苯-甲苯混合體系分離過(guò)程設(shè)計(jì)方案

10/41化工工程設(shè)計(jì)訓(xùn)練題目：苯—甲苯混合體系分別過(guò)程設(shè)計(jì)姓名：張招勤學(xué)院：應(yīng)用技術(shù)學(xué)院專(zhuān)業(yè)：石油化工生產(chǎn)技術(shù)學(xué)號(hào)： 0815010142指導(dǎo)教師：鄒長(zhǎng)軍2023126一、設(shè)計(jì)題目：苯—甲苯混合體系分別過(guò)程設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件1、設(shè)計(jì)任務(wù)生產(chǎn)力量<進(jìn)料量〕： 噸年操作周期： 小時(shí)進(jìn)料組成： 質(zhì)<，下同〕塔頂產(chǎn)品組成： >99%塔底產(chǎn)品組成： <2%2、操作條件操作壓力：常壓<表壓〕進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料冷卻水：20℃加熱蒸汽： 0.2Mpa塔頂為全凝器，中間泡點(diǎn)進(jìn)料，連續(xù)精餾。3、設(shè)備型式篩板式1、概述2、設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說(shuō)明3、塔板數(shù)的計(jì)算<板式塔〕4、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)板式塔：<1〕塔徑及提餾段塔板構(gòu)造尺寸確實(shí)定<2〕塔板的流體力學(xué)校核<3〕塔板的負(fù)荷性能圖<4〕總塔高、總壓降及接收尺寸確實(shí)定5〕678四、圖紙要求工藝流程圖帶掌握點(diǎn)<用A4〕五、設(shè)計(jì)時(shí)間：2023111520231210﹑煉過(guò)程流程圖，設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)。關(guān)鍵詞：板式塔、苯-甲苯、工藝計(jì)算、工藝流程圖第一章概述塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。依據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的構(gòu)造型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔塔內(nèi)裝有肯定數(shù)量的塔盤(pán),是氣液接觸和傳質(zhì)的根本構(gòu)兩相的組份濃度呈階梯變化。填料塔內(nèi)有肯定高度的填料，是氣液接觸和傳質(zhì)的根本構(gòu)件，屬微分接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，液體在填料外表呈膜狀自上而下流淌，氣體呈連續(xù)相自下而上與液體作逆流流淌，并進(jìn)展氣液兩相的傳質(zhì)和傳熱，兩相的組份深度或溫度沿塔高[1。板式塔在工業(yè)上的應(yīng)用由來(lái)已久，進(jìn)展并演化出了很多類(lèi)型。通?？梢砸罁?jù)塔板有無(wú)降液管劃分為：<1〕有降液管式塔板<也稱(chēng)溢流式塔板或錯(cuò)流式塔板〕如泡罩、浮閥、篩板和無(wú)降液管式塔板<也稱(chēng)穿流式塔板或逆流式塔板〕如穿流式篩板<柵板〕、穿流式波浪板。工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等[2]。作彈性大(5>效率高，即氣液兩相充分接觸，相際間傳熱面積大(6>構(gòu)造簡(jiǎn)潔、牢靠、省材、制造、安裝便利，設(shè)備本錢(qián)低(7>耐腐蝕，不易堵塞(8>操作修理便利[1]。80.15.5℃，在常溫下是一種無(wú)色、味甜、有芳香氣味的透亮液體，易揮發(fā)。苯比水密度低，密度為0.88g/mL，但其分子質(zhì)量比水重。苯難溶于水，11.7g的無(wú)機(jī)分子的力量很強(qiáng)。甲苯是最簡(jiǎn)潔，最重要的芳烴化合物之一。在空氣中，甲苯只能-95111苯帶有一種特別的芳香味，在常溫常壓下是一種無(wú)色透亮，清亮如水的液體，密度為0．