精餾塔的物料衡算

1、濱州學院化學與化工系化工原理課程設計濱州學院 課程設計任務書一、設計題目：分別苯甲苯混合液的篩板板式精餾塔工藝設計二、設計條件：設計規(guī)模：苯甲苯混合液4 t/a。300 8 小時連續(xù)生產。原料組成：苯含量 35%質量百分率，下同.進料熱狀況：含苯 35%質量百分比，下同的苯甲苯混合液,25.分別要求：塔頂苯含量不低于98%，塔底苯含量不大于 0.8%。760mmHg20的濱州市三、設計內容1、設計方案的選定2、精餾塔的物料衡算3、塔板數(shù)確實定4、精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據的計算加熱物料進出口溫度、密度、粘度、比熱、導熱系數(shù)5、精餾塔塔體工藝尺寸的計算6、塔板主要工藝尺寸的計算7、塔板的流體

2、力學驗算8、塔板負荷性能圖精餾段9、換熱器設計10、餾塔接收尺寸計算11、制生產工藝流程圖帶把握點、機繪，A2 圖紙12、繪制板式精餾塔的總裝置圖包括局部構件A1圖紙13、撰寫課程設計說明書一份設計說明書的根本內容課程設計任務書課程設計成績評定表中英文摘要名目設計計算與說明設計結果匯總小結參考文獻14、 有關物性數(shù)據可查相關手冊15、 留意事項寫出具體計算步驟，并注明選用數(shù)據的來源每項設計完畢后列出計算結果明細表設計最終需裝訂成冊上交1濱州學院化學與化工系化工原理課程設計四、進度打算列出完成工程設計內容、繪圖等具體起始日期1、設計發(fā)動，下達設計任務書0.5天2、收集資料，閱讀教材，擬定設計進度

3、1-2天3、初步確定設計方案及設計計算內容5-6天4、繪制總裝置圖2-3天5、整理設計資料，撰寫設計說明書2 天6、設計小結及辯論1 天2濱州學院化學與化工系化工原理課程設計名目 HYPERLINK l “_TOC_250045“ 摘 要1 HYPERLINK l “_TOC_250044“ 緒 論1 HYPERLINK l “_TOC_250043“ 設計方案的選擇和論證2 HYPERLINK l “_TOC_250042“ 設計思路2 HYPERLINK l “_TOC_250041“ 設計方案確實定2 HYPERLINK l “_TOC_250040“ 第一章塔的工藝設計3 HYPERL

4、INK l “_TOC_250039“ 根底物性數(shù)據3 HYPERLINK l “_TOC_250038“ 精餾塔的物料衡算4 HYPERLINK l “_TOC_250037“ 1 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數(shù)4 HYPERLINK l “_TOC_250036“ 平衡線方程確實定5 HYPERLINK l “_TOC_250035“ 進料熱狀況q 確實定5 HYPERLINK l “_TOC_250034“ 操作回流比R 確實定6 HYPERLINK l “_TOC_250033“ 求精餾塔的氣液相負荷6 HYPERLINK l “_TOC_250032“ 操作線方程7 HYPERLI

5、NK l “_TOC_250031“ 用逐板法算理論板數(shù)7 HYPERLINK l “_TOC_250030“ 1.2.8.實際板數(shù)的求取8 HYPERLINK l “_TOC_250029“ 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據的計算8 HYPERLINK l “_TOC_250028“ 進料溫度的計算8 HYPERLINK l “_TOC_250027“ 操作壓強9 HYPERLINK l “_TOC_250026“ 平均摩爾質量的計算9平均密度計算10液體平均外表張力計算11液體平均粘度計算12 HYPERLINK l “_TOC_250025“ 精餾塔工藝尺寸的計算12 HYPERLINK

6、l “_TOC_250024“ 塔徑的計算12 HYPERLINK l “_TOC_250023“ 精餾塔有效高度的計算14 HYPERLINK l “_TOC_250022“ 塔板主要工藝尺寸的計算15 HYPERLINK l “_TOC_250021“ 塔板布置16 HYPERLINK l “_TOC_250020“ 篩板的流體力學驗算17 HYPERLINK l “_TOC_250019“ 1.8塔板負荷性能圖以提鎦段為例18 HYPERLINK l “_TOC_250018“ 1.9 小結21 HYPERLINK l “_TOC_250017“ 其次章熱量衡算22 HYPERLINK

7、l “_TOC_250016“ 相關介質的選擇22 HYPERLINK l “_TOC_250015“ 蒸發(fā)潛熱衡算22 HYPERLINK l “_TOC_250014“ 2.2.2 塔底熱量23 HYPERLINK l “_TOC_250013“ 焓值衡算24 HYPERLINK l “_TOC_250012“ 第三章關心設備27 HYPERLINK l “_TOC_250011“ 冷凝器的選型27 HYPERLINK l “_TOC_250010“ 計算冷卻水流量27 HYPERLINK l “_TOC_250009“ 冷凝器的計算與選型27 HYPERLINK l “_TOC_2500

