分離苯甲苯混合液的篩板精餾塔-化工原理課程設(shè)計(jì)

1、精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上設(shè)計(jì)題目：分離苯-甲苯混合液地篩板精餾塔 學(xué)院： 化學(xué)化工學(xué)院 專業(yè)班級(jí)：工藝104 設(shè)計(jì)者： 冀東瑛（） 指導(dǎo)老師：葛元元設(shè)計(jì)時(shí)間：2013年7月12日-16日前言不知不覺大三最后一個(gè)學(xué)期即將結(jié)束.經(jīng)過三年地學(xué)習(xí)，我們已經(jīng)系統(tǒng)掌握了關(guān)于化工專業(yè)各方面地基礎(chǔ)知識(shí)及專業(yè)知識(shí)；其中包括有機(jī)、無機(jī)、分析、物理化學(xué)四大化學(xué)、CAD機(jī)械工程繪圖、化工儀表、化工設(shè)備基礎(chǔ)、化工熱力學(xué)、化工原理等課程.可以說知識(shí)越學(xué)越系統(tǒng)，越來越接近實(shí)際工程應(yīng)用.如今，在老師地指導(dǎo)下，我們進(jìn)行了關(guān)于化工原理地課程設(shè)計(jì).本次設(shè)計(jì)地目地是為了把我們大學(xué)里所學(xué)過地理論知識(shí)連串起來，并將它們運(yùn)用到實(shí)際應(yīng)用中

2、，加深對(duì)知識(shí)地理解及應(yīng)用能力.本次設(shè)計(jì)地任務(wù)是設(shè)計(jì)用于分離苯-甲苯混合液地篩板式精餾塔.設(shè)計(jì)過程中，我們認(rèn)真分析研究，考慮到實(shí)際生產(chǎn)中地經(jīng)濟(jì)效益問題及綠色環(huán)保問題，經(jīng)過大量地工藝計(jì)算及理論確定，最終選用了篩板式精餾塔，并于常壓下用直接蒸汽加熱法進(jìn)行分離操作；設(shè)計(jì)出了一套比較接近實(shí)際地精餾塔裝置.在設(shè)計(jì)過程中，由于我們所掌握地知識(shí)比較有限，且時(shí)間比較緊迫，所以設(shè)計(jì)方案及方法難免有些缺陷，在此我們懇請(qǐng)老師給予理解及指導(dǎo)，以使我們更早更快掌握解決實(shí)際工程問題地捷徑！目錄第一章 設(shè)計(jì)任務(wù)1.1任務(wù)苯-甲苯精餾塔設(shè)計(jì)1.1.2 設(shè)計(jì)條件 處理量 4000kg/h 原料中苯地質(zhì)量分率 0.41 塔頂產(chǎn)品中

3、苯地質(zhì)量分率 0.96 塔釜產(chǎn)品中苯地質(zhì)量分率 0.01 單板壓降 小于等于0.7kpa 進(jìn)料狀態(tài) 泡點(diǎn)進(jìn)料 回流比 R=1.7Rmin 塔 型 篩板塔 塔操作壓力 4 kPa 年生產(chǎn)天數(shù) 300 天年產(chǎn)量 2800 噸/年全塔效率 Et=62% 加熱類型 間接蒸汽加熱 精餾類型 連續(xù)型1.1.3 設(shè)計(jì)任務(wù)單元設(shè)備設(shè)計(jì)地內(nèi)容和過程 過程方案設(shè)計(jì) 工藝流程設(shè)計(jì) 單元過程模擬計(jì)算 單元設(shè)備地工藝設(shè)計(jì) 工藝設(shè)計(jì)地技術(shù)文件 詳細(xì)設(shè)計(jì)課程設(shè)計(jì)地基本要求 設(shè)計(jì)方案簡介 主要設(shè)備地工藝設(shè)計(jì)計(jì)算 主要設(shè)備地結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和機(jī)械設(shè)計(jì) 典型輔助設(shè)備地選型 工藝流程圖 主要設(shè)備地工藝條件圖 主要設(shè)備地總裝 配圖 編寫設(shè)計(jì)

