化工原理課程設(shè)計F組.doc

南京工業(yè)大學(xué)浦江學(xué)院化工原理課程設(shè)計設(shè)計題目 苯-乙苯精餾工段工藝設(shè)計 專業(yè) 化學(xué)工程與工藝 班級 生物工程0904團隊編號 F 指導(dǎo)教師 金自強 設(shè)計日期 2012 年 6 月 11 日至 2012 年 6 月 24 日評分表：隊內(nèi)編號姓名學(xué)號隊長加分（5）隊長打分(20)教師打分(30)團隊報告分(50)總分五級分制1王士軍P13010804175202陳岑P13010904230203封濤P13010904220204李搏廬P1301090425020指導(dǎo)教師簽字： 前言中文摘要：在化工、石油、醫(yī)藥、食品等生產(chǎn)中，常需將液體混合物分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，而蒸餾就是其中一種方法。隨著化學(xué)工業(yè)的發(fā)展，蒸餾技術(shù)、設(shè)備及理論也有了很大的發(fā)展。蒸餾操作的理論依據(jù)是借混合液中各組分揮發(fā)性的差異而達(dá)到分離的目的。在操作中進行多次的氣體部分冷凝或液體部分氣化稱為精餾。習(xí)慣上，混合物中的易揮發(fā)組分稱為輕組分，難揮發(fā)組分成為中組分。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。關(guān)鍵字：精餾，蒸餾，篩板，塔abstract： In the chemical, petroleum, pharmaceutical, food and other production, often need a liquid mixture separation to achieve purification or recycled useful components purpose, and the distillation is one of the methods. Along with the development of chemical industry, distillation technology, equipment and theory also has greatly developed. The theoretical basis of the distillation operation was borrowed between each composition of volatile differences and to achieve the purpose of separation. In the operation of gas part of multiple condensing or liquid part gasification called distillation. Traditionally, mixture of volatile components called light components, difficult volatile component becomes component. Therefore, grasps the gas-liquid balance relationship, familiar with all kinds of tower operation characteristics of selection, design and analysis of various parameters separation process is very important.keywords：rectification,distillation,sieve plate,pagoda目錄前言1設(shè)計條件及主要任務(wù)6第1章 設(shè)計任務(wù) 1.1任務(wù)7 1.1.1設(shè)計題目8 1.1.2設(shè)計條件8 1.1.3設(shè)計任務(wù)8 1.2設(shè)計方案論證及確定8 1.2.1生產(chǎn)時日8 1.2.2選擇塔型8 1.2.3精餾方式8 1.2.4操作壓力8 1.2.5加熱方式8 1.2.6工藝流程8第2章 篩板式精餾塔的工藝設(shè)計 2.1精餾塔的工藝計算8 2.1.1物料衡算8 2.1.2相對揮發(fā)度的確定9 2.1.3理論塔板數(shù)的確定11 2.1.4塔高設(shè)計計算11 2.2塔工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算12 2.2.1精餾段物性數(shù)據(jù)計算12 2.2.2塔頂工藝尺寸計算15 2.2.3提餾段工藝計算18 2.3精餾段篩板流體力學(xué)驗算19 