精餾熱量衡算精餾塔設(shè)計全塔效率操作彈性法論文20211

1、摘摘要要 本次設(shè)計是針對二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計 過程。我們對此塔進(jìn)行了工藝設(shè)計，包括它的進(jìn)出口管路的計算，畫出了塔板負(fù)荷性能圖，并對設(shè)計結(jié) 果進(jìn)行了匯總。 此設(shè)計的精餾裝置包括精餾塔，再沸器，冷凝器等設(shè)備，熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分 氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離，由塔頂產(chǎn)品冷凝器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。本文是精餾塔及其進(jìn)料預(yù) 熱的設(shè)計，分離摩爾分?jǐn)?shù)為 0.42 的苯甲苯溶液，使塔頂產(chǎn)品苯的摩爾含量達(dá)到 98%，塔底釜液摩爾 分?jǐn)?shù)為 3.5%。 綜合工藝操作方便、經(jīng)濟(jì)及安全等多方面考慮，本設(shè)計采用了篩板塔對苯-甲苯進(jìn)行分離提純，塔 板為碳

2、鋼材料，按照逐板計算求得理論板數(shù)為 14。根據(jù)經(jīng)驗式算得全塔效率為 53.72%。塔頂使用全凝 器，部分回流。精餾段實際板數(shù)為 14，提餾段實際板數(shù)為 14。實際加料位置在第 15 塊板。精餾段彈性 操作為 3.02,提餾段操作彈性為 3.12。全塔塔徑為 1.4m。通過板壓降、漏液、液泛、液沫夾帶的流體 力學(xué)驗算，均在安全操作范圍內(nèi)。確定了操作點符合操作要求。 關(guān)鍵詞：關(guān)鍵詞：苯-甲苯、精餾、熱量衡算、精餾塔設(shè)計、全塔效率、操作彈性 第一章第一章緒緒論論 篩板精餾塔是煉油、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。它的出現(xiàn)僅遲于泡罩塔 20 年左右，當(dāng)初它長期被認(rèn)為操作不易穩(wěn)定，在本世紀(jì)

3、 50 年代以前，它的使用遠(yuǎn)不如泡罩塔普遍。其 后因急于尋找一種簡單而價廉的塔型，對其性能的研究不斷深入，已能作出比較有把握的設(shè)計，使得篩 板塔又成為應(yīng)用最廣的一種類型。 1.11.1 精餾流程設(shè)計方案的確定精餾流程設(shè)計方案的確定 本設(shè)計任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用氣 液混合物進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至溫度后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝 液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分作為塔頂產(chǎn)品冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回 流比較小，故操作回流比取最小回流比的 1.45 倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲

4、 罐。流程參見附圖。 1.21.2 設(shè)計思路設(shè)計思路 在本次設(shè)計中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡單蒸餾和平衡蒸餾只能達(dá)到組分的 部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實際上，蒸餾裝置 包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)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(nèi)的多次部分 汽化與多次部分冷凝所實現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)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，在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定性，流程

5、 中除用 泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使 設(shè)備和操作費用之和最低。在設(shè)計時要根據(jù)實際需要選定回流比。 1.2.11.2.1 精餾方式的選定精餾方式的選定 本設(shè)計采用連續(xù)精餾操作方式，其特點是：連續(xù)精餾過程是一個連續(xù)定態(tài)過程，能小于間歇精餾過 程，易得純度高的產(chǎn)品。 1.2.21.2.2 加熱方式加熱方式 本設(shè)計采用間接蒸汽加熱，加熱設(shè)備為再沸器。本設(shè)計不易利用直接蒸汽加熱，因為直接蒸汽的加 入，對釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進(jìn)料條件和產(chǎn)品純度，輕組分收率一定前提下，釜液濃度相應(yīng)降 低，故需在提餾段增加塔板以達(dá)到生產(chǎn)要求，從而又增加了生產(chǎn)的費用，

6、但也增加了間接加熱設(shè)備。 1.2.31.2.3 操作壓力的選取操作壓力的選取 本設(shè)計采用常壓操作，一般，除了熱敏性物料以外，凡通過常壓蒸餾不難實現(xiàn)分離要求，循環(huán)水將 餾出物冷凝下來的系統(tǒng)都應(yīng)采用常壓蒸餾。在化工設(shè)計中有很多加料狀態(tài)，這次設(shè)計中采用氣液混合物 進(jìn)料 q=0.96。 1.2.41.2.4 回流比的選擇回流比的選擇 對于一般體系最小回流比的確定可按常規(guī)方法處理，但對于某些特殊體系，如乙醇水體系則要特殊 處理，該體系最小回流比 rmin的求取應(yīng)通過精餾段操作線與平衡線相切得到。而適宜回流比 r 的確定， 應(yīng)體現(xiàn)最佳回流比選定原則即裝置設(shè)備費與操作費之和最低,一般經(jīng)驗值為 r=(1.1-

