甲苯-乙苯的精餾工藝課程設(shè)計68473

1、化工原理課程設(shè)計 學(xué)生姓名：XXX 學(xué) 號：XXXXXXXXX 年 級：XX級X班 專 業(yè)：化學(xué)工程與工藝 設(shè)計題目：甲苯-乙苯的精餾工藝 2009 年 12 月 20 日目錄第一部分 課程設(shè)計任務(wù)書 一、設(shè)計題目4二、設(shè)計任務(wù)4三、設(shè)計條件4四、設(shè)計內(nèi)容4 第二部分 精餾塔的設(shè)計一、精餾塔的物料衡算6 （一）、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率6 （二）、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量6 （三）、物料衡算 6二、塔板數(shù)的確定6 （一）、理論板層數(shù)的求取7 （二）、實際塔板數(shù)的求取10三、塔的操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 10 （一）、操作壓力計算 10 （二）、操作溫度計算 10 （

2、三）、平均摩爾質(zhì)量計算 11 （四）、平均密度計算12 （五）、液體平均表面張力計算14（六）、液體平均粘度計算 16四、精餾塔的氣、液相負(fù)荷計算18 （一）、精餾段氣、液相負(fù)荷計算18（二） 、提餾段氣、液相負(fù)荷計算18五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算19 （一）、塔徑的計算 19 (二）、精餾塔有效高度的計算20六、塔板主要工藝尺寸的計算20 （一）、溢流裝置計算20 （二）、塔板布置23七、篩板的流體力學(xué)驗算25 (一) 、塔板壓降 25 (二) 、液面落差 27 (三) 、液沫夾帶 27 (四) 、漏液 28 (五) 、液泛 28八、塔板負(fù)荷性能圖 29 （一）、精餾段塔板負(fù)荷性能圖29

3、（二）、提餾段塔板負(fù)荷性能圖32九、精餾塔的設(shè)計計算結(jié)果匯總一覽表37 第三部分 冷凝器的設(shè)計一、確定設(shè)計方案 39二、確定物性數(shù)據(jù) 39三、計算熱負(fù)荷 40 1、殼程液流量40 2、殼程流體的汽化潛熱 40 3、熱負(fù)荷41四、逆流平均溫差 41五、冷卻水用量 41六、估算傳熱面積 42七、換熱器的工藝結(jié)構(gòu)尺寸42八、換熱器核算 43九、換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果47 第四部分 再沸器的設(shè)計一、有關(guān)物性的確定 48二、估算傳熱面積、初選換熱器型號51三、傳熱能力核算 52四、循環(huán)流量的校核 58 1、計算循環(huán)推動力58 2、循環(huán)阻力 59 3、循環(huán)推動力與循環(huán)阻力的比值 60五、再熱器主要結(jié)

4、構(gòu)尺寸和計算結(jié)果61 第五部分 其它設(shè)計附圖62設(shè)計評估67參考資料68第一部分課程設(shè)計任務(wù)書一、課程設(shè)計題目：篩板式精餾塔的設(shè)計 二、設(shè)計任務(wù)：完成精餾塔的工藝設(shè)計；精餾塔設(shè)備設(shè)計；有關(guān)附 屬設(shè)備的設(shè)計和選用；繪制工藝流程圖；塔板結(jié)構(gòu) 簡圖和塔板負(fù)荷性能圖；編制設(shè)計說明書。 三、設(shè)計條件： 1、處理量： 60000 （噸/年）。 2、原料液組成：甲苯的質(zhì)量分率為30%，。乙苯的質(zhì)量分率為70% 3、進料狀態(tài)： 泡點進料 4、料液初溫 ： 35 5、冷卻水的溫度： 30 6、加熱蒸汽壓力0.5 MPa 7、精餾塔塔頂壓強: 4 KPa(表壓) 8、單板壓降不大于 0.7 kPa 9、塔頂?shù)囊冶?/p>

