苯甲苯_課程設(shè)計(jì)

1、吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)摘摘要要本次設(shè)計(jì)是針對(duì)二元物系的精餾問(wèn)題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過(guò)程。我們對(duì)此塔進(jìn)行了工藝設(shè)計(jì)，包括它的進(jìn)出口管路的計(jì)算，畫(huà)出了塔板負(fù)荷性能圖，并對(duì)設(shè)計(jì)結(jié)果進(jìn)行了匯總。此設(shè)計(jì)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(jì)，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(jì)采用了篩板塔對(duì)苯-甲苯進(jìn)行分離提純

2、，塔板為碳鋼材料，按照逐板計(jì)算求得理論板數(shù)為 14。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)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(shí)際板數(shù)為 14，提餾段實(shí)際板數(shù)為 14。實(shí)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(guò)板壓降、漏液、液泛、液沫夾帶的流體力學(xué)驗(yàn)算，均在安全操作范圍內(nèi)。確定了操作點(diǎn)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(jì)、全塔效率、操作彈性吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)0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(zhǎng)期被

3、認(rèn)為操作不易穩(wěn)定，在本世紀(jì) 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(jiǎn)單而價(jià)廉的塔型，對(duì)其性能的研究不斷深入，已能作出比較有把握的設(shè)計(jì)，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(jì)方案的確定精餾流程設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用氣液混合物進(jìn)料，將原料液通過(guò)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(diǎn)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(chǔ)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)

4、冷卻后送至儲(chǔ)罐。流程參見(jiàn)附圖。1.21.2 設(shè)計(jì)思路設(shè)計(jì)思路在本次設(shè)計(jì)中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡(jiǎn)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(shí)現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實(shí)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(guò)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(shí)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(guò)程中，熱能利用率很低，有時(shí)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，流程中除

5、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(fèi)用之和最低。在設(shè)計(jì)時(shí)要根據(jù)實(shí)際需要選定回流比。.1 精餾方式的選定精餾方式的選定本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾操作方式，其特點(diǎn)是：連續(xù)精餾過(guò)程是一個(gè)連續(xù)定態(tài)過(guò)程，能小于間歇精餾過(guò)程，易得純度高的產(chǎn)品。吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì).2 加熱方式加熱方式 本設(shè)計(jì)采用間接蒸汽加熱，加熱設(shè)備為再沸器。本設(shè)計(jì)不易利用直接蒸汽加熱，因?yàn)橹苯诱羝募尤耄瑢?duì)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

6、產(chǎn)的費(fèi)用，但也增加了間接加熱設(shè)備。.3 操作壓力的選取操作壓力的選取本設(shè)計(jì)采用常壓操作，一般，除了熱敏性物料以外，凡通過(guò)常壓蒸餾不難實(shí)現(xiàn)分離要求，循環(huán)水將餾出物冷凝下來(lái)的系統(tǒng)都應(yīng)采用常壓蒸餾。在化工設(shè)計(jì)中有很多加料狀態(tài)，這次設(shè)計(jì)中采用氣液混合物進(jìn)料 q=0.96。.4 回流比的選擇回流比的選擇對(duì)于一般體系最小回流比的確定可按常規(guī)方法處理，但對(duì)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(guò)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(fèi)與操作費(fèi)之和最低,一般經(jīng)驗(yàn)值為 R=(1.1-2.0

7、)Rmin..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(lái)水，方便、實(shí)惠、經(jīng)濟(jì)。.6 板式塔的選擇板式塔的選擇板式塔工藝尺寸設(shè)計(jì)計(jì)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(jì)計(jì)算方法可查閱有關(guān)資料。塔板設(shè)計(jì)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(jì)的基本思路是：以通過(guò)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)，首先參考設(shè)計(jì)手冊(cè)上推薦