2.3.1干板阻力19 2.3.2氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?0 2.3.3霧沫夾帶驗算20 2.3.4漏液驗算20 2.3.5液泛驗算20 2.3.6塔板負(fù)荷性能圖21 2.3.7液沫夾帶線21 2.3.8液相負(fù)荷上限線21 2.3.9液相負(fù)荷下限線22 2.3.10液泛線22 2.4提餾段篩板流體力學(xué)驗算22 2.4.1干板阻力22 2.4.2氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?2 2.4.3霧沫夾帶驗算23 2.4.4漏液驗算23 2.4.5液泛驗算23 2.4.6塔板負(fù)荷性能圖24 2.4.7液沫夾帶線24 2.4.8液相負(fù)荷上限線24 2.4.9液相負(fù)荷下限線25 2.4.10液泛線25 2.5提餾段汽液負(fù)荷計算25 2.6塔工藝尺寸計算25 2.7溢流裝置26 2.8塔板布置27 2.9開孔數(shù)與開孔率27第3章 輔助設(shè)備的選型 3.1YB231-64熱扎無縫鋼管27 3.1.1塔頂蒸汽體積流率27 3.1.2塔頂冷凝水管路27 3.1.3塔頂液相回流管路28 3.1.4加料管28 3.1.5塔釜殘液流出管28 3.1.6冷卻水出口管路29 3.1.7塔頂餾出液管路29 3.2泵30 3.2.1釜液泵30 3.2.2進料泵30 3.2.3回流泵31 3.3法蘭32 3.3.1簡體32 3.3.2封頭32 3.3.3裙座33第4章 冷凝器的選型 4.1塔頂冷凝器的選型33 4.1.1溫度33 4.1.2氣體流量33 4.1.3塔頂冷凝量33 4.1.4選型34 4.2預(yù)熱器的選型35 4.2.1各項數(shù)據(jù)的計算35 4.2.2選型35第五章 參考文獻371、設(shè)計條件（1）工藝條件：體系：主要含苯-乙苯的烴化液，要求采用常規(guī)連續(xù)精餾的方法，從烴化液中分離出苯。浮閥塔，總板效率ET=0.65；（2）物料條件：表1 烴化液摩爾流量小組編號ABCDEFG流量/ (kmol/h)100110120130140150160表2 烴化液含量表Component IDComponent nameFormulaMole-FracC6H6BENZENEC6H60.65C8H10ETHYLBENZENEC8H100.35烴化液進料溫度60。塔頂：壓力為0.12Mpa（絕壓，下同），采用全凝器，冷凝液在泡點下部分回流至塔內(nèi)，其余餾出液D經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送儲罐；塔底：塔釜采用間接蒸汽加熱的釜式再沸器，塔釜產(chǎn)品冷卻后送儲罐。（3）共用工程條件：加熱蒸汽等級：0.9MPa。循環(huán)冷卻水：30。供電容量可滿足需要。（4）工作日：300 d/a，24 h/d。2、設(shè)計主要任務(wù)（1）分離要求：要求從塔頂餾出的苯液中，乙苯的含量低于0.5%（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）。釜液中苯含量要求小于0.2%。（2）其它要求：1、完成精餾塔的工藝設(shè)計和計算； 2、換熱設(shè)備計算和選型 3、附屬設(shè)備計算和選型 4、繪制相關(guān)工藝圖紙 5、編寫設(shè)計說明書（手寫或電子文檔）第一章 設(shè)計任務(wù)1.1 任 務(wù)1.1.1 設(shè)計題目 苯-乙苯精餾工段工藝流程1.1.2 設(shè)計條件 1. 工藝條件：體系：主要含苯-乙苯的烴化液，要求采用常規(guī)連續(xù)精餾的方 法，從烴化液中分離出苯。浮閥塔，總板效率ET=0.65；2. 物料條件：表1 烴化液摩爾流量小組編號ABCDEFG流量/ (kmol/h)100110120130140150160表2 烴化液含量表Component IDComponent nameFormulaMole-FracC6H6BENZENEC6H60.65C8H10ETHYLBENZENEC8H100.35烴化液進料溫度60。塔頂：壓力為0.12Mpa（絕壓，下同），采用全凝器，冷凝液在泡點下部分回流至塔內(nèi)，其余餾出液D經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送儲罐；塔底：塔釜采用間接蒸汽加熱的釜式再沸器，塔釜產(chǎn)品冷卻后送儲罐。3. 共用工程條件：加熱蒸汽等級：0.9MPa。循環(huán)冷卻水：30。供電容量可滿足需要。4. 工作日：300 d/a，24 h/d。1.1.3 設(shè)計任務(wù) 1. 