化工原理課程設(shè)計(jì).doc

天津大學(xué)2012級(jí)本科生化工原理課程設(shè)計(jì)化工原理課程設(shè)計(jì)報(bào)告精餾塔設(shè)計(jì)學(xué)院專業(yè)班級(jí)學(xué)號(hào)姓名指導(dǎo)教師目 錄苯-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)3一設(shè)計(jì)題目3二操作條件3三塔設(shè)備型式3四工作日3五廠址3六設(shè)計(jì)內(nèi)容3設(shè)計(jì)方案4一工藝流程4二操作壓力4三進(jìn)料熱狀態(tài).4四加熱方式.4精餾塔工藝計(jì)算書5一全塔的物料衡算5二理論塔板數(shù)的確定5三實(shí)際塔板數(shù)的確定7四精餾塔工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算8五塔體工藝尺寸設(shè)計(jì)10六塔板工藝尺寸設(shè)計(jì)12七塔板流體力學(xué)檢驗(yàn)14八塔板負(fù)荷性能圖17九接管尺寸計(jì)算. 19十附屬設(shè)備計(jì)算21設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表24設(shè)計(jì)總結(jié)26參考文獻(xiàn)26苯-氯苯精餾塔的工藝設(shè)計(jì)苯-氯苯分離過程精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)一設(shè)計(jì)題目 設(shè)計(jì)一座苯-氯苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度為99.6%的氯苯140000t，塔頂餾出液中含氯苯不高于0.1%。原料液中含氯苯為22%（以上均為質(zhì)量%）。二操作條件1.塔頂壓強(qiáng) 自選；2.進(jìn)料熱狀況自選；3.回流比自選；4.塔底加熱蒸汽壓強(qiáng) 自選；5.單板壓降不大于0.9kPa；三塔板類型板式塔或填料塔。四工作日每年300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。五廠址廠址為天津地區(qū)。六設(shè)計(jì)內(nèi)容1.設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明2. 精餾塔的物料衡算；3.塔板數(shù)的確定；4.精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；5.精餾塔主要工藝尺寸；6.精餾塔塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；7.精餾塔塔板負(fù)荷性能圖；8.精餾塔輔助設(shè)備選型與計(jì)算；9.設(shè)計(jì)結(jié)果概要或設(shè)計(jì)一覽表；10.帶控制點(diǎn)的生產(chǎn)工藝流程圖及精餾塔的工藝條件圖；11.設(shè)計(jì)總結(jié)和評(píng)述；設(shè)計(jì)方案的確定一、工藝流程苯和氯苯原料液經(jīng)換熱器由塔釜液預(yù)熱至泡點(diǎn)連續(xù)進(jìn)入精餾塔內(nèi)，塔頂蒸氣經(jīng)塔頂冷凝器冷凝后，一部分餾分回流，一部分餾分作為產(chǎn)物連續(xù)采出；塔底液的一部分經(jīng)塔釜再沸器氣化后回到塔底，另一部分連續(xù)采出。塔頂設(shè)置全凝器，塔釜設(shè)置再沸器，進(jìn)料及回流液的輸送采用離心泵。本設(shè)計(jì)采用篩板塔，因其結(jié)構(gòu)簡單、易于加工、造價(jià)低廉，且具有處理能力大、塔板效率高、壓降較低、適用于黏度不大的物系的分離等優(yōu)點(diǎn)。二、操作壓力精餾過程按操作壓力可分為常壓精餾、加壓精餾和減壓精餾。確定操作壓力時(shí)，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性的綜合考慮。一般優(yōu)先使用常壓精餾，對(duì)熱敏性物料或混合物泡點(diǎn)過高的物系，宜采用減壓精餾。對(duì)于沸點(diǎn)低、在常壓下為氣態(tài)的物料，應(yīng)在加壓下進(jìn)行精餾在本方案所涉及的濃度范圍內(nèi)，苯和氯苯的相對(duì)揮發(fā)度相差較大，易于分離，而且苯和氯苯在操作條件下均非熱敏性物質(zhì)，因此選用普通的常壓精餾，并采取連續(xù)操作的方式。