閥塔第二章 工藝計(jì)算2.1 精餾塔物料衡算由設(shè)計(jì)要求數(shù)據(jù)：加料量 F80 kmol/h進(jìn)料組成 0.40餾出液組成0.98釜液組成 0.032.1.1原料液及塔頂、塔底的平均摩爾質(zhì)量因?yàn)?苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 所以 86.528kg/kmol總物料衡算： F=D+W 即80= D+W苯物料衡算： 即聯(lián)立解得：

11、 D=31.16kmol/h; W=48.84kmol/h2.1.2溫度計(jì)算 利用表中數(shù)據(jù)有插值法可求的tF，tD，tW。 tF: tF =95.099tD：tD =80.6tW：tW =109.066 精餾段平均溫度 ：t1=（tF+ tD）/2 =87.8495 提留段平均溫度 ：t2=（tF+ tW）/2 =102.0825表1 苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)1苯的摩爾分?jǐn)?shù)溫度苯的摩爾分?jǐn)?shù)溫度液相氣相液相氣相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.500

12、98.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.22.1.3密度計(jì)算 進(jìn)料溫度 tF =95.099 氣相組成yF ：yF=0.6222515 塔頂溫度tD =80.5氣相組成yD：y D=0.9888塔底溫度tW =109.83氣相組成yW:yW=0.072268精餾段 液相組成：=0.69 氣相組成 : =0.806 所以 kg/kmol kg/kmol提留段 液相組成： =0.2150 氣相組成： =0.3473 所以 kg/koml kg/koml不同溫度下苯和甲苯物性表：苯：溫度/蒸汽壓/毫

13、米汞柱汽化熱/卡/克分子密度/克/厘米3熱熔/卡/克分子. 表面張力/達(dá)因/厘米黏度/厘泊導(dǎo)熱系數(shù)*10-5/厘米.厘米. 70550.8074820.825934.53022.500.34230.780757.6273530.815035.09821.270.30830.0901020.972180.803935.76920.060.27929.21001350.470770.792536.44118.850.25528.51102.31369300.780837.29217.660.21527.7甲苯：80291.2183490.810041.86621.690.31129.190406.

14、7382160.800242.61520.590.28628.4100556.3180800.790243.36319.490.26427.7110746.5879390.780344.49718.410.24527.0120984.777940.770045.63217.340.22826.3求得在tF，tD，tW。下的苯和甲苯的密度（單位：kg/m3）進(jìn)料溫度 tF =95.099=0.7981=0.7951塔頂溫度tD =80.6=0.8143=0.8094塔底溫度tW =109.066=0.7819=0.7812原數(shù)量的求?。阂合嗝芏惹笕。?796.92=814.28=780.51精餾

15、段密度：提留段密度：氣相密度求?。簁g/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmol2.1.4相對(duì)揮發(fā)度的求?。河?.40 yF=0.6222515 0.98 y D=0.9888 0.03 yW=0.072268 精餾段相對(duì)揮發(fā)度：提留段相對(duì)揮發(fā)度：全塔相對(duì)揮發(fā)度： 2.1.5黏度的求取精餾段t1=（tF+ tD）/2 =87.8495利用插值法:提留段t2=（tF+ tW）/2 =102.0825利用插值法:=0.250 mpa.s=0.260 mpa.s精餾段黏度： mpa.s提留段黏度： mpa.s2.2 塔板數(shù)的確定2.2.1 理論塔層

16、數(shù)NT的求取本設(shè)計(jì)為泡點(diǎn)進(jìn)料q=0.99 根據(jù) ； 可得 ；最小回流比：回流比選?。罕驹O(shè)計(jì)回流比選?。?2.385 且 精餾段操作線方程： 提留段操作線方程： 相平衡方程： 由逐板法可以求:序號(hào)Y X 10.980 0.9522 0.960 0.9063 0.929 0.8404 0.881 0.7485 0.817 0.6416 0.741 0.5347 0.666 0.4448 0.602 0.3779 0.555 0.33310 0.501 0.287 11 0.434 0.235 12 0.358 0.183 13 0.282 0.136 14 0.213 0.098 15 0.157