8、數(shù)據(jù)初步確定有關(guān)的獨(dú)立變量，然后進(jìn)行流體力學(xué)計(jì)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(jì)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(kāi)人孔數(shù)目的取值有關(guān)，可查資料。吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)2第二章第二章精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算2.12.1 物料衡算物料衡算.1 塔的物料衡算塔的物料衡算（1）苯的摩爾質(zhì)量：AM= 78.11/kg kmol甲苯的摩爾質(zhì)量：BM= 92.13/kg kmol（2）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：DM= 0.9878.11+

9、 (1- 0.98)92.13 = 78.39kg / kmolFM= 0.4278.11+ (1- 0.45)92.13 = 86.24kg / kmolWM= 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 （1） D + W = 100易揮發(fā)組分物料衡算： DWFDX+ WX= FX即 （2）D0.98+ W0.035= 100 0.42由(1)和(2)解得D = 40.74kmol/ h W= 59.26 kmol/ h2.22.2 物系常數(shù)的求解物系常數(shù)的求解.1 溫度的求溫度的求解

10、解表表 2-12-1 苯苯甲苯平衡數(shù)據(jù)甲苯平衡數(shù)據(jù)11（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%109.911.002.590.1155.075.5108.793.007.1180.8060.079.1107.615.0011.287.6365.082.5105.0510.020.886.5270.085.7102.7915.029.485.4475.088.5100.7520.037.284.4080.091.298.8425.044.283.3385.093.697.1330.050.78

11、2.2590.095.995.5835.056.681.1195.098.0吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)394.0940.061.980.6697.098.892.6945.066.780.2199.099.6191.4050.071.380.10100.0100.0利用上表中的數(shù)據(jù)，用數(shù)值插值法確定。,FDWtttoDDt- 80. 6680. 21- 80. 66塔頂溫度：=t=80. 44 C99. 0- 97. 098. 0- 97. 0oFFt- 92. 6994. 09- 92. 69進(jìn)料板上溫度：=t=93. 53 C40- 4542- 45oWWt- 108. 79107. 6

12、1- 108. 79塔底溫度：=t=108. 50 C5. 00- 3. 003. 50- 3. 001oFDt+t93. 53+80. 44精餾段平均溫度：t =86. 99 C222oFWt+t93. 53+108. 50提餾段平均溫度：t=101. 01 C.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：DFWy 、y 、y塔頂氣相組成：DD80. 21- 80. 6680. 44- 80. 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：FF94. 09-

13、 92. 6993. 53- 92. 69=y =63. 82%31. 9- 66. 7100y - 66. 7塔底氣相組成WW107. 61- 108. 79108. 50- 108. 79：=y =8. 12%11. 2- 7. 11100y - 7. .3 平均分子式量的求解平均分子式量的求解物料相對(duì)平均分子量：DF1DF1L1V1x +x0. 98+0. 42精餾段平均液相組成：x =0. 70=70%22y +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

14、- 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 o2222WFWFlx +x0. 035+0. 42提餾段平均液相組成：x =x =0. 2275=22. 75%22y +y8. 12%+66. 70%提餾段平均氣相組成y =y =37. 41%22L2V2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

15、- 0. 3741）92. 13 =86. 89kg/ km ol.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(jì)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，吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)4m7811x78. 11x =整理得：m=m100- m92. 13- 14. 02x+78. 1192. 13分別把帶入求得：DFWX =0. 98，X =0. 42，X =0. 035液相中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為DFF=0. 9765，=0. 4096，=0. 029.5 物系密度的求解物系密度的求解表表 2-22-2 苯苯

16、- -甲苯密度甲苯密度11to溫度 /C80901001101203LAkg/ m/815803.9792.5780.3768.93LBkg/ 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，塔頂溫度，塔底溫度下的苯與乙醇FtDtWt的密度：13DADADot=80. 44 C90- 8090- 80. 44=814. 39kg/ m(塔頂液相組成中苯的密度)803. 9- 815803. 9-3BDBD90- 8090- 80. 44=809. 57kg/ m(塔頂液相組成中甲苯的密度)800. 2- 810800. 2-3DD10. 97651-