7、2.0)rmin. 1.2.51.2.5 塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇 塔頂選用全凝器，塔頂冷卻介質(zhì)采用自來水，方便、實惠、經(jīng)濟(jì)。 1.2.61.2.6 板式塔的選擇板式塔的選擇 板式塔工藝尺寸設(shè)計計算的主要內(nèi)容包括：板間距、塔徑、塔板型式、溢流裝置、塔板布置、流體 力學(xué)性能校核、負(fù)荷性能圖以及塔高等。其設(shè)計計算方法可查閱有關(guān)資料。塔板設(shè)計的任務(wù)是:以流經(jīng) 塔內(nèi)氣液的物流量、操作條件和系統(tǒng)物性為依據(jù)，確定具有良好性能（壓降小、彈性大、效率高）的塔 板結(jié)構(gòu)與尺寸。塔板設(shè)計的基本思路是：以通過某一塊板的氣液處理量和板上氣液組成，溫度、壓力等 條件為依據(jù)，

8、首先參考設(shè)計手冊上推薦數(shù)據(jù)初步確定有關(guān)的獨立變量，然后進(jìn)行流體力學(xué)計算，校核其 是否符合所規(guī)定的范圍，如不符合要求就必須修改結(jié)構(gòu)參數(shù)，重復(fù)上述設(shè)計步驟直到滿意為止。最后給 制出負(fù)荷性能圖，以確定適宜操作區(qū)和操作彈性。塔高的確定還與塔頂空間、塔底空間、進(jìn)料段高度以 及開人孔數(shù)目的取值有關(guān)，可查資料。 第二章第二章精餾塔工藝設(shè)計計算精餾塔工藝設(shè)計計算 2.12.1 物料衡算物料衡算 2.1.12.1.1 塔的物料衡算塔的物料衡算 （1）苯的摩爾質(zhì)量： a m= 78.11/kg kmol 甲苯的摩爾質(zhì)量： b m= 92.13/kg kmol （2）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量： d m=

9、 0.9878.11+ (1- 0.98)92.13 = 78.39kg / kmol f m= 0.4278.11+ (1- 0.45)92.13 = 86.24kg / kmol w m= 0.03578.11+ (1- 0.035)92.13 = 91.64kg / kmol （3）物料衡算 總物料衡算：d+ w= f 即 d + w = 100 （1） 易揮發(fā)組分物料衡算： dwf dx+ wx= fx 即 d0.98+ w0.035= 100 0.42 （2） 由(1)和(2)解得d = 40.74kmol/ h w= 59.26 kmol/ h 2.22.2 物系常數(shù)的求解物系常數(shù)

10、的求解 2.2.12.2.1 溫度的求溫度的求解解 表表 2-12-1 苯苯甲苯平衡數(shù)據(jù)甲苯平衡數(shù)據(jù)1 1（p=101.325kpa） 溫度 t/ 液相中苯的摩爾 分?jǐn)?shù) x% 氣相中苯的摩爾 分?jǐn)?shù) y% 溫度 t/ 液相中苯的摩爾 分?jǐn)?shù) x% 氣相中苯的摩 爾分?jǐn)?shù) y% 109.911.002.590.1155.075.5 108.793.007.1180.8060.079.1 107.615.0011.287.6365.082.5 105.0510.020.886.5270.085.7 102.7915.029.485.4475.088.5 100.7520.037.284.4080.091

11、.2 98.8425.044.283.3385.093.6 97.1330.050.782.2590.095.9 95.5835.056.681.1195.098.0 94.0940.061.980.6697.098.8 92.6945.066.780.2199.099.61 91.4050.071.380.10100.0100.0 利用上表中的數(shù)據(jù)，用數(shù)值插值法確定, fdw ttt 。 od d t- 80. 6680. 21- 80. 66 塔頂溫度：=t=80. 44 c 99. 0- 97. 098. 0- 97. 0 of f t- 92. 6994. 09- 92. 69 進(jìn)料板

12、上溫度：=t=93. 53 c 40- 4542- 45 ow w t- 108. 79107. 61- 108. 79 塔底溫度：=t=108. 50 c 5. 00- 3. 003. 50- 3. 00 1 ofd t+t93. 53+80. 44 精餾段平均溫度：t =86. 99 c 22 2 ofw t+t93. 53+108. 50 提餾段平均溫度：t=101. 01 c 22 2.2.22.2.2 氣相組成的求解氣相組成的求解 根據(jù)所求溫度，利用表 2-1，采用插值法求得各氣相組成： dfw y 、y 、y 塔頂氣相組成： d d 80. 21- 80. 6680. 44- 80

13、. 66 =y =99. 20% 99. 61- 98. 8100y - 98. 8 利用表 2-1 直接查得進(jìn)料板處氣相組成： f f 94. 09- 92. 6993. 53- 92. 69 =y =63. 82% 31. 9- 66. 7100y - 66. 7 塔底氣相組成 w w 107. 61- 108. 79108. 50- 108. 79 ：=y =8. 12% 11. 2- 7. 11100y - 7. 11 2.2.32.2.3 平均分子式量的求解平均分子式量的求解 物料相對平均分子量： df 1 df 1 l1 v1 x +x0. 98+0. 42 精餾段平均液相組成：x