17、 0.069 16 0.115 0.055 17 0.087 0.037 18 0.068 0.028其中第十塊板是進(jìn)料板，共有二十二塊板包括塔釜再沸器。2.12實(shí)際板數(shù)的求取精餾段實(shí)際板： =0.287 mpa.s=0.49×（2.135×0.287）-0.245=0.5525=8/0.5525=15塊提餾段實(shí)際板： =0.258 mpa.s =0.49×（2.495×0.258）-0.245=0.5458=9/0.5458=17塊全塔所需實(shí)際塔板數(shù):=15+17=32塊全塔效率：=（18-1）/32=53.1%加料板在第16塊第三章板式塔主要工藝尺寸

18、的設(shè)計(jì)計(jì)算3.1塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算3.1.1表面張力計(jì)算（單位10-3N.m-1）液相平均表面張力依下試計(jì)算，即塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由tD =80.6 查表得=21.23mN/m;=21.62 mN/m塔頂表面張力： mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由=95.099 查表得=19.33 mN/m；=19.93 mN/m 進(jìn)料板表面張力： mN/m塔底液相平均表面張力的計(jì)算由 查表得=17.74 mN/m；=18.48 mN/m塔底表面張力： mN/m精餾段液相平均表面張力： mN/m提留段液相平均表面張力： mN/m3.1.2氣液相體積流量計(jì)算本設(shè)計(jì)取=2.385精餾段 km

19、ol/h kmol/h已知 kg/kmol; kg/kmol; 精餾段質(zhì)量流量：kg/h=1.702kg/skg/h=2.368kg/s精餾段體積流量：m3/s m3/s本設(shè)計(jì)是飽和液進(jìn)料q=0.99提餾段 kmol/s kmol/s已知 kg/kmol ; kg/kmol; 提留段質(zhì)量流量： kg/s kg/s提留段體積流量： m3/s m3/s3.2精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算3.2.1塔徑計(jì)算精餾段由u=（安全系數(shù)），安全系數(shù)=0.60.8 =求取史密斯關(guān)聯(lián)圖的橫坐標(biāo)：設(shè)板間距=0.45m ，板上清夜高度=70mm所以液體沉降高度-=0.38m于是插圖可知道：=0.107 m/s取安全系數(shù)為0

20、.7，m/sm圓整到 D=1m 橫截面積m2空塔氣速m/s提留段 求取史密斯關(guān)聯(lián)圖的橫坐標(biāo)：設(shè)板間距=0.45m ，板上清夜高度=70mm所以液體沉降高度-=0.38m于是插圖可知道：=0.101 m/s取安全系數(shù)為0.7， m/s m圓整到 D=1m m2空塔氣速 m/s3.2.2溢流裝置的計(jì)算本設(shè)計(jì)采用單溢流弓形降液管，凹型受液盤(pán)。堰長(zhǎng)取m出口堰采用平直堰，堰上液頭高度近似去E1(1)精餾段=0.015 m =0.055 m(2)提留段=0.025 m =0.045 m3.2.3弓形降液管寬度和截面積由所以 m2 m驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間：精餾段 提留段 所以降液管可以使用。3.2.4降液管

21、底縫高度取降液管底縫的流速所以：精餾段 m提餾段 m3.3塔板分布3.3.1鼓泡面積求取本設(shè)計(jì)采用分塊式分為四塊。D=1m取Wc=60mm Ws=80mm所以 m塔板上的鼓泡區(qū)面積:0.46243.3.2浮閥數(shù)目與排列(1) 精餾段：取閥孔動(dòng)能因子 則閥孔氣速： 浮閥個(gè)數(shù): 個(gè)浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔中心距定為t=75.0mm,而兩排間的中心距定為。根據(jù)設(shè)計(jì)得浮閥數(shù)為96個(gè)，得到所以浮閥孔率，即（2）提餾段: 取閥孔動(dòng)能因子 則閥孔氣速：浮閥個(gè)數(shù): 個(gè)根據(jù)設(shè)計(jì)得浮閥數(shù)為100個(gè)，得到：所以浮閥孔率，即目前工業(yè)生產(chǎn)中，對(duì)常壓=10%14%，對(duì)減壓塔的一般小于10%，故上述設(shè)

