化工原理苯和甲苯的分離項目設(shè)計方案

化工原理苯和甲苯的分別工程設(shè)計方案1作為釜殘液取出。作為釜殘液取出。概述應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備,更是成為化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。常見的可濕等。而工業(yè)上對塔設(shè)備的主要要：生產(chǎn)力量大；傳熱、傳質(zhì)效率高；氣流的摩擦阻力??；操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強，操作彈性大；構(gòu)造簡潔，材料耗用量少；制造安裝簡潔，操作修理便利。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。〔也有并流向下者與液相接觸進展質(zhì)熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。它們都可使氣〔或汽〕液或為兩類：〔1〕有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導向篩板、型垂直篩S〔柵板穿流式波浪板等。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。形成了較完善的設(shè)計方法。與泡罩塔相比，篩板塔具有以下優(yōu)點：生產(chǎn)力量大來對篩板塔盤的爭論還在進展，消滅了大孔徑篩板〔孔徑可達20-25mm〕，導向3-8mm，按正三角形排列。空間距與孔徑的比為便。只是漏液點低，操作彈性小。篩板塔的特點如下：〔1〕構(gòu)造簡潔、制造修理生產(chǎn)力量大，比浮閥塔還高?！?〕塔板壓力降較低，適宜于真空蒸〔5〕合理設(shè)計的篩板塔可是具有較高的操作彈性，僅稍低與泡罩塔。〔6〕小孔徑篩板易堵塞，故不宜處理臟的、粘性大的和帶有固體粒子的料液。設(shè)計依據(jù)設(shè)計題目：分別苯-甲苯精餾塔設(shè)計設(shè)計任務(wù)及操作條件〔1〕設(shè)計任務(wù)/年操作周期：300*24=7200/年45%〔質(zhì)量分率，下同〕塔頂產(chǎn)品組成：＞98%塔底產(chǎn)品組成：＜2%〔2〕操作條件操作壓力：常壓冷卻水：20℃加熱蒸汽：0.2MPa設(shè)備型式：篩板式設(shè)計原則本設(shè)計任務(wù)為分別苯-甲苯混合物。對于二元混合物的分別，應(yīng)承受連續(xù)精餾流程。設(shè)計中承受氣液混合物進料，將原料液通過預熱器加熱至溫度后其余局部作為塔頂產(chǎn)品冷卻后送至儲罐。該物系屬易分別物系，最小回流比較2冷卻后送至儲罐。廠址選擇市富拉爾基區(qū)第2章 設(shè)計方案的選擇與論證指標確實定。例如組分的分別挨次、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。設(shè)計流程〔壓降小、彈性大、效率高〕的塔段高度以及開人孔數(shù)目的取值有關(guān)，可查資料[2]2-1參數(shù)選取工程 方 式壓力加料狀態(tài)加熱方式回流 比 冷凝器冷卻介質(zhì)板式塔選取 連續(xù)精餾常壓氣液混合間接蒸汽R=(1.1-2.0)Rmin全凝器自來水 篩板塔選擇原則通過教師確定選題，小組成員通過文獻檢索、爭論等方式進展計算、設(shè)計，設(shè)計流程圖將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔。塔頂上升蒸氣承受全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一局部回流至塔，其余局部經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。1工藝流程圖設(shè)計要求滿足工藝和操作的要求慮到生產(chǎn)上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的緣由，以便實行相應(yīng)措施。滿足經(jīng)濟上的需求比的大小對操作費和設(shè)備費也有很大影響。保證安全生產(chǎn)塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。作一般的考慮。設(shè)計思路熱再利用，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過文獻檢索與小組爭論確定設(shè)計方案及流程圖。文獻檢索通過查找兩物質(zhì)的性質(zhì)以及文獻檢索等確定設(shè)計方案。80.1℃，熔點為5.5℃，在常溫下是一種無色、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1L1.7g解有機分子和一些非極性的無機分子的力量很強?；鹧娉庶S色。甲苯的熔點為-95℃，沸點為111℃。甲苯帶有一種特別的芳香味〕，在常溫常壓下是一種無色透亮，清亮如水的液體，密度為0．866g／cm，對光有很強的折射作用〔折射率：1.4961〕。甲苯幾乎不溶于水(0.52g/l)，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0.6mPas，也就是40.9404535不同塔各自特點選擇所需要的塔。本設(shè)計選用篩板式精餾塔。小組爭論小組成員共同爭論確定設(shè)計計算過程以及解決設(shè)計流程中遇到的問題。相關(guān)符號說明2-1相關(guān)符號說明符號意義SIA組分Ａ的量KmolB組分Ｂ的量KmolC組分Ｃ的量KmolD塔頂產(chǎn)品流率Kmol/sEＴ總板效率X液相組分中摩爾分率y氣相組分中摩爾分率α相對揮發(fā)度μ粘度PasF原料進量或流率Kmol/sL下降液體流率Kmol/sN理論塔板數(shù)P系統(tǒng)的總壓Paq進料中液相所占分率r汽化潛熱KJ/Kmolt溫度KV上升蒸氣流率Kmol/sW蒸餾釜的液體量Kmolhchd與干板壓強降相當?shù)囊褐叨纫后w流出降液管的壓頭損失mmhL板上液層高度mZ塔的有效段高度mθ液體在降液管停留時間sρ液體密度Kg/m3LρVLρV氣體密度Kg/m3ρV氣體密度Kg/m3σ液體外表力dyn/cmWd`降液管寬度mρ密度Kg/m3Aa基板鼓泡區(qū)面積m2Af總降壓管截面積m2AT基截面積m2C氣相負荷參數(shù)C20液體外表力為20dny-1時的氣相負荷參數(shù)D塔徑mg重力加速度h0降液管底隙高度mhp與單板壓降相當?shù)囊簩痈叨萴hW出口堰高mHT板間距mLW堰長mLh塔液體流量m3/hLs塔液體流量m3/sN一層塔板上的篩孔總數(shù)U空塔氣速m/sU0篩板氣速m/sVh塔氣體流量m3/hVs塔氣體流量m3/s第3章 塔的工藝計算根底的物性據(jù)苯和甲苯的物理性質(zhì)3-1苯和甲苯的物理性質(zhì)工程 分子式苯 CH66甲苯 CHCH65 3