分離要求：要求從塔頂餾出的苯液中，乙苯的含量低于0.5%（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）。釜液中苯含量要求小于0.2%。2. 其它要求：1、完成精餾塔的工藝設(shè)計和計算； 2、換熱設(shè)備計算和選型 3、附屬設(shè)備計算和選型 4、繪制相關(guān)工藝圖紙5、編寫設(shè)計說明書（手寫或電子文檔）1.2 設(shè)計方案論證及確定1.2.1 生產(chǎn)時日 300 d/a，24 h/d1.2.2 選擇塔型 精餾塔屬氣液傳質(zhì)設(shè)備。氣液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。該塔設(shè)計生產(chǎn)時日要求較大，由板式塔與填料塔比較知：板式塔直徑放大時，塔板效率較穩(wěn)定,且持液量較大，液氣比適應(yīng)范圍大，因此本次精餾塔設(shè)備選擇板式塔。篩板塔是降液管塔板中結(jié)構(gòu)最簡單的，它與泡罩塔相比較具有下列優(yōu)點：生產(chǎn)能力大10-15%，板效率提高15%左右，而壓降可降低30%左右，另外篩板塔結(jié)構(gòu)簡單，消耗金屬少，塔板的造價可減少40%左右，安裝容易，也便于清洗檢修。因此，本設(shè)計采用篩板塔比較合適。1.2.3 精餾方式由設(shè)計要求知，本精餾塔為連續(xù)精餾方式。1.2.4 操作壓力常壓操作可減少因加壓或減壓操作所增加的增、減壓設(shè)備費用和操作費用，提高經(jīng)濟效益, 在條件允許下常采用常壓操作，因此本精餾設(shè)計選擇在常壓下操作。1.2.5加熱方式在本物系中，乙苯為難揮發(fā)液體，選用直接蒸汽加熱，可節(jié)省再沸器。1.2.6 工藝流程 原料槽中的原料液先由離心泵送到預(yù)熱器預(yù)熱，再進精餾塔，精餾塔塔頂蒸汽經(jīng)全凝器冷凝，泡點回流，塔頂產(chǎn)品輸送進貯存罐，而再沸器則加熱釜液，塔釜產(chǎn)品流入釜液貯存罐。第二章 篩板式精餾塔的工藝設(shè)計2.1 精餾塔的工藝計算2.1.1 物料衡算 M苯=78.11M乙苯=106.16ZF=0.72XD=0.996XW=0.00272FZF=DXD+WXW1500.72=D0.996+（150-D）0.00272D=108.3 W=41.7平均分子量：MF=0.7278.11+（1-0.72）106.16=85.964MD=0.99678.11+（1-0.996）106.16=78.2222MW=0.0027278.11+（1-0.00272）106.16=106.082.1.2 相對揮發(fā)度的確定已知某些溫度下乙苯和苯的t、x、ytxy101.316.836.011184114.119.55.850.860.97488128.423.55.460.740.93992144.1265.540.6350.90696161.329.95.390.5410.86410018034.35.250.4850.816104200395.10.40.8108222.444.55.00.3180.7110.6237.748.34.920.2780.654115265.755.34.80.2170.571120299.664.24.670.1560.46312525405564.570.1030.34413028356394.440.0550.20513531657354.310.010.042136.232947604.3300 = =5.016平衡線方程： 泡點進料：q=1q線方程：x=ZF=0.72平衡線與q線交點：取精餾段操作線方程：泡點回流：L=RD ， V=CR+DD即 提餾段操作線方程：L=L+qF=RD+qF=0.4905108.3+1150=203.12V=V-(1-q)F=CR+DD=(0.4905+1)108.3=161.42 2.1.3理論塔板數(shù)的確定平衡關(guān)系 x=y/(5.016-4.016y)精餾段操作線 y=0.329x+0.668 操作線上的點 精餾段線上的點(X0=0.996，Y1=0.996）（X1=0.98,Y1=0.996） (X6=0.73,Y7=0.91) （X7=0.67,Y7=0.91）X=y/(5.016-4.016y)Y=1.258x-0.000703 操作線上的點 提餾段線上的點 (X7=0.67，Y8=0.84） （X8=0.51,Y8=0.84） (X12=0.00784，Y13=0.00916）（X13=0.00184,Y13=0.00916）理論塔板數(shù) NT=12+(X12-XW)/(X12-X13)=12.85 N=(NT/ET)*12.85/0.65=9實際塔板數(shù) N精=70.65=10.7 取11塊 N提=(6-1)/0.65=7.7 取8塊2.1.4 塔高設(shè)計計算 本實驗設(shè)計塔底貯液停留時間S=15min，塔底液面到最下層板間距1m塔底空間 =1.76m有效高度Hp的確定Hp=（11-1）0.38+80.4=7m塔頂封頭 HFHF=0.25D=0.375m裙座為圓形 HS/D=3 HS=4.5m本實驗開2個人孔，孔徑為400mm塔高H=Ha+Hb+Hp+HF+HS=14.835 m2.2 塔工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算2.2.1精餾段物性數(shù)據(jù)計算1.