14、 =0. 70=70% 22 y +y99. 20%+63. 82% 精餾段平均氣相組成：y =0. 8295=81. 51% 22 精餾段液相平均分子量: m =0. 715 78. 11+ （1- 0. 715）92. 13=8 2. 106kg/ km ol 精餾段氣相平均分子量: m =0. 8295 78. 11+ （1- 0. 8295）92. 13 =80. 501kg/ km o 2 2 2 2 wf wf l x +x0. 035+0. 42 提餾段平均液相組成：x =x =0. 2275=22. 75% 22 y +y8. 12%+66. 70% 提餾段平均氣相組成y =y

15、 =37. 41% 22 l2 v2 提餾段液相平均分子量：m =0. 2425 78. 11+ （1- 0. 2425）92. 13 =88. 73kg/ km ol 精餾段氣相平均分子量：m =0. 3741 78. 11+ （1- 0. 3741）92. 13 =86. 89kg/ km ol 2.2.42.2.4 物系中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)的求解物系中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)的求解 塔體主要部位液相組成中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)的計算： 設(shè)苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 m%,其相應(yīng)液相的摩爾分率為 x， m 7811x 78. 11 x =整理得：m= m100- m 92. 13- 14. 02x + 78. 1192. 13

16、分別把 dfw x =0. 98，x =0. 42，x =0. 035帶入求得： 液相中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 dff =0. 9765，=0. 4096，=0. 0298 2.2.52.2.5 物系密度的求解物系密度的求解 表表 2-22-2 苯苯- -甲苯密度甲苯密度1 1 t o 溫度 /c8090100110120 3 la kg/ m/ 815803.9792.5780.3768.9 3 lb kg/ m/ 810800.2790.3780.3770.0 利用上表中數(shù)據(jù)利用數(shù)值差值法確定進(jìn)料溫度 f t，塔頂溫度 d t，塔底溫度 w t下的苯與乙醇 的密度： 3 d ad ad o t=8

17、0. 44 c 90- 8090- 80. 44 =814. 39kg/ m(塔頂液相組成中苯的密度) 803. 9- 815803. 9- 1 3 bd bd 90- 8090- 80. 44 =809. 57kg/ m(塔頂液相組成中甲苯的密度) 800. 2- 810800. 2- 3 d d 10. 97651- 0. 9765 =+=814. 395kg/ m(塔頂混合液體的密度) 814. 51809. 57 3 f af af o t=92. 69 c 100- 90100- 92. 69 =799. 87kg/ m(加料板溫度下混合液中苯的密度) 792. 5- 803. 97

18、92. 5- 3 bf bf 100- 90100- 92. 69 =796. 70kg/ m(加料板溫度下液相中甲苯的密度) 790. 3- 800. 2790. 3- 3 f f 10. 40961- 0. 4096 =+=798. 085kg/ m(加料板處混合液的密度) 800. 83797. 54 o 3 aw aw t=108. 50 c w 110- 100110- 108. 50 =782. 13kg/ m(塔底液相中苯的密度) 780. 3- 729. 5780. 3- 3 bw bw 110- 100110- 108. 50 =781. 80kg/ m(塔底混合液中甲苯的密

19、度) 780. 3- 790. 3780. 3- 3 w w 10. 02981- 0. 0298 =+=781. 81kg/ m(塔底混合液的密度) 782. 13781. 80 3df l1 精餾段液相平均密度： +798. 882+814. 395 =806. 639kg/ m 22 3fw l2 提餾段液相平均密度: +798. 883+781. 81 =789. 94kg/ m 22 2.2.62.2.6 物系表面張力的求解物系表面張力的求解 表表 2-32-3 苯苯- -甲苯的表面張力甲苯的表面張力1 1 t o 溫度 /c 8090100110120 a / (mn/ m) 21

20、.2720.0618.8517.6616.49 b / (mn/ m) 21.6920.5919.9418.4117.31 利用上表采用插值法求得： -3 d ad ad o t=80. 44 c 90- 8090- 80. 44 =21. 22 10 m n/ m (塔頂液相組成中苯的表面張力) 20. 06- 21. 2720. 06- -3 bd bd 90- 8090- 80. 44 =21. 64 10 m n/ m (塔頂液相組成中甲苯的表面張力) 20. 59- 21. 6920. 59- -3 m dad adbdad 塔頂溫度下液相的表面張力： =x+(1- x ) =21.

21、 23 10 m n/ m 3 / mmn f af af o t=92. 69 c 100- 90100- 92. 69 =19. 73 10(加料板溫度下混合液中苯的表面張力) 18. 85- 20. 0618. 85- 3 / m - bf bf mn 100- 90100- 92. 69 =20. 42 10(加料板溫度下液相中甲苯的表面張力) 19. 94- 20. 5919. 94 -3 m fafafbfaf 進(jìn)料版溫度下液相的平均表面張力： =x+(1- x ) =20. 11 10 m n/ m 3 / m o mn aw aw t=108. 50 c w 110- 1001