5、含量不得高于2%10、殘液中乙苯含量不得低于96% 11、生產(chǎn)時間：330天/年，每天24小時 12、塔板類型：篩板塔 13、廠 址：內(nèi)蒙古呼和浩特地區(qū)（大氣壓為760mmHg） 四、設(shè)計內(nèi)容 （一）、工藝設(shè)計 1、選擇工藝流程和工藝條件（要求畫出工藝流程） 加料方式； 加料狀態(tài)； 塔頂蒸汽冷凝方式； 塔釜加熱方式； 塔頂塔底的出料狀態(tài)； 塔頂產(chǎn)品由塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻至常溫。 2、精餾工藝計算 物料衡算確定各物料流量和組成； 經(jīng)濟核算確定適宜的回流比； 精餾塔實際塔板數(shù)。 （二）、精餾塔設(shè)備設(shè)計 1、選擇塔型和板型。采用板式塔，板型為篩板塔， 2、塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)的設(shè)計計算 3、塔內(nèi)流體力

6、學(xué)性能的設(shè)計計算； 4、繪制塔板負(fù)荷性能圖。畫出精餾段和提餾段某塊的負(fù)荷性 能圖 5、有關(guān)具體機械結(jié)構(gòu)和塔體附件的選定。 接管規(guī)格、筒體與封頭、除沫器、裙座、吊柱、人孔、塔 的頂部空間、塔的底部空間。 接管規(guī)格：（1）進料管（2）回流管（3）塔釜出料管（4）塔頂蒸汽出料管（5）塔釜進氣管（6）法蘭 6、總塔高的計算：包括上、下封頭、裙座高度、塔主體的 高度、塔的頂部空間、塔的底部空間 （三）、附屬設(shè)備的設(shè)計與選型 1、換熱器選型。對原料預(yù)熱器、塔底再沸器、塔頂產(chǎn)品冷 卻器等進行選型。 2、塔頂冷凝器設(shè)計選型。根據(jù)換熱量，回流管內(nèi)流速，冷 凝器高度，對塔頂進行選型設(shè)計。 （四）、設(shè)計結(jié)果匯總 （

7、五）、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖 （六）、對本設(shè)計的評述或?qū)τ嘘P(guān)問題的分析與討論 第二部分 精餾塔的設(shè)計一、精餾塔的物料衡算 (一)、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 甲苯的摩爾質(zhì)量MA=92.13 kg/kmol 乙苯的摩爾質(zhì)量MB=106.16 kg/kmol （二）、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 MF=0.331×92.13(10.331)×106.16=101.522 /kmol MD=0.983×92.13(10.983)×106.16=92.371 kg/kmol MW=0.046×92.13(10.046)×1

8、06.16=105.513 kg/kmol（三）、物料衡算 對于甲苯-乙苯雙組分的連續(xù)精餾塔，根據(jù)總物料衡算及甲苯的物料衡算可求得餾出液流率D及殘液流率W。 進料流量F= 聯(lián)立解得D=22.698 kmol/h , W=51.924 kmol/h二、塔板數(shù)的確定 （一）、理論板層數(shù)NT的求取 1、甲苯、乙苯的溫度-組成 甲苯-乙苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。 根據(jù)（A、B、C為Antoine方程常數(shù)由手冊已查得如表1）求得一系列溫度下甲苯和乙苯的蒸氣壓、。表1Antoine方程常數(shù)物質(zhì)ABC溫度范圍甲苯6.079541344.8219.4826137乙苯6.082081424.255

9、213.0626163 再根據(jù)泡點方程和露點方程得到各組t-x(y)數(shù)據(jù)（如表2），繪出甲苯、乙苯的溫度-組成圖（如圖1）及平衡曲 線（如圖2）。 表2t/110.62113116119122101.3089 108.3452 117.7550 127.7931 138.4878 48.0712 51.7611 56.7318 62.0770 67.8163 x1.0000 0.8755 0.7303 0.5969 0.4738 y1.0000 0.9364 0.8490 0.7530 0.6477 t/125128131134136.324149.8675 161.9614 174.7988

10、 188.4096 199.5043 73.9700 80.5590 87.6044 95.1280 101.2991 x0.3601 0.2548 0.1571 0.0662 0.0000 y0.5327 0.4074 0.2710 0.1231 0.0000 圖 12、確定操作的回流比R由于是飽和液體進料， 有q=1、xq=xf=0.331在xy圖上查得yq=0.500。故有： 而一般情況下R=(1.12)Rm ,考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實際操作的回流比為最小回流比的2倍。 即：R=2Rm=5.716 3、求操作線方程 L=R×D=5.716×22.698=