操作壓強Pm塔頂壓強為PD=0.12MPa=120kPa，取每層塔板的壓降為0.7kPa,則進料板壓強PF=120+110.7=127.7kPa精餾段平均操作壓力 Pm=（120+127.7）/2=123.85kPa2. 溫度tm 依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯和乙苯的飽和蒸汽壓由安托因（Antoine）方程計算。安托因方程： 由物性手冊查得苯（A）乙苯（B）理想物系。二者的安托因方程分別為： （a） （b）經(jīng)過幾次試差后，計算結(jié)果如下：塔頂溫度： tD=82.5進料板溫度： tF=94.5塔底溫度： tW=129.5Tm精=(82.5+94.5)0.5=88.53.平均分子量 Mm塔頂：xD=y1=0.996有平衡關(guān)系得：x1=y1/(5.016-4.016y1)=0.98MVFm=0.99678.11+(1-0.996)106.16=78.2222MLFm=0.9878.11+（1-0.98）106.16=78.671進料板 xF=0.73,yF=0.91MLFm=0.9178.11+（1-0.91）106.16=80.6345MLFm=0.7378.11+（1-0.73）106.16=85.6835則精餾段的平均分子量：MVm精=（78.222+80.6345）/2=79.43 kg/kmolMLm精=（78.671+85.6835）/2=82.18 kg/kmol4.平均密度m液相密度 1/m=aA/LA+aB/LB查82.5時，苯=813.681 kg/mol ,乙苯=812.821 kg/mol塔頂：1/LmD=0.995/813.681+0.005/812.821LmD=813.677 kg/m3進料板，由加料液相組成aA=(0.7378.11)/0.7378.11+（1-0.73）106.16=0.665查得94.5時，苯=794.029 乙苯=796.5171/LmF=0.665/794.029+(1-0.665)/796.517得：LmF=794.861故精餾段平均液相密度Lm=0.5（813.677+794.861）=804.269即Lm精=804.2695.氣相密度 mVmV精=PMm精/RT=3.27 kg/m36.液體表面張力m已知80時，苯=21.27，乙苯=22.9282.5時，苯=20.96，乙苯=22.6694.5時，苯=19.51，乙苯=21.41m頂=0.99620.96+（1-0.996）22.66=20.97m進=0.7319.51+（1-0.73）21.41=20.02精餾段平均表面張力：m精=（20.97+20.02）/2=20.57.液體的粘度 由液體黏度共線圖得：82.5時，苯=0.29，乙苯=0.36 94.5時，苯=0.25，乙苯=0.32L頂=0.9960.29+（1-0.796）0.36=0.29028L進=0.730.25+（1-0.73）0.32=0.2689則精餾段平均液相粘度m精=（0.29028+0.2689）/2=0.27958 mPaS8.精餾段汽液負(fù)荷計算V=CR+DD=（0.4905+1）108.3=161.42 kmol/hVS=VMVm精/3600Vm精=1.089 m3/SL=RD=53.12 kmol/hLSLMLm精/3600Lm精=0.0015 m3/SLh=5.43 m3/h2.2.2塔頂工藝尺寸計算1.塔徑D 以精餾段數(shù)據(jù)為準(zhǔn)選取板間距HT=0.38m，板上液層高度hL=0.06m相關(guān)參數(shù)為：=HT-hL=0.38-0.06=0.32m =0.0216 a=-4.531+2.6562+5.54962-6.46953=-3.325 b=-0.474675+7.910-2-1.392+1.32123=-0.54844 c=-0.0729+0.088307-0.491232+0.431963=-0.0808C20=expa+blg(lv)+clg(lv)2=0.0611所以：C=C20（a/20）0.2=0.061 =0.955m/S取安全系數(shù)0.7，則u=0.7umax=0.668m/s =1.44m圓整為D=1.5m校核：u=4VS/D2=0.6166m/s u/umax=0.6166/0.955=0.66，在0.60.8之間，滿足要求2.