22、10- 108. 50 =17. 84 10(塔底混合液中苯的表面張力) 17. 66- 18. 8517. 66- 3 / m - mn bw bw 110- 100110- 108. 50 =18. 69 10(塔底混合液中甲苯的表面張力) 18. 41- 19. 9418. 46 3 / m mwawawbwaw mn 塔底液相的平均表面張力： =x+(1- x) =18. 66 10 33 120.67 10/ mdmf mmnm 精餾段液相平均表面張力： +21. 2320. 11 =10= 22 -3-3m fm w m 2 提餾段液相平均表面張力: +20. 11+18. 66

23、= 10=19. 39 10 m n/ m 22 2.2.72.2.7 相對揮發(fā)度的求解相對揮發(fā)度的求解 aa dd bb aa ff bb aa ww bb 1 df 2 fw y / x =() =2. 53 y / x y / x =() =2. 44 y / x y / x =() =2. 44 y / x 精餾段平均相對揮發(fā)度： =2. 49 提餾段平均相對揮發(fā)度：=2. 44 全塔平均相對=2.48 w d 揮發(fā)度： 2.32.3 板數(shù)的確定板數(shù)的確定 2.3.12.3.1 最小回流比及操作回流比的求解最小回流比及操作回流比的求解 氣液相平衡方程為： 2.48 1(1)1(2.48

24、1) xx y xx 進(jìn)料線方程為： f xq0. 960. 45 y =x-=x-=-24x+11. 25 q- 1q- 10. 96- 10. 96- 1 聯(lián)立兩方程求得交點 e 的坐標(biāo)為: ee x =0. 4412,y =0. 6612 de m i n ee x - y0. 98- 0. 6612 r =1. 4491 y - x0. 6612- 0. 4412 分析一定板數(shù)下的最小回流比可得： 表表 2-42-4 ntr 122.855 132.463 142.188 152.029 161.869 171.782 181.710 191.652 201.609 作圖可得： 取操作

25、回流比為 r=1.45rmin=1.51.416=2.101 2.3.22.3.2 理論板數(shù)的求解理論板數(shù)的求解 精餾段操作線方程為： f n+1nn xr y=x +=0. 6775x +0. 3160 r+1r+1 提餾段操作線方程為： w n+1nn (f- d )xr d+qf y=x -=1. 4242x - 0. 0148 (r+1)d-(1- q)f(r+1)d-(1- q)f 氣液平衡線方程為： x2. 48x y = 1+(- 1)x1+(2. 48- 1)x 采用逐板法求解得： 表表 2-52-5 塔板氣液相組成塔板氣液相組成 板上液相組成板上氣相組成 x10.9518 y

26、10.9800 x20.9084 y20.9609 x30.8457 y30.9315 x40.7635 y40.8890 x50.6685 y50.8333 x60.5730 y60.7689 x70.4898 y70.7042 x80.4259 y80.6479 x90.3689 y90.5917 x100.2960 y100.5105 x110.2166 y110.4067 x120.1435 y120.2936 x130.0862 y130.1896 x140.0465 y140.1079 x150.0214 y150.0514 精餾段理論板數(shù)為七，第八塊板為加料板，全塔板數(shù)為十五（包

27、括塔底再沸器） 2.3.32.3.3 物系黏度的求解物系黏度的求解 表表 2-62-6 苯苯- -甲苯的黏度甲苯的黏度1 1 t o 溫度 /c8090100110120 a / cp 0.3080.2790.2550.2330.215 / cp b0.3110.2860.2640.2450.228 d ad ad o t=80. 44 c 90- 8080. 44- 80 =0. 307cp=0. 307m p. s(塔頂液相組成中苯的黏度) 0. 279- 0. 308 - 0. 308 = bd bd 90- 8080. 44- 80 =0. 310cp 0. 310m p. s(塔頂液

28、相組成中甲苯的黏度) 0. 286- 0. 311 - 0. 311 塔頂液相的黏度： dad adbdad =x+(1- x ) =0. 307cp=0. 307m p. s f af af o t=92. 69 c 100- 9092. 69- 90 =0. 273cp=0. 273m p. s(加料板出液相組成中苯的黏度) 0. 255- 0. 279 - 0. 279 bd bf 100- 9092. 69- 90 =0. 280cp=0. 280m p. s(加料板液相組成中甲苯的黏度) 0. 264- 0. 286 - 0. 286 加料板出液相的黏度： fafafbfaf =x+

29、(1- x ) =0. 277cp=0. 277m p. s w aw aw o t=108. 50 c 110- 100108. 50- 100 =0. 236cp=0. 236m p. s(塔底液相組成中苯的黏度) 0. 233- 0. 255- 0. 255 bw bw 110- 100108. 50- 100 =0. 248cp=0. 248m p. s(塔底液相組成中甲苯的黏度) 0. 245- 0. 264- 0. 264 塔底液相的黏度： waw awbwaw =x+(1- x ) =0. 247cp=0. 247m p. s 精餾段液相平均黏度： df 1 + =0. 292c