4、說明書1.2 設(shè)計(jì)方案地確定1.2.1 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(jì)生產(chǎn)時(shí)日要求較大，由板式塔與填料塔比較1知：板式塔直徑放大時(shí)，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)最簡單地，它與泡罩塔相比較具有下列優(yōu)點(diǎn)：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，塔板地造價(jià)可減少40%左右，安裝容易，也便于清洗檢修2.因此，本設(shè)計(jì)采用篩板塔比較合適.1.2.2 精餾方式根據(jù)實(shí)際生產(chǎn)情況，本精餾塔采用連續(xù)精餾方式.1.2.3 操作壓力常

5、壓操作可減少因加壓或減壓操作所增加地增、減壓設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用，提高經(jīng)濟(jì)效益, 在條件允許下常采用常壓操作，因此本精餾設(shè)計(jì)選擇在常壓下操作.1.2.4 加熱方式在本物系中，水不是難揮發(fā)液體，選用間接蒸汽加熱.1.2.5 工藝流程 原料經(jīng)預(yù)熱器預(yù)熱達(dá)到泡點(diǎn)溫度，經(jīng)管道直接送入下游精餾塔，即我們所設(shè)計(jì)地塔.精餾塔塔頂蒸汽經(jīng)全凝器全部冷凝，然后經(jīng)過分配器（屬于冷凝器地部分），一部分餾出液在泡點(diǎn)狀態(tài)下作為回流液回到精餾塔，一部分作為產(chǎn)品流出.由于塔頂產(chǎn)品仍比較熱，所以經(jīng)過冷卻器冷卻.在塔釜，釜液經(jīng)再沸器間接蒸汽加熱，為精餾段提供物料.塔釜出來地產(chǎn)品經(jīng)水泵全部送出.第二章 篩板式精餾塔地工藝設(shè)計(jì)2.1

6、精餾塔地工藝計(jì)算2.1.1 苯和甲苯地汽液平衡組成表 2-1 苯和甲苯地汽液平衡組成溫度t液相中苯地摩爾分率x氣相中苯地摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475

7、.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02.1.2.精餾塔地物料衡算 （1）、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品地摩爾分率 設(shè)苯以A表示，甲苯以B表示苯地摩爾質(zhì)量： 甲苯地摩爾質(zhì)量： 由以為基準(zhǔn)，則：（2）、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品地平均摩爾質(zhì)量（3）、物料衡算由題意可知 總物料守恒 苯物料守恒 由 、 得： 2.2回流比及理論塔板地確定相平衡方程為：求q線方程冷夜進(jìn)料，取q=1.2則：q線方程為由相平衡方程和q線方程交點(diǎn)（）求最小回流比回流比地確定

8、取R=1.7*Rmin=1.7*1.0856=1.8455最小理論板數(shù)地確定理論板數(shù)地捷算法由吉利蘭關(guān)聯(lián)圖讀出:= 0.4407 又 =7.9933代入上試得N=15.0796所以理論塔板數(shù)NT=16塊精餾段理論板數(shù)地確定由吉利蘭關(guān)聯(lián)圖讀出由吉利蘭關(guān)聯(lián)圖讀出又代入上試得NR=7.0006=8（塊）所以精餾段理論塔板數(shù)NR=8（塊）提餾段理論板數(shù)地確定由吉利蘭關(guān)聯(lián)圖讀出又 代入上試得NS=8.2188=9塊所以提餾段理論塔板數(shù)NS=9（塊）最終以精餾段與提餾段理論板數(shù)地總和為全塔總理論板數(shù)，即為17塊.2.3板效率及實(shí)際塔板數(shù)地確定求實(shí)際板數(shù)由 得精餾段實(shí)際板數(shù)： N精 =（塊）提餾段實(shí)際板數(shù)：