8、08“ 冷凝器的核算283濱州學院化學與化工系化工原理課程設計 HYPERLINK l “_TOC_250007“ 管程對流傳熱系數(shù)28 HYPERLINK l “_TOC_250006“ 殼程流體對流傳熱系數(shù)29污垢熱阻30 HYPERLINK l “_TOC_250005“ 核算傳熱面積30 HYPERLINK l “_TOC_250004“ 核算壓力降31泵的選型與計算33再沸器的選型與計算33加熱介質的流量33再沸器的計算與選型33 HYPERLINK l “_TOC_250003“ 設計結果匯總35 HYPERLINK l “_TOC_250002“ 致謝36 HYPERLINK l

9、 “_TOC_250001“ 參考文獻36 HYPERLINK l “_TOC_250000“ 主要符號說明364濱州學院化學與化工系化工原理課程設計摘 要化工生產常需進展二元液相混合物的分別以到達提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同，并借助于屢次局部汽化和屢次局部冷凝到達輕重組分分別目的的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產中占有重要的地位。為此，把握氣液相平衡關系，生疏各種塔型的操作特性，對選擇、設計和分析分別過程中的各種參數(shù)是格外重要的。塔設備是化工、煉油生產中最重要的設備類型之一。本次設計的篩板塔是化工生產中主要的氣液傳質設備。此設計針對二元物系

10、的精餾問題進展分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設計過程，該設計方法被工程技術人員廣泛的承受。本設計書對苯和甲苯的分別設備篩板精餾塔做了較具體的表達，主要包括：工藝計算， 關心設備計算,塔設備等的附圖。承受篩板精餾塔，塔高14.3 米，塔徑1.2 米，按逐板計算理論板數(shù)為36。算得全塔效率為0.541。塔頂使用全凝器，局部回流。精餾段實際板數(shù)為 17，提餾段實際板數(shù)為 19。實際加料位置在第 18 塊板(從上往下數(shù))2.7,通過板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學驗算，均在安全操作范圍內。塔的附屬設備中，全部管線均承受無縫鋼管。再沸器承受臥式浮頭式換熱器。用 160飽16循水作冷

11、凝劑。飽和蒸汽走管程，釜液走殼程。關鍵詞：苯甲苯、板式精餾塔 篩板 計算 校核緒 論化工生產中常需進展液體混合物的分別以到達提純或回收有用組分的目的。互溶液體混合物的分別有多種方法，蒸餾及精餾是其中最常用的一種。蒸餾是分別均相混合物的單元操作之一，精餾是最常用的蒸餾方式，是組成化工生產過程的主要單元操作。為實現(xiàn)高純度的分別已成為蒸餾方法能否廣泛應用的核心問題，為此而提出了精餾過程。精餾的核心是回流，精餾操作的實質是塔底供熱產生蒸汽回流，塔頂冷凝造成液體回流。我們工科大學生應具有較高的綜合力量、解決實際生產問題的力量和創(chuàng)的力量。課程設計是一次讓我們接觸并了解實際生產的大好時機，我們應充分利用這樣

12、的時機去認真去對待。而穎的設計思想、科學的設計方法和優(yōu)秀的設計作品是我們所應堅持努力的方向和追求的目標。篩板塔的性能，并形成了較完善的設計方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有以下優(yōu)點： 生產力量20%40%塔板效率10%50%而且板式精餾塔也是很早消滅的一種板式1濱州學院化學與化工系化工原理課程設計塔，20 世紀 50 年月起對板式精餾塔進展了大量工業(yè)規(guī)模的爭辯，逐步把握了構造，塔盤造價削減 40%左右，安裝，修理都較簡潔。而在板式精餾塔中，篩板塔有構造比浮閥塔更簡潔，易6080左右，處理力量大等優(yōu)點，綜合考慮更符合本設計的要求。設計方案的選擇和論證設計思路在本次設計中，我們進展的是苯和甲苯二元

13、物系的精餾分別，簡潔蒸餾和平衡蒸餾只能到達組分的局部增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分別，是精餾塔的根本原理。實際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產品冷卻器等設備。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是篩板式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內的屢次局部汽化與屢次局部冷凝所實現(xiàn)分別的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，有時后可以考慮將余熱再利用，在此就不表達。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料。 器?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設備和操作費用之和最低。在

14、設計時要依據實際需要選定回流比。從苯甲苯的相關物性中可看出它們可近似地看作抱負物系。而且篩板與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負荷的變動而自動調整，因而在較寬的氣體負荷范圍內，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。設計方案確實定方案選定是指確定整個精餾裝置的流程。主要設備的構造形式和主要操作條件。所以方案1能滿足工藝要求，到達指定的產量和質量2操作平穩(wěn)，易于調整34生產安全。在實際的設計問題中，上述四項都是必需考慮的。本設計任務為分別苯和甲苯混合物，對于二元混合物的分別，應承受常壓下的連續(xù)精餾裝置。該物系屬于易分別物系，最小回流比較小，操作回