11、129.742 kmol/h精餾段操作線方程為： 提餾段操作線方程為 兩操作線交點橫坐標(biāo)為 4、求理論板層數(shù)對于某些進料熱狀態(tài)，當(dāng)泡點進料時,，則有,所以=2.021, 由于 （二）、實際塔板數(shù)Np的求取全塔效率 : ET=0.49(L)-0.245 L=0.212 mN.s/m2 ET=0.60 精餾段：Np1=NT1/0.616.66717，取Np1=17塊； 提留段：NP2=NT2/0.6=8.3339；取Np2=9塊； 總塔板數(shù)：NP=Np1+Np2=26塊。三、塔的操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算（一）、操作壓力計算 塔頂操作壓力 ：PD97.34= 101.3 kPa 每層塔板壓降

12、 ：取P0.7 kPa 進料板壓力 ：PF1010.7×17112.9 kPa 塔底操作壓力 ：PW112.90.7×9119.2 kPa 精餾段平均壓力：Pm1（101112.9）/2106.95 kPa 提餾段平均壓力：Pm2（112.9119.2）/2116.05 kPa（二）、操作溫度計算 查溫度-組成圖可得相應(yīng)溫度如下： 塔頂溫度 ：TD110.783 進料板溫度 ：TF125.817 塔底溫度 ：TW136.983 精餾段平均溫度 ：Tm1（110.783125.817）/2 =118.301 提餾段平均溫度 ：Tm2（125.817136.983）/2 = 1

13、31.40 （三）、平均摩爾質(zhì)量計算 1、塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由y1=xD=0.983,查平衡曲線得x1=0.966 2、進料板平均摩爾質(zhì)量計算 由 xF0.331，查平衡曲線得yF0.500 3、塔底平均摩爾質(zhì)量計算 由 xW0.046，查平衡曲線得yW0.088 4、精餾段平均摩爾質(zhì)量 5、提餾段平均摩爾質(zhì)量 （四）、平均密度計算 1、氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 2、液相平均密度計算 由于已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的密度（如表3），故甲苯、乙苯純組分在本設(shè)計所涉及的溫度范圍內(nèi)的密度可用下式求得： 甲苯A=-1.025T892.00 , 乙苯 B=-0.952T88

14、9.84 而液相平均密度用計算（ 式中表示質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。 液相甲苯、乙苯在某些溫度下的密度溫度 T/60708090100 kg/m3甲 苯829.3819.7810800.2790.3乙 苯831.8822.8813.6804.5795.2溫度 T/110120130140150 kg/m3甲 苯780.3770759.5748.8737.8乙 苯785.8776.2766.6756.7746.6 表3 、塔頂液相平均密度的計算 由TD110.783 得： DA=-1.025×110.783892.00=778.503 kg/m3 DB=-0.952×110.783889.

15、84=784.364 kg/m3 、進料板液相平均密度的計算 由TF125.817 得： FA=-1.025×125.817892.00=763.101 kg/m3 FB=-0.952×125.817889.84=770.050 kg/m3 、塔底液相平均密度的計算 由TW136.983 得： WA=-1.025×136.983892.00=751.661 kg/m3 WB=-0.952×136.983889.84=759.418 kg/m3 、精餾段液相平均密度 Lm1=(DmFm)/2=（778.619767.952）/2=773.286 kg/m3

16、 、提餾段液相平均密度 Lm2=(FmWm)/2=（767.952759.105）/2=763.529 kg/m3（五）、液體平均表面張力計算 由于已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的表面張力（如表4），故甲苯、乙苯純組分在本設(shè)計所涉及的溫度范圍內(nèi)的表面張力可用下式求得：甲苯A=-0.105T30.095, 乙苯B=-0.102T31.046 而液相平均表面張力用計算 表4甲苯、乙苯在某些溫度下的表面張力（）溫度 T60708090100表面張力(mN/m)甲苯23.9422.8121.6920.5919.49乙苯25.0123.9622.9221.8820.85溫度 T110120130140

17、150表面張力 (mN/m)甲苯18.4117.3416.2715.2314.19乙苯19.8318.8117.8116.8215.831、塔頂液相平均表面張力的計算 由 TD110.783 得： DA=-0.105×110.78330.095=18.429 mN/m DB=-0.102×110.78331.046=19.790 mN/m Dm=0.966×18.429(1-0.966)×19.790=18.475mN/m 2、進料板液相平均表面張力的計算 由TF125.817 得： FA=-0.105×125.81730.095=16.846