分子量M78.1192.14

沸點℃80.1110.6

臨界溫度℃289.2321.0

臨界壓強kPa49104050苯和甲苯的飽和蒸汽壓PO苯和甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程求算，即A、B、C—Antoine常數(shù)，其值見下表。組分3-2AAntoine常數(shù)BCA、B、C—Antoine常數(shù)，其值見下表。組分3-2AAntoine常數(shù)BC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58苯和甲苯的液相密度ρL3-3苯和甲苯的液相密度溫度℃8090100110120kg/m3815.0803.9792.5780.3768.9kg/m3810.0800.2790.3780.3770.0液體外表力σ3-4液體外表力t,℃苯mN/mmN/m

6023.7423.94

8021.2721.69

10018.8519.94

12016.4917.34

14014.1715.32液體粘度μL3-5液體外表力t,℃6080100120140mPas0.3810.3080.2550.2150.184mPas0.3730.3110.2640.2280.200塔的工藝計算操作壓力的計算塔頂操作壓力 PD=101.312KPa每層塔板的壓降進料操作壓力塔底操作壓力

△P=0.7KPaP=101.312+0.713=110.4KPaFP=108.33+0.77=113.23KPaWPm=101.3110.4=105.85KPa2Pm=113.23110.4=111.82KPa2操作溫度的計算和蒸氣壓由安托尼方程logP=AB/tC計算。計算結(jié)果如下表：3-6安托尼常數(shù)t,℃A BC苯(A)6.023 1206.35220.24甲苯(B)6.078 1343.94219.58DFw塔頂溫度t＝80.49℃進料板溫度t＝92.65℃塔底溫度t=110.50℃DFwmmm精餾段平均溫度t=〔80.49＋92.65〕/2=86.56℃提餾段平均溫度t=〔92.65+110.5〕/2=101.65℃塔平均溫度t=〔86.56+101.65〕/2=94.06℃mmm原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率：苯的摩爾質(zhì)量 MA甲苯的摩爾質(zhì)量MB