30、p=0. 292m p. s 2 提餾段液相平均黏度： 2 fw + =0. 262cp=0. 262m p. s 2 全塔液相平均黏度： w d + =0. 277cp=0. 277m p. s 2 2.3.42.3.4 實際板數(shù)的求解實際板數(shù)的求解 精餾段效率： 1 1 -0. 245 t1 e =0. 49()100%=52. 98% 提餾段效率： 2 2 -0. 245 t2 e =0. 49()100%=54. 68% 全塔效率： -0. 245 t e =0. 49()100%=53. 72% 精餾段實際板數(shù)： t1 7 =13. 2,取14塊 e 提餾段實際板數(shù)： t2 8- 1

31、 =12. 8,取13塊 e 全塔實際板數(shù)： t 15- 1 =26. 1,取27塊（不包括再沸器） e 有上述計算可知： 精餾段實際板數(shù)取 14，提餾段實際板數(shù)為 14（包括塔底再沸器） ，全塔板數(shù)為 28（包括塔底再沸器） 2.4.2.4.塔氣液相負(fù)荷的求解塔氣液相負(fù)荷的求解 2.4.12.4.1 氣相密度的求解氣相密度的求解 氣相密度的計算： 取單板壓降為 0.7kpa 精餾段平均操作壓強(qiáng)為： 00 1 0 (14) 7106.225 2 m ppp pppkpa 提餾段平均操作壓強(qiáng)為： 00 2 +14(27) 115.675 2 m pppp pkpa （） 精餾段氣體平均密度： m

32、 1v1 3 v1 1 p m =2. 8593kg/ m rt 提餾段氣體平均密度： m 2v2 3 v2 2 p m =3. 2346kg/ m rt 2.4.22.4.2 塔氣液負(fù)荷的求解塔氣液負(fù)荷的求解 1 3 1 1 2 l s v 精餾段：l=r d=92. 276km ol / h v=l+d=(r+1)d=136. 196km ol / h 液相質(zhì)量流量： l =m l=7576. 782kg/ h =2. 105kg/ s 液相體積流量： l l=0. 002609m / s 氣相質(zhì)量流量： v =m v=10963. 780kg/ 3 1 1 s v h =3. 045kg

33、/ s 氣相體積流量： v v =1. 0651m / s 2 3 1 2 2 l s v 提餾段：l=l+qd=(r+q)d=134. 439km ol / h v=v+(q- 1)f=132. 196km ol / h 液相質(zhì)量流量： l =m l=11928. 772kg/ h=3. 314kg/ s 液相體積流量： l l=0. 004193m / s 氣相質(zhì)量流量： v =m v=11486. 510kg/ 3 2 2 s v h=3. 191kg/ s 氣相體積流量： v v=0. 9864m / s 第三章第三章熱量衡算熱量衡算 3.13.1 物系熱量常數(shù)的求解物系熱量常數(shù)的求解

34、 3.1.13.1.1 物系汽化潛熱的求解物系汽化潛熱的求解 表表 3-13-1 苯苯- -甲苯汽化潛熱甲苯汽化潛熱1 1 o 溫度 t /c8090100110120 a / (kj/ kg) 394.1386.9379.3371.5363.2 b / (kj/ kg) 379.9373.8367.6361.2354.6 利用上表采用插值法求解： 塔頂溫度：t= 80. 44 c d ad ad 90- 8080. 44- 80 =393. 783kj/ kg 386. 9- 394. 1 - 394. 1 bd bd 90- 8080. 44- 80 =379. 632kj/ kg 373

35、. 8- 379. 9- 379. 9 = dad adbdad =x+（1- x ）=393. 500kj/ kg 加料板處： f t=92. 69 c ad ad 90- 8080. 44 =393. 783kj/ kg 386. 9- 394. 1 80 - 394. 1 - = bd bd 90- 8080. 44 =379. 632kj/ kg 373. 8- 379. 9 80 - 379. 9 - = fafafbfaf =x+（1- x ）=377. 858kj/ kg w aw aw o t=108. 50 c 110- 100108. 50- 100 =372. 670kj

36、/ kg 371. 5- 379. 3- 底： 394. 1 塔 bw bw 110- 100108. 50- 100 =362. 160kj/ kg 361. 2- 367. 6- 367. 6 waw awbwaw =x+（1- x ）=362. 528kj/ kg 3.1.23.1.2 物系熱容的求解物系熱容的求解 表表 3-23-2 苯苯- -甲苯的熱容甲苯的熱容2 2 溫度 t/ 708090100110 cpa/卡/（克分 子） 31.53035.09835.76936.44137.292 cpb/卡/（克分 子） 41.11841.86642.61543.36344.497 1

37、卡/克分子=4.18585j/(mol)=4.18585kj/(kmol) 塔頂溫度 d t=80. 44 c pad pad 90- 8080. 44- 80 =c=35. 128卡/ (克分子c ) =147. 041kj/ (m olc ) 386. 9- 394. 1c- 394. 1 42.61541.866 pbd pbd 90- 8080. 44- 80 =c=41. 900卡/ (克分子c ) =175. 386kj/ (m olc ) c- 41. 866 c pdpad adpbdad =c x+c（1- x ）=147. 608kj/ (m 塔頂溫度下的： ol 熱容 c

38、 ) - f paf paf o t=92. 69 c 100- 9092. 69 90 =c=35. 950卡/ (克分子c ) =150. 480kj/ (m olc ) 36. 441- 35. 769c- 35. 769 加料板處 pbf pbf 100- 9092. 69- 90 =c=42. 816卡/ (克分子c ) =179. 222kj/ (m olc ) 43. 363- 42. 615c- 42. 816 c pfpafafpbfaf =c x+c（1- x ）=166. 288k 加料板處混合液的平均熱容： j/ (m olc ) w paw paw o t=108.

