苯甲苯蒸餾塔課程設(shè)計(jì)

1、目錄 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK l _Toc172368480 一、 基本計(jì)算 PAGEREF _Toc172368480 h 2 HYPERLINK l _Toc172368481 （一）、物料衡算 PAGEREF _Toc172368481 h 2 HYPERLINK l _Toc172368482 （二）、塔板數(shù)的確定： PAGEREF _Toc172368482 h 2 HYPERLINK l _Toc172368483 （三）.全塔效率 PAGEREF _Toc172368483 h 4 HYPERLINK l _Toc172368484 (四). 操作壓強(qiáng)

2、 PAGEREF _Toc172368484 h 4 HYPERLINK l _Toc172368485 (五). 平均分子量 PAGEREF _Toc172368485 h 4 HYPERLINK l _Toc172368486 (六).液體表面張力 PAGEREF _Toc172368486 h 5 HYPERLINK l _Toc172368487 (七).液體粘度 PAGEREF _Toc172368487 h 6 HYPERLINK l _Toc172368488 (八).塔的氣液負(fù)荷計(jì)算 PAGEREF _Toc172368488 h 6 HYPERLINK l _Toc17236

3、8489 二、工藝尺寸的計(jì)算 PAGEREF _Toc172368489 h 6 HYPERLINK l _Toc172368490 (一)塔徑： PAGEREF _Toc172368490 h 6 HYPERLINK l _Toc172368491 (二)溢流裝置： PAGEREF _Toc172368491 h 7 HYPERLINK l _Toc172368492 (三)塔板布置 PAGEREF _Toc172368492 h 8 HYPERLINK l _Toc172368493 (四)篩孔數(shù)和開孔率 PAGEREF _Toc172368493 h 8 HYPERLINK l _Toc

4、172368494 (五)塔有效高度 PAGEREF _Toc172368494 h 8 HYPERLINK l _Toc172368495 三、負(fù)荷驗(yàn)算 PAGEREF _Toc172368495 h 8 HYPERLINK l _Toc172368496 (一)流體力學(xué)驗(yàn)算： PAGEREF _Toc172368496 h 8 HYPERLINK l _Toc172368497 (二)負(fù)荷性能計(jì)算 PAGEREF _Toc172368497 h 10 HYPERLINK l _Toc172368498 (三)浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表 PAGEREF _Toc172368498 h 11

5、HYPERLINK l _Toc172368499 四、換熱器選型 PAGEREF _Toc172368499 h 12 HYPERLINK l _Toc172368500 （一）.計(jì)算并初選設(shè)備規(guī)格 PAGEREF _Toc172368500 h 12 HYPERLINK l _Toc172368501 1.流體流徑的選擇 PAGEREF _Toc172368501 h 12 HYPERLINK l _Toc172368502 2.冷卻水進(jìn)出口溫度的確定 PAGEREF _Toc172368502 h 12 HYPERLINK l _Toc172368503 3.確定物性數(shù)據(jù) PAGEREF

6、 _Toc172368503 h 13 HYPERLINK l _Toc172368504 4 . 計(jì)算熱負(fù)荷及冷凝水流量: PAGEREF _Toc172368504 h 13 HYPERLINK l _Toc172368505 5. 計(jì)算兩流體的平均溫度差(按逆流計(jì)算) PAGEREF _Toc172368505 h 13 HYPERLINK l _Toc172368506 6.傳熱面積的計(jì)算: PAGEREF _Toc172368506 h 13 HYPERLINK l _Toc172368507 (二).核算總傳熱系數(shù)K PAGEREF _Toc172368507 h 14 HYPER

7、LINK l _Toc172368508 1 管程流通面積 PAGEREF _Toc172368508 h 14 HYPERLINK l _Toc172368509 2 殼程對(duì)流傳熱系數(shù) PAGEREF _Toc172368509 h 14 HYPERLINK l _Toc172368510 3. 污垢熱阻查表得: PAGEREF _Toc172368510 h 14 HYPERLINK l _Toc172368511 4. 總傳熱系數(shù) PAGEREF _Toc172368511 h 14 HYPERLINK l _Toc172368512 五、參考資料 PAGEREF _Toc1723685