=78.11Kg/mol=92.14Kg/molX = /78.11 =0.4911F /78.110.55/92.14X = /78.11 =0.9829D /78.110.98/92.14X = /78.11 =0.0235W /78.110.98/92.14原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M =0.491178.11+(1-0.4911)92.14=85.34Kg/molFM =0.982978.11+(1-0.9829)92.14=78.35Kg/molDMw=0.023578.11+(1-0.0235)92.14=91.81Kg/mol物料衡算原料處理量20230000F= =32.55Kmol/h720085.34總物料衡算 32.55=D＋W苯物料衡算 32.55×0.49＝0.98D＋0.02W聯(lián)立解得 D＝15.94kmol／hW=16.61kmol／h式中 F 原料液流量，kmol／hD 塔頂產(chǎn)品量，kmol／hW 塔釜產(chǎn)品量，kmol／h理論板數(shù)的計算相對揮發(fā)度的求取苯〔A〕與甲苯〔B〕的飽和蒸汽壓與溫度的關(guān)系可用安托尼方程表達1206.35苯：lgp0=6.032-AB甲苯：lgp0=6.078-B

t220.241343.94t219.5880.1℃t=80.1℃時，pA0=103.58kPa，pB0=39.23kPat=110.6℃時，pA0=242.98kPa，pB0=101.76kPa由于苯-甲苯屬于抱負物系所以烏拉爾定律代入pA0/pB0則1=103.58/39.23=2.64 2=242.98/101.76=2.392.642.39所以2.642.39所以，相平衡方程為：y= x

2.51x操作回流比的求取承受作圖法求最小回流比。液體為泡點進料，所以q=1。該線與平衡線的交點坐標為x=0.4911 y=0.7078

qxDyq

q0.9829-0.7078

1.2695min

y xq

0.7078-0.4911取操作回流比為R2R 21.26952.5390min精餾塔的氣、液相負荷LRD2.5415.9440.66kmol/hV(R1)D3.5415.9456.40kmol/hVV”540kmol/h〔由于泡點進料〕L”LqF40.6632.5573.21kmol/h操作線的求取精餾段操作線方程為R x 2.539 0.9829yn1

xR1

D x 0.7174x0.2777R1 3.539 3.539提餾段操作線方程為L” W 73.0418 16.61090.0235y x x x m1 L”W m L”W W 73.041816.6109

73.041816.6109理論板層數(shù)NT前面求得=2.51相平衡方程y= x

2.51xx =0.4911 y =0.7078F F因泡點進料，q=1所以有x =x =0.4911F q第一塊板上升蒸汽組成y x 0.98291 D第一塊板下降液體組成由y= x

2.51xx1

0.9582其次塊板下降液體組成由y0.7174x0.2777y2

0.9651x2

0.9164y 0.9354 x3 3y 0.8891 x4 4y 0.8241 x5 5y 0.7448 x6 y 0.6634 x7

0.85230.76160.65120.53760.4398由于 x 0.4398 ＜x =0.49117 F

=7，進料板位置在第8塊塔板。精第八塊板的上升蒸汽組成由提餾段操作線方程y=1.2945x-0.0069進展計算：y 0.5625 x8 8y 0.4316 x9

0.38870.2323y 0.2938 x10

0.1422y y 0.1773x 0.079421111y 0.09598x 0.040581212y 0.04567x 0.018711313由于x 0.01871＜X =0.0235N=6提則全塔總理論板層數(shù)N=13〔不包括再沸器〕T實際板層數(shù)N全塔效率的計算:塔平均溫度tm=94.06℃查表得各組分黏度 0.279， 0.281A B x ) 0.28mPasm F A F BE 0.170.616lg 51.05%T mNE TT NP