39、50 c 110- 100108. 50- 100 =c=37. 164卡/ (克分子c ) =155. 564kj/ (m olc ) 37. 292- 36. 441c- 36 底溫度 . 441 塔 c pbw pbw pwpaw awpbwaw 110- 100108. 50- 100 =c=44. 327卡/ (克分子c ) =185. 546kj/ (m olc ) 444. 497- 43. 363c- 43. 363 塔底混合液的平均熱容： =c x+c （1- x ）=184. 497kj/ (m olc ) 3.23.2 熱量衡算熱量衡算 3.2.13.2.1 原料預(yù)熱溫度

40、的求解原料預(yù)熱溫度的求解 采用試差法求得原料的預(yù)熱溫度為：100.31 表表 3-33-3 苯苯- -甲苯汽化潛熱甲苯汽化潛熱2 2 溫度 t/ 708090100110 a/卡/克分子74827353721870776930 b/卡/克分子84798349821680807939 該溫度下通過試差法求得： a aafbfaf b 7126. 350卡/ 克分子 =8127. 600卡/ 克分子 液相平均汽化潛熱： =x+（1- x ）=7677. 038卡/ 克分子 m 36.206 42.101 c pa pb ppaafpbaf c卡/ (克分子c ) c卡/ (克分子c ) 混合液的平

41、均熱容： =c x+c（1- x ）=167. 426kj/ (m olc ) 以上數(shù)據(jù)參與熱量的計算。 3.2.23.2.2 熱量的求解熱量的求解 (1)塔頂以0 c 為基準(zhǔn)，0 c 時塔頂上升的蒸汽的熱量為： pdvd dv d c t+ m=5809114. 869kq =vvj/ h; pd rd pd dd (2)回流液的熱量：q =lc t=1095647. 162kj/ h; (3)塔頂餾出液的熱量：q =lc t=1095647. 162kj/ h; (4)進(jìn)料液帶入的熱量的計算：(f=100km ol / h，其中液相：96km ol / h；氣相：4km ol / h） q

42、 =96 167. 426 100. 31+ （4 167. 426 100. 31+4 7677. 038 4. 18585）=1807986. 196kj/ f ; 5 wpww h （）塔底殘液熱量：q =w c t=1122605. 206kj/ h; ,= + =-=4294550.797 4771723.108 crd bb bfcwd bcwdf v b 損 損 (6)冷凝器帶走的熱量：q =q - q =4191979. 743kj/ h; (7)再沸器提供的熱量：q 塔釜熱損失為q0. 1q qqqqqq 再沸器實際熱負(fù)荷為： 0. 9qqqq qkj/ h q q 求得kj

43、/ h 第四章第四章精餾塔的初步設(shè)計精餾塔的初步設(shè)計 4.14.1 塔徑的計算與選擇的求解塔徑的計算與選擇的求解 （1）精餾段： 11 12 0.0411 0.40 0.06 0.34m sl sl l tl t l v hm hm h 取板間距h 插圖 10-423可得： 20 0.072c 0. 2m 1 20 m ax 1m ax s1 1 1 2 t11 1 c=c ()=0. 07248 20 806. 639- 2. 8593 u=0. 07248=1. 21523 2. 8593 取u =0. 7u=0. 85066 塔徑： 4v d=1. 2626m u 塔徑圓整：d =1.

44、4m 塔截面積：a =d =1. 5394m 4 空塔氣速：u =0. 6919m/ s （2）提餾段： s2l2 s2l2 t l tl l =0. 0664 v h =0. 40m 取板間距 h =0. 06mh - h =0. 34m 插圖 10-423可得： 20 0.069c 0. 2m 1 20 m ax 2m ax s1 1 2 2 t22 2 c=c ()=0. 06857 20 790. 346- 3. 2346 u=0. 06857=1. 06965 3. 2346 取u =0. 7u=0. 748755 塔徑： 4v d=1. 2951m u 塔徑圓整：d =1. 4m

45、塔截面積：a=d =1. 5394m 4 空塔氣速：u =0. 6408m/ s 4.24.2 溢流裝置溢流裝置 23 0.660.924 2.84 ()(=1 1000 w h ow w dm l hee l 1. 取l 本實驗設(shè)計采用平流堰，堰上高度 因溢流強(qiáng)度不大，故近似取溢流收縮系數(shù)） 22 h 33 ow w wlow （1）精餾段： l2. 842. 84 9. 393 h=e()=()=0. 0116m=0. 012m 1000l1000 0. 924 故h =h - h=0. 06- 0. 12=0. 48m 22 h 33 ow w wlow （2）提餾段： l2. 842.