15、流比取最小回流比的 1.5 倍，塔釜承受間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐，塔頂承受全凝器。2濱州學院化學與化工系化工原理課程設計根底物性數(shù)據1常壓下，苯甲苯的汽液平衡數(shù)據溫度液相中苯的摩爾分x氣象中苯的摩爾分y溫度液相中苯的摩爾分x氣象中苯的摩爾分y110.560091.40.50.713109.910.010.02590.110.550.755108.790.030.071188.80.60.791107.610.050.11287.630.650.825105.050.10.20886.520.70.857102.790.150.29485.440.750.885100.750.20

16、.37284.40.80.91298.840.250.44283.330.850.93697.130.30.50782.250.90.95995.580.350.56681.110.950.9894.090.40.61980.660.970.98592.690.450.66780.210.990.9961(3)飽和蒸汽壓PoAntoinelgP A-BCtABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.5880908090100110120815803.9792.5780.3768.9810800.2790.3780.3770.0kg /m3甲苯kg /m3液體

17、外表張力溫度8090100110120mN /m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯mN /m31.6920.5919.9418.4117.313濱州學院化學與化工系化工原理課程設計液體外表粘度溫度8090100110120mPas0.3080.2790.2550.2330.215甲苯mPas0.3110.2860.2640.2540.2287液體的汽化熱8090100110120394.1386.9379.3371.58090100110120394.1386.9379.3371.5363.2379.9373.8367.6361.2354.6甲苯kJ /kg精餾塔的物料衡算

18、1 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數(shù)1苯的摩爾質量：M78 kg /kmolA甲苯的摩爾質量：M=92 kg / kmolB0.35/78xF 0.35/780.65/920.98/78xD0.98/780.02/920.008/78x 0.3884 0.98300.0094W0.008/780.992/92原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量：M0.388478(10.3884)9286.56kg /kmolFM0.983078(10.9830)92 78.24kg /kmolDM0.009478(10.0094)9291.86kg /kmolW物料衡算原料處理量：F 4000010364.

19、18kmol /hF D W即 DW 64.1814濱州學院化學與化工系化工原理課程設計易揮發(fā)組分物料衡算：FxF DxDWxW即 D0.9830W 0.009464.180.38842解得：D=24.18 kmol /hW=39.20kmol / h平衡線方程確實定由文獻中苯與甲苯的汽-液平衡組成可以找出m 23 12算出。yAB 2538462y1yxBA同理可算出其它的編號數(shù)值編號數(shù)值12.538462132.521322.474863142.523132.396396152.538542.363636162.568452.359773172.565262.369427182.59097

20、2.376344192.580982.399594202.598992.421988212.5789102.437008222.0309112.448115232.5799122.484321所以m 12x2.46xy 1 ( 1)x 11.46xq 確實定由文獻2中苯甲苯混合液 t-x-y 圖可知，進料組成x 0.3884 時，溶液的泡點為F96，9625 60 2由文獻3液體的比熱容查得：苯和甲苯的比熱容為1.83kJ/kg 5濱州學院化學與化工系化工原理課程設計故原料液的平均比熱容為C1.83780.3884 1.8392(1 0.3884) 158.40kJ/kg p用內插法計算操作條

21、件下，苯和甲苯的汽化熱7 可知：設苯和甲苯的汽化熱分別為X,YkJ/kg9590對于苯： 100 95X 386.9379.3 X解得：苯的汽化熱為383.10 kJ/kg同理：甲苯的汽化熱為370.70 kJ/kg所以m 0.3884 383.10 78 (1 0.3884) 370.70 92 32464.34kJ/kgC t 158.40 (95 25) 32464.34所以q p 32464.341.34所以qq q1xxq1q1F 3.94x 1.14R 確實定聯(lián)立：y2.46x 11.46x, y 3.94x 1.14解得：xq0.46, yq 0.68x yRD 0.98300.