18、 mN/m FB=-0.102×125.81731.046=18.263 mN/m Fm=0.331×16.846（10.331）×18.263=17.794 mN/m 3、塔底液相平均表面張力的計算 由 TW136.983 得： WA=-0.105×136.98330.095=15.670 mN/m WB=-0.102×136.98331.046=17.128 mN/m Wm=0.046×15.670(1-0.046)×17.128=17.061 mN/m 4、精餾段液相平均表面張力 Lm1=(DmFm)/2=（18.47

19、517.794)/2=18.135mN/m 5、提餾段液相平均表面張力 Lm2=(FmWm)/2=（17.79417.061)/2=17.405 mN/m（六）、液體平均粘度計算 已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的粘度（如表5）,故甲苯、乙苯純組分在本設(shè)計所涉及的溫度范圍內(nèi)的粘度可用下式算得： 甲苯 :=1.2×10-5T20.005T0.601乙苯 ：=1.4×10-5T20.005T0.690 液相平均粘度用lgLm=xilgi計算 表5甲苯、乙苯在某些溫度下的粘度（）溫度 T/60708090100粘度（mPa·s）甲苯0.3730.340.3110.286

20、0.264乙苯0.4260.3880.3540.3250.3溫度 T/110120130140150粘度（mPa·s）甲苯0.2450.2280.2130.20.188乙苯0.2780.2590.2420.2260.2131、塔頂液相平均粘度的計算 由TD110.783 得 ： DA=1.2×10-5×110.78320.005×110.7830.601=0.238 mPa·s DB=1.4×10-5×110.78320.005×110.7830.690=0.274 mPa·slgDm=0.966

21、5;lg(0.238)(1-0.966)×lg(0.274) 解出Dm=0.239 mPa·s 2、進料板液相平均粘度的計算 由TF125.817 得 ： FA=1.2×10-5×125.81720.005×125.8170.601=0.212 mPa·sFB=1.4×10-5×125.81720.005×125.8170.690=0.244 mPa·s lgFm=0.331×lg(0.212)(1-0.331)×lg(0.244) 解出Fm= 0.233 mPa·

22、s 3、塔底液相平均粘度的計算 由TW136.983 得 ： WA=1.2×10-5×136.98320.005×136.9830.601=0.196 mPa·s WB=1.4×10-5×136.98320.005×136.9830.690=0.226 mPa·s lgWm=0.046×lg(0.196)(1-0.046)×lg(0.226)=0.224 mPa·s 解出Wm=0.224 mPa·s 4、精餾段液相平均粘度 Lm1=(0.239+0.233)/2=0.236

23、mPa·s 5、提餾段液相平均粘度 Lm2=(0.2330.224)/2=0.229 mPa·s四、精餾塔的氣、液相負(fù)荷計算（一）、精餾段氣、液相負(fù)荷計算 汽相摩爾流率：V=(R+1)×D=(5.716+1)×22.698=152.440kmol/h 汽相體積流量： 汽相體積流量： 液相回流摩爾流率：L=R×D=5.716×22.698=129.742 kmol/h 液相體積流量： 液相體積流量：（二）、提餾段氣、液相負(fù)荷計算 汽相摩爾流率： 汽相體積流量 汽相體積流量 液相回流摩爾流率： 液相體積流量： 液相體積流量：五、精餾塔的塔

24、體工藝尺寸計算 （一）、塔徑的計算 1、 精餾段塔徑的計算 取板間距HT=0.50m，取板上清液層高度 0.06m。 液氣動能參數(shù) ： 查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得 負(fù)荷因子： 最大允空塔氣速： 取適宜空塔氣速：1=0.7F1=0.964 m/s 估算塔徑 ：，按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后取塔徑D1.4 m。塔截面積為 AT1=0.785D2=0.785×1.42=1.539 m2 2、 提餾段塔徑的計算 取板間距HT=0.50m，取板上清液層高度 0.06m。 液氣動能參數(shù) ： 查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得 負(fù)荷因子： 最大允空塔氣速： 取適宜空塔氣速：2=0.7F2=0.864 m/s 估算塔徑 ：

25、，為加工方便，圓整取，即上下塔段直徑保持一致. 塔截面積為 AT2=0.785D2=0.785×1.42=1.539 m2（二）、精餾塔有效高度的計算 精餾段有效高度： Z精=( Np1-1)HT=(17-1) ×0.5=8 m 提餾段有效高度： Z提=( Np2-1)HT=(9-1) ×0.5=4 m 在進料板上方開一人孔H´T，其高度為0.5 m 故精餾塔的有效高度Z =Z精Z提0.5=840.5=12.5 m六、塔板主要工藝尺寸的計算 (一)、溢流裝置計算 1、精餾段溢流裝置計算 因塔徑D1.4 m，可選用單溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盤。各項