22、計(jì)基本滿足要求。3.4流體力學(xué)核算每層塔板靜壓頭可安式 ， 計(jì)算1. 精餾段 (1) 干板阻力 因?yàn)椋?）板上充氣液層阻力 取，,則 （3）液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可以忽略不計(jì) ，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹?lt;700pa2. 提餾段 （1） 干板阻力因 所以 （2） 板上充氣液層阻力 取，,則 （3）液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可以忽略不計(jì) ，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹?lt;700pa以上均在允許范圍內(nèi)。淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管內(nèi)液層高度 其中1 精餾段（1）單層氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?（2）液體通過(guò)降液管的

23、壓頭損失（不設(shè)進(jìn)口堰）（3）板上液層高度 取 已知HT=0.45m， 則 可見(jiàn)符合防止液泛的要求2 提餾段（1）單層氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?（2）液體通過(guò)降液管的壓頭損失（不設(shè)進(jìn)口堰）（3） 板上液層高度 取 已知HT=0.45m， 則可見(jiàn)符合防止液泛的要求。3.4.3霧沫夾帶 1精餾段板上液體流徑長(zhǎng)度 板上液流面積 由于苯和甲苯為無(wú)泡沫物系，于是取物性系數(shù)K=1.0，又由表查得泛點(diǎn)系數(shù)CF=0.109,由以上數(shù)據(jù)可算出泛點(diǎn)率：=71.63%上式計(jì)算的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。2 提餾段 取物性系數(shù)K=1.0，又由表查得泛點(diǎn)系數(shù)CF=0。110,由以上數(shù)據(jù)

24、可算出泛點(diǎn)率：=78.86%上式計(jì)算的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。3.4塔板負(fù)荷性能圖3.4.1 霧沫夾帶線根據(jù)前面霧沫夾帶校核可知，對(duì)于大塔，泛點(diǎn)率F=0.8（上限值）以上方城便為霧沫夾帶上限方程，對(duì)應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)LS值，計(jì)算出VS值，可在負(fù)荷性能圖中得到霧沫夾帶上限線。液泛線當(dāng)降液管中泡沫液體總高度時(shí)將出現(xiàn)液泛現(xiàn)象（淹塔），即滿足關(guān)系式：(1)精餾段 整理得 （2）提餾段 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取若干個(gè)值，算出相應(yīng)的值漏液線（氣體負(fù)荷下限線）因動(dòng)能因數(shù)F0<5時(shí)，會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液現(xiàn)象，故取F0=5計(jì)算相應(yīng)的氣相流量（VS）min（1）精

25、餾段（2）提餾段由上式知，漏液線是一條與液體流量無(wú)關(guān)的水平線。3.5.4液相負(fù)荷上限線為了使降液管中的液體所夾帶的氣泡有足夠時(shí)間分離出，液體在降液管中停留時(shí)間不低于35s，取=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則：得液相負(fù)荷最大值 液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，其堰上液層高h(yuǎn)OW必須大于0.006 m。取按下式，可作出液相負(fù)荷下限線取E=1，代入lW的值則可求出（LS）min于是得精餾段、提餾段負(fù)荷性能圖：上圖操作彈性為：精餾段2.25提餾段 2.98 故設(shè)計(jì)基本合理。第四章 輔助設(shè)備及型號(hào)4.1熱量衡算塔頂溫度tD =80.6=35.138 kcal/(kmol.)=41.911 kcal/