17、 0. 9765=+=814. 395kg/ m(塔頂混合液體的密度)814. 51809. 573FAFAFot=92. 69 C100- 90100- 92. 69=799. 87kg/ m(加料板溫度下混合液中苯的密度)792. 5- 803. 9792. 5-3BFBF100- 90100- 92. 69=796. 70kg/ m(加料板溫度下液相中甲苯的密度)790. 3- 800. 2790. 3-3FF10. 40961- 0. 4096=+=798. 085kg/ m(加料板處混合液的密度)800. 83797. 54o3AWAWt=108. 50 Cw110- 100110-

18、 108. 50=782. 13kg/ m(塔底液相中苯的密度)780. 3- 729. 5780. 3-3BWBW110- 100110- 108. 50=781. 80kg/ m(塔底混合液中甲苯的密度)780. 3- 790. 3780. 3-3WW10. 02981- 0. 0298=+=781. 81kg/ m(塔底混合液的密度)782. 13781. 80吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)53DFL1精餾段液相平均密度：+798. 882+814. 395=806. 639kg/ m223FWL2提餾段液相平均密度:+798. 883+781. 81=789. 94kg/ m222.2.

19、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11to溫度 /C8090100110120A / (mN/ m)21.2720.0618.8517.6616.49B / (mN/ m)21.6920.5919.9418.4117.31利用上表采用插值法求得：-3DADADot=80. 44 C90- 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. 06-3BDBD90- 8090- 80. 44=21. 64 10 m N/ m (塔頂液相組成中甲苯的表面

20、張力)20. 59- 21. 6920. 59-3m DAD ADBDAD塔頂溫度下液相的表面張力：=x+(1- x ) =21. 23 10 m N/ m3/ mmNFAFAFot=92. 69 C100- 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-BFBFmN100- 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. 94-3m 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/

21、m3/ momNAWAWt=108. 50 Cw110- 100110- 108. 50=17. 84 10(塔底混合液中苯的表面張力)17. 66- 18. 8517. 66-3/ m-mNBWBW110- 100110- 108. 50=18. 69 10(塔底混合液中甲苯的表面張力)18. 41- 19. 9418. 463/ mmWAWAWBWAWmN塔底液相的平均表面張力：=x+(1- x) =18. 66 1033120.67 10/mDmFmmNm精餾段液相平均表面張力：+21. 2320. 11=10=22吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)6-3-3m Fm Wm 2提餾段液相平均表

22、面張力:+20. 11+18. 66= 10=19. 39 10 m N/ m.7 相對(duì)揮發(fā)度的求解相對(duì)揮發(fā)度的求解 AADDBBAAFFBBAAWWBB1DF2FWy / x=() =2. 53y / xy / x =() =2. 44y / xy / x=() =2. 44y / x精餾段平均相對(duì)揮發(fā)度： =2. 49 提餾段平均相對(duì)揮發(fā)度：=2. 44 全塔平均相對(duì)=2.48W D揮發(fā)度：2.32.3 板數(shù)的確定板數(shù)的確定 .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： 2.481(1)1(2.481)xxyxx進(jìn)料線

23、方程為：Fxq0. 960. 45y =x-=x-=-24x+11. 25q- 1q- 10. 96- 10. 96- 1聯(lián)立兩方程求得交點(diǎn) e 的坐標(biāo)為: eex =0. 4412,y =0. 6612Dem i neex - y0. 98- 0. 6612R =1. 4491y - x0. 6612- 0. 4412分析一定板數(shù)下的最小回流比可得：表表 2-42-4NTR122.855132.463142.188152.029161.869171.782181.710191.652201.609吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)7作圖可得： R=1.45Rmin=1.51.416=2.101取操

24、作回流比為.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：Fn+1nnxRy=x +=0. 6775x +0. 3160R+1R+1提餾段操作線方程為：Wn+1nn(F- D )xR D+qFy=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. 48xy =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 Y10.9800 X20.9084 Y20.9609 X30.8457 Y30.9315 X4

25、0.7635 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 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)8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（包括塔底再沸器）.3 物系黏度的求解物系黏度的求