866g／cm3，對(duì)光有很強(qiáng)的折射作用。甲苯幾乎不溶于水，但可以和二硫化碳、酒精、乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多數(shù)其他常用有機(jī)溶劑中也有很好的溶解性。甲苯的粘性為0.6mPas也就是說(shuō)它的粘稠性弱于水。分別苯和甲苯，可以利用二者沸點(diǎn)的不同，承受塔式設(shè)備轉(zhuǎn)變其溫度，使其分別并分別進(jìn)展回收和儲(chǔ)存。板式篩板塔、浮閥塔都是常用的塔類(lèi)型，可以依據(jù)不同塔各自特點(diǎn)選擇所需要的塔。篩板是在塔板上鉆有均布的篩孔，呈正三角形排列。上升氣流冷凝器冷卻器苯苯的儲(chǔ)罐原料原料罐冷凝器冷卻器苯苯的儲(chǔ)罐原料原料罐器原料預(yù)熱精餾塔再沸器冷卻器甲苯甲苯儲(chǔ)罐計(jì)中設(shè)計(jì)該種塔型。其次章流程方案確實(shí)定和說(shuō)明一、流程示意圖二、加料方式加料分兩種方式：泵加料和高位加料。高位加料通過(guò)掌握液位的高度，可以得到穩(wěn)定的流量，但要求搭建塔臺(tái)，增加根底建設(shè)費(fèi)用；泵加料屬于強(qiáng)制進(jìn)料方式，泵加料易受溫度的影響，流量不太穩(wěn)定流速也忽大忽小，影響傳質(zhì)效率?？恐亓Σ戳魈史绞娇墒∪ヒ还P費(fèi)用。本次加料選泵加料，泵和自動(dòng)調(diào)整裝置協(xié)作掌握進(jìn)料。三、進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料方式一般分為冷液進(jìn)料、泡點(diǎn)進(jìn)料、氣液混合物進(jìn)料、露點(diǎn)進(jìn)料、加熱蒸氣進(jìn)料等。冷液進(jìn)料對(duì)分別有利，但會(huì)增加操作費(fèi)用。泡點(diǎn)進(jìn)料對(duì)塔操作便利，不受季節(jié)的影響。泡點(diǎn)進(jìn)料基于恒摩爾流，假定精餾段和提餾段上升蒸氣相等，精餾段和提餾段塔徑根本相等。由于泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)塔的制造設(shè)備較為簡(jiǎn)潔，而其他方式進(jìn)料對(duì)設(shè)備的要求高，設(shè)計(jì)起來(lái)難度相對(duì)加大，所以承受泡點(diǎn)進(jìn)料。四、冷凝方式選全凝器，塔頂出來(lái)的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無(wú)需再次冷凝，且本次分別是為了分別苯與甲苯，且制造設(shè)備較為簡(jiǎn)潔且節(jié)約資金，選全凝器。五、回流方式宜承受重力回流，對(duì)于上型塔，冷凝液由重力作用回流入塔。優(yōu)點(diǎn)：回流冷凝器無(wú)需支撐構(gòu)造。缺點(diǎn)：回流掌握較難安裝，但強(qiáng)制回流需用泵、安裝費(fèi)用、電消耗用大，故不用強(qiáng)制回流，塔頂上升蒸氣承受冷凝冷卻回流入塔內(nèi)。六、加熱方式承受間接加熱，由于對(duì)同一種進(jìn)料組成，熱狀況及回流比得到一樣的餾出液組成及回收率時(shí)，利用直接蒸氣加熱時(shí)，所需理論塔板數(shù)比用間接蒸氣要多一些，假設(shè)待分別的混合液為水溶液，且水是難揮發(fā)駔分，釜液近于純水，這時(shí)可承受直接加熱方式。由于本次分別的是苯與甲苯混合體系，故承受間接加熱。七、加熱器選用管殼式換熱器。只有在工藝物料的特征性或工藝條件特別時(shí)才考慮選用其他型式。例如，熱敏性物料加熱多承受降膜式或者波浪管式換熱器或者換熱器流路均勻、加熱效率高的加熱器。八、操作壓力精餾操作壓力可分為常壓精餾、加壓精餾和減壓精餾。一般承受常壓精餾，壓力對(duì)揮發(fā)度的影響不大。在常壓下不能進(jìn)展分別或達(dá)不到分別要示時(shí)，承受加壓精餾，對(duì)于熱敏性物質(zhì)承受減壓精餾。當(dāng)壓力較高時(shí)，參考塔頂冷凝有利，對(duì)塔底加熱不利，同時(shí)壓力升高，相對(duì)揮發(fā)度降低，管徑較小，壁厚增加。本次設(shè)計(jì)選用是常壓作為操作壓力。