46、 84 15. 093 h=e()=()=0. 0183m=0. 018m 1000l1000 0. 924 故h =h - h=0. 06- 0. 18=0. 42m w 2. 弓形降液管的計算： l 由=0. 66 d 插圖 10-403可得： 2 f f t d d a =0. 0721a =0. 1110m a w =0. 124w=0. d 1736m a ft s1 ft s2 3. 驗算降液管內(nèi)液體停留時間： h (1)精餾段：=17. 02s5s l ah (2)提餾段：=10. 5 以上計算 9s 均 5s l 符合要求 0 s1 00 w w0 s2 00 w0 w 4.

47、降液管底隙高度： 取液體通過降液管底隙的流速為：u =0. 12m/ s 計算降液管底隙高度： l (1)精餾段：h =0. 0235mh =0. 048- 0h - h - . 024=0. 024m0. 6m lu l (2)提餾段：h =0. 0302mh =0. 048- 0. 0302=0. 012m0. 6m lu 可見以上數(shù)值取值均符合要求。 4.34.3 塔板布置塔板布置 （1）取塔板分布數(shù)為：4 （2）邊緣區(qū)寬度的確定： sse w=w =0. 07m ,w=0. 04m (3)開孔區(qū)面積計算 2 22 a rx a =2(x r - x +arcsi n ) 180r ds

48、 c d x =-(w+w) =0. 4564m 2 d1. 4 r=- w=- 0. 04=0. 66m 22 故 2 222 a rx a =2(x r - x +arcsi n ) =1. 10042m 180r (4)篩孔數(shù) n 與開孔率： 3 a 2 0 0 a 0 0 2 取篩孔直徑為：d 1. 158 10 )a =5664個 t 板上開孔率 =5m m ,篩孔按正三角形排列， 取孔中心距為：t =3d =15 ： a0. 907 =10. 1% (在5%15% 范圍內(nèi)） t m m 塔板上開孔數(shù)為： n=( a ( d ) 2 0a 每層塔板上的開孔面積為： a =a =0.

49、1111m s1 0 精 0 s2 0 精 0 氣體通過篩孔速度為： v （u）=9. 5869m/ s a v （u）=8. 8785m/ s a 第五章第五章篩板流體力學(xué)驗算篩板流體力學(xué)驗算 5.15.1 塔板壓降塔板壓降 （1）干板阻力 c h 計算 干板阻力 c h由式 20v c 0l u h =0. 051() () c 計算 由 0/ 5/ 31.667d，查干篩孔的流量系數(shù)圖得 0 0.794c 2 c 2 c 9. 58692. 8593 h =0. 051 ()() =0. 02636m 液柱 0. 794806. 639 提 精餾 餾段： 8. 87853. 2346 h

50、 =0. 051 ()() =0. 02682m 液柱 0. 794790. 346 段： （2）氣體通過液層的阻力 l h 計算 由式 ： llwow h =h =（h +h ) 計算 s1 a tf v1. 0651 u =0. 74566m/ s a - a1. 5394- 0. 110 精餾段： 11 22 a 0v1 f =u =0. 745662. 8593 =1. 26087kg/ (s m ) 查 10-47【10】液層充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得0.62 llwow h =h =(h +h ) =0. 62 (0. 048+0. 012) =0. 0372m 液柱 s2 a tf 11

51、22 a 0v2 v0. 9864 u =0. 69056m/ s a - a1. 5394- 0. 1110 f =u =0. 690563. 2346 =1. 24197k 提餾段： g/ (s m ) 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得0.63 llwow h =h =(h +h ) =0. 63 (0. 048+0. 012) =0. 0378m 液柱 （3）液體表面張力的阻力 h 計算 0 4 l l h gd 3 0 3 0 4420.67 10 0.00209 808.369.81 0.005 44 19.39 10 0.00200 790.3469.81 0.005 l l l l hm gd

52、 hm gd 液柱 提 精餾段： 餾段： 液柱 氣體通過每層塔板的液柱高度 p h 可按下式計算，即 1pc hhhh 0.02636+0.0372+0.002090.06565 0.02682+0.0378+0.002000.06662 p p hm hm 精餾段： 液柱 提餾段： 液柱 氣體通過每層塔板的壓降為 ppl ph g 1 2 519.4970.7 516.5240.7 pl pl ph gpakpa ph gpakpa 提餾段： 可見以上計算均 精餾段： 符合要求 5.2.5.2.液面落差液面落差 對于 1600dm m 的篩板塔，液面落差很小，可忽略液面落差的影響。本設(shè)計的

53、14001600dm mm m ,故液面落差可忽略不計。 5.3.5.3.霧沫夾帶霧沫夾帶 液沫夾帶量由式 6 3. 2 5. 710 () a v ltf u e hh 計算 2. 52. 50. 060. 15 fl hhm 6 3. 2 3 5. 7100. 74566 ()0. 0091液/氣0. 1液/氣 0. 400. 1520. 6710 精餾段： v ekgkgkgkg 6 3. 2 3 提餾段： 5. 7100. 69056 ()0. 00759液/氣0. 1液/氣 0. 400. 1519. 3910 v ekgkgkgkg 故本設(shè)計液沫夾帶量在允許范圍內(nèi) 5.4.5.4.