26、解表表 2-62-6 苯苯- -甲苯的黏度甲苯的黏度11to溫度 /C8090100110120A / cp0.3080.2790.2550.2330.215 / cpB0.3110.2860.2640.2450.228DADADot=80. 44 C90- 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=BDBD90- 8080. 44- 80=0. 310cp 0. 310m p. s(塔頂液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

27、+(1- x ) =0. 307cp=0. 307m p. sFAFAFot=92. 69 C100- 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. 279BDBF100- 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+(1- x ) =0. 277cp=0. 277m p. sWAWAWot=108. 50 C110- 100108. 50- 100=0. 23

28、6cp=0. 236m p. s(塔底液相組成中苯的黏度)0. 233- 0. 255- 0. 255BWBW110- 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：DF1+=0. 292cp=0. 292m p. s2提餾段液相平均黏度：2FW+=0. 262cp=0. 262m p. s2全塔液相平均黏度：吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)9WD+=0. 277cp=0. 2

29、77m p. s.4 實(shí)際板數(shù)的求解實(shí)際板數(shù)的求解精餾段效率：11 -0. 245T1E =0. 49()100%=52. 98%提餾段效率：22 -0. 245T2E =0. 49()100%=54. 68%全塔效率：-0. 245TE =0. 49()100%=53. 72%精餾段實(shí)際板數(shù)：T17=13. 2,取14塊E提餾段實(shí)際板數(shù)：T28- 1=12. 8,取13塊E全塔實(shí)際板數(shù)：T15- 1=26. 1,取27塊（不包括再沸器）E有上述計(jì)算可知：精餾段實(shí)際板數(shù)取 14，提餾段實(shí)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）.塔氣

30、液相負(fù)荷的求解塔氣液相負(fù)荷的求解.1 氣相密度的求解氣相密度的求解氣相密度的計(jì)算：取單板壓降為 0.7kpa精餾段平均操作壓強(qiáng)為：0010(14)7106.2252mpppPppkpa 提餾段平均操作壓強(qiáng)為：002+14(27)115.6752mppppPkpa（）精餾段氣體平均密度：m 1V13V11P M=2. 8593kg/ mRT提餾段氣體平均密度：m 2V23V22P M=3. 2346kg/ mRT吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì).2 塔氣液負(fù)荷的求解塔氣液負(fù)荷的求解13112LSV精餾段：L=R D=92. 276km ol / hV=L+D=(R

31、+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：LL=0. 002609m / s氣相質(zhì)量流量：V =M V=10963. 780kg/311SVh =3. 045kg/ s氣相體積流量：VV =1. 0651m / s23122LSV提餾段：L=L+qD=(R+q)D=134. 439km ol / hV=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：LL=0. 004193m / s氣相質(zhì)量流量：

32、V =M V=11486. 510kg/322SVh=3. 191kg/ s氣相體積流量：VV=0. 9864m / s吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)11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.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11o溫度 t /C8090100110120A/ (kJ/ kg)394.1386.9379.3371.5363.2B/ (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 CDADAD9

33、0- 8080. 44- 80=393. 783kJ/ kg386. 9- 394. 1 - 394. 1BDBD90- 8080. 44- 80=379. 632kJ/ kg373. 8- 379. 9- 379. 9=DAD ADBDAD=x+（1- x ）=393. 500kJ/ kg加料板處：Ft=92. 69 CADAD90- 8080. 44=393. 783kJ/ kg386. 9- 394. 180- 394. 1-=BDBD90- 8080. 44=379. 632kJ/ kg373. 8- 379. 980- 379. 9-=FAFAFBFAF=x+（1- x ）=377.