8、12 h 14一、 基本計(jì)算（一）、物料衡算（1）.料液及塔頂、塔底的質(zhì)量分?jǐn)?shù)Xf (質(zhì)量分?jǐn)?shù))0.55 Xd（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）0.97 Xw把質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)換為摩爾分?jǐn)?shù)得：Xf (90 Xd (摩爾4 Xw (摩爾35（2）.平均分子量： Mf78+(1-0.590)9284.3kg/kmoL 78+(1-0.974)9278.42 kg/kmoL Mw= 0.023578+(1-0.235)9291.72 kg/kmoL總物料衡算：F=D+W可求得：F17.833 kmoL/h W7.206 kmoL/h（二）、塔板數(shù)的確定：(1).圖解法求NT（苯甲苯屬于理想物系） 常壓下苯-甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)作x

9、-y圖.2).求最小回流比Rmin及操作回流比R因?yàn)槭桥蔹c(diǎn)進(jìn)料,在附圖中對(duì)角線上自e(0.59,0.59)作垂線,即為進(jìn)料線與平衡 線交點(diǎn)yq=0.79,xq=0.59,這就是最小回流比時(shí)的操作線與平衡線交點(diǎn)坐標(biāo)Rmin=（xD-yq）/（yq-xq）=R=1.6Rmin=(3).求NT：精餾段操作線為：y=0.595x+0.394從塔頂向塔底作梯級(jí)，則NT=（14-1）=13（塊）（不包括塔釜）其中精餾段理論板數(shù)為，提餾段理論板數(shù)為,第八層為加料板(4).求證：塔頂壓降 P頂= 40+101.3=141.3kpa 單板壓降為：3mmHg塔底壓強(qiáng) P底=P頂+NTP=141.3+13= kpa

10、用試差法求平均： =1/2（a頂+a底）先求出a頂和a底因?yàn)椋篴=PA0/ PB0可以使用安托尼公式P頂A0 +0.026 PB0 P底=4PA0+0.976 PB0 PA0=6.023-1206.35/（t+220.24） PB0=6.078-1343.94/（t+219.58）使用試差法求得：t頂=91.796 t底=12 所以： a頂55，a底=2.257467051同相對(duì)揮發(fā)度2.46相較大，而且求實(shí)際壓強(qiáng)并非是常壓，所以需要校核NT由于=2.389，所以公式重新得出x和y之間的相互關(guān)系y=a*x/(1+(a-1),從而可得如下數(shù)據(jù)： xyxy000.703 0.023 0.743 0

11、.068 0.780 0.111 0.815 0.208 0.847 0.295 0.877 0.372 0.905 0.441 0.931 0.504 0.955 0.561 0.978 0.612 0.987 0.660 0.996 作圖按如前的方法，同理可以解出如下數(shù)據(jù)：Rmin=計(jì)算回流比為：R=1.6Rmin=由塔頂向塔底做梯級(jí)求得NT15-114（塊）（不包括塔釜）其中精餾為塊，提餾為塊。第8塊為加料板。（三）.全塔效率ET使用公式 ET=0.17-0.616um因?yàn)樗钠骄鶞囟扔稍嚥罘ǖ肨頂 對(duì)應(yīng)的PA0=143.529kPa PB0T底 對(duì)應(yīng)的PA0=321.397kPa PB

12、0該溫度下進(jìn)料液相平均粘度為：u苯6 u甲苯7um=0.596+0.4171mPasET=0.17-0.616um=0.5555實(shí)際塔板數(shù)：N精=/0.55=13塊 N提14塊(四). 操作壓強(qiáng)Pm塔頂壓強(qiáng)： PD=141.3kpa 平均壓降為：Pkpa進(jìn)料板壓降：PF=PD+NFP=141.3+13P=145.5kpa塔底壓強(qiáng)降：PW=PD+(NT)P=141.3+(13+14)kpa精餾段平均壓強(qiáng)Pm(j)=1/2(PD+PF)=kpa提餾段平均壓強(qiáng)Pm(t)=1/2(PF+PW)=kpa操作溫度tm根據(jù)操作壓強(qiáng)，依據(jù)Pm= PA0Xa+ PB0Xb并利用安托尼列出下式：PDA0B0PF=