22、68 1.377minyxqq0.68 0.46所以R 1.5Rmin1.51.61 2.07求精餾塔的氣液相負荷L RD 2.0724.9851.70kmol / hV (R 1)D (2.07 1)24.98 76.69kmol / hL” L qF 51.70 1.3464.18 137.70kmol / hV” V (q 1)F 76.69(1.341)64.18 98.51kmol / h6濱州學院化學與化工系化工原理課程設計操作線方程Rx2.070.9830精餾段操作線方程為：yn1xDx 0674x R1nR12.071n2.0710.314y L”xWx137.70w 39.2

23、00.00941.398x0.004n1V”V”98.5198.51n用逐板法算理論板數(shù)y x1x2.46x1y0.98301111y 1( 1)x111111.46x1 x 1 ( 1)xD 0.95922.461.460.9830y0.6740.95920.32 0.96652x0.92142同理可算出如下值：y 0.9410;x33y 0.9040;x4y 0.8544; x55y 0.7950;x6y 0.7324; x7y 0.6749; x88y 0.6285;x99y 0.5947; x 0.8664 0.7929 0.7046 0.6119 0.5266 0.4577 0.40

24、750.3736 x0.38841010F所以第10塊板上進料，以后將數(shù)據代入提餾段方程中。0.5183y1.3980.37360.004 0.5183;x11 0.30432.461.460.5183y 0.4214;x12y 0.3153;x1313y 0.2165;x1414y 0.2023;x1515y 0.1267;x16y 0.0804;x17y 0.0440;x1818y 0.0217;x19 0.2284 0.1577 0.1476 0.0935 0.0601 0.0343 0.01840.0089 xw0.0094所以總理論板數(shù)為NT19塊包括再沸器，第10塊板上進料。7濱州

25、學院化學與化工系化工原理課程設計1.2.8.實際板數(shù)的求取由苯與甲苯不同溫度下的平衡組成作出其二元液相圖。由圖可知x 0.0094 對應的塔底w溫度為 tW109.9 xD 0.9830 對應的塔頂?shù)臏囟葹?tD 80.3 ，這樣，平均塔溫為t 80.3109.95.2。2由閱歷式查文獻4ET)0.245L式中， 塔頂與塔底平均溫度下的液相黏度L塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度查文獻5在95.2 0.267mPas 0.275mPas 。0.2670.275 0.271mPas2E0.49(2.460.271)0.245 0.541。T精餾段實際板層數(shù) N精9/0.541 17提餾段實際板層數(shù)

26、 N提10/0.541 19所以精餾塔的總實際塔板數(shù)為N N N精提1719 36精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據的計算進料溫度的計算查苯甲苯的氣液平衡數(shù)據文獻1，可知tF 95 tD 80.3 t109.9 W8濱州學院化學與化工系化工原理課程設計精餾段平均溫度： tm1(80.395)287.65 C提餾段平均溫度： tm2 (109.995) 102.45 C2操作壓強0.7kPa塔頂壓強P=101.33kPaD進料板壓強：P=101.33+18 0.7=113.93kPaF塔底壓強：P=122.33KPaw(101.33113.93)Pm 12 (113.93125.83)107.63K

27、PaPm2 119.88KPa2平均摩爾質量的計算XD Y 0.9830, x1 0.9592MVDmMLDm0.983078(10.9830)92 78.24kg / kmol0.959278(10.9592)92 78.57kg / kmol進料板：YF 0.5947, xF 0.3736MVFmMLFm0.594778(10.5947)92 83.67kg / kmol0.373678(10.3736)92 86.77kg / kmolYW 0.0217, xw 0.0089MVWmMLWm0.021778(10.0217)92 91.70kg / kmol0.008978(10.008

28、9)92 91.88kg / kmol78.2483.67精餾段平均摩爾質量：MVm1278.57 87.7780.96kg /lmolMLm1 82.67kg / kmol29濱州學院化學與化工系化工原理課程設計提餾段平均摩爾質量M 83.67 91.70286.77 91.8887.69kg / kmol：MLm289.33kg /kmol2平均密度計算氣相平均密度計算vm抱負氣體狀態(tài)方程計算，即PM107.6380.96精餾段氣相密度：vm1m1RTm12.90kg /m38.314(87.65273.15)Pm2PM119.8887.693.37kg /m3提餾段氣相密度：vm2RT8

29、.314(102.45273.15)m2液相平均密度計算Lm1 /iim0.9830780.9799AD0.983078(10.9830)92當t 80.3 時,用內插法求得以下數(shù)據D 814.67kg / m3,A809.71kg / m3LDm0.97990.02011/ ()814.57kg 814.67809.71對于進料板：t 95 用內插法求得以下數(shù)據F 798.20 kg / m3, A 795.25 kg / m30.3884780.3499AF0.388478(10.3884)920.34990.65011/ ()796.36kg /m3LFm798.20795.25對于塔底

30、：t109.9 ，查表1-4得w10濱州學院化學與化工系化工原理課程設計 780.4kg / m3,780.4kg /m3AB0.0094780.0080AW0.009478(10.0094)920.0080.99201/ () 780.4kg /m3LWm780.4780.4精餾段平均密度： Lm1LDmLFm2 814.57796.362 805.47kg / m3796.36780.4提餾段平均密度：LM2 LWmLFm 2 788.38kg / m32液體平均外表張力計算液相平均外表張力計算公式：Lmx iitD80.3 ，查文獻621.23mN /m,LA31.35mN / mLDm