34、 858kJ/ kgWAWAWot=108. 50 C110- 100108. 50- 100=372. 670kJ/ kg371. 5- 379. 3-底：394. 1塔BWBW110- 100108. 50- 100=362. 160kJ/ kg361. 2- 367. 6- 367. 6WAW AWBWAW =x+（1- x ）=362. 528kJ/ kg .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22溫度 t/708090100110CPA/卡/（克分子）31.53035.09835.76936.44137.292吉林化工學(xué)院

35、化工原理課程設(shè)計(jì)12CPB/卡/（克分子）41.11841.86642.61543.36344.4971 卡/克分子=4.18585J/(mol)=4.18585kJ/(kmol)塔頂溫度Dt=80. 44 CPADPAD90- 8080. 44- 80=C=35. 128卡/ (克分子C ) =147. 041kJ/ (m olC )386. 9- 394. 1C- 394. 142.61541.866PBDPBD90- 8080. 44- 80=C=41. 900卡/ (克分子C ) =175. 386kJ/ (m olC )C- 41. 866CPDPAD ADPBDAD=C x+C（1

36、- x ）=147. 608kJ/ (m塔頂溫度下的：ol熱容C )-FPAFPAFot=92. 69 C100- 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PBFPBF100- 9092. 69- 90=C=42. 816卡/ (克分子C ) =179. 222kJ/ (m olC )43. 363- 42. 615C- 42. 816CPFPAFAFPBFAF=C x+C（1- x ）=166. 288k加料板處混合液的平均熱容：J/ (m olC )WPAWPAWo

37、t=108. 50 C110- 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CPBWPBWPWPAW AWPBWAW110- 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.1 原料預(yù)熱溫度的求解原料預(yù)熱溫度的

38、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22溫度 t/708090100110A/卡/克分子74827353721870776930B/卡/克分子84798349821680807939該溫度下通過(guò)試差法求得：吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)13AAAFBFAFB7126. 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m36.20642.101CPAPBPPAAFPBAFC卡/ (克分子C )C卡/ (克分子C )混合液的平均熱容：=C x+C（1- x ）=1

39、67. 426kJ/ (m olC )以上數(shù)據(jù)參與熱量的計(jì)算。.2 熱量的求解熱量的求解(1)塔頂以0 C 為基準(zhǔn)，0 C 時(shí)塔頂上升的蒸汽的熱量為：PDVDDVDC t+ M=5809114. 869kQ =VVJ/ h;PDRDPDDD(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(jì)算：(F=100km ol / h，其中液相：96km ol / h；氣相：4km ol / h）Q =96 167. 426 100. 31+ （4 167. 426

40、100. 31+4 7677. 038 4. 18585）=1807986. 196kJ/F;5WPWWh（）塔底殘液熱量：Q =W C t=1122605. 206kJ/ h;,=+=-=4294550.7974771723.108CRDBBBFCWDBCWDFVB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. 1QQQQQQQ再沸器實(shí)際熱負(fù)荷為：0. 9QQQQ QkJ/ hQQ求得kJ/ h吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)14第四章第四章精餾塔的初步設(shè)計(jì)精餾塔的初步設(shè)計(jì)4.14.1 塔徑的計(jì)算與選擇的求解塔徑

41、的計(jì)算與選擇的求解（1）精餾段：11120.04110.400.060.34mSLSLLTLTLVHmhmh取板間距H插圖 10-423可得：200.072C0. 2m 120m ax1m axS1112T111C=C ()=0. 0724820806. 639- 2. 8593u=0. 07248=1. 215232. 8593取u =0. 7u=0. 85066塔徑：4VD=1. 2626mu塔徑圓整：D =1. 4m塔截面積：A =D =1. 5394m4空塔氣速：u =0. 6919m/ s（2）提餾段：S2L2S2L2TLTLL=0. 0664VH =0. 40m取板間距h =0.