溢流裝置 采用單溢流，弓形降液管，凹形受液盤及平形溢流堰，各項計算如下溢流堰長lwlW=0.66D=0.99m 校核 Ln/Lw=5.43/0.99 合理堰上液層高度液流收縮系數(shù)E，一般情況取1所以how=0.0088343.堰高h(yuǎn)w=0.06-0.008834=0.051166m降液管的寬度Wd與降液管的面積Af由lw/D=0.66，查弓形降液管的寬度與面積可知：Wd/D=0.124，Af/AT=0.0722，故Wd=0.1241.5=0.186mAf=0.07223.14D2/4=0.128m24.計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積5.降液管底隙高度h0為了保證良好的液封，又不致使液流阻力太大，一般取為：h0=hw-（0.0060.012）mh0=0.0451660.039166取平均：h0=(0.045166+0.039166)/2=0.04226.塔板布置取邊緣區(qū)寬度 Wc=0.035m，安全區(qū)寬度 Ws=0.065m計算開孔面積又x=D/2-(Wc+Wd)=0.529mR=D/2-Wc=0.715mAa=1.36m27.開孔數(shù)n 與開孔率取篩孔的孔徑d0為10mm，正三角形排列，一般碳鋼厚為3mm，取t/d0=2.5，故計算塔板的篩孔數(shù)n，即： 開孔區(qū)的開孔率=（A0/Aa）100%=0.907/（t/d0）2=14.5%每層塔板上的開孔面積A0為A0=Aa=0.1972m2氣體通過篩孔的氣速為u0=Vs/A0=5.58m/s2.2.3 提留段工藝計算1.操作壓強的計算出料板壓強為PF=127.7kPa，每層降0.7kPa，則塔釜Pw=127.7+80.7=133.3kPa提留段平均操作壓強Pm提=130.5kpa2.溫度tm由前已知：塔頂溫度： tD=82.5進料板溫度： tF=94.5塔底溫度： tW=129.5tm提=（94.5+129.5）/2=1123.平均分子量Mm進料板：yF=0.91,xF=0.73MvFm=0.9178.11+(1-0.91)106.16=80.6345MLFm=0.7378.11+(1-0.73)106.16=85.6835再沸釜：yw=0.013496，xw=0.00272Mvwm=0.01349678.11+(1-0.013496)106.16=105.78MLwm=0.00272578.11+(1-0.00272)106.16=106.08平均：MVm提=93.21 MLm提=95.884.平均密度 液相密度Lm查得：塔釜溫度129.5時，苯=754.545 ，乙苯=764.070塔釜：1/Lmw=0.003/754.545+0.997/764.070Lmw=764.04 kg/m3由前可知：LmF=794.861 kg/m3Lm提=0.5（794.861+764.04）=779.45汽相密度：mV mV提=PMm提/RT=3.80 kg/m35.液體表面張力m129.5時，苯=15.38 乙苯=17.85m釜=0.0027215.38+（1-0.00272）17.85=17.843由前可知：m進=20.02 平均：平均=（20.02+17.843）/2=18.936. 液體粘度 共線圖（129.5下） 得： 苯=0.18， 乙苯=0.23L釜=0.002720.18+（1-0.00272）0.230=0.230L提=1/2（0.230+0.2689）=0.252.3 精餾段篩板流體力學(xué)驗算2.3.1平板阻力hc由，查干篩孔的流量系數(shù)，得C0=0.712故hc=0.051(u0/C0)2(v/l)=0.0125 m (液柱)2.3.2氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮lua=Vs/(At-Af)=0.665 m=1.2m由充氣系數(shù)0與Fa的關(guān)聯(lián)圖，得：0=0.625 mhc=0hL=0.0375 m克服液面表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊好娓叨萮h=4/lgd0=0.00104 mhp=0.0125+0.0375+0.00104=0.05104單板壓降PP=hpLg=402.7700Pa 設(shè)計允許2.3.3霧沫夾帶驗算：ev=0.00831kg/kg汽0.1kg/kg汽2.3.4漏液驗算=3.46 m/s實際孔速：u0=5.52 m/su0min穩(wěn)定系數(shù)：K=u0/u0w=1.591.5故在本設(shè)計中無明顯偏液2.3.5液泛驗算為防止降液管液體的發(fā)生，應(yīng)是降液管中清液層高度Hd（HT+hw）Hd=hp+hL+hdhd=0.153(Ls/lwh0)2=0.000197 