三、進(jìn)料熱狀態(tài)進(jìn)料熱狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密切的關(guān)系。q值增加，則冷凝器負(fù)荷降低，再沸器負(fù)荷增加。對(duì)于低溫精餾，采用較高q值更經(jīng)濟(jì)；對(duì)于高溫精餾，當(dāng)D/F值較大時(shí)，宜采用較小的q值；當(dāng)D/F值較大時(shí)，宜采用q值較大的氣液混合物。本方案采用泡點(diǎn)進(jìn)料。四、加熱方式塔釜的加熱方式通常分為直接蒸汽加熱和間接蒸汽加熱。當(dāng)塔底產(chǎn)物近于純水且在濃度很低時(shí)溶液的相對(duì)揮發(fā)度仍較大時(shí)，可采用直接蒸汽加熱。本方案采用間接蒸汽加熱，塔釜設(shè)置再沸器。飽和水蒸汽的冷凝潛熱較大，價(jià)格較低廉，因此本方案采用飽和水蒸氣作為加熱劑。精餾塔工藝計(jì)算書一、全塔的物料衡算苯的摩爾質(zhì)量MB=78.11kg/kmol氯苯的摩爾質(zhì)量MC=112.56kg/kmol進(jìn)料及塔頂、塔底產(chǎn)品中苯的摩爾分?jǐn)?shù)xF=0.7878.110.7878.11+0.22112.56=0.8363xD=0.99978.110.99978.11+0.001112.56=0.9993xW=0.00478.110.00478.11+0.996112.56=0.0058進(jìn)料及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF=0.836378.11+1-0.8363112.56=83.75(kg/kmol)MD=0.999378.11+1-0.9993112.56=78.13(kg/kmol)MW=0.005878.11+1-0.0058112.56=112.36(kg/kmol)塔底產(chǎn)品量W=13500010330024112.36=166.9(kmol/h)根據(jù)總物料衡算式F=D+W及苯的物料衡算式FxF=DxD+WxW聯(lián)立求得D=850.3kmol/hF=1017.2kmol/h二、理論塔板數(shù)的確定苯-氯苯屬理想體系，采用圖解法求理論板數(shù)。由手冊查得不同溫度下苯和氯苯的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)，根據(jù)xB=p-pCpB-pCyB=pBpxB查閱氣象資料可知天津地區(qū)年平均氣壓為101.6kPa。計(jì)算塔頂壓力pD=p天津+p表=101.6+4=105.6(kPa)對(duì)應(yīng)的汽液平衡數(shù)據(jù)，繪制x-y圖。圖1 圖解法求理論板數(shù)本工藝采用泡點(diǎn)進(jìn)料，進(jìn)料熱狀況q=1。q線與平衡曲線的交點(diǎn)坐標(biāo)為xq = 0.836，yq = 0.961。最小回流比Rmin=xD-yqyq-xq=0.307取操作回流比R=2Rmin=0.614精餾段氣相及液相負(fù)荷L=RD=522.5kmol/hV=R+1D=1372.8kmol/h提餾段氣相及液相負(fù)荷L=L+qF=1539.6kmol/hV=V-1-qF=V=1372.8kmol/h精餾段操作線方程y=LVx+DVxD=0.3806x+0.619提餾段操作線方程y=LVx-WVxW=1.1216x-0.0007采用圖解法求理論板數(shù)。求解結(jié)果為總理論板數(shù)NT = 16，其中精餾段理論板數(shù)NT,精 = 9，提餾段理論板數(shù)NT,提 = 6（不含再沸器），進(jìn)料板位置NF = 10。設(shè)全塔效率ET = 0.5，則精餾段實(shí)際板數(shù)N精 = 9 / 0.5 = 18，提餾段實(shí)際板數(shù)N提 = 6 / 0.5 = 12，總板數(shù)N = 18（不含再沸器）。三、實(shí)際塔板數(shù)的確定前已得出，塔頂壓力pD=105.6kPa則塔底壓力pW=105.6+300.9=132.6(kPa)由Antoine方程lgp=A-Bt+C及泡點(diǎn)方程xB=p-pCpB-pC通過試差法分別計(jì)算塔頂和塔底的溫度（泡點(diǎn)）。計(jì)算得塔頂溫度tD=81.47塔底溫度tW=141.36則全塔平均溫度t=(tD+tW)2=111.42由手冊查得此溫度下苯的黏度B=0.217mPas氯苯的黏度C=0.282mPas。