第三章塔板計(jì)算3.1設(shè)計(jì)方案確實(shí)定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分別苯—甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分別，應(yīng)承受連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中承受泡點(diǎn)進(jìn)料，將原原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升承受全凝器，冷凝液在泡點(diǎn)下一局部回流至塔內(nèi)，其余問(wèn)局部經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬于分別物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比23.2精餾塔的物料衡算3.2.1原料液分率:n甲苯的進(jìn)料摩爾流量:nA苯的進(jìn)料摩爾流量: n

720092.13B 720078.11A 總物料摩爾流量：F n n A x甲苯的進(jìn)料摩爾分率:xA

107.034 0.4588233.280xAB苯的進(jìn)料摩爾分率: 1xxAB

10458820.5412塔頂產(chǎn)品流量及摩爾分率:M總物料質(zhì)量流量：MF

7200M M 總物料質(zhì)量守衡： M M F D WM苯的質(zhì)量守衡：MA

DA

………………②,A,,MM由①②兩式聯(lián)立求解得：,MMWM WD F M M M D F ,n苯的摩爾流量：,nDAn

78.11DB 92.13,,DAnD ,,DAnD DB

x,苯的摩爾分率：x,DA

123.69540.9915124.7547x,D1x,D1xDB

10.99150.0085塔底產(chǎn)品的流量及分率：,n苯的摩爾流量：,nW A

78.11塔底產(chǎn)品的流量：W FD x,苯的摩爾分率：x,W A

2.5509 0.0235,108.5433,x,甲苯的進(jìn)料摩爾分率：x,W B

1x 10.02350.9765WA精餾塔的物料衡算表WA物料衡算表組分工程摩爾分率進(jìn)料苯126．2460．5412甲苯107．0340．4588總計(jì)233．2801．0000塔頂苯123．69540．9915甲苯1．05930．0085塔底苯124．75472.55061．00000．0235甲苯105.99270．9765總計(jì)108．54331．0000相對(duì)揮發(fā)度常壓下苯—甲苯的氣液平衡與溫度關(guān)系溫度T/<℃〕液相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)/x氣相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)/y110．60．000．00106．10．0880．212102．20．2000．37098．60．3000．50095．20．3970．61892．10．4890．71089．40．5920．78986．80．7000．85384．40．8030．91482．30．9030．95781．20．9500．97980．21．001．00由于泡點(diǎn)進(jìn)料q=1，由氣液平衡相數(shù)據(jù)，用內(nèi)插法求進(jìn)料溫度：0.4890.397 0.54120.39792.195.2 tF95.2苯與甲苯的安托尼常數(shù)組分組分ABC苯6．0311211220．8甲苯6．081345219．5安托尼方程：lgp A BTCkPa。ABC由安托尼方程求得：A p 137.721kPaA 相對(duì)揮發(fā)度： pA pB54.827pB最小回流比及回流比xF由于是飽和液體進(jìn)料，有q=1，q線為一垂直線，在x-y圖上交xFx于一點(diǎn)d，故點(diǎn)d：xd

yF xF d1( 1)xyF

1(2.5121)0.5412

0.7476最小回流比：xy0.99150.7476xy0.99150.7476yx0.74760.5412

D d

1.182d d回流比：理論塔板數(shù)NT精餾段的操作線方程：yxRyxn 1 R1n

1xR1Dx

2.364x2.3641nx

12.3641

0.2947n提餾段操作線方程：nyRD qFyn1(R1)D(1q)F

FDxx_n(R1)D(1q)Fwxx_

0.006n相平衡方程；ny x 2.512x1( 1〕x11.512x聯(lián)立精餾段操作線方程與進(jìn)料線q線方程求解得交點(diǎn)E(0.5412,0.675理論板計(jì)算過(guò)程:1 D 1y x 0.9915 1 D 12 y 0.9825 相平衡 2 3 y 0.9672 相平衡 3 4 y 0.9422 相平衡 4 5y 5

x 0.788456 y 0.8487 相平衡 56 7 y 0.7800 相平衡 7 8 y 0.7076 相平衡 8 8

88e相組成。9 y 0.6090相平衡 9 y10100.4631相平衡 x 0.2556y1010y11110.3157相平衡 x 0.1152y1111y120.1893y12