26、(kmol.)進(jìn)料溫度 tF =95.099=36.11 kcal/(kmol.)=42.996kcal/(kmol.)塔底溫度tW =109.066=37.21 kcal/(kmol.)=44.391kcal/(kmol.) 由表3 沸點(diǎn)/蒸發(fā)潛熱Hv/(kJ/kg)Tc/k苯80.10393.9563.09甲苯110.63363591.72苯 ，蒸發(fā)潛熱 甲苯 ，蒸發(fā)潛熱 所以 由插值法計(jì)算得苯和甲苯在不同溫度下混合物的比熱容Cp(單位：塔頂塔釜進(jìn)料精餾段提留段苯1.88311.99491.92351.90331.9592甲苯1.90402.01691.94221.92311.980精餾段

27、： 苯 甲苯 提留段: 苯 甲苯 塔頂流出液比熱容：塔釜流出液比熱容：進(jìn)料焓,即95.099的焓值為基準(zhǔn)，由于則全塔熱量衡算：取塔釜熱損失為10%，則，.冷凝器的選擇：有機(jī)物蒸汽冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為5001500Kcal/()苯設(shè)計(jì)取 K=1000 Kcal/()=4186kJ/()出料液溫度：80.6（飽和氣）80.6（飽和液），冷卻水溫度取2035，逆流操作： ,傳熱面積：根據(jù)全塔熱量衡算得，.再沸器的選擇：選用120飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取K=4186kJ/()料液溫度109.066110，水蒸汽溫度120120，逆流操作： ，傳熱面積：根據(jù)全塔熱量衡算得離心泵的選擇

28、進(jìn)料管設(shè)加料液面至加料孔為6m,取 得料液密度 由內(nèi)插法得雷諾數(shù) >4*為湍流故料液面與加料孔面列伯努利方程 得4.2塔附件的計(jì)算42.1塔頂蒸汽出料管直管出氣，取出口氣速u(mài)=20m/s，則 查表取4.2.2進(jìn)料管本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管，管徑計(jì)算如下： 取=1.6m/s 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取4.2.3回流管 采用直管回流，取=1.6m/s 圓整 4.2.4塔釜出料管取=1.6m/s ， 直管出料圓整 4.2.5塔底進(jìn)氣管 采用直管，取氣速u(mài)=23m/s 查表取 4.2.6塔高計(jì)算 精餾段有效高度為 提餾段有效高度為 塔有效高度 =6.3+7.2=13.5m 開(kāi)4個(gè)入孔，開(kāi)入孔后板間距離變?yōu)?.8

29、m，塔頂空間0.8m,塔底空間1.5m,封頭加塔頂蒸汽管高度為0.7m，取裙座高度為2m。 故精餾塔高度工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總與主要符號(hào)說(shuō)明：項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段平均流量氣相0.86740.8944液相0.002110.0048實(shí)際塔板數(shù)塊 1517板間距0.450.45塔徑11空塔氣速 1.1051.139塔板類(lèi)型-單流型單流型溢流裝置溢流管型式-弓形弓形堰長(zhǎng)0.650.65堰高0.0550.045管底與受液盤(pán)距離0.0250.057板上清液層高度0.070.07浮閥數(shù)N103109孔間距7565臨界閥孔氣速6.666.53閥孔氣速11.0711.00單板壓降600.01595.1

30、7降液管內(nèi)底隙高度2.62.6霧沫夾帶%71.6378.86負(fù)荷上限-霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制負(fù)荷下限-漏液控制漏液控制氣相最大負(fù)荷0.3910.406操作彈性-2.252.98主要符號(hào)說(shuō)明：符號(hào)意義SI單位F進(jìn)料流量kmol/h；D塔頂產(chǎn)品流量kmol/h；W塔釜產(chǎn)品流量kmol/h；X進(jìn)料組成V上升蒸汽流量kmol/h；L下降液體流量kmol/h；粘度mPa.s；ET板效率P壓強(qiáng)PaT溫度；R回流比N塔板數(shù)Q進(jìn)料狀況參數(shù)M分子量kg/kmol；C操作物系的負(fù)荷因子m/s密度kg/m3；表面張力mN/m；U空塔氣速m/s；Ht板間距m；hL板上液層高m；H0降液管低隙高度M；D塔徑m；AT塔