N 13 26p 51.05%精餾段實際板層數(shù)為N 精

6 11.7120.5105提餾段實際板層數(shù)為N提

70.5105

13.71413精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算以逐板法所計算所得的板數(shù)為例：平均密度計算氣相平均密度計算由抱負氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即P mMP

v,m

2.64kg m3v,m RTm

8.314(273.1587.65)提餾段的平均氣相密度”

PMm v,m

105.886.76

2.95kg m3v,m

RT 8.314(273.15105.8)m液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即1/Lm

/ /A LA B LB塔頂液相平均密度的計算，由tD

80.3，查手冊得 813.73kgm3,A

808.76kg m3塔頂液相的質(zhì)量分率 0.95778.11 0.95A 0.95778.1192.130.0431L,Dm

0.95/813.730.05808.76

L,Dm

進料板液相平均密度的計算，由tF

95，查手冊得 798.337kgm3,A

796.405kg m3進料板液相的質(zhì)量分率 0.38878.11 0.35A 0.38878.1192.13(10.388)1L,Fm

0.35798.3370.65/796.405,

L,Fm

797.08kgkmol塔底液相平均密度的計算，由tw

=107.1℃，查手冊得 781.77kgm3,A

783.19kg m3塔底液相的質(zhì)量分率 0.0778.11 0.06A 0.0778.1192.130.931L,wm

0.06/781.770.94/783.19,

L,wm

783.10kgkmol精餾段液相平均密度為L,m

813.48797.082

805.28kgkmol提餾段液相平均密度為797.08783.10” 790.09kgkmolL,m 2液體平均外表力計算液相平均外表力依下式計算，即Lm

=n xi ii塔頂液相平均外表力的計算，由tD

80.3℃，查手冊得 21.2mN/m A B

21.7mN/mLDm

0.95721.2(10.957)21.721.2mN/m進料板液相平均外表力的計算，由tF

95，查手冊得 19.4mN/m A B

20.05mN/mLFm

0.38819.4(10.388)20.0519.8mN/m塔底液相平均外表力的計算，由tw

=107.1℃，查手冊得 17.877mN/m 18.719mN/mA B 0.07017.877(10.070)18.71919.9mN/mLWm精餾段液相平均外表力為 (21.219.8)/220.51mN/mLm提餾段液相平均外表力為” (19.919.8)/219.85mN/mLm液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即lgLm

xi

lgi塔頂液相平均粘度的計算，由t D 0.308mPas sA BlgLDm解出

0.957lg0.30810.957lg0.3110.308mPasLDm進料板液相平均粘度的計算，由t F 0.267mPas 0.275mPasA BlgLFm解出

0.388lg0.26710.388lg0.2750.272mPasLFm塔底液相平均粘度的計算，由t=107.1℃，查手冊得w 0.2528mPas 0.265mPasA Blg 0.070lg0.252810.070lg0.265LWm解出

LWm

0.264mPas精餾段液相平均粘度為 (0.3080.272)/20.290mPasLm提餾段液相平均粘度為” (0.2720.264)/20.268mPasLm氣液負荷計算精餾段：qn,V

R1qn,D

(3.1411)31.05128.58kmol/hVs

qn,V

M

128.5881.14

1.097m3/s3600

36002.64qn,L

Rqq

n,DM

3.14131.0597.54kmol/h97.5483.09Ls

n,L3600

L,mL,m

3600805.28

0.003m3/sL 0.003360010.770m3/hh提餾段：qn,V”

q

(q1)qn,F

128.58kmol/hV”

q”

M

128.5886.76

1.050m3/sS 3600v,m

36002.95qn,L”

qn,L

qqn,F

97.54186.52184.06kmol/hL”s

qn,L”

ML,m

184.0688.92

0.0058m3/s3600

L,m

3600790.09L” 0.0058360020.71m3/hh精餾塔的塔體工藝尺寸計算塔徑的計算塔板間距HT

的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分別效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)?？蓞⒄障卤硭鹃啔v關(guān)系選取。D，mD，mTTmm0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0200～300250～350300～450350～600400～600對精餾段：初選板間距H 0.45m，取板上液層高度h 0.06m，T L故H hT L