進(jìn)料液的黏度=expxFlnB+1-xFlnC=0.227mPas相對(duì)揮發(fā)度=pBpC=242.756.6=4.29通過Oconnell法估算全塔效率ET=0.49()-0.245=0.494該數(shù)值低于假設(shè)值，故通過迭代重新計(jì)算。最終得到滿足精度要求的全塔效率值ET=0.495按此值計(jì)算得精餾段實(shí)際板數(shù)N精 = 19，提餾段實(shí)際板數(shù)N提 = 13，總板數(shù)N = 32（不含再沸器）。四、精餾塔的工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1操作壓力根據(jù)塔頂壓力pD=105.6kPa及單板壓降p=0.9kPa，可計(jì)算進(jìn)料板壓力pF=105.6+190.9=122.7(kPa)及塔底壓力pW=105.6+320.9=134.4(kPa)精餾段平均壓力p=(105.6+122.7)2=114.2(kPa)提餾段平均壓力p=(122.7+134.4)2=128.5(kPa)2操作溫度前已求得塔頂溫度tD=81.47通過前文所述的泡點(diǎn)溫度計(jì)算方法求取pF=122.7kPa下，對(duì)應(yīng)的進(jìn)料板泡點(diǎn)溫度tF=91.21以及pW=134.4kPa下，對(duì)應(yīng)的塔底泡點(diǎn)溫度tW=141.89精餾段平均溫度t=(81.47+91.21)2=86.34提餾段平均溫度t=(91.21+141.89)2=116.553平均摩爾質(zhì)量塔頂y1=xD=0.999查平衡曲線得x1=0.997氣相平均摩爾質(zhì)量MDV=0.99978.11+1-0.999112.56=78.13(kgkmol)液相平均摩爾質(zhì)量MDL=0.99778.11+1-0.997112.56=78.21(kgkmol)進(jìn)料板由圖解法已知第10塊理論板為進(jìn)料板。查平衡曲線得對(duì)應(yīng)的氣液相組成為y10=0.939x10=0.752氣相平均摩爾質(zhì)量MFV=0.93978.11+1-0.939112.56=80.21(kgkmol)液相平均摩爾質(zhì)量MFL=0.75278.11+1-0.752112.56=86.65(kgkmol)塔底xW=0.006查平衡曲線得yw=0.021氣相平均摩爾質(zhì)量MWV=0.02178.11+1-0.021112.56=111.84(kgkmol)液相平均摩爾質(zhì)量MWL=0.00678.11+1-0.006112.56=112.36(kgkmol)精餾段平均摩爾質(zhì)量MV=(78.13+80.21)2=79.17(kgkmol)ML=(78.21+86.65)2=82.43(kgkmol)提餾段平均摩爾質(zhì)量MV=(80.21+111.84)2=96.02(kgkmol)ML=(86.65+112.36)2=99.51(kgkmol)4密度精餾段氣相平均密度V=pMVRT=114.279.178.314(86.34+273.15)=3.02(kgm3)提餾段氣相平均密度V=pMVRT=128.596.028.314(116.55+273.15)=3.81由手冊查得塔頂（tD=81.47）DB=810kgm3 4密度2.399999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999DC=1032kgm3則D=1(0.999810+0.001/1032)=810.2(kg/m3)進(jìn)料板（tF=91.21）FB=801kgm3 4密度2.31010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010FC=1022kgm3苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)F=0.75278.110.75278.11+0.248112.56=0.678則F=1(0.678801+0.322/1022)=860.9(kg/m3)塔底（tW=141.89）WB=734kgm3 4密度2.31010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010WC=966kgm3則W=1(0.004734+0.996/966)=964.8(kg/m3)精餾段液相平均密度L=(810.2+860.9)/2=835.5(kg/m3)提餾段液相平均密度L=(860.9+964.8)/2=912.8(kg/m3)5表面張力塔頂（tD=81.47）DB=21.2mNm 