Hd =0.05104+0.06+0.000197=0.111237m設(shè)=0.5 則 （Ht+hw）=0.2156m Hd（HT+hw）,不會發(fā)生液泛2.3.6塔板負(fù)荷性能圖漏液線u0min=4.4C0U0min= hL=hw+howVs,min=0.6182.3.7液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣 為限 求Vs-Ls關(guān)系如下hf=2.5hL=2.5(hw+how)=0.128+1.679Vs=2.574-17.282.3.8液相負(fù)荷上限線以=4S作為液體在降液管中停留時間的下限=4Ls=0.01216 m3/s2.3.9液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由下式得：=0.0006取 E=1 Ls=0.000844m3/s2.3.10液泛線令Hd=(HT+hw) 由Hd=hp+hL+hd；hp=hc+hl+h；hl=hL， hL=hw+how聯(lián)立，得HT+（-1）how=（+1）how+hc+hd+h忽略ho ,將how和Ls，hd和Ls，hc與Vs的關(guān)系式帶入上式整理得 a=b-c-d式中：a=0.0105 b=0.1324 c=87.66 d=1.091=12.6-8348.6-103.92.4提餾段篩板流體力學(xué)驗算2.4.1平板阻力hc查干篩孔的流量系數(shù)，得C0=0.712故hc=0.051(u0/C0)2(v/l)=0.0153 m (液柱)2.4.2氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮lua=Vs/(At-Af)=0.667 m=1.3m由充氣系數(shù)0與Fa的關(guān)聯(lián)圖，得：0=0.612 mhc=0hL=0.03672 m克服液面表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊好娓叨萮h=4/lgd0=0.00099 mhp=0.0125+0.0375+0.00104=0.05301單板壓降PP=hpLg=405.34Pa700Pa 設(shè)計允許2.4.3霧沫夾帶驗算：ev=0.00696kg/kg汽0.1kg/kg汽2.4.4漏液驗算=2.99 m/s實際孔速：u0=5.58 m/su0min穩(wěn)定系數(shù)：K=u0/u0w=1.871.5故在本設(shè)計中無明顯偏液2.4.5液泛驗算為防止降液管液體的發(fā)生，應(yīng)是降液管中清液層高度Hd（HT+hw）Hd=hp+hL+hdhd=0.153(Ls/lwh0)2=0.000307 m Hd =0.05104+0.06+0.000197=0.113317 m設(shè)=0.5 則 （Ht+hw）=0.225 m Hd（HT+hw）,不會發(fā)生液泛2.4.6塔板負(fù)荷性能圖漏液線u0min=4.4C0U0min= hL=hw+howVs,min=0.6182.4.7液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣 為限 hf=2.5hL=2.5(hw+how)=0.125+1.679Vs=27.64-16.872.4.8液相負(fù)荷上限線以=4S作為液體在降液管中停留時間的下限=4Ls=0.0128 m3/s2.4.9液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由下式得：=0.0006取 E=1 Ls=0.000844m3/s2.4.10液泛線令Hd=(HT+hw) 由Hd=hp+hL+hd；hp=hc+hl+h；hl=hL， hL=hw+how聯(lián)立，得HT+（-1）how=（+1）how+hc+hd+h忽略ho ,將how和Ls，hd和Ls，hc與Vs的關(guān)系式帶入上式整理得 a=b-c-d式中：a=0.0126 b=0.1444 c=62.44 d=1.082=11.46-4955.56-85.872.5提餾段汽液負(fù)荷計算 V=（R+1）D=161.42 kmol/hVs提=（VMvm提）/3600vm提=1.0998 m3/hL=L+qF=203.21 kmol/hLs提=LMLm提/3600Lm提=0.001818 m3/sLh=6.5448m3/h2.6塔工藝尺寸計算初選板間距HT=0.40 m，取板上液層高度為0.06 m則=HT-hL=0.40-0.06=0.34mLv=Ls/Vs（Pl/Pv）0.5=0.0237同精餾段得出a=-3.24087 