42、06mH - h =0. 34m插圖 10-423可得：200.069C吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)150. 2m 120m ax2m axS1122T222C=C ()=0. 0685720790. 346- 3. 2346u=0. 06857=1. 069653. 2346取u =0. 7u=0. 748755塔徑：4VD=1. 2951mu塔徑圓整：D =1. 4m塔截面積：A=D =1. 5394m4空塔氣速：u =0. 6408m/ s4.24.2 溢流裝置溢流裝置230.660.9242.84()(=11000whowWDmLhEEL1. 取L本實(shí)驗(yàn)設(shè)計(jì)采用平流堰，堰上高度因溢流強(qiáng)

43、度不大，故近似取溢流收縮系數(shù)）22h33owWwLow（1）精餾段：L2. 842. 84 9. 393 h=E()=()=0. 0116m=0. 012m1000L1000 0. 924 故h =h - h=0. 06- 0. 12=0. 48m22h33owWwLow（2）提餾段：L2. 842. 84 15. 093 h=E()=()=0. 0183m=0. 018m1000L1000 0. 924 故h =h - h=0. 06- 0. 18=0. 42mw2. 弓形降液管的計(jì)算：L 由=0. 66D 插圖 10-403可得：2ffTddA=0. 0721A =0. 1110mAW=0

44、. 124W=0.D1736mA fTS1fTS23. 驗(yàn)算降液管內(nèi)液體停留時(shí)間：H (1)精餾段：=17. 02s5sLAH (2)提餾段：=10. 5 以上計(jì)算9s均5sL符合要求吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)160s100wW0s200W0w4. 降液管底隙高度： 取液體通過(guò)降液管底隙的流速為：u =0. 12m/ s 計(jì)算降液管底隙高度：L (1)精餾段：h =0. 0235mh =0. 048- 0h -h -. 024=0. 024m0. 6mLuL (2)提餾段：h =0. 0302mh =0. 048- 0. 0302=0. 012m0. 6mLu 可見(jiàn)以上數(shù)值取值均符合要求。4

45、.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： SseW=W =0. 07m ,W=0. 04m (3)開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算222aRxA =2(x R - x +arcsi n )180RdsCDx =-(W+W) =0. 4564m2D1. 4R=- W=- 0. 04=0. 66m22故2222aRxA =2(x R - x +arcsi n ) =1. 10042m180R(4)篩孔數(shù) n 與開(kāi)孔率： 3a200a002取篩孔直徑為：d1. 158 10)A =5664個(gè)t板上開(kāi)孔率=5m m ,篩孔按正三角形排列，取孔中心距為：t =3d =15：A0. 90

46、7=10. 1% (在5%15% 范圍內(nèi)）tm m塔板上開(kāi)孔數(shù)為：n=(A(d)20a每層塔板上的開(kāi)孔面積為：A =A =0. 1111mS10 精0S20 精0氣體通過(guò)篩孔速度為：V（u）=9. 5869m/ sAV（u）=8. 8785m/ sA吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)17第五章第五章篩板流體力學(xué)驗(yàn)算篩板流體力學(xué)驗(yàn)算5.15.1 塔板壓降塔板壓降（1）干板阻力計(jì)算ch干板阻力由式計(jì)算ch20vc0luh =0. 051() ()c由，查干篩孔的流量系數(shù)圖得0/5/ 31.667d00.794c 2c2c9. 58692. 8593h =0. 051 ()() =0. 02636m 液柱

47、0. 794806. 639提精餾餾段：8. 87853. 2346h =0. 051 ()() =0. 02682m 液柱0. 794790. 346段：（2）氣體通過(guò)液層的阻力計(jì)算lh由式 ： 計(jì)算lLwowh =h =（h +h )s1aTfV1. 0651u =0. 74566m/ sA - A1. 5394- 0. 110精餾段：1122a0v1F =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0.62lLwowh =h =(h +h ) =0. 62 (0. 048+0. 012) =0. 0372m 液柱吉

48、林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)18s2aTf1122a0v2V0. 9864u =0. 69056m/ sA - A1. 5394- 0. 1110F =u =0. 690563. 2346 =1. 24197k提餾段：g/ (s m )查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得0.63lLwowh =h =(h +h ) =0. 63 (0. 048+0. 012) =0. 0378m 液柱（3）液體表面張力的阻力計(jì)算h04LLhgd30304420.67 100.00209808.369.81 0.00544 19.39 100.00200790.3469.81 0.005LLLLhmgdhmgd液柱提精餾段：餾段：