54、漏液漏液 對于篩板,漏液點氣速 可由式： 0,m i n0 4. 4(0. 00560. 13)/ llv uchh 計算 0,m i n01111 4. 4(0. 00560. 1 精餾段： 3)/ llv uchh 4. 40. 794(0. 00560. 130. 060. 00209)806. 639 / 2. 85936. 2404/ms 0 9.5869/ 9.5869 =1.5361.5 6.2404 um s k 實際孔速 : 穩(wěn)定系數(shù)為: 0,m i n02222 4. 4(0. 00560. 1 提餾段： 3)/ llv uchh 4. 40. 794(0. 00560.

55、130. 060. 00200)790. 346 / 3. 23465. 8307/ms 0 8.8785/ 8.8785 =1.5231.5 5.8307 um s k 實際孔速 : 穩(wěn)定系數(shù)為: 故在設(shè)計負(fù)荷內(nèi)不會產(chǎn)生過量漏液 5.5.5.5.漏液漏液 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高度 d h 應(yīng)服從式() dtw hhh 的關(guān)系 苯-甲苯物系屬一般物系,取 0. 5 則 精餾段：()0.5(0.400.048)0.224 tw f hhm dpld h =h +h +h 22 0 0.153 ()0.153 0.150.00344 d hum液柱 0.065650.060.00344

56、0.12909 d hmm液柱0. 224 液柱 提餾段： tw (h +h ) =0. 5 (0. 40+0. 042) =0. 221m 22 0 0.153 ()0.153 0.150.00344 d hum液柱 0.066620.060.003440.13006 d hmm液柱1000m m，為安裝檢修需要，一般每隔 68 塊塔板 設(shè)置一個人孔，本塔有塔板 28 塊，所以設(shè)置 4 個人孔，每個人孔直徑 為 450mm，設(shè)置人孔處塔板間距為800hpmm。 7.5.7.5.進(jìn)料板間距進(jìn)料板間距 考慮進(jìn)口處安裝防沖設(shè)施，取進(jìn)料板處間距為 hf=800mm。 7.6.7.6.群座群座 塔底常

57、用裙座支撐，本設(shè)計采用圓筒形裙座，裙座內(nèi)徑800mm， 故裙座壁厚取 16mm 基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：(14002 16)0.4 10001032 bi dmm 基礎(chǔ)環(huán)外徑：(14002 16)0.4 10001832 bo dmm 圓整后： bi d =1200mm bo d=2000mm 考慮到再沸器：23hm 7.7.7.7.全塔總高全塔總高 塔體總高度： (28131)0. 4010. 8040. 81. 02. 480. 39318. 87hm 第八章第八章塔的接管塔的接管 8.1.8.1.進(jìn)料管的計算與選擇進(jìn)料管的計算與選擇 3 40.957% 100.31-100 780.3-792.5-

58、792.5 110-100- -790.3 f af b b a a 本實驗采用直進(jìn)料管， 根據(jù)，依據(jù)公式： 求得： o t =100. 31 c ,采用插值法求解有： 110- 100 =792. 122kg/ m(原料液相組成中苯的密度) 100. 31100 =789. 9 根據(jù)前已經(jīng)求得的原料溫度 780. 3 790 7811x x= 0.45m= 92.13-14.02x 3 3 0.40957 792.122789.990 90kg/ m(原料液相組成中甲苯的密度) 11- 0. 40957 =+=790. 862kg/ m(原料液體的密度) 4s f f v d u 取1.6/

59、fum s 3 790.862/lkg m 3 8582.10 0.003014/ 3600790.862 s vms 故： 40.003014 0.0489748.97 3.14159 1.6 fdmmm 所以由附錄得，輸送液體用無縫鋼管常用規(guī)格品種，選取574規(guī)格的熱軋無縫鋼管。 8.2.8.2.回流管的計算與選擇回流管的計算與選擇 采用直管回流，取1.4/ s r um 則: 2.105 4 806.639 0.048748.7 3.14159 1.4 rdmmm 選取574規(guī)格的熱軋無縫鋼管 8.3.8.3.塔底液相出塔管的計算與選擇塔底液相出塔管的計算與選擇 采取直管出料，取2.0/

60、 w um s 則： 3.314 4 790.346 0.051751.7 3.141592.0 d dmmm 選取574規(guī)格的熱軋無縫鋼管 8.4.8.4. 塔頂蒸汽出料管的計算與選擇塔頂蒸汽出料管的計算與選擇 采取直管出料，取 1 20/ v um s 則： 1 4 1.0651 0.260260 3.1415920 v dmmm 選取325 8規(guī)格的熱軋無縫鋼管 8.5.8.5.塔底蒸汽出料管的計算與選擇塔底蒸汽出料管的計算與選擇 采用直管進(jìn)氣，取 2 20/ v um s 則： 40.9864 0.251251 3.1415920 vdmmm 選取325 8規(guī)格的熱軋無縫鋼管 計算結(jié)果