31、0.983021.23(10.9830)31.35 21.40mN / mtF619.46mN / m,LA 20.26mN / mLFm 0.388419.46(10.3884)20.26 19.95mN / mtW109.9 ，查文獻617.67 mN / m,LA18.43mN / m 0.009417.67 (10.0094) 18.43 18.42mN / mLWm精餾段平均外表張力：Lm1 21.4019.95 20.68mN /m2提餾段平均外表張力： 19.95 18.42219.19mN / m11濱州學院化學與化工系化工原理課程設計液體平均粘度計算lgmxilgi塔頂：t

32、80.3 ，查文獻5D 0.307mP s, 0.310 mP sABlg 0.9830lg0.307 (10.9830)lg0.310LDm LDM 0.308 mP s進料板：t 95 ，查文獻6F 0.267 mP s, 0.275mP sABlg 0.3884lg0.267 (10.3884)lg0.275LFm 0.272mPsLFmtW109.9 ，查文獻6 0.233mP s,0.254mPsABlg 0.0094lg0.233(10.0094)lg0.254LWm 0.254mPsLWm所以 0.308 0.272 0.254 0.278mP sLm3精餾塔工藝尺寸的計算塔徑的

33、計算精餾段氣液相體積流量為V Vm1125.1081.40 0.593m3 s1S1Vm136002.9012濱州學院化學與化工系化工原理課程設計LLm188.5283.17 0.0015m3 s1S1Lm13600804.42提餾段氣液體積流量V M125.1088.03VS23600Vm2LMLS23600 0.712m3 s136003.3288.5288.66 0.0043m3 s13600787.92精餾段塔徑計算欲求塔徑應求出空塔氣速u u 安全系數(shù) u LVVumaxC式中的C7查出橫坐標的數(shù)值為L10.0015805.47 1Vs (L )sV2 0.5932.90) 2 0.

34、0422HT0.45m，取板上液層高度 hL=0.06m 。故HhT0.450.06 0.39m查圖得到C 0.08420因物系外表張力 =20.68mN/m20mN/m，故無需校正C C0.08420umax 0.0841.39ms-1805.47 2.902.90805.47 2.902.90u 0.70umax 0.701.39 0.98m s-14Vus40.5933.144Vus40.5933.140.98按標準塔徑圓整為D 1.0m提餾段塔徑計算13濱州學院化學與化工系化工原理課程設計L10.0043788.38 1Vs (L )sV2 0.7123.37) 2 0.0924HT0

35、.45m板上液層高度hL 0.06m則 HhT 0.450.06 0.39m查文獻史密斯關聯(lián)圖7得到C 0.08020因物系外表張力 19.19mN / m20mN/m，故無需校正C C19.19(L )0.2 0.0793202020取安全系數(shù)為0.7 ，則空塔速度為788.383.373.37u 0.70.0793 788.383.373.37us40.7123.14us40.7123.140.847按標準塔徑圓整為D1.2m依據上述精餾段和提餾段塔徑的計算，可知全塔塔徑為 D 1.2m塔截面積為 AT D2 4 1.22 1.13m24以下的計算將以精餾段為例進展計算：Vs實際空塔氣速為

36、 T 0.8471.130.75m/s精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為ZN精HT170.45 7.2m提餾段有效高度為ZN提HT190.45 8.1m在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m 。故精餾塔的有效高度為Z ZZ精0.8 7.28.10.8 14.3m14濱州學院化學與化工系化工原理課程設計塔板主要工藝尺寸的計算因塔徑D=1.2m 可承受單溢流、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設進口堰。各項計算如下：溢流堰長lw取堰長l為0.66D，即l 0.661.2 0.792mww溢流堰堰高hwhhh由于承受平直堰wLow查文獻2液流收縮系數(shù)計算圖，E=1.0h 2.84103 E(OWL

37、2h ) 32lW36000.0043 2 2.84103 1(0.79236000.0043 23 0.02m取板上清液層高度 hL 0.06m故 hhhWL 0.060.002 0.04m弓形降液管的寬度WAdflw 0.66，查文獻2弓形降液管的寬度與面積圖得WdA0.124,f0.0722DDAt故W 0.124D 0.1241.2 0.1488mdA 0.0722AfAH 0.07221.13 0.082m依式 fT 驗算液體在降液管中停留時間，即LsA H f 0.0820.458.6s 5sL0.0043S1故降液管設計合理。降液管底隙高度h0取液體通過降液管底隙的流速u”00.