49、液柱氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度 可按下式計(jì)算，即ph1pchhhh0.02636+0.0372+0.002090.065650.02682+0.0378+0.002000.06662pphmhm精餾段：液柱提餾段：液柱氣體通過(guò)每層塔板的壓降為 PpLPh g12519.4970.7516.5240.7pLpLPh gpakpaPh gpakpa提餾段：可見(jiàn)以上計(jì)算均精餾段：符合要求.液面落差液面落差對(duì)于的篩板塔，液面落差很小，可忽略液面落差的影響。本設(shè)計(jì)的1600Dm m,故液面落差可忽略不計(jì)。14001600Dm mm m.霧沫夾帶霧沫夾帶液沫夾帶量由式計(jì)算63.

50、 25. 710()avLTfueHh2. 52. 50. 060. 15fLhhm吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)1963. 235. 7100. 74566()0. 0091液/氣0. 1液/氣0. 400. 1520. 6710精餾段：vekgkgkgkg63. 23提餾段：5. 7100. 69056()0. 00759液/氣0. 1液/氣0. 400. 1519. 3910vekgkgkgkg故本設(shè)計(jì)液沫夾帶量在允許范圍內(nèi).漏液漏液對(duì)于篩板,漏液點(diǎn)氣速 可由式：計(jì)算0,m i n04. 4(0. 00560. 13)/LLVuchh 0,m i n011114. 4(0.

51、00560. 1精餾段：3)/LLVuchh 4. 40. 794(0. 00560. 130. 060. 00209)806. 639 / 2. 85936. 2404/ms 0 9.5869/9.5869=1.5361.56.2404um sK實(shí)際孔速 :穩(wěn)定系數(shù)為:0,m i n022224. 4(0. 00560. 1提餾段：3)/LLVuchh 4. 40. 794(0. 00560. 130. 060. 00200)790. 346 / 3. 23465. 8307/ms0 8.8785/8.8785=1.5231.55.8307um sK實(shí)際孔速 :穩(wěn)定系數(shù)為: 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷內(nèi)不

52、會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液.漏液漏液為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高度 應(yīng)服從式 的關(guān)系dH()dTWHHH苯-甲苯物系屬一般物系,取 則 0. 5精餾段：()0.5(0.400.048)0.224TWf HHmdpldH =h +h +h2200.153 ()0.153 0.150.00344dhum液柱0.065650.060.003440.12909dHmm液柱0. 224 液柱吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)20提餾段：TW(H +H ) =0. 5 (0. 40+0. 042) =0. 221m2200.153 ()0.153 0.150.00344dhum液柱0.066620.06

53、0.003440.13006dHmm液柱1000m m吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)26設(shè)置一個(gè)人孔，本塔有塔板 28 塊，所以設(shè)置 4 個(gè)人孔，每個(gè)人孔直徑為 450mm，設(shè)置人孔處塔板間距為。800Hpmm.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。.群座群座塔底常用裙座支撐，本設(shè)計(jì)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 10001032biDmm基礎(chǔ)環(huán)外徑：(14002 16)0.4 10001832boDmm圓整后：=1200mm =2000mm biDboD考慮到

54、再沸器：23Hm.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.進(jìn)料管的計(jì)算與選擇進(jìn)料管的計(jì)算與選擇340.957%100.31-100780.3-792.5-792.5110-100-790.3FAFBBAA本實(shí)驗(yàn)采用直進(jìn)料管，根據(jù)，依據(jù)公式：求得：ot =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 7907811xX= 0.