9、 N提 =（塊）即全塔實(shí)際板數(shù)為24塊2.4操作方程地確定精餾段： V=(R+1)D=2.3027×21.43=49.3473提餾段：精餾段操作線方程：提鎦段操作線方程：2.5 精餾段物性數(shù)據(jù)計(jì)算圖2-1 苯-甲苯系地氣液相平衡圖由 查表2-1 苯甲苯地氣液相平衡得：計(jì)算塔頂、塔底、進(jìn)料處相對(duì)揮發(fā)度： 塔內(nèi)平均相對(duì)揮發(fā)度為：由苯甲苯在不同溫度下地汽液平衡數(shù)據(jù)作出組成溫度圖由圖2-2讀出塔頂、塔底、進(jìn)料溫度： t=81.82C t=93.40C t=110.00C 圖2-2 苯和甲苯地組成溫度圖 操作壓強(qiáng)：P=105.325 kpa 平均溫度： t：t=81.82C t=93.4C t

10、=110Ctm=（t+ t）/2=(81.82+93.4)/2=87.612.5.1.定性組成(1)塔頂 y= X= 0.9659查平衡曲線得到 x=0.9221(2)進(jìn)料 y=0.682 x=0.45052.5.2.平均分子量查附表8知:(1)塔頂：=0.11+(1-0.9659)92.14=78.59（）=0.11+(1-0.9221)92.14=79.20（）(2)進(jìn)料: =0.68278.11+(1-0.682)92.14=82.57（）=0.11+(1-0.4505)92.14=85.82（）平均分子量 =（） =()2.5.3.平均密度由和：1/=a/+a/ ，A為苯 B為甲苯塔頂

11、：在81.82下：=811() =806() a=(0.9221*78.11)/0.9221*78.11+(1-0.9221)*92.13=0.9094=0.9094/811+（1-0.9094）/806 則=810.77 ()進(jìn)料:在進(jìn)料溫度93.4c下：=802，=798 a=（0.4505*78.11）/0.4505*78.11+(1-0.4505)*92.13=0.4101= 則=798.72即精餾段地平均液相密度：=(810.77+798.72)/2=804.745 ()平均氣相密度：=(105.325*80.58)/8.314*(87.61+273)=2.831 () 2.5.4.

12、 精餾段液體表面張力(1)塔頂: 查和求得在81.82下：= 20.8=21.5=0.9659×20.8+（1-0.9659）×21.5=20.824()(2)進(jìn)料: 在110下：=17.5() =18.4()=0.9659×17.5+（1-0.9659）×18.4=17.531()則 =(+)/2=(20.824+17.531)/2=19.178()2.5.5. 液體平均粘度液相平均粘度依下式計(jì)算：(1) 塔頂:在81.82下：A是苯，B是甲苯 XD=0.9659 =0.305。 =0.308。 (2) lg=0.9659 lg0.305 + 0.03

13、41 lg0.308則=0.()(3) 進(jìn)料: 在 93.4下 XF =0.4505=0.270。 =0.278lg=0.4505 lg0.270 + 0.5495 lg0.278則=0.()=（+）/2=0.()2.5.6. 氣液體積流率地計(jì)算由已知條件=70.29=48.86 得 =(70.29*80.58)/(3600*2.831)=0.5557（）=0.00139()2.6 提留段物性數(shù)據(jù)計(jì)算操作壓強(qiáng) P = 105.325溫度 t t=81.82C t=93.4C t=110Ct=（t+ t）/2=(93.4+110)/2=101.7C2.6.1.定性組成(1)塔釜 =0.0118查

14、相平衡圖得到：=0.028(2)進(jìn)料 2.6.2.平均分子量查附表8知: (1)塔斧：=0.02878.11+(1-0.028)92.14=91.75（）=0.11+(1-0.0118)92.14=91.97（） (2)進(jìn)料: =0.68278.11+(1-0.682)92.14=82.57（） =0.11+(1-0.4505)92.14=85.82（） 平均分子量=（）=()2.6.3.平均密度由式：1/=a/+a/ 查和塔釜：在110下：A-苯 B-甲苯=778() =780() a =0.01002/778+(1-0.01002)/780 則=779.98()進(jìn)料:在進(jìn)料溫度93.4c下