26、計算如下： 、堰長： 取 、溢流堰高度hw1 由；，根據(jù)液流收縮系數(shù)圖可查得液流收縮系數(shù)E1=1.031，對于平直堰，堰上液層高度hOW1可由Francis經(jīng)驗公式計算得： hOW應(yīng)大于6mm，本設(shè)計滿足要求，板上清液層高度 60mm ，故 、弓形降液管寬度Wd1和截面積Af1 由查弓形降液管的參數(shù)圖得： 液體在降液管中停留時間： 故降液管設(shè)計合理。 、降液管底隙高度ho1 因ho=hw-(0.0060.012) 而不宜小于0.020.025 m，以免引起堵塞。則取ho=27.7mm hW1-ho1=39.7-27.7=12 mm>6 mm故降液管底隙高度設(shè)計合理。 選用凹形受液盤，深度

27、取=50mm。 2、提餾段溢流裝置計算 因塔徑D1.4 m，可選用單溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盤。各項計算如下： 、堰長： 取 、溢流堰高度hw2 由；，根據(jù)液流收縮系數(shù)圖可查得液流收縮系數(shù)E2=1.081，對于平直堰，堰上液層高度hOW2由Francis經(jīng)驗公式計算： hOW應(yīng)大于6mm，本設(shè)計滿足要求 ，板上清液層高度 60mm ，故、弓形降液管寬度Wd2和截面積Af2 因=，塔徑D相同故Wd2=Wd1=0.154 m，Af2=Af1=0.139 m2 液體在降液管中停留時間：故降液管設(shè)計合理。 、降液管底隙高度ho2 因ho=hw-(0.0060.012) 而不宜小于0.020.0

28、25 m，以免引起堵塞。則取ho=22mm故降液管底隙高度設(shè)計合理。 選用凹形受液盤，深度取=50mm。 （二）、塔板布置 1、精餾段塔板布置、塔板的分塊 因D1800mm，故塔板采用分塊式。塔板分為4塊。 表7 塔板分塊數(shù)與塔徑的關(guān)系塔徑D/mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù) 3 4 5 6、破沫區(qū)(安定區(qū))寬度、無效邊緣區(qū)確定 取破沫區(qū)寬度：=0.065 m ；取無效邊緣區(qū)：Wc1=0.035 m。 、開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積Aa按計算 其中x1=D/2-(Wd1Ws1 )= 0.7-(0.154+0.065)=0.481 m r1 = D/2-

29、Wc1 =0.7-0.035=0.665 m則 、篩孔計算及其排列 本設(shè)計所處理的物系無腐蝕性，可選用3 mm碳鋼板，取篩孔直徑 d015 mm，篩孔按正三角形排列，取孔中心距t1為 :t13d013 × 515mm 篩孔數(shù)目：個 開孔率為：（開孔率一般在515%之間,滿足要求） 每層塔板開孔面積： 氣體通過篩孔的氣速： 2、提餾段塔板布置 、塔板的分塊 因D2800mm，故塔板采用分塊式。塔板分為4塊。 、破沫區(qū)(安定區(qū))寬度、無效邊緣區(qū)確定 取破沫區(qū)寬度：=0.065 m 取無效邊緣區(qū)：Wc2=Wc1=0.035 m 、開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積Aa2=Aa1=1.077 m2

30、、篩孔計算及其排列 同樣選用3 mm碳鋼板，篩孔直徑 d02=d015 mm，按正三角形排列，孔中心距t為 t2=t13d013 × 515mm。 篩孔數(shù)目：n2=n1=5529個 開孔率為： （滿足要求） 每層塔板開孔面積： 氣體通過篩孔的氣速：七 、 篩板的流體力學(xué)驗算 (一) 、塔板壓降 1、精餾段的塔板壓降 、干板阻力hc1計算 干板阻力hc1由 計算 d01/5/31.667，由孔流系數(shù)圖查得孔流系數(shù)C010.770 故 、氣體通過板上液層的壓降 氣體通過有效流通截面積的氣速，對單流型塔板有： 動能因子： 查充氣系數(shù)圖得充氣系數(shù)：（一般可近似?。?。 故 、液體表面張力的阻力