b=-0.5566 c=-0.08268所以C20=expa+blglv+c（lglv）2=0.07772C =C20(/20)0.2=0.07687=1.0982 m/su=0.7umax=0.76874 m/s所以 圓整為1.5m校核u/umax=0.6 在0.60.8之間，合理2.7溢流裝置同精餾段 各項計算如下溢流堰長lw=0.99 m 校核Ln/Lw=6.61合理出口堰高h(yuǎn)w液流收縮系數(shù)E，一般情況取1how=0.01堰高h(yuǎn)w=0.06-0.01=0.05 m降液管的寬度與降液管的面積同精餾段 Wd=0.186 m，Af=0.128 m2液體在降液管中停留的時間t=（Af+Hf）/Ls=28.16 s 5 s降液管底隙高度h0 同精餾段h0=0.041 m2.8塔板布置 同精餾段 Wc=0.035 m Ws=0.065 m計算開孔面積Aa=1.36 m22.9開孔數(shù)n 與開孔率同精餾段：開孔率：=A0/Aa=0.907/2.52=14.5%每層開孔面積A0=Aa=0.145.36=0.1972 m2氣體通過篩孔的氣速u0=Vs提/A0=5.58 m/s第三章 輔助設(shè)備的選型3.1YB231-64熱扎無縫鋼管3.1.1塔頂蒸汽體積流率VS近似取精餾段體積流率為塔頂蒸汽體積流率VS塔頂蒸汽直徑d=235mm （取=25m/s）實=21.313 m/s3.1.2塔頂冷凝水管路進口溫度30，出口溫度60WM/3600=0.014mDi=133.5mmW=2416.2 kmol/h實=1.15m/s3.1.3 塔頂液相回流管路已知LS=0.0015m3/sDi=43.7mm實=0.943m/s3.1.4 加料管F=108.3+41.7=150kmol/h苯=813.681kg/m3 乙苯=812.821kg/m31/m=0.65/苯+0.35/乙苯m=813.37kg/m3Mm=0.6578+0.35106=87.8kg/kmolVF=FMm/3600m=4.4910-3m3/sDi=75.6mm實=0.939m/s3.1.5塔釜殘液流出管已知釜液體積流率=W=41.7kmol/h94.5時 苯=794.029kg/m3 , 乙苯=796.517kg/m31/m=0.002/苯+0.998/乙苯m=796.51kg/m3M=780.002+1060.998=105.944=LMLM/3600LM=1.5410-3m3/s釜液出口管徑di=44.29mm實=0.968m/s3.1.6冷卻水出口管路在45下，水=995.7kg/m3 , C水=4.174 kj/kgk由W=2416.2kg/hWS=W/水=6.7410-4m3/s=29.3mm實=0.95m/s3.1.7塔頂鎦出液管路LoS=LS/R=3.0510-3m3/s=62.5mm實=0.94m/s項目尺寸Di塔頂蒸汽管2736.5mm260mm塔頂冷凝水管路1345mm124mm塔頂餾出液管路692.5mm64mm回流管路502.5mm45mm加料管路885mm78mm釜液排出管路555mm45mm冷卻水出口管路352.5mm30mm3.2 泵3.2.1釜液泵釜液流量為LW=WMLN/=5.546m3/h=1.54L/s從流程圖看不出所需揚程，設(shè)輸送對揚程的要求不高5 型號流量m3/h揚程m轉(zhuǎn)速r/min汽蝕余量mIS50-32-1256.3514502.0軸功率kw配帶功率kw泵效率%泵外形尺寸泵口徑/mm0.160.5554465190252吸50/排323.2.2進料泵進料流量為L=15087.8813.37=4.49L/sHe=Z+2/2g+P/g+Hf苯=813.681kg/m3 乙苯=812.821kg/m2混合液1/=0.65/苯+0.35/乙苯=813.37kg/m3假設(shè)料液與進料口Z不變，Z=4m進料口位于第11塊板，與泵H=1.76+80.4+30.38=6.1m塔頂壓強為P=0.12MPa=120kPa取每層塔板的壓降為0.7kPaP=120+110.7=127.7kPa進料口 =1m/s管路總長=（1.52）（設(shè)取2）泵到精餾塔進料口高度H =2H=12.2m進料口液體黏度=0.2689=21.2He=9.5m型號流量m3/h揚程m轉(zhuǎn)速r/min汽蝕余量m泵效率%ZS80-50-2002512.514502.565功率kw泵尺寸外形泵口徑mm軸功率配帶功率吸入排出1.312.248526536080503.2.3 回流泵已知：流量F=0.0015m3/s=5.4m3/h冷凝器放在第二層，所以H1=0.33=0.9P冷凝回流口壓力123.85kPa設(shè)1=2=1m/s1/=0.995/苯+0.05/乙苯=759.94kg/m3 Z=0.5L=1.5（0.9+1.4）=3.45=20.8塔頂液體黏度=0.