相平衡

0.0850yx1213130.10089相平衡 xyx121313y 0.0478相平衡 x

0.04280.019614 14由于1414 W W共需要理論塔板數(shù)N=13T全塔效率ET1〕由苯與甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)作出t-x-y圖：依據(jù)塔頂、塔釜的氣液相組成在依據(jù)塔頂、塔釜的氣液相組成在圖上查得：tDWTtt222〕平均黏度苯與甲苯的液體黏度溫度℃溫度℃8090100110120LLL,苯/(mPa.s)0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228在全塔平均溫度下的苯與甲苯的黏度：L,苯0.2679mPa.sLL,甲苯0.2759mPa.sL全塔溫度下的平均黏度：m05142苯0.4588甲苯0.2715m3〕全塔效率：T T 實(shí)際塔板數(shù)精餾段實(shí)際塔數(shù):N

NT精 7 14ET精 0.5188ET精餾段實(shí)際塔數(shù):N

NT提 6 12ET提 0.5188ET全塔實(shí)際塔板數(shù):N

NT 13 26ET0.5188ET第四章設(shè)備主要工藝尺寸1進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量：y由理論塔板數(shù)計(jì)算得：yF

0.4887FM FM 13塔釜平均摩爾質(zhì)量：13y由理論塔板的計(jì)算過(guò)程可得：y13

0.042VWmM 0.10098 VWmLWmM LWm提餾段平均摩爾質(zhì)量：MMVm 2MMLm 2平均密度的計(jì)算p Mvm 101.32586.473m vm RTm

液相平均密度的計(jì)算:塔釜液相平均密度的計(jì)算：由tW B 塔釜的液相平均密度：LDm

1進(jìn)料板液相的摩爾質(zhì)量：Ａ由查手冊(cè)得：／Ａ進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)：0.488778.11 0.4476

7986k３A0.488778.110.511392.13進(jìn)料板的液相密度：LFM

1提餾段液相平均密度：16/41801.491781.652LM 2 液相平均張力液相平均外表張力依下式計(jì)算，即：nxLm iii1進(jìn)料板液相平均外表張力：tＦA由＝90.341查手冊(cè)得：tＦA

BLFmB

2塔釜液相平均外表張力：A A LWm 2提餾段液相平均外表張力：Lm 2液相平均黏度液相平均黏度依下式計(jì)算，即：進(jìn)料板平均黏度：

lg xlgLm i i由查手冊(cè)得：A PB lgLFm 解得：LFm 塔釜液相平均黏度：由tw108.89C查手冊(cè)得：A 再由:lgLWm LWm解得： LWm提餾段液相平均黏度：Lm 2提餾段氣液相負(fù)荷：L” RD F 提餾段的氣液相體積流率：Vs VMvm

vm3600 36002.827vmLs LMLm Lm3600Lm

791.571

塔徑的計(jì)算由u Cmax

，式中C由C

(2020

由篩板塔汽液負(fù)20LVLVV(L(h V

)12

0.01643600 791.5911( )( 13.56593600 2.2827

0.0856h V取板間距HT

m，板上液層高度hL

H h 0.60.080.52mT L查篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖得C20

0.11519.2394C 0.1150.115( 20 20

0.114u Cmax

0.114 LVVLVV2.827

max

4VSu4VSu43.5659按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為：D 2m。3.142塔截面積：AT 4D2

22 4

V SA 3.14T

21〕溢流裝置地計(jì)算因塔徑D 2m，可選用單溢流弓形降液管，承受凹形受液盤(pán)。弓形降液管其lw(，則?。簂 0.7D 0.721.4mw②溢流堰高度hw液上液層高度h承受弗蘭西斯公式：owh 2.84

L2E(h)32ow 1000 lwLh——塔的液體流量E——液流收縮因素查液流收縮系數(shù)計(jì)算圖得：E 1則: how

2.84 0.0164360021( 21000 1.4

0.0357m取板上清液層高度hL

80mm則:hhh0.080.0357wLowWA：d f由lwD

，查弓形降液管參數(shù)圖得AADf AADT

0.151Af

d

0.15120.302m驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即：3600AHf TLh

36000.2890.610.57s5s0.01643600故降液管設(shè)計(jì)合理。u”0

Lh h 0 3600lu”