0.450.060.39m；1L 21

0.003 805.28122VS

Lm 1.097

2.64

0.0476 S

vm 查得C20

0.085；依式CC

0.2 2020校正物系外表力為20.51mN/m時CC

0.07220.510.20.08542020 20 LVV805.282.642.64Cmax

0.0854 1.489m/s可取安全系數(shù)為0.7，則安全系數(shù)〔0.6 0.8〕，0.7 0.71.4891.042m/smax4VS41.0973.1421.042故4VS41.0973.1421.042按標準,塔徑圓整為1.4m,則空塔氣速1.042m/s。對提餾段：初選板間距H 0.45m，取板上液層高度h 0.06m，T L故H hT L

0.450.060.39m1L”1

2

0.0058 790.09122 S Lm 0.0896V” S vm

1.050 2.95 查得C20

0.079；依式CC

0.2 2020校正物系外表力為19.85mN/m時CC

0.07919.850.20.0792020 20 ” Cmax

0.079 1.288m/sL VV790.09L VV790.092.952.95”0.7”

max

0.71.2880.902m/sS41.0503.142S41.0503.1420.9021m，則空塔氣速0.902m/s。1m塔板流體力學校核溢流裝置計算因塔徑D1.4m，可選用單溢流弓形降液管，承受平行受液盤。對精餾段各項計算如下：溢流堰長l ：單溢流去l (0.6～0.8)Dw w取堰長lw

=0.7D0.71.40.98出口堰高h ：hw w

h hL

10.77由l /D0.7，Lw h

w

0.982.5

11.328m2.84 L 233P65

圖3-20E1.02,依式how

1000Elhw232.84 L 2 2.84 10.77233可得h E h 1.02 0.014mow 1000 lw

1000

0.98故h 0.060.0140.046mw降液管的寬度W 與降液管的面積A ：d f由l /D 0.7查〔⑺：Pw 65

圖3-22〕得Wd

/D 0.15，Af

/A 0.09TW 0.15D0.151.40.21mdA 0.09f

D20.094

3.1424

1.420.1386m2P66

式3-33)計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即 AfHTA f

LsH 0.13860.45T=

=20.84s〔大于5s，符合要求〕L 0.003s降液管底隙高度h：o取液體通過降液管底隙的流速”0.20m/s〔0.07-0.25〕oP66L

式3-60ho0.003

Lsl ”sw oh s

= =0.02符〔h

0.0060.0460.0060.04〕o l ”w o

0.980.20 0 w受液盤60mm同理可以算出提溜段溢流堰長lw

：單溢流去lw

(0.6～0.8)D，取堰長lw

=0.7D0.71.40.98出口堰高h ：hw w

h hL

20.71由l /D0.7，L”w h

/l2.5w

0.982.5

21.787mP65

圖3-20E1.03,依式how

L” 1000 l3h2 1000 l3h2 22.84 L” 3 2

w22.84 20.7132可得how

lhw

10001.0300.98 0.022故h 0.060.0220.038mw降液管的寬度W 與降液管的面積A ：d f由l /D 0.7查〔⑺：Pw 65

圖3-22〕得Wd

/D 0.15，Af

/A 0.09TW 0.15D0.151.40.21m ，dA 0.09f

D20.094

3.1424

1.420.1386m2P66

式3-33)計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，AH即 f TLsAH f T

0.13860.45

=10.84s〔5s，符合要求〕L” 0.0058s降液管底隙高度h ：o取液體通過降液管底隙的流速”0.20m/s〔0.07---0.25〕os依(⑺：P 式3-60):h s