13、145.5kpaPA0 +0.410PB0PW=kpaPA0 +0.9765PB0PA0=6.023-1206.35/（t+220.24） PB0=6.078-1343.94/（t+219.58） 試差得：tD=91.796 tF= tW=12tm(j)=1/2(tD+tF)=tm(t)=1/2(tF+tW)=(五). 平均分子量Mm塔頂 y1=0.97441MvDm=0.97478+(1-0.974)92=4141)92=26kg/kmol進(jìn)料板 yF=0.590 xF8 MvFm=0.59078+(1-0.590)92=kg/kmolMlFm=0.37878+(1-0.378)92=kg/

14、kmol塔底 xW235 yW40 MvWm=0.054078+(1-0.0540)92=kg/kmolMlWm=0.023578+(1-0.0235)92=kg/kmol則精餾段平均分子量Mlm(j)=1/2(MlDm+MlFm)=kg/kmol Mvm(j)=1/2(MvDm+MvFm)=kg/kmol提餾段平均分子量 Mlm(t)=1/2(MlFm+MlWm)=kg/kmol Mvm(t)=1/2(MvFm+MvWm)=kg/kmol平均密度根據(jù)公式1/（LM）=aA/(LA)+aB/(LB)其中a為質(zhì)量分率，其中LA, LB可查下圖：精餾段：1/（LMD）=/ +/798.5 從而得：

15、LMD800.925 kg/m31/（LMF）=0.55/ +0.45/ 從而得：LMF kg/m3故精餾段液相密度：LM(j)=1/2(800.925+789.044)= kg/m3氣體密度VM(j)=Pm(j)*Mvm(j)/(RT)=143.4*81.052/(8.314*()=kg/m3提餾段：1/（LMW）=/ +/7 從而得：LMD kg/m31/（LMF）=/ +/788.0 從而得：LMF789.044 kg/m3故提餾段液相密度：LM(t)=1/2(766.140+789.044)= kg/m3氣相密度:VM(t)=Pm(t)*Mvm(t)/(RT)*87.492/(8.31

16、4*(273.1+113.235)= kg/m3(六).液體表面張力m為每一種組分的表面張力之和m(D)=0.974+0.026=19.765mN/mm(F)=0.5901+0.410=18.877 mN/mm(W)=0.0235165= mN/m所以m(j)=19.321mN/m m(t)= mN/m(七).液體粘度(查化工原理上冊(cè)341頁(yè))D81mpasF=0.59035+0.410657 mpasW53029 mpasLM9 mpasLM8 mpas(八).塔的氣液負(fù)荷計(jì)算精餾段：V=(R+1)D=Kmol/hVs=(VMv(j)/(3600vm(j)=29.107*81.052/(36

17、00*3.777)=m3/sL=RD=Kmol/hLs=(LMl(j)/(3600lm(j)/(3600*794.985)= m3/s提餾段：V=Kmol/h Vs=(VMv(t)/(3600vm(t)=29.107*87.492/(3600*4.053)=0.175m3/sL=Kmol/hLs=(LMl(t)/(3600lm(t)=36.313*89.190/(3600*777.592)=116 m3/s二、工藝尺寸的計(jì)算(一)塔徑：1.精餾段：初選板間距HT=0.35m取板上液高h(yuǎn)l= HT-Hl=0m空塔氣速U 而U=安全系數(shù)UmaxUmax=C*(L-V)/v C20又因?yàn)?L-V)/

18、v 所以C=0.0616,Umax=0.0616*14.473=m/sU=0.7Umax=0.624m/sD=(4*Vs/(3.14*0.624)(1/2)=0.596m 取D=mAT=1/43.1415D2=0.283U空=4*Vs /(3.1415*D2)=m因?yàn)閁和U空相差不大,所以假設(shè)成立.2.提餾段 同理假設(shè)HT=0.40m取板上液高h(yuǎn)l=由史密斯關(guān)聯(lián)圖查到 C20=0.0685Umax=m/sU=0.7Umax= m/sD=m 取D=mAT=1/43.1415D2=0.283U空= m因?yàn)閁和U空相差不大,所以假設(shè)成立. (二)溢流裝置：(采用單溢流，不設(shè)進(jìn)口堰)*0.6=m精餾段

19、：出口堰高：hw=hL-how由橫軸和縱軸的值，查化工原理課程設(shè)計(jì)并取E=1how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3).Lh=0534m3/s=2m3/hHow=0814m取hw=45hL=hw-how降液管底隙高度（取液體通過降液管底隙流速為/s）ho=Lh/(3600lwu0)=04mLw/D=0.66(查圖化工原理下冊(cè)164頁(yè))降液管寬度Wd=0.15*0.60=0.090m 降液管面積Af=0.0=456 液體在降液管中停留時(shí)間t=AfHT/Ls=s5s(符合要求)提餾段：出口堰高：hw=hL-how由橫軸和縱軸的值，查化工原理課程設(shè)計(jì)并取E=1how=2.84/1000E(