15、：=802，=798 a=（0.4505*78.11）/0.4505*78.11+(1-0.4505)*92.13=0.4101= 則=798.72即提餾段地平均液相密度=(779.98+798.72)/2=789.35() 平均氣相密度=2.9456()2.6.4.提餾段液體表面張力(1)塔釜: 查和求得在110下：= 17.5=18.4=0.9659×17.5+（1-0.9659）×18.4=17.531 ()(2)進(jìn)料: 在93.4下：=19.6() =20.2()=0.9659×19.6+（1-0.9659）×20.2=19.62()則 =(+)

16、/2=(17.531+19.62)/2=18.575()2.6.5.液體平均粘度A是苯，B是甲苯(1) 塔釜:在110下：XW=0.0118=0.233。 =0.254。 (2) lg=0.0118lg(0.233)+0.9882lg(0.254) 則= 0.()(3) 進(jìn)料:在 93.4下=0.270。 =0.278lg=0.4505 lg0.270 + 0.5495 lg0.278則=0.() 則= (+)/2 =0.()2.6.6. 氣液體積流率地計(jì)算由已知條件=79.6=95.47 得 =()=()第三章 塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算3.1 塔板橫截面地布置計(jì)算3.1.1精餾段塔徑D地計(jì)算

17、 參考化工原理下表10-1，取板間距H=0.45m0.06mH-=0.45-0.06=0.39m 兩相流動(dòng)參數(shù)計(jì)算如下：= FLV=0.0422 參考化工原理下圖10-42篩板地泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)得：C=0.082=u=()本物系不易起泡,取泛點(diǎn)百分率為80%，可求出設(shè)計(jì)氣速=0.81.368=1.095)m根據(jù)塔設(shè)備系列化規(guī)格，將圓整到D=1m 作為初選塔徑，因此， 重新校核流速u：（）實(shí)際泛點(diǎn)百分率為： 塔板詳細(xì)設(shè)計(jì) 選用單溢流，弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰.因?yàn)楣谓狄汗芫哂休^大容積，又能充分利用塔面積，且單溢流液體流徑長，塔板效率高，結(jié)構(gòu)簡單，廣泛用于直徑小于2.2M地塔中.4(1)溢流裝置取堰長=0

18、.7D=0.7×1=0.7m, 選擇平流溢流堰出口堰高,已取=0.06=2.84×E由=5.004/0.72.5=12.206查化工原理下圖10-48得：E=1.032=2.84××1.032(5.004/0.7)2/3=0.01087m=0.06-0.01087=0.04913m 取0.05是符合地. hL=hW+hOW=0.05+0.01087=0.06087m 修正后hL對(duì)un影響不大,故塔徑計(jì)算不用修正.(2) 降液管寬度Wd與降液管面積Af由/D=0.7查化工原理(下)圖10-40得:=0.149×1=0.149m(3) 降液管底隙高

19、度hO因物系較清潔,不會(huì)有臟物堵塞降液管底隙,取液體通過降液管底隙速度=0.07m/s. h0=Ls/(lw*)=0.00139/(0.7*0.07)=0.0284m 過小，取ho=0.04m（4）塔板布置 取安定區(qū)寬度=0.08m ，取邊緣區(qū)寬度=0.04m)(468.046.0271.0sin46.0180271.046.0271.0221222m=÷øöçèæ´+-=-p(4) 篩孔數(shù)與開孔率初取， 呈正三角形排列依下式計(jì)算塔板上地開孔率則每層塔板上地開孔面積為 =板壓降地校核 (1) 干板壓降相當(dāng)?shù)匾褐叨?取板厚，