38、19m/s，則LhS0.00430.028mL0lu0.7920.19W015濱州學院化學與化工系化工原理課程設計hhW 0.040.028 0.012m 0.006m故降液管底隙高度設計合理選用凹形受液盤，深度h”W 50mm塔板布置取邊緣區(qū)寬度Wc 0.035m,安定區(qū)寬度Ws 0.065m計算開孔區(qū)面積R2 x2AR2 x2aR2 sin1180 x Rx D W W 1.2 0.14880.0650.386m2ds2R D W2m3.140.386A 20.386a0.5652 arcsin0.5652 0.5652 0.3862 0.798m23 篩孔數(shù)n 與開孔率取篩孔的孔徑d 6

39、mm，正三角形排列，一般碳鋼的板厚 為3m,取t/d3.5oo故孔中心距t 3.56 21mm依下式計算塔板上篩孔數(shù)n ,即n (1158103 A 2095孔212a依下式計算塔板上開孔區(qū)的開孔率即： A0.907 0.907 7.4% 515%范圍內A(t /d0)23.52O精餾段每層板上的開孔面積A為AO0 Aa 0.074 0.798 0.06m2V氣孔通過篩孔的氣速us0A0 0.712 11.86m/s0.0616濱州學院化學與化工系化工原理課程設計篩板的流體力學驗算C1、依據干板壓降相當?shù)囊褐叨萮C依d/ 6/3 2，查表知C=0.793oOu11.863.37h 0.051

40、(c0 )2(cv ) 0.051()2() 0.0488m0.793788.380Lh氣流穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨?lsVua A AsVT0.7123.37 1.22 0.08243.370.68m/svF vaa0.681.25由圖充氣系數(shù)與FOa的關聯(lián)圖查取板上液層充氣系數(shù)O0.62h hl0 L (h0h) 0.620.06 0.0372mow抑制液體外表張力所造成的靜壓頭降h44103hgdL0 9.80.006 0.00165mhhph hc 0.0488 0.0372 0.00165 0.08765m則單板壓降 Pph pg 0.0876 9.8 677.88 pa 70

41、0pa(設計允許值)L提鎦段霧沫夾帶量eV的驗算由式e 5.7106 (u)3.25.71060.68()3.20.00410.1kg 液/kgavHhaTf1030.452.50.06氣，故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶提餾段漏液的驗算u 4.4C(0.00560.13hh)/OWOLLV(0.0056 0.13(0.0056 0.130.06 0.00165) / 3.375.87m/s17濱州學院化學與化工系化工原理課程設計篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K u0u 11.86 2.05 1.5,故在設計負荷下不會產生過量漏液5.78ow提餾段液泛驗算為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液層高度H由

42、HhhhdpLdHh dTw計算0.0043h0.153(d0.028)2 0.03mHhhhdpL 0.0876+0.06+0.03 0.178W取 =0.5.則(HT hW) 0.5(0.450.04) 0.245 Hd在設計負荷下不會發(fā)生液泛塔板負荷性能圖以提鎦段為例霧沫夾帶線e 5.7106 (VHua )3.2式中 uaTfssA AssA ATf1.22 0.08240.95Vs(a)E 1.0lw 0.792m ,hw 0.04m取霧沫夾帶極限量eV0.1kg/kg 19.19103 N /mHT0.45mh2.5(hfh) 2.50.04 2.84103 E(ow3600ll2

43、s )3 w 2.50.04 0.78ls3 0.11.95l 322s22b取e 0.1kg 液/kg 氣， 19.19103 N /m,Hv0.45m由b可得0.15.71061030.95V2s20.450.11.95l 3s)3.218濱州學院化學與化工系化工原理課程設計整理得 Vs 3.0 12.65l 32s2在操作范圍內，任取幾個Ls 值，依上式計算出Vs 值計算結果列于下表LL/m3 /sS0.51032.51034.136.5 10-38.5103V/m3 /sS2.902.762.652.502.372液泛線(Hh) hhhhTWPWOWdE 1.0,Lw 0.792mh

44、2.84103 E(ow3600lLws )3 0.78l2s223ch h hPCuhVh 0.051(o )2(v ) 0.051(s)2(v )cc0LVC A00L3.370.051(s)2( 0.7920.06788.38s l(h +h0w) 0.62(0.04 0.78ls3 ) 0.0248 0.484l 322s2222 h0.096V 2 0.001650.02480.484l 3pss0.026450.096V 2 0.484l 3ss(d)h0.153()2 0.153(ls)2 311.12l2(e)dl .hwo0.7920.028s將H 0.45m,hT 0.04

45、, 0.5代入cde0.8532400.853240l 2 11.38l 32sss在操作范圍內，任取幾個LL/L/m3 /sS0.51032.51034.130.696.51038.5103V/m3 /sS0.880.780.580.49值，依上式計算出VS值計算結果列于下表( 3 )液相負荷上限線19濱州學院化學與化工系化工原理課程設計以 4s 作為液體在降液管中停留時間的下限Ls.maxT .AT 0.450.0824 0.0092m3 / s據此可以作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限4漏液線h hluhowV 0.040.78l 32s2OWAO(0.0056(0.00560.13h