31、計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由計算 液柱 、氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 氣體通過每層塔板的壓降為 ： （滿足工藝要求）。 2、提餾段的塔板壓降 、干板阻力hc2計算 干板阻力hc2由 計算 d02531.667，查得孔流系數(shù)C020.770 故 、氣體通過板上液層的壓降 氣體通過有效流通截面積的氣速，對單流型塔板有： 動能因子： 查圖得充氣系數(shù)：（一般可近似?。?故 、液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由計算 液柱 、氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 氣體通過每層塔板的壓降為 ： （滿足工藝要求）。 (二)、 液面落差 對于篩板塔，液面落差很

32、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。 (三)、 液沫夾帶 液沫夾帶量可用式計算： 精餾段液沫夾帶量 提餾段液沫夾帶量: （驗算結(jié)果表明產(chǎn)生的霧沫夾帶量在本設(shè)計范圍內(nèi)允許） (四) 、漏液 對篩板塔，漏液點氣速(下限氣速)uOM可由下式計算，即 精餾段：實際孔速uo111.817 m/suOM1 穩(wěn)定系數(shù)為K1=uo1/uOM1=11.817/5.670=2.084>1.5 提餾段： 實際孔速uo211.257 m/suOM2 穩(wěn)定系數(shù)為K2=uo2/uOM2=11.257/5.327=2.113>1.5 （故在本設(shè)計中無明顯漏液）。 (五) 、液泛 為防止塔內(nèi)

33、發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從Hd(HT+hW) 苯一甲苯物系屬一般物系，取0.5，則 (HT+hW)=0.5×(0.50+0.0397)=0.270 m 而Hd=hP+hL+hd，板上不設(shè)進口堰，本設(shè)計采用平直堰=0，hd可由計算，即 精餾段： 故Hd1=0.083+0.06+0.005=0.148 m液柱 。 提餾段： 故Hd2=0.088+0.06+0.021=0.169 m液柱 。 因Hd1和Hd2都小于(HT+hW),故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。 八、塔板負(fù)荷性能圖（一）、精餾段塔板負(fù)荷性能圖 1、液相負(fù)荷上限線 - 2、液相負(fù)荷下限線 取平堰堰上液層高度m，。 3、

34、霧沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限,求Vs1-LS1關(guān)系如下：式中 代入數(shù)據(jù)得簡化得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：×1045.70420.167734.631749.095770.651.621.531.471.411.34依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線 4、液泛線 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：×1045.70420.167734.631749.095770.651.291.241.201.151.09 依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線 5、漏液線（氣相負(fù)荷下限線）漏液點氣速 ，整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對

35、應(yīng)的值列于下表：，m3/s×1045.70420.167734.631749.095770.65Vs了，min，m3/s0.2960.3110.3210.3300.342依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線 6、操作彈性 操作氣液比 操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負(fù)荷與氣相允許最小負(fù)荷之比，即：操作彈性=將所得上述五個方程繪制成精餾段塔板負(fù)荷性能圖（如圖6）（二）、提餾段塔板負(fù)荷性能圖 1、液相負(fù)荷上限線 2、液相負(fù)荷下限線取平堰堰上液層高度m，。 3、霧沫夾帶線式中 代入數(shù)據(jù)得簡化得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：×1045.312619.830

36、634.348648.866670.651.681.591.521.461.38依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線 4、液泛線 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：×1045.312619.830634.348648.866670.651.221.181.131.091.01 依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線 5、漏液線（氣相負(fù)荷下限線）漏液點氣速 ，整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：×1045.312619.830634.348648.866670.65Vs了，min，m3/s0.2630.2780.2890.2980.310依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出

37、漏液線 將所得上述五個方程繪制成提餾段塔板負(fù)荷性能圖（如圖7） 6、操作彈性 操作氣液比 操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負(fù)荷與氣相允許最小負(fù)荷之比，即：操作彈性= 圖 6 圖 7九、精餾塔的設(shè)計計算結(jié)果匯總一覽表表 9項 目符 號單 位計 算 結(jié) 果精餾段提餾段平均壓強PkPa110.55121.4平均溫度T118.301131.40平均密度氣相kg/m33.25083.7023液相773.2563763.6458平均流量氣相Vsm3/s0.67080.6159液相Lsm3/s0.002440.00404實際塔板數(shù)31塊1516板間距HTm0.50.5塔段的有效高度Em77.5塔