20、,查化工原理下圖10-45得: Co=0.72=×=0.051 =液柱(2)氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)匾褐叨萮l 相應(yīng)地氣體動(dòng)能因子 查化工原理下圖10-46得：=0.7液柱(3)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)匾褐叨萮 板壓降 m液柱0.092m水柱= 0.0068m汞柱=6.8mmHg<10mmHg 符合要求液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)地塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差地影響. 液沫夾帶量地校核 汽0.Kg液/Kg氣<0.1Kg液/Kg氣，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量液沫夾帶.溢流液泛條件地校核溢流管中地當(dāng)量清液高度可由式 計(jì)算液體沿篩板流動(dòng)時(shí),阻力損失

21、很小,其液面落差可忽略不計(jì),即 .已知: 故降液管內(nèi)地當(dāng)量清液高度： 苯和甲苯混合液不易起泡,取=0.8,則降液管內(nèi)泡沫層高度：不會(huì)產(chǎn)生溢流液泛.液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間地校核 =0.1522m降液管內(nèi)地停留時(shí)間 =s5s不會(huì)產(chǎn)生嚴(yán)重地氣泡夾帶.漏液點(diǎn)地校核 漏液點(diǎn)地孔速為：= =5.718(m/s)篩孔氣速= 塔板穩(wěn)定系數(shù) 表明具有足夠地操作彈性.根據(jù)以上各項(xiàng)流體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為設(shè)計(jì)地塔徑及各工藝尺寸合適. 3.2 塔板負(fù)荷性能圖注:以下計(jì)算常用得,E 經(jīng)驗(yàn)計(jì)算,取E=1.0 則=2/3 3.2.1 過量液沫夾帶線依下式計(jì)算: =3.2 (2-1) 式中： =(h+h)=令=0.1kg液/kg

22、氣，由=19.17810, H=0.45代入式(2-1)得： 0.1=整理得： 在操作范圍中，任取幾個(gè)值，根據(jù)上式算出值列于表2-3中： 表230.0020.0040.0060.0081.3751.2881.2151.1503.2.2溢流液泛線由式 和 聯(lián)立求解.(1)=（）（）=（） =（）（） =（h+h）= 故 = =+ 0.03633(2)=0.153（）=（）= 則： +0.03633+0.04913+0.846+195.153整理得：=2.02-9.259L-1255.62L （2-18）取若干值依(2-18)式計(jì)算值，見表2-4，作出液泛線(參見2-1圖)表2-400020004

23、000600081.3671.3301.2931.2533.2.3液相下限線取液體在降液管中停留時(shí)間為4秒.則 LS =0.00777（）在LS =0.00777處作出垂線得液相負(fù)荷上限線，可知在圖上它為與氣體流量 無關(guān)地垂直線.(參見圖2-2)3.2.4漏液線（氣相負(fù)荷下限線）由h=h+h=0.04913+0.846，u=代入下式求漏液點(diǎn)氣速式： u=4.4C=êëé-+´2.831.804.74500194.08462.004913.013.00056.077.04.432）（SL將=0.0472代入上式并整理得 V=據(jù)上式，取若干個(gè)值計(jì)算相應(yīng)值，見

24、表2-5，作漏液線(參見圖2-1) 表2524681.081.351.541.693.2.5液相下限線取平頂堰堰上液層高度=6，作為液相負(fù)荷下限條件，低于此下限,則不能保證板上液流分布均勻，則h=2.8410E（） 0.006=2.84101.02（）整理得： 3.2.6操作線P點(diǎn)為操作點(diǎn)，其坐標(biāo)為： ，OP為操作線，OP與液泛線地交點(diǎn)對(duì)應(yīng)氣相負(fù)荷為Vs,max,與漏夜線地交點(diǎn)對(duì)應(yīng)氣相負(fù)荷為Vs,min.可知：精餾段地操作彈性=3.3提餾段塔徑D地計(jì)算 參考化工原理下表10-1，取板間距H=0.45m0.06mH-=0.45-0.06=0.39m 兩相流動(dòng)參數(shù)計(jì)算如下= 參考化工原理下圖10-

25、42篩板地泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)得：C=0.08=u=() 本物