4密度2.31010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010DC=25.8 mN/m則D=0.99921.2+0.00125.8=21.2(mN/m)進(jìn)料板（tF=91.21）FB=20.1mNm 4密度2.31010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010FC=24.9 mN/m則F=0.75220.1+0.24824.9=21.29(mN/m)塔底（tW=141.89）WB=14.6mNm 4密度2.31010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010101010WC=19.8 mN/m則W=0.00614.6+0.99919.8=19.77(mN/m)精餾段平均表面張力=(21.2+21.29)/2=21.24(mN/m)提餾段平均表面張力=(21.29+19.77)/2=20.53(mN/m)五、塔體工藝尺寸設(shè)計(jì)1 塔徑精餾段氣液相流量分別為Vh=VMVV=1372.879.173.02=35943(m3/h)Vs=9.984m3/sLh=LMLL=522.582.43835.5=51.55(m3/h)Ls=0.01432m3/sLhVh(LV)12=51.5535943(835.53.02)12=0.024取塔板間距HT=0.80m，板上液層高度hL=0.09m，則HT-hL=0.71m查Smith關(guān)聯(lián)圖得C20=0.146m，則負(fù)荷因子C=C20(20)0.2=0.146(21.2420)0.2=0.148最大允許氣速umax=CL-VV=0.148835.5-3.023.02=2.45(m/s)取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速u=0.6umax=0.62.45=1.47(m/s)D=4Vsu=49.9843.141.47=2.940(m)提餾段氣液相流量分別為Vh=VMVV=1372.896.023.81=34599(m3/h)Vs=9.611m3/sLh=LMLL=1539.699.51912.8=167.84(m3/h)Ls=0.04662m3/sLhVh(LV)12=167.8434599(912.83.81)12=0.075取塔板間距HT=0.80m，板上液層高度hL=0.10m，則HT-hL=0.70m查Smith關(guān)聯(lián)圖得C20=0.144，則負(fù)荷因子C=C20(20)0.2=0.144(21.5320)0.2=0.145最大允許氣速umax=CL-VV=0.145912.8-3.813.81=2.24(m/s)取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速u=0.6umax=0.62.24=1.34(m/s)D=4Vsu=49.6113.141.34=3.02(m)按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整，取D=3.2m。塔截面積為AT=D24=3.143.224=8.042(m2)精餾段實(shí)際空塔氣速u=Vs/AT=9.984/8.042=1.24(m/s)提餾段實(shí)際空塔氣速u=Vs/AT=9.611/8.042=1.20(m/s)2 塔高塔板間距HT取0.80m。塔頂空間高度HD取2倍塔板間距，即1.60m。塔底空間高度HB按下式計(jì)算。HB=h1+h2塔釜儲(chǔ)液高度h1=WMW60W-V封頭AT=166.9112.3630964.860-4.6118.042=0.635(m)其中，塔釜料液停留時(shí)間取30min，查手冊可知DN 3200mm的封頭容積為0.635m3。塔底頁面至最下層塔板間距h2取2.065m，則HB=3.2m全塔開6個(gè)人孔，分別位于塔頂、第7塊板、第13塊板、進(jìn)料板、第26塊板和塔釜，塔板間距HT=0.80m可保證足夠的工作空間。塔的有效高度H=(N-2)HT+HF+HD+HB=(32-2)0.8+1.2+1.6+3.2=30(m)六、塔板工藝尺寸設(shè)計(jì)1 溢流裝置塔徑為3.2m，故選用單溢流弓形降液管及凹形受液盤。