38、徑Dm11空塔氣速m/s0.950640.84223塔板液流型式單流型單流型溢流裝置溢流管型式堰長m0.70.7堰高hWm0.04420.0368溢流堰寬度hom底隙高度m0.034860.02886板上清液層高度hLm0.060.06孔徑d0mm55孔間距tmm1515孔數(shù)n個27552755開孔面積Aam20.53530.5353篩孔氣速uom/s12.433711.41613塔板壓降PpkPa0.67910.6596液體在降液管中的停留時間s14.48938.744降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.15110.1542液(霧)沫夾帶量kg液/kg氣0.007340.005847漏液點氣速uOM

39、m/s5.826935.4372負(fù)荷上限Ls.maxm3/s0.0070655.7037E-4負(fù)荷下限Ls.minm3/s0.0070655.3126E-4氣相最大負(fù)荷m3/s1.173471.0235氣相最小負(fù)荷m3/s0.302460.2771操作彈性3.883.70第三部分冷凝器的設(shè)計一、確定設(shè)計方案 1、選擇換熱器的類型 兩流體溫度變化情況：熱流體進口溫度110.783，以飽和溫度流出換熱管；冷流體進口溫度30，出口溫度70。估計該換熱器的管壁溫和殼體壁溫之差較大，因此初步確定選用帶膨脹節(jié)的固定管板式式換熱器。 2、流動空間及流速的確定 為便于水垢清洗，應(yīng)使循環(huán)水走管程，油品走殼程。選

40、用25×2.5的碳鋼管，管內(nèi)流速取u=0.5m/。 二、確定物性數(shù)據(jù) 1、定性溫度：可取流體進、出口溫度的平均值。 殼程流體的定性溫度為 ： 管程水的定性溫度為 ： 根據(jù)定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關(guān)物性數(shù)據(jù)。 2、殼程流體在110.783下的有關(guān)物性數(shù)據(jù)如下： 密 度 ： 1= 778.561 kg/m3 定壓比熱容 ： cp1= 2.02345 kJ/(kg·) 導(dǎo)熱系數(shù) ： 1= 0.113119 W/(m·) 粘 度 ： 1=Dm=0.0002393 Pa·s 3、循環(huán)冷卻水在50下的物性數(shù)據(jù)： 密 度 ：=988.1 kg/m3 定壓比

41、熱容 ：cp=4.174 kJ/(kg·) 導(dǎo)熱系數(shù) ：=0.648 W/(m·) 粘 度 ：=0.000549 Pa·s三、熱計算負(fù)荷 1、殼程液流量 由精餾塔的設(shè)計計算可知： 汽相摩爾流率：V=82.0307 kmol/h 塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量：MVDM=92.25 kg/kmol 殼程液流量 ：ms1=V×MVDM=7567.504 kg/h =2.1021 kg/s 2、殼程流體的汽化潛熱 根據(jù)已查得的汽相甲苯、乙苯在某些溫度下的汽化潛熱（如表），故甲苯、乙苯純組分在本設(shè)計所涉及的溫度范圍內(nèi)的汽化潛熱可用下式算得：甲苯 ：r=-0.001T20.

42、4373T420.92 乙苯 ：r=0.0008T20.3999T407.22 表 10 汽化潛熱與溫度的關(guān)系溫度 T406080100120140160180甲苯KJ/kg402.1391379367.1354.2340.3325.5309.4乙苯390.1380.3370359.3347.9335.9323.2309.5由T=110.783 可計算出相應(yīng)的汽化潛熱： 3、熱負(fù)荷 熱負(fù)荷：Q=ms1×rm=2.1021×360.1399=757.0501 KW（忽略熱損失）4、 逆流平均溫差 五、冷卻水用量 六、估算傳熱面積 由于管程走水，殼程走冷凝液，總傳熱系數(shù)K=467814 W/（m2·），現(xiàn)取K=600 W/（m2·） 傳熱面積： 考慮 15的面積裕度，S=1.15×S=1.15×21.5346=24.7942 m2。7、 換熱器的工藝結(jié)構(gòu)尺寸 1、換熱管及管內(nèi)流速的選擇 根據(jù)我國目前的系列標(biāo)準(zhǔn)，本設(shè)計固定管板式式換熱器選