55、45m=92.13-14.02x330.40957792.122789.99090kg/ 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) 取 4sFFVdu1.6/Fum s3790.862/Lkg m吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)27 故： 38582.100.003014/3600790.862sVms40.0030140.0489748.973.14159 1.6Fdmmm所以由附錄得，輸送液體用無(wú)縫鋼管常用規(guī)格品種，選取規(guī)格的熱軋無(wú)縫鋼管。57.回流管的計(jì)算與選擇回流管的計(jì)算與選擇采用直管回流，取 則:1.4/ s

56、Rum2.1054806.6390.048748.73.14159 1.4Rdmmm選取規(guī)格的熱軋無(wú)縫鋼管57.塔底液相出塔管的計(jì)算與選擇塔底液相出塔管的計(jì)算與選擇采取直管出料，取 則：2.0/Wum s3.3144790.3460.051751.73.141592.0Ddmmm選取規(guī)格的熱軋無(wú)縫鋼管57. 塔頂蒸汽出料管的計(jì)算與選擇塔頂蒸汽出料管的計(jì)算與選擇采取直管出料，取 則：120/Vum s14 1.06510.2602603.1415920Vdmmm選取規(guī)格的熱軋無(wú)縫鋼管325 .塔底蒸汽出料管的計(jì)算與選擇塔底蒸汽出料管的計(jì)算與選擇采用

57、直管進(jìn)氣，取 則：220/Vum s40.98640.2512513.1415920Vdmmm選取規(guī)格的熱軋無(wú)縫鋼管325 8吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)28計(jì)算結(jié)果匯總計(jì)算結(jié)果匯總計(jì)算數(shù)據(jù)項(xiàng)目符 號(hào)單 位精餾段提餾段備注各段平均壓力PmkPa102.225115.675各段平均溫度tm86.99101.01氣 相Vsm3/s1.0650.97平均流量液 相Lsm3/s0.002270.00302實(shí)際塔板數(shù)N塊1717板間距HTm0.450.45塔的有效高度Zm14.85塔的實(shí)際高度Hm22.2塔徑Dm1.21.2實(shí)際空塔氣速u(mài)m/s0.940.81堰長(zhǎng)lWm0.8760.876堰高h(yuǎn)Wm0.

58、04670.0439單溢流弓形降液管平形受液盤(pán)平形溢流堰吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)29符號(hào)說(shuō)明符號(hào)說(shuō)明Aa塔板開(kāi)孔區(qū)面積，m2； Af降液管截面積，m2； A0篩孔總面積，m2； AT塔截面積，m2； C0流量系數(shù)，無(wú)因次； C計(jì)算umax時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，m/s；Cs氣相負(fù)荷因子，m/s； d0篩孔直徑，m；D塔徑，m；eV液沫夾帶量,kg(液)/kg(氣)； E液流收縮系數(shù)，無(wú)因次;F氣相動(dòng)能因子，kg1/2/(sm1/2)； F0篩孔氣相動(dòng)能因子，kg1/2/(sm1/2)； 堰液層高度Howm0.01330.016降液管的寬度Wdm0.1980.198降液管的面積Afm20.08160.

59、0816降液管底隙高度h0m0.0260.034板上清液層高度hLm0.060.06孔徑d0m0.0050.005孔間距tm0.0150.015正三角形排列孔數(shù)n個(gè)3562開(kāi)孔面積A0m20.06990.0699篩孔氣速u(mài)0m/s15.2713.16塔板壓降hPkPa0.5870.565液體在降液管停留時(shí)間s16.1812.17穩(wěn)定系數(shù)K1.921.87霧沫夾帶evkg 液/kg 氣0.0150.0097液相負(fù)荷下限線Ls,minm3/s0.0007470.000747相液負(fù)荷上限線Ls,maxm3/s0.009180.00918氣相最大負(fù)荷Vs，maxm3/s1.961.75氣相最小負(fù)荷Vs

60、，minm3/s0.350.48操作彈性3.023.12吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)30hl進(jìn)口堰與降液管間的水平距離，m； hc與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m 液柱； hd與液體流過(guò)降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m： hl與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m； hL板上清液層高度，m； h0降液管的底隙高度，m； how堰上液層高度，m； hw溢流堰高度，m； hw進(jìn)口堰高度，m； h與克服 的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m； H板式塔高度; Hd降液管內(nèi)清液層高度，m； HT塔板間距，m； K穩(wěn)定系數(shù)，無(wú)因次； lW堰長(zhǎng)，m； Lh液體體積流量，m3/h； LS液體體積流量，m3/s； n篩孔數(shù)目； NT