精餾段取lW/D=0.65，則溢流堰堰長lW=0.65D=2.08m選用平直堰，F(xiàn)rancis公式中液流收縮系數(shù)近似取E=1。堰上層液高度hOW=2.841000E(LhlW)2/3=2.8410001(51,552.08)2/3=0.024(m)堰高度hW=hL-hOW=0.09-0.024=0.066(m)由lW/D=0.65查手冊得到降液管寬度與塔徑之比及降液管截面積與塔截面積之比Wd/D=0.128 Af/AT=0.073則Wd=0.410m Af=0.587m液體在降液管中的停留時(shí)間=3600AfHT/Lh=36000.5870.8/51.55=32.8(s)5s故降液管設(shè)計(jì)合理取液體通過降液板底隙的流速uc=0.2m/s，則底隙高度ho=Lh3600lWuc=51.5536002.080.2=0.034(m)提餾段取lW/D=0.68，則溢流堰堰長lW=0.68D=2.176m選用平直堰，F(xiàn)rancis公式中液流收縮系數(shù)近似取E=1。堰上層液高度hOW=2.841000E(LhlW)2/3=2.8410001(167.842.176)2/3=0.051(m)堰高度hW=hL-hOW=0.01-0.051=0.049(m)由lW/D=0.68查得Wd/D=0.142 Af/AT=0.084則Wd=0.454m Af=0.676m停留時(shí)間=3600AfHT/Lh=36000.6760.8/167.8=11.6(s)5s故降液管設(shè)計(jì)合理取液體通過降液板底隙的流速uc=0.3m/s，則底隙高度ho=Lh3600lWuc=167.836002.1760.3=0.071(m)2 板面組成因塔徑較大，采用分塊式塔板，塔板分為7塊。安定區(qū)寬度取Ws=100mm，邊緣區(qū)寬度取Wc=60mm。開孔區(qū)面積Aa用下式計(jì)算精餾段x=D2-(Wd+Ws)=3.22-(0.410+0.1)=1.09(m)r=D2-Wc=3.22-0.06=1.54(m)Aa=2xr2-x2+r2180arcsinxr=21.091.542-1.092+3.141.5402180arcsin1.091.54=6.103m2同理，可算得提餾段x=1.046mr=1.54mAa=5.904m23 篩孔設(shè)計(jì)選取厚度=4mm的碳鋼塔板，篩孔直徑d0=5mm。精餾段和提餾段的篩孔均按正三角形排列，取篩孔中心距t/d0=2.5=12.5mm。精餾段篩孔數(shù)目n=1.155Aat2=45115個(gè)開孔率=0.907(d0t)2=0.907(0.0050.0125)2=14.51%氣體通過閥孔的氣速u0=VsAa=9.9846.1030.1451=11.27(m/s)同理可得提餾段n=43645個(gè)=14.51%u0=11.22m/s七、塔板流體力學(xué)檢驗(yàn)1 塔板壓降塔板壓降包括干板阻力、板上液層的有效阻力及液體表面張力引起的阻力。干板阻力由d0/=1.25查得流量系數(shù)C0=0.79。則精餾段干板阻力hc=0.051(u0C0)2(VL)=0.051(11.270.79)23.024835.5=0.0376(m 液柱)同理，提餾段干板阻力hc=0.0429 m液柱氣體通過液層的阻力精餾段以塔截面面積與降液區(qū)面積之差為基準(zhǔn)計(jì)算的氣體速度ua=VsAT-2Af=9.9848.024-20.587=1.454(m/s)氣相動(dòng)能因子Fa=uaV=1.4543.024=2.528kg1/2/(sm1/2)查手冊得，充氣系數(shù)=0.55，則板上液層的有效阻力hl=hL=0.550.09=0.0495(m 液柱)提餾段ua=1.436 m/sFa=2.803 kg1/2/(sm1/2)=0.55hl=0.055 m液柱液體表面張力引起的阻力精餾段h=4LLgd0=421.24835.59.810.005=0.0021(m 液柱)提餾段h=0.0018 m液柱由以上各項(xiàng)分別計(jì)算得精餾段和提餾段的塔板壓降精餾段hp=0.0376+0.0495+0.0021=0.0892(m)p=0.0892835.59.81=731(Pa)0.9kPa提餾段hp=0.0429+0.0550+0.0018=0.0997(m)p=0.0997912.89.81=893(Pa)u0,min穩(wěn)定系數(shù)K=11.27/7.13=1.581.5提餾段漏液點(diǎn)氣速u0,min=6.97 m/s實(shí)際孔速u0=11.22 m/su0,min穩(wěn)定系數(shù)K=1.611.53 液沫夾帶精餾段鼓泡層高度hf=2.5hl=2.50.09=0.225(m)根據(jù)Hunt關(guān)聯(lián)式算得液沫夾帶量eV=5.710-6L(uaHT-hf)3.2=5.710-621.2410-3(1.450.8-0.225)3.2=0.00522(kg液/kg氣)提餾段鼓泡層高度hf=2.5hl=2.50.1=0.25(m)液沫夾帶量eV=0.00599 kg液/kg氣精餾段和提餾段液沫夾帶量均位于允許范圍內(nèi)。