31、截面積m2；Af弓形降液管面積m2；Wd降液管寬度m；uo閥孔氣速m/s；Z塔高m；Ap鼓泡區(qū)面積m2；開(kāi)孔率uoc臨界孔速m/s；F0動(dòng)能因子d0閥孔直徑m；Hd液體通過(guò)降液管的高度m；lW堰長(zhǎng)m；hW溢流高度m；hW堰上液層高度m；Wc邊緣區(qū)寬度m；Vs氣相體積流量m3/sLs液體體積流量m3/sAp塔板上液流面積m2AT塔的截面積m2K物性系數(shù)CF液泛負(fù)荷因數(shù)uoc臨界閥孔氣速m/shl塔板充氣液層靜壓頭降mhd液體通過(guò)降液管的靜壓頭降mhc干板靜壓頭降mh表面張力所造成的阻力mhW溢流堰高度mh液面落差mhow堰上液流高度mF液泛率Lsmax液相負(fù)荷上限m3/sLsmin液相負(fù)荷下限m

32、3/sLw堰長(zhǎng)mVm氣相密度kg/m3文獻(xiàn)參考1陳敏恒,叢德滋,方圖南，齊鳴齋主編. 化工原理.下冊(cè). 北京:化學(xué)工業(yè)出版社.2006 2夏清,陳常貴主編.化工原理. 天津: 天津大學(xué)出版社.20063賈紹義,柴誠(chéng)敬主編. 化工原理課程設(shè)計(jì).天津：天津大學(xué)出版社.20024葉世超,夏素蘭.易蘭貴等編. 化工原理.下冊(cè). 北京: 科學(xué)出版社.20065 陳常貴, 柴誠(chéng)敬,姚玉英主編. 化工原理. 下冊(cè). 天津: 天津大學(xué)出版社.20046王國(guó)勝主編.化工原理課程設(shè)計(jì).大連:大連理工大學(xué)出版社.20067賈紹義,柴城敬.化工原理課程設(shè)計(jì). 天津：天津大學(xué)出版社，2002附錄（一）基本物性常數(shù)表3-

33、1 苯甲苯物性表項(xiàng)目分子式分子量汽化潛熱（kJ/kg）臨界溫度臨界壓強(qiáng)Mpa苯C6H678.11394298.24.91甲苯C7H892.13363318.74.079表3-2 苯甲苯二元物系的汽-液平衡組成（1.01.325 kPa）苯摩爾分?jǐn)?shù)溫度/苯摩爾分?jǐn)?shù)溫度/液相氣相液相氣相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001

34、.0080.2表3-3 不同溫度下苯和甲苯物性表：苯：溫度/蒸汽壓/毫米汞柱汽化熱/卡/克分子密度/克/厘米3熱熔/卡/克分子. 表面張力/達(dá)因/厘米黏度/厘泊導(dǎo)熱系數(shù)*10-5/厘米.厘米. 70550.8074820.825934.53022.500.34230.780757.6273530.815035.09821.270.30830.0901020.972180.803935.76920.060.27929.21001350.470770.792536.44118.850.25528.51102.31369300.780837.29217.660.21527.7甲苯：80291.2183490.810041.86621.690.31129.190406.7382160.800242.61520.590.28628.4100556.3180800.790243.36319.490.26427.7110746.5879390.780344.49718.410.24527.0120984.777940.770045.63217.340.22826.3 附錄（二）程序理論塔板數(shù)的計(jì)算#include<stdio.h>float a,R,q,xd,xw,xf,p;float x0(float y)float k = a-(a-1)*y;ret