20、Lh/lw)(2/3).Lh=0.00116*3600=m3/h How 取Hw=408mhL=0.0408-0.0137=0.0271降液管底隙高度：ho=Hw-0.006=mWd和Af與精餾段相同液體在降液管中停留時(shí)間t=AfHT/Ls=0s5s(符合要求)(三)塔板布置（等邊三角形排列）精餾段：取動(dòng)能因數(shù)F0=9 Wd=0.090mWs=60m Wc=35m 并取篩孔孔徑 孔速 Uo=Fo/(pv)1/2)=m/s每層板上浮閥數(shù) N=32(個(gè))鼓泡區(qū)面積Aa：其中R=D/2-Wc=0.265mx=D/2-(Wd+Ws)=0.150m所以Aa=0.150 浮閥用等邊三角形差排，孔中心距t1

21、=75mm排間距 t2=75*sin=mm提餾段：取動(dòng)能因數(shù)F0= Wd=0.090mWs=60m Wc=35m 并取篩孔孔徑 孔速：Uo=4.631m/s每一層板上浮閥數(shù) N=31.6=32(個(gè))其中R=D/2-Wc=0.265mx=D/2-(wd+ws)=0.15m所以Aa=0.150 浮閥排列與精餾段同(四)篩孔數(shù)和開孔率由塔板布置數(shù)據(jù)作圖精餾段：由圖查得浮閥數(shù)為31個(gè)重新驗(yàn)算孔速及動(dòng)能因數(shù)Uo=4.698m/sFo=Uo(pv)的開方)=9.132閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9-12之間，塔板開孔率=U/Uo在(10-14)范圍內(nèi)，符合要求。提餾段：查得浮閥數(shù)31個(gè)（因與精餾段塔板布置數(shù)

22、據(jù)同，可共用一圖）驗(yàn)算孔速及孔動(dòng)能因數(shù):Uo=4.726m/s F=9.514仍介于（9-12）之間符合要求塔板開孔率=U/Uo介于(10-14%)符合要求。(五)塔有效高度精餾段：Z(j)=(13-1)HT=12*0.35=提餾段：Z(j)=14HT=14*0.40=m三、負(fù)荷驗(yàn)算(一)流體力學(xué)驗(yàn)算：1壓強(qiáng)降P 精餾段： 干板阻力hc 臨界速度Uoc=(73.1/3.777)1.825=m/s Uo=m/s UocUo 所以：hc=19.9* Uo ()/pl=0. 0327m 氣體通過液層阻力hl 因?yàn)橐合酁榧妆給=0.5 hl=0.5(how+hw)=0.5*(0.00814+0.045

23、)=657m 液體表面張力造成的阻力h=0 所以hp= hc+h+hl =327657=592m 單板壓降P=hp*l*g=Pa,在265和530之間即滿足要求。 提餾段： 干板阻力hc 臨界速度Uoc=m/s Uo=31m/s UocUo所以：hc=19.9* Uo ()/pl=0. 0335m氣體通過液層阻力hl=0.5(how+hw)=273m液體表面張力造成的阻力h=0hp=hc+h+hl=5273=608m單板壓降P=hp*l*g=4Pa, 在265和530之間即滿足要求。2.淹塔：為防止淹塔的發(fā)生要求清液高 Hd=hp+hL+hd 精餾段：hp=92m,hL=3686mhd =0.