4 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度Hd應(yīng)服從關(guān)系式Hd(HT+hw)，苯-氯苯物系屬一般物系，取安全系數(shù)=0.5。精餾段(HT+hw)=0.5(0.8+0.066)=0.433(m)hd=0.153uc2=0.1530.22=0.006(m 液柱)Hd=hp+hL+hd=0.089+0.09+0.006=0.145(m 液柱)滿足Hd(HT+hw)提餾段(HT+hw)=0.424(m)hd=0.014(m 液柱)Hd=0.169(m 液柱)滿足Hd(HT+hw)故精餾段和提餾段均不會(huì)發(fā)生液泛。八、塔的負(fù)荷性能圖1 漏液線Vs,min=4.4C0A00.0056+0.13hw+2.841000E3600Lslw2/3-hL/V帶入數(shù)據(jù)得，精餾段漏液線方程Vs,min=3.0783.34+14.7Ls2/3提餾段漏液線方程Vs,min=3.0782.414+12.37Ls2/32 液沫夾帶線以eV=0.1為限，由eV=5.710-6LuaHT-hf3.2=0.1hf=2.5(hw+how)hOW=2.841000E(3600Lslw)2/3以上各式聯(lián)立求得精餾段液沫夾帶線方程Vs=25.58-41.21Ls2/3提餾段液沫夾帶線方程Vs=38.8-41.82Ls2/33 液泛線由Hd=(HT+hw)Hd=hp+hL+hdhp=hc+hl+hhl=hLhL=hw+how以上各式聯(lián)立，得精餾段液泛線方程Vs=877.58-79182Ls2-1683.2Ls2/3提餾段液泛線方程Vs=751.34-13637Ls2-1325.5Ls2/34 液相負(fù)荷下線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，即hOW=2.841000E(3600Lslw)2/3=0.006(m)精餾段Ls,min=0.001 774 (m3/s)提餾段Ls,min=0.001 856 (m3/s)圖2 精餾段負(fù)荷性能圖5 液相負(fù)荷上線精餾段和提餾段液體在降液管中停留時(shí)間的下限分別取10s和8s，由Ls=AfHT可得，精餾段Ls,max=0.046 96 (m3/s)提餾段Ls,max=0.067 6 (m3/s)由上述五條線可分別作出精餾段和提餾段的負(fù)荷性能圖。圖3 提餾段負(fù)荷性能圖九、 接管尺寸計(jì)算1 進(jìn)料管道進(jìn)料體積流量qV=FMFF=1017.283.75860.9=98.96(m3/h)利用泵輸送料液，取液體流速u=2m/s則管徑d=4qVu=498.963.142=1.1323(m)選用133mm4mm的無縫鋼管，實(shí)際流速u=4qVd2=498.963.140.12523600=2.24(m/s)2 塔頂回流液管道塔頂回流液體積流量qV=LMDLD=522.578.13810.2=50.44(m3/h)利用泵輸送回流液，取液體流速u=1.8m/s則管徑d=4qVu=450.443.141.8=0.0996(m)選用108mm4mm的無縫鋼管，實(shí)際流速u=4qVd2=450.443.140.123600=1.78(m/s)3 塔底料液排出管道塔底產(chǎn)品體積流量qV=LMWW=1539.6112.36964.8=179.3(m3/h)取液體流速u=0.8m/s則管徑d=4qVu=4179.33.140.8=0.2816(m)選用325mm8mm的無縫鋼管，實(shí)際流速u=4qVd2=4179.33.140.30923600=0.664(m/s)4 塔頂蒸氣出口管道塔頂蒸氣體積流量qV=VMDVDV=1372.878.132.799=3.833104(m3/h)取氣體流速u=30m/s則管徑d=4qVu=43.8331043.1430=0.6722(m)選用630mm9mm的無縫鋼管，實(shí)際流速u=4qVd2=43.8331043.140.61223600=36.2(m/s)5 