0.0058 =0.03m66 o

l ”w

0.980.20符合〔h0

h 0.0060.0380.0060.032〕w塔板布置1①塔板的分塊因D800mmP118

表5-34對精餾段：取邊緣區(qū)寬度Wc安定區(qū)寬度Ws

0.04m(30～50mm),0.070m，〔當D<1.5mWs

60～75mm〕R2x2 R2x2Aa

2xD 1.4

180sin1 計算開孔區(qū)面積R W2 C

0.040.66m，2W1.40.210.0700.422 d s 20.6620.6620.422

3.142 0.42aA 20.42a

180

0.662sin10.661.029m2篩孔數(shù)n與開孔率d0一般碳的板厚為3mm,取t/d 3.0，0故孔中心距t3.0515.0mm

為5mm，正三角形排列，篩孔數(shù)n1.155A

1.155

1.0295283個，t2 a 0.0152 A 0.907則 0% %10.08%〔在5-15圍〕A (t/d)2a 0AA0 0V

Aa1.097

0.10081.0290.1042

So A0

10.58m/s0.104取邊緣區(qū)寬度Wc安定區(qū)寬度Ws

0.04m(30～50mm),0.070m，〔當D<1.5mWs

60～75mm〕R2x2 R2x2Aa

2xn180

計算開孔區(qū)面積RRRDW 1.40.040.66m ，2 C 2W1.40.210.0700.422 d s 20.6620.6620.422

3.142 0.42aA 20.42a

180

0.662sin10.661.029m2篩孔數(shù)n與開孔率d0一般碳的板厚為3mm,取t/d 3.0，0故孔中心距t3.0515.0mm

為5mm，正三角形排列，篩孔數(shù)n1.155A

1.155

1.0295283個，t2 a 0.0152 A 0.907則 0% %10.08%〔在5-15圍〕A (t/d)2a 0AA0 0

Aa

0.10081.0290.104 V” 1.050

S 10.13m/so A 0.1040塔板負荷性能圖精餾段：漏液線由u0,min

V /As,min

(0.0056(0.00560.13h h)/L L Vh h hL w ow2.84 L

2/3owh 1000Elhoww4 420.51L 0u4.4C(0.00560.13h hL 0u4.4C(0.00560.13h h)/0,min0L L V

0.00210.00560.130.00560.13h2.48L2/3E h h /w1000 lw L V0.00560.130.0460.00560.130.0460.602L2/30.0021S2.640.3570.3572.960L 2/3Ss,minLs值，依上式計算出Vs3-8。表3-8Ls-VsLs0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs0.04577040.0472070.04840160.0498940.511118由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。霧沫夾帶線以e 0.1kgv 液

/kg氣

為限，求Vs-Ls關(guān)系如下：5.7106 u

3.2由e v L

h HT fH2.84 3600L

2/3owh 10001.02ow

s0.98

0.602L2/3s 3600L

2/3h 2.5h

2.84103E

s f w

0.98

0.1141.506L2/3ssVuaAAsVt f

Vs1.53960.1386s

0.714Vs

聯(lián)立以上幾式，整理得V 2.96013.272L2/3s sLs值，依上式計算出Vs3-9。表3-9Ls-VsLs0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs1.3152211.2535831.2023431.1333001.076564由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度how

0.006m作為最小液體負荷標準。2.84 3600L

2/3owh 1000E loww

s,min

,Ls,min

0.811103m3s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線3。液相負荷上限線以4s作為液體在降液管中停留時間的下限AH f T4LSLS,max

0.40.474

15.588103m3s據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負荷上限線4。液泛線令H Hd T

hw由H hd p

h hL

hhc

h h h L dhhl Lh h hL w ow Vs 2 Lh0.051 VLc AC0 0

L 2h 0.153 s d lhw02.84 L

2/3

2.84 3600L

2/3h E h

1.02 s 0.602L2/3ow 1000 lw

1000 0.98 s聯(lián)立得HT

1hw

1h how

h h d取0.5 取0.6無視h

，將how

Lshd

Lshc

與Vs的關(guān)系式代人上式，并整理得2.84 L2/3 2.84 3600L

2/3式中：h E h

1.02 s 0.602L2/3ow 1000 lw

1000 0.98 s將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得V211.4146815.113L280.751L2/3S s s在操作圍，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3-10。表3-10Ls-VsLs0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs0.2062990.2023480.1958260.187118177053由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。依據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如下圖。精餾段篩板負荷性能圖精餾段篩板負荷性能圖7.0006.0005.0004.000V3.0002.0001.0000.003,1.0970.00000.005Ls0.010.0150.022在負荷性能圖上，作出操作點0.003,1.097，連接0,0，0.003,1.097，即上圖查得Vs,max