0.0164360036001.40.35

0.0334mw 0h h 0.04430.03340.0109m 0.006mw 0故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤(pán)，深度h”80mm。w2>塔板布置①塔板的分塊塔板分塊數(shù)表塔徑/mm塔板分塊數(shù)800～120031400～160041800～202352200～24006因D 800mm，故塔板承受分塊式，由上表查得塔板分為5塊②邊緣區(qū)寬度確定溢流堰前的安定區(qū)域?qū)挾龋篧s

0.08m溢流堰后的安定區(qū)域?qū)挾龋篧”s

0.06m無(wú)效區(qū)：Wc

0.05m19/4120/41③開(kāi)孔區(qū)面積開(kāi)孔區(qū)面積A計(jì)算為：aAa

2(x

xr2 x2r2sin1 r2 x2180 r其中x

D (W2

W)1(0.3020.08)0.618msrDW090952 06182

10.050.95m故A

0952

0.618arcsin( a篩孔直徑：

180 0.95由于處理物無(wú)腐蝕性且不易堵塞，故取篩孔徑dO 8mm篩板厚度：選用4mm的碳鋼板孔中心距：t20mm篩孔排列:篩孔排列按正三角形排列篩孔數(shù)：n1.55Aat2

0022

8409開(kāi)孔率:t2

100% 14.51%⑤氣體通過(guò)篩孔的速度u Vs0 A0

3.5659

1、塔板壓降干板阻力h的計(jì)算c2h 1 V u02c 2g CL 0do 8 24由 ，查篩板塔的汽液負(fù)荷因子曲線圖得C 0.7640故h c

2.827 791.571 0.76

氣體通過(guò)液層的阻力h計(jì)算lh h1 LV 3.5659u s a A AT fVF uV0 a

1.2507

1k12/sm12)]查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得 故h h1

0.04430.03577

液體外表張力的阻力h計(jì)算。液體外表張力所產(chǎn)生的阻力h由下式計(jì)算，即：4h L gd

L 0氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度h按下式計(jì)算：phhhh0.00123pcl氣體通過(guò)每層塔板的壓：p hp pL

g0.08473791.5719.810.65795kPa2、液沫夾帶液沫夾帶按下式計(jì)算：e

u 3.2 a V H 2.5hL T Lf h 2.5h 2.50.08f e

3.2V 0.80.2故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量e在允許的范圍內(nèi)。V3、漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速u(mài)

按下式計(jì)算：u0.min

V As.min

4.4CLh/L 4.40.760.08/su0

0.min穩(wěn)定系數(shù)為：K u0

u

故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。4、液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高H應(yīng)聽(tīng)從下式所表示的關(guān)d系，即：H (H h)d T w苯—甲苯物系屬一般物系，取 (HT而H h h hd p L d

h)()wh按下式計(jì)算：dL2Lh 0.153 s

)2

d lh 1.40.0334wo23/41H dH (Hd

h)，故本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。w1.漏液線由u0.min

V As.min

4.4Ch)h]/w ow L Vh E

h

hLhwhowu

s,minow 1000 lw得：

o,minAoAVs.min

w1000E hlwL23h/L 100013600L1.4100013600L1.423s0.00123 2.827s,min0.00150.00450.00150.0045s1.85451.9296ss0.0030.0061.90041.9705s1。2．液沫夾帶線以e 0.1kg液/kg氣為限，求V

L關(guān)系如下：su Vs Vs 0.351VsAAT a AAT

2.84 3600Ls23h f

w

h)2.5(0.0443 1.04( ))0.111.34Low 1000 1.4

sHT hf 61133Ls23 4933Ls23再由：e vL

(ua )3.2 0.1H hT fLsVs表Ls/(m3/s>Vs/(m3/s>Ls/(m3/s>Vs/(m3/s>0.00158.30340.0038.12360.00457.97270.0067.83812。3．液相負(fù)荷上限線以 4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限fAHT 4fLsLs,min

4

3。4．液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度h=0.006作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn):ow3600Lh 1(ow

lwl

0.006

4。5．液泛線令H (H h)d T w再由：25/41H h h hd p L dh h h hp c Lh hl Lh h hL w ow聯(lián)立解得：HT