塔底蒸氣進(jìn)口管道塔底蒸氣體積流量qV=VMWVWV=1372.8111.844.356=3.525104(m3/h)取氣體流速u=30m/s則管徑d=4qVu=43.5251043.1430=0.6446(m)選用630mm9mm的無縫鋼管，實(shí)際流速u=4qVd2=43.5251043.140.61223600=33.3(m/s)十、輔助設(shè)備計(jì)算1 原料預(yù)熱器將20的原料液預(yù)熱至泡點(diǎn)溫度（91.2），加熱介質(zhì)采用113飽和水蒸汽（0.16MPa），冷凝液在飽和溫度下流出。選定原料液走管程，加熱蒸汽走殼程。殼程加熱蒸汽定性溫度Tm=120管程流體定性溫度tm=55.6根據(jù)定性溫度查取有關(guān)物性數(shù)據(jù)。水的汽化潛熱r0=2224.2kJ/kg水蒸氣的密度=0.83kg/m3苯及氯苯的恒壓熱容CpB=1.84kJ/(kg)CpC=1.40kJ/(kg)則原料液的恒壓熱容Cpi=1.840.78+1.400.22=1.74kJ/(kg)原料液的質(zhì)量流量qmi=FMF=85188kg/h則熱流量為Q0=qmiCpiti=1.055106kJ/h=2.932MW平均傳熱溫差tm=t1-t2lnt1t2=49.1加熱蒸汽用量qm0=Q0r0=4745kg/h設(shè)總傳熱系數(shù)K=1000W/(m2)傳熱面積A=QiKtm=59.7m2考慮15%面積裕度，則A=68.7m2選用25mm2.5mm碳鋼換熱管，取管內(nèi)流速ui=0.6m/s單管程換熱管數(shù)ns=4qVidi2ui=145.8根146根所需換熱管長度為L=Adons=5.990m圓整為6m?？砂磫喂艹淘O(shè)計(jì)，換熱管數(shù)N=146根2 回流冷凝器塔頂蒸氣為81.5的飽和蒸汽，冷卻水進(jìn)出口溫度分別設(shè)為20和30。冷卻水走管程，塔頂蒸氣走殼程。殼程蒸汽定性溫度Tm=81.5管程流體定性溫度tm=25根據(jù)定性溫度查取有關(guān)物性數(shù)據(jù)。冷卻水的比熱Cpi=4.08kJ/(kg)苯及氯苯的蒸發(fā)潛熱rB=392.05kJ/kgrC=337.31kJ/kg則塔頂蒸氣的蒸發(fā)潛熱rm=392.050.999+337.310.001=392.00kJ/kg蒸氣的質(zhì)量流量qm0=VMDV=1.073105kg/h則熱流量為Q0=qm0rm=4.205107kJ/h=11.68MW平均傳熱溫差tm=t1-t2lnt1t2=56.3冷卻水用量qmi=Q0Cpiti=1.031106kg/h設(shè)總傳熱系數(shù)K=800W/(m2)傳熱面積A=QiKtm=259.2m2考慮15%面積裕度，則A=2928.1m2選用25mm2.5mm碳鋼換熱管，取管內(nèi)流速ui=1.3m/s單管程換熱管數(shù)ns=4qVidi2ui=937.2根938根所需換熱管長度為L=Adons=4.046m圓整為4.5m。采用單管程結(jié)構(gòu)，換熱管數(shù)N=938根3 塔釜再沸器塔釜液溫度141.8，采用158.7的飽和蒸汽加熱（0.6MPa）。根據(jù)溫度查取有關(guān)物化性質(zhì)。水的汽化潛熱r0=2091.1kJ/kg水蒸氣的密度=3.1686kg/m3苯及氯苯的蒸發(fā)潛熱rB=343.87kJ/kgrC=307.29kJ/kg則塔頂蒸氣的蒸發(fā)潛熱ri=343.870.004+307.290.996=307.43kJ/kg釜液質(zhì)量流量qmb=VMw=1.318105kg/h熱流量Q=qmbri=4.053107kJ/h=11.26MW設(shè)總傳熱系數(shù)K=900W/(m2)傳熱面積A=QKtm=744.1m2擬用25mm2.5mm碳鋼換熱管，管長L=6m，則換熱管數(shù)N=AdoL=744.13.14160.0256=1579根設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段精餾塔平均溫度t86.3116.5平均壓力pkPa114.2128.5氣相流量Vsm3/s9.9849.611液相流量Lsm3/s0.014320.04662實(shí)際塔板數(shù)N1913（不含再沸器）塔板間距HTm0.80.8塔高Hm30塔徑Dm1.8空塔氣速um/s1.241.20塔板溢流類型單溢流單溢流降液管類型弓形降液管凹形受液盤弓形降液管凹形受