2.833m3/s Vs,min

0.617m3/s故操作彈性為Vs,max

/Vs,min

4.59提餾段漏液線由u0,min

V /As,min

4.4C(0.0056(0.00560.13h h)/L L Vh h hL w ow2.84 L

2/3h E how 1000 lw

h

2/34 419.85h gdL

790.099.815

0.0020u0,min

4.4C(0.0056(0.00560.13h h)/LL V0.00560.130.00560.13h2.48L2/3E h h /w1000 lL Vw0.00560.130.0380.00560.130.0380.608L2/30.0020S2.950.28060.28062.627L 2/3s,min SLs值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3-11。表3-11Ls-VsLs0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs0.01183470.01232310.01272550.01322460.0136291由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。液沫夾帶線以e 0.1kgv 液

/kg氣

為限，求Vs-Ls關(guān)系如下：5.7106 u

3.2由e v L

h HT fH2.84 L

2/3owh 1000Elhoww

0.608L2/3s 3600L

2/3h 2.5h

2.84103E

s f w

0.98

0.0941.520L2/3ssVuaAAsVt f

Vs1.53960.1386s

0.714Vs

聯(lián)立以上幾式，整理得V 3.10513.265L2/3s sLs值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3-12。表3-12Ls-VsLs0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs1.2977051.2840491.2723861.2573991.244828由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度how

0.006m作為最小液體負荷標準。2.84 3600L

2/3owh 1000E loww

s,min

,Ls,min

0.800103m3s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線3。液相負荷上限線以4s作為液體在降液管中停留時間的下限AH f T4LS,max

LS0.40.474

15.588103m3s據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負荷上限線4。液泛線令H Hd T

hw由H hd p

h hL

hhc

h h h L dhhl Lh h hL w ow Vs 2 Lh0.051 VLc AC0 0

L 2h 0.153 s d lhw02.84 L

2/3

2.84 3600L

2/3h E h

1.03 s 0.608L2/3ow 1000 lw

1000 0.98 s聯(lián)立得HT

1hw

1h how

h h d取0.5 取0.6無視h

，將how

Ls，hd

Ls，hc

與Vs的關(guān)系式代人上式，并整理2.84 L2/3 2.84 3600L

2/3得式中：h E h

1.03 s 0.608L2/3ow 1000 lw

1000 0.98 s將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得V

26.365319.2L242.36L2/3S s sLs值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3-13。表3-13Ls-VsLs0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs0.1421250.1351940.1287110.1194030.110079由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。依據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如下圖。提餾段篩板負荷性能圖提餾段篩板負荷性能圖3.5003.0002.5002.000sV1.5001.0000.0058,1.050.5000.00000.0020.0040.0060080.010.0120.0140.0160.01830.0058,1.0500，連接0,0，0.0058,1.0500，由上圖查得Vs,max

2.350m3/s Vs,min

0.300m3/s故操作彈性為Vs,max

/Vs,min

7.83第4章 關(guān)心設(shè)備的選型進料管的選擇G FG FM Kg LGF LF

11110.96793.21

14.01Kg/h

LFm則進料管的直徑可由以下公式計算：4L4LFFFF 式中：u 為料液在進液管的流速，且取u F 414.013600414.0136003.141.6

0.05566m55.66mm同時設(shè)置兩個進料管不同時間進料，且每個進料管的進料量均為：LF14.01Kg/h回流管的選擇度也要相應(yīng)提高。即回流管設(shè)計如下：G DG DM Kg LGD LD

4819.75812.954

5.929Kg/hLDm回流管直徑依下式計算：4L4LDDDD 式中：u 為液料在回流管的流速，且取u D 45.92945.92936003.141.6

塔底出口管路的選擇釜底料液的質(zhì)量流量：W LWMG WM 67.4691.7946192.423Kg/hW LWM釜底料液的體積流量：LG6192.423LGW W 771.28