( w

( 1)how

h h hc d無(wú)視h，將h與Lhow s

與Lhs

與Vss

s0.051

sa”

AC2

.V0b”HT

0 L( 1)hwc”0.153olwh2od”2.84103 E(1 代入數(shù)據(jù)得：

3600lw

2/3a”0.051

. V

0.051

0.003417AC20 0

791.571b”HT

( w

0.30.60(0.50.571)0.04430.1342c”0.153

0.1534

69.97d”2.84103 E(1

3600lw

36001.4

0.82代入整理得：V

2 s s

sLsVs表0.00150.0045ss5．96315．6384s0.0030.006s5．7945．485由此表數(shù)據(jù)可作出液5。6．負(fù)荷性能圖依據(jù)以上各線方程，作出塔的負(fù)荷性能圖：VsVs，m/3210438645A2100．0010．0030．0040．006L，m3/sS1漏液線2、液沫夾帶線3、液相負(fù)荷上限線4、液相負(fù)荷下限5、液泛線由圖可知，操作受液泛線和漏液掌握。工藝操作條件下氣體流對(duì)應(yīng)的最小操作負(fù)荷，最大負(fù)荷Vs,max Vs,min 2.1431四、總塔高、總壓降及接收尺寸確實(shí)定總塔高塔頂空間D 取H 2H 20.6D 塔釜空間取H 1.2mB裙座由于裙座內(nèi)徑大于800mm，故裙座壁厚取16mm，根底環(huán)厚度，18mmH4〕封頭高度1?。篐 0.5m1人孔

=0.6m。2依據(jù)每6～8個(gè)板開(kāi)一個(gè)孔因此開(kāi)三個(gè)人孔，并且每個(gè)人孔大小為：Hp 進(jìn)料板高度F?。篐 0.6mFF T F F D B 1 2總塔高：H (nn np1)H nF T F F D B 1 2總壓降干板阻力h的計(jì)算c2h 1 V u02c 2g CL 0do 8 24由 ，查篩板塔的汽液負(fù)荷因子曲線圖得C 0.7640故h c

2.827 791.571 0.76

氣體通過(guò)液層的阻力h計(jì)算lh h1 LV 3.5659u s a A AT fVF uV0 a

1.2507

1k12/sm12)]查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得 故h h1

0.04430.03577

液體外表張力的阻力h計(jì)算。液體外表張力所產(chǎn)生的阻力h由下式計(jì)算，即：4h L gd

L 0氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度h按下式計(jì)算：phhhh0.04030.04320.00123pcl氣體通過(guò)每層塔板的壓：p hp pL

g0.08473791.5719.810.65795kPa總壓降：P N P260.6579517.1067kpa接收尺寸1〕進(jìn)料管進(jìn)料管的構(gòu)造類(lèi)型很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、T形進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)承受直管進(jìn)料管。F 30024F V F F 801.49F

29/41WF設(shè)計(jì)取WF 則管徑

1.5～2.5m/s,本次4F3600WFLF4F3600WFLF419722.2236003.142801.49dF取進(jìn)料管規(guī)格Φ68×3.0則管內(nèi)徑d=62mmu

FdFd2424.61/36000622塔頂平均摩爾質(zhì)量：塔頂氣相平均摩爾質(zhì)量：VDMM VDM塔頂液相平均摩爾質(zhì)量：LDMM LDM78.22978.405M 2則塔頂蒸汽密度：v1 mMVDM

oo

精餾段氣相負(fù)荷：V (R1)D 精餾段氣相質(zhì)量流量：V1M V 操作壓力為常壓，蒸氣速度WP

可取12～20m/sW=20m/sP3600Wpv432867.6836003.14202.7可取回流管規(guī)格Φ478×9d=460mm3〕回流管承受直管回流管，回流管的回流量D124.7547kmol/h0.03465kmol/s塔頂液相平均摩爾質(zhì)量LDMM LDM塔頂平均密度：由t=80.3℃,查手冊(cè)得：DL苯 81667kgm3 L甲苯 8070kgm310.99 0.01814.667 LM 0.99 0.01814.667 L 2塔頂液相質(zhì)量流量：1L LM 1冷凝器安裝在塔頂時(shí)，回流液在管道中的流速不能太高，否則冷凝WR