46、 h )lus.min 4.4CowA0o(0.049260.7793l 3)275.6293s2經計算得Vs0.21.221.2223.72l 3s2S值，依上式計算出VS值計算結果列于下表LL/m3 / sS0.51032.5 1034.5103V/m3 / sS0.2340.2570.2736.51030.2968.51030.318(5) 液相負荷下限對于平流堰，取堰上液層高度how=0.006m作為最小液體負荷標準，取 E=1.0,由式3600l22h 2.84103 E(ows )3Lw0.78l 3s整理上式得L 7.7104s.min據此可做出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線

47、20濱州學院化學與化工系化工原理課程設計3.53.532.521.51霧沫夾帶線漏液線操作線液泛線0.5000.0020.0040.0060.0080.010.012在負荷性能圖上，作出操作點限為漏把握。故操作彈性為0.740.272.71.9小結從塔板負荷性能圖中可看出，按生產任務規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點在適宜操作區(qū)的適中位置，說明塔板設計合理。由于液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶把握，操作下限由漏液線把握。按固定的液氣比，從負荷性能圖中可查得氣相負荷上限V0.27m3/s，所以可得=0.74m3/s,氣相負荷下限 VsminVVsmin0.74 0.27

48、 2.7塔板的這一操作彈性在合理的范圍(25)之內，由此也可說明塔板設計是合理的21濱州學院化學與化工系化工原理課程設計相關介質的選擇加熱介質的選擇1603.69atm 。緣由：水蒸氣清潔易得，不易結垢，不腐蝕管道。飽和水蒸氣冷凝放熱值大，而水蒸氣壓力越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相應削減，但水蒸氣壓力不宜太高。冷凝劑2016。緣由：冷卻水便利易得，清潔不易結垢，升溫線越高，用水量越小，但平均溫差小，傳熱面積16。蒸發(fā)潛熱衡算苯甲苯的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度物質沸點0C蒸發(fā)潛熱KJ/Kg臨界溫度T/KC苯80.1393.9561.65甲苯110.63363591.721塔頂熱量Q(R1)D(ICIVD)

49、其中IIVD XHD(1 XD)HVBHV2t80.30CDHV11T(r2 )0.381Tr1苯:T(80.3273.15)/(288.5273.15)0.629r2T(80.1273.15)/(288.5273.15)0.597r11T10.629蒸發(fā)潛熱HV2HV1( )0.381Tr1 393.9()0.3810.597381.71kJ /kg22濱州學院化學與化工系化工原理課程設計T(80.3273.15)/(318.57273.15)0.597r2T(110.63273.15)/(318.57273.15)0.649r1蒸發(fā)潛熱HV2HV11T( )0.381Tr11 0.597

50、363()0.3810.649382.57kJ /kgD” MVDmD 78.2426.12 2043.63kJ / hIIVD X HD(1 X)HDV20.9830381.71(10.9830)382.57 381.72kJ / kgQ (R1)D” (II)CVDLD (2.07 1)2043.67381.72 2.39106kJ / h2.2.2 塔底熱量Q(R1)D(ICI)LD其中IIVD XHD(1 XD)HVBHV2tWHV11T(r2 )0.381Tr1苯:T(109.9273.15)/(288.5273.15)0.682r2T(80.1273.15)/(288.5273.1

51、5)0.629r11T10.682蒸發(fā)潛熱HV2HV1( )0.381Tr1 393.9()0.3810.629371.49kJ /kgT(110273.15)/(318.57273.15)0.648r2T(110.63273.15)/(318.57273.15)0.649r11T10.648蒸發(fā)潛熱HV2HV1(r2 )0.381Tr1 363()0.3810.64923363.39kJ /kg濱州學院化學與化工系化工原理課程設計M LWmD” MLWmW 91.8639.203600.12kJ / hIIVw)HDXHDV1 (10.0094)363.390.0094371.49 363.

52、47kJ / kgQ(R1)D” (II)CVDLD (2.07 1)3600.13363.47 4.02106kJ / h焓值衡算由前面的計算過程及結果可知：塔頂溫度tD81.4 ，塔底溫度 tw110 ，進料溫度t 95.58。F溫度050100150苯 kJ /kmol k)72.789.7104.8118.1甲苯kJ /kmol k)93.3113.3131.0146.6t81.4下:D用內插法計算的：C 98.85kJ / (kmol k)C124.02kJ /(kmol k)p1p2CCxpP1DC(1 x)P2D98.850.9830124.02(10.9830) 99.28kJ

53、 /(kmolk)t110 下：wC107.43kJ / (kmol k)C134.08kJ / (kmol k)P1p2CCxpP1C(1x)P2W107.430.0094134.08(10.0094) 133.83kJ /(kmolk)t80.48下：D393.09KJ / kg379.05KJ /kg12 x1 D (1x)2D 393.090.9744379.05(10.9744) 392.73KJ / kg24濱州學院化學與化工系化工原理課程設計t110下：w371.5KJ /kg361.2KJ /kg12 x1 D (1 x)2D 371.50.0094361.2(10.0094)