24、153*(Ls/(Lw*ho)2=0.153*(0.000534/(0.396*0.0104)2=Hd=hp+hL+hd =0.0592+=取=0.4 (HT+hw)=0.4*(0.35+0.045)=58因?yàn)镠d(HT+hw),所以符合要求。提餾段：hp=608m,hL=271mhd=0.153*(Ls/(Lw*ho)2=0.153*(0.00116/(0.396*0.0348)2=108mHd= hp+hL+hd =0.0608+0.0271+0.00108 =m取=0.4 (HT+hw)=因?yàn)镠d(HT+hw),所以符合要求。3. 霧沫夾帶（利用泛點(diǎn)率的兩個(gè)公式） 板上液層高度 ZL=D

25、-2Wd=0.6-2*0.09=0.42m 板上液流面積 Ab=AT-2Af=0.283-2*456=0.1918 取苯-甲苯物性系數(shù)K=1.0 CF查圖得 CF(j)= 2為防止霧沫夾帶的發(fā)生，控制泛點(diǎn)率 70%精餾段：泛點(diǎn)率1= 泛點(diǎn)率2=4提餾段：泛點(diǎn)率1=62.05 泛點(diǎn)率2=51.24證明所選符合要求！(二)負(fù)荷性能計(jì)算1霧沫夾帶線：（取液泛上限率80%）精餾段：91*Vs Ls *0.42)/(0.110*0.198*1)0 得: Vs Ls=0.1688 即:Vs=0.252-Ls由此可知霧沫夾帶線為直線，在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)Ls值，求出相應(yīng)值：LsVs提餾段：(0.0274*V

26、s Ls *0.42)/(0.112*0.198*1)0即:Vs Ls取值如下：Ls01Vs0.60642液泛線：精餾段有:*(3.777*( Vs/0.1481)2/(794.985*2*9.81)+*(Ls /(0.396*0.0104)2+(1+)(0.045+0.00284(3600*Ls/0.396)(2/3)最后整理得:=-Ls Vs1.2450提餾段有:0.1763=5.34*(4.053*( Vs/0.1481)2/(777.592*2*9.81)+0.153*(Ls /(0.396*0.0348)2+(1+0.5)*(0.0408+0.00284*(3600*Ls/0.396

27、)(2/3) 整理得:=-用下面的幾組數(shù)據(jù)作圖即得提留段的液泛曲線圖Ls Vs3液相負(fù)荷上限液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中的停留時(shí)間不低于=35以5S為下限則:(Ls)max=AfHT/5=3192在Vs-Ls圖上液相負(fù)荷上限為與氣體流量無關(guān)的豎直線4漏夜線對(duì)F1重閥取Fo=5則：(Vs)min(精)= =3.1415/4*(0.039)2*31*5/(3.777)0.5=m3/s(Vs)min(提)= =3.1415/4*(0.039)2*31*5/(4.053)0.5=m3/s即有: 取E=1液相負(fù)荷下限線：L(精)=L(提)=338m3/s6做負(fù)荷性能圖求操作彈性，將以上5條線繪于Ls-

28、Vs 圖上，即為負(fù)荷性能圖，中間包圍區(qū)域?yàn)樗宀僮鲄^(qū)，其中在圖上OP為操作線。由OP線與操作線交點(diǎn)找出（Vs）max與（Vs）min精餾段：操作彈性=提餾段：操作彈性=4.359(三)浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)Pmkpa各段平均溫度平均流量氣相Vsm3/s液相Lsm3/s實(shí)際塔板數(shù)N個(gè)1314板 間 距m塔 高Zm塔 徑Dm空塔氣速um/s塔板溢流形式單溢流，不設(shè)進(jìn)口堰溢流裝置溢流管型式m堰 長(zhǎng)Lwm堰 高h(yuǎn)wm溢流堰寬度Wdm底隙高度m0.0104閥孔閥孔數(shù)目n個(gè)3131孔 徑m孔 心 距tm閥孔氣速m/s開孔率1單板壓強(qiáng)降Ppa氣相最大負(fù)荷m3/s氣相最小負(fù)荷m3/s操作彈性四、換熱器選型（一）.計(jì)算并初選設(shè)備規(guī)格流體流徑的選擇哪一種流體流經(jīng)換熱器的管程, 哪一種流體流經(jīng)換熱器的殼程,下面幾點(diǎn)可作為選擇時(shí)參考的依據(jù):1).不潔凈和易結(jié)垢的流體走管內(nèi)，因?yàn)楣軆?nèi)清洗比較方便2).腐蝕性的流體走管內(nèi),以免管體和管子同時(shí)受腐.3)壓強(qiáng)高的流體易走管內(nèi)4).飽和蒸汽易走管間,以便及時(shí)排除冷凝液,且蒸汽較清潔,對(duì)清洗無要求.5).有毒流體易走管內(nèi),使泄漏機(jī)會(huì)更少.6)被冷卻的流體易走管間,可利用外殼向