8.029Kg/hLWm釜底出口管直徑依下式計算：4L4LWwWD式中：u 為液料在釜底出口管的流速，且取uw=1.6m/sD48.02948.02936003.141.6

0.04214m42.14mm塔頂蒸汽管過程中，過大壓降會影響塔的真空度。即塔頂蒸汽管設(shè)計如下：塔頂蒸汽管直徑依下式計算：4Vs4VsuTTT 式中：u 為液料在塔頂蒸汽管的流速，且取u T Vs近似取為精餾段的體積流率，且Vs=0.6m3/s。41.6333.1441.6333.1420

0.3225m322.5mm加料蒸汽管的選擇加料蒸汽管直徑依下式計算：4V4VSuu為液料在塔頂蒸汽管的流速，且取u=23m/s；41.83473.1423D 41.83473.1423人孔的設(shè)計難以到達要求，一般每隔6-88、16、24450mm，800mm,人孔深入塔部應(yīng)與塔壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓。法蘭同的公稱直徑，選用相應(yīng)的法蘭。進料管接收法蘭：DN15PN105HG20592-97回流管接收法蘭：DN15PN105HG20592-97塔底出料管法蘭：DN20PN105HG20592-97DN150PN105HG20592-97塔釜蒸汽進氣法蘭：DN150PN105HG20592-97第5章 塔附件設(shè)計計算選用釜式再沸器t塔底溫度tW

117℃，用t0

143.7℃的蒸汽，釜液出口溫度t1

110.93℃K90W/m2/K143.7117143.7100.93傳熱溫差tm

ln 143.7117143.7100.93

34.1℃氣體流量Vs1.633m3/s 密度v2.935kg/m3m s 則q V1.6332.9354.973kg/m s t當 117 tW 甲苯

356.58kJ/kgmQq 4.973356.581773.27kJ/mQ 1773.271000mm

90034.1 57.78m2Q 1773.27103C0t冷凝水流量W C0tp

t1

4.2143.7-100.931000

9.87kg/s冷凝器的選型流形式，起液膜削減，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)約面積，削減材料費用冷凝器的傳熱面積和冷卻水的用量D 1 2塔頂溫度t 82.85℃冷凝水t25℃t 45℃產(chǎn)品出口溫度tD 1 282.854580.125則t

ln82.854580.125

47.93℃D t 82.85℃，r 392kJ/D s 氣體流量V1.633m3/s，密度 2.938kg/s m 苯m s q V1.6332.9354.793kg/sQq r 4.7933921878.8KJm 苯m s Q 1878.81000mm

Kt

60047.93 65.33m2Q 1878.2103C0t冷凝水流量W C0tp

t1

4.245-251000

22.36kg/s設(shè)計總結(jié)學打算中，它也起著培育學生獨立工作力量的重要作用。程設(shè)計是培育學生獨立工作力量的有益實踐。通過課程設(shè)計,學生應(yīng)當留意以下幾個力量的訓練和培育：搜集)的力量；樹立既考慮技術(shù)上的先進性與可行性，又考慮經(jīng)濟上的合理性，并留意析和解決實際問題的力量；快速準確的進展工程計算的力量；學會了用簡潔的文字，清楚的圖表來表達自己設(shè)計思想的力量；提高了計算機使用的力量，學會了公式編輯器的使用。方方面面，培育我們良好的大局觀，整個設(shè)計過程必需條理清楚參考文獻賈紹義，柴誠敬，《化工原理課程設(shè)計》[M]，天津大學，2023.8[M]，理工大學化工原理教研室編，《化工原理課程設(shè)計》[M]，理工大學，1994.7柴誠敬，《化工原理》其次版下冊[M]，高等教育，2023.6匡國柱，史啟才，《化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計》[M]，化學工業(yè)，2023.10維杻，《傳遞過程與單元操作》下冊[M]，大學，1994.8任曉光，《化工原理課程設(shè)計指導》[M]，化學工業(yè)，2023.1董繼紅，邵景玲，顧軍，等.年產(chǎn)60