54、 361.3KJ /kg0時塔頂氣體上升的焓QV0為基準。QV CtVPV MD 76.69133.8380.376.69392.7378.24 3.18106 KJ / h回流液的焓QR回流液組成與塔頂組成一樣。Q LCRt”D51.70133.8380.3 5.56105KJ /h塔頂餾出液的焓QDQ DCtDDD 24.98133.8380.3 2.68105KJ /h冷凝器消耗的焓QCQ =Q -Q -QCVRD3.18106 5.56105 2.08105 2.42106kJ /h進料口的焓QFt 95下：FC103.29kJ /(kmol k)P1C129.23kJ /(kmol

55、k)P2CCxC)PP1FP2F103.290.3884129.23(10.3884) 119.15KJ /(kmolK)25濱州學院化學與化工系化工原理課程設計所以QF F CtPF 64.18119.1595 7.26105 KJ / h塔底殘液的焓QWQW CtWW 39.2133.83109.9 5.76105 KJ / h再沸器QBQ V ”M” (R 1)D (q1)F”BWmm(2.07 1)24.98(1.341)64.1891.86361.3 3.27106kJ / h工程進料冷凝器塔頂餾出液塔底殘液再沸器平均比熱kJ /(kmol K)119.1599.28133.83熱量

56、kJ /h7.261052.421052.681055.761053.2710626濱州學院化學與化工系化工原理課程設計冷凝器的選型本設計冷凝器管殼式冷凝器緣由：因本設計冷凝器與被冷凝氣體走管間，對于蒸餾塔的冷凝器，一般選管殼式冷凝器，螺旋板式換熱器，以便準時排出冷凝液。冷凝水循環(huán)與氣體之間方向相反，當逆流式流入冷凝器時，起液膜削減，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)約面積，削減材料費用。取進口冷卻水溫度為t1=20(夏季)冷卻水出口溫度一般不超過40，否則易結垢，取出口溫度t36。2泡點回流溫度tD80.32036被冷凝的氣體的溫度 80.3 ， 冷凝水的平均溫度 28oC 。在此前提下，2C99.28K

57、J /(kmol K) 99.28KJ /(81.4kg K) 1.236KJ /(kg K)P 103/W m-11工程Cp(KJ/(kg /(kg/m3) /Pa s種類K)混合氣體1.2262.909.37410-60.167冷卻后的混合液體1.820804.420.29210-30.143冷凝水4.176103m-11W996.20.836010-361.3861計算冷卻水流量cQcG C(tcQcP22.42 106 3.6104kg / ht )4.176(3620)1冷凝器的計算與選型冷凝器選擇列管式，逆流方式。27濱州學院化學與化工系化工原理課程設計tt(80.336)(80.

58、320)t2 t1 80.3 36 52.0oCmln2t180.3 20Q KStCm取K=600W/m2CSQ Cm2.42106kJ / s21.54m236000.6kW /(m2 oC)52oC按單管程計時，初步選定換熱器殼徑/mm殼徑/mm800管子尺寸25mm 2.5mm公稱壓力/Mpa2.5管長3m管子總數(shù)98管城流通面積/m 20.0364管程數(shù)1管子排列方式正三角形殼程數(shù)1管中心距/mm32實際換熱面積 Snd L 2320.025(4.50.1)80.1m200采 用 此 換 熱 面 積 的 換 熱 器 ， 要 求 過 程 的 總 傳 熱 系 數(shù) 為cQK0 S tcQ0

59、m2.42106kJ / s579.7W /(m2 oC)360022.3m2 52oC冷凝器的核算管程對流傳熱系數(shù) 0.023i管程流體流通截面積 Re0.8 Pr0.4di28濱州學院化學與化工系化工原理課程設計S 0.022 98i42 0.031m2管程流體流速sui VsSi雷諾數(shù)3.61040.324m/s3600996.20.031Re dui 0.020.327996.20.83601037721普朗特數(shù)Pr C 4.176103 0.8360103p0.62p5.6 0.023 idiRe0.8 Pr0.4 0.0230.620.0277210.8 5.60.4 1834W

60、/ (m2 oC)殼程流體對流傳熱系數(shù) 0.55 C1 3 0.140.36e0P0dew管子正三角形排列，傳熱當量直徑為3334(t2 d 2)4(0.0322 0.0252)d240ed0240.025 0.02m殼程流通截面積0.025A hD(1 d0 ) 0.150.8(1) 0.026m20.025t0.032殼程流體流速、雷諾數(shù)及普朗特數(shù)分別為Vu0V (R 1)DMv (2.42 1)36.5878.36 47.66m / s0AAv3600 2.90 0.0197dReu 0.02 22.1805.47e 01.2210600.292 103PrC 1.226103 9.37