0.2～0.5m/s,本次設(shè)計(jì)取W

=0.5m/s.4423120.0636003.140.5808.054L136004L13600WRLd圓整后: dR146mm

可取回流管規(guī)格Φ146×4.5d=141mm回流管內(nèi)實(shí)際流速u(mài) 4L1 423094.12 3600Ld2 36003148080501424>塔底出料管塔底摩爾流量: W 108.5433kmol/h平均密度: 平均摩爾質(zhì)量:M 質(zhì)量流量： W” MW 塔釜流出液體的速度W

0.5～1.0m/s,本次設(shè)計(jì)取W=1.0m/s.4W36004W3600W”WL48883.18336003.141781.562dWd圓整后:dW 68mm

W0.06342m63.42mm可取回流管規(guī)格Φ68×3.5則實(shí)際管徑d=61mm塔釜蒸汽接收實(shí)際流速u(mài) 4W1 3600Ld2

48883.1833600314781562

5〕法蘭由于常壓操作，全部法蘭均承受標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱(chēng)直徑，選用相應(yīng)法蘭。進(jìn)料管接收法蘭：PN6DN70HG5010回流管接收法蘭：PN6DN50HG5010塔釜出料管接法蘭：PN6DN80HG5010塔頂蒸汽管法蘭：PN6DN500HG5010第五章關(guān)心設(shè)備選型與計(jì)算一、泵計(jì)算及選型Ａ由查手冊(cè)得：／Ａ進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)：0.488778.11 0.4476

7986k３A 0.488778.110.511392.13進(jìn)料板的液相密度：LFM

1A LFm進(jìn)料板的平均黏度： lg A LFmLFm解得： LFm進(jìn)料量：F 30024F Q F F 801.49F取管速u(mài)2m/s則：4QFu44QFu40.0068363.142

0.06598m 65.98mm故可承受GB3091-93Φ68×3.5的油泵則內(nèi)徑d683.5261mm代入得:u4QF

d2Re du

31400620.0612.34801.49405.690.282取確定粗糙度為： 0.35mm`則相對(duì)粗糙度為：

dd將雷諾系數(shù)Re、相對(duì)粗糙度dd0.044Z12

代入莫狄圖摩擦系數(shù)圖，查圖得：T B 2進(jìn)料口位置高度：hZH H H 120.61.206T B 2H hu2f dg

9 23429.81

3.6235m揚(yáng)程H 依據(jù)流量Q F可選?。篒S80-65-125IS80-65-125型號(hào) IS80-65-125轉(zhuǎn)速r/min流量m3/h揚(yáng)程m效率 功率 KW 軸功率電動(dòng)機(jī)功率必需氣蝕余量m

29003022．5642．875．53．0選用臥式U型管換熱器,經(jīng)處理后,放在塔釜內(nèi),加熱蒸汽為0.2MPa、120.57℃的水蒸氣，傳熱系數(shù)K ：t再沸器液體入口溫度：tW1

t回流汽化為上升蒸氣時(shí)的溫度：tW2

t加熱蒸汽溫度：t1

t加熱蒸氣冷凝為液體溫度：t2

ttt則：ttt1 1 W1

ttt2 2 W2ttt

t可得：tm

tW由 tW甲苯

質(zhì)量流量：ms” 則傳熱量為:Q ms” 則傳熱面積:A Q 3224595.429Ktm 2520 11.68

三、冷凝器的計(jì)算及選型因本次設(shè)計(jì)冷凝與被冷凝氣體走管間，對(duì)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(zhǔn)時(shí)排出冷凝液，因此本次設(shè)計(jì)冷凝器選用重力回流直立冷凝器。冷凝水循環(huán)與氣體方向相反，當(dāng)逆流式流入冷凝器時(shí)，其液膜削減，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)約面積，削減材料費(fèi)用。冷卻劑承受深井水，冷卻水出口溫度一般不超過(guò)40℃，否則易結(jié)垢，取t2=38℃。塔頂溫度t

=80.3t

=80.1℃。冷凝水t=20D1t=38℃則:2

D2 1ttttD2ttttD

tt12tt12t t 42.360.1ttm,逆t

1 2

tln1t2

ln42.160.1由tD

,液體汽化潛熱共線圖得: 塔頂質(zhì)量流量:冷凝的熱量:Q ms :K=400kcal(m2

·h·℃>=1680KJ/(m

·h·℃>=0.466672KJ/(m·s·℃>2則傳熱面積:A Q 3611.788

mKt 0.4666750.00532m操作彈性為1.966,則A” 冷凝水流量:qCQ 3611.788 /s171989.9kg/hqCP水 (t2t1)(3820)4.2P列管式換熱器的規(guī)格公稱(chēng)直徑公稱(chēng)直徑mm管程數(shù)管子數(shù)量管長(zhǎng)/mm換熱面積/m2公稱(chēng)壓力MPa10002296000343.72.50第六章一、篩板塔設(shè)計(jì)結(jié)果表

設(shè)計(jì)結(jié)果匯總篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果序號(hào)序號(hào)工程數(shù)值123456789101112131415X1617181920212223242526272829303132二、接收及附屬設(shè)備

平均溫度tm,℃平均壓力Pm,KPa氣相流量m3/h液相流量m3/h實(shí)際塔板數(shù)塔徑,m實(shí)際有效高度，m板間距,m溢流形式降液管形式堰長(zhǎng),m堰高，m板上液層高度,m堰上液層高度,m降液管底隙高度,m安定區(qū)寬度,m邊緣區(qū)寬度,m開(kāi)孔區(qū)面積,m2篩孔直徑,m篩孔數(shù)目孔中心距,m開(kāi)孔率,%穩(wěn)定系數(shù)負(fù)荷上限負(fù)荷下限操作彈性

94.595101.3253.56590.016426215.60.6弓形1.40.04430.080.03570.03340.080.052.170.00884080.020.145121．271411．3171.6640.65795液泛線漏液線0.00314.2132．14131.966附屬設(shè)備1進(jìn)料管規(guī)格Φ68×3.02塔頂蒸氣管規(guī)格Φ478×93回流管規(guī)格Φ146×4.54塔底出料管規(guī)格Φ68×3.55冷凝器傳熱面積A，m2304.286再沸器傳熱面積A，m2109．557泵型號(hào)IS80-65-125一、回流比的選擇回流是保證精餾塔連續(xù)穩(wěn)定操作的必要條件之一，且回流比是影響精餾操作費(fèi)用和投資費(fèi)用的重要因素?？傎M(fèi)用中最低所對(duì)應(yīng)的回流比即為適宜回流比。在精餾設(shè)計(jì)中，一般并不進(jìn)展具體的經(jīng)濟(jì)衡算，而是依據(jù)閱歷1.1～21.182，我取的回流比R=2Rmin=2.364。二、塔高和塔徑影響塔板效率的因素有很多，概括起來(lái)有物性性質(zhì)﹑塔板構(gòu)造及操作條件三個(gè)方面。物性性質(zhì)主要是指黏度﹑密度﹑外表張力﹑集中系數(shù)及相對(duì)揮發(fā)度等。塔板的構(gòu)造主要包括塔板類(lèi)型板間距堰高及開(kāi)孔率等。操作條件是指溫度壓強(qiáng)氣體上升速度及氣液流量比等。影響塔板效率的因素多而簡(jiǎn)單，很難找到各因素之間的定量關(guān)系。設(shè)計(jì)中所用的板效率數(shù)據(jù)，一般是從相近的生產(chǎn)裝置或中式裝置中取得閱歷數(shù)據(jù)。因此，我通過(guò)閱歷數(shù)據(jù)和查表在綜合算得塔徑2m，19.1m。三、進(jìn)料狀況的影響由于不同進(jìn)料狀況的影響，使從進(jìn)料板上升蒸汽量及下降液體量發(fā)生變化，也即上升到精餾段的蒸汽量及下降到提留段的液體量發(fā)生了變化。我們選擇泡點(diǎn)進(jìn)料，由于原料液的溫度與板上液體的溫度相近，因此，原料液全部進(jìn)入提留段，作為提留段的回流液，兩端上升的蒸汽流相等，即L”LFV”V。四、關(guān)心設(shè)備對(duì)連續(xù)精餾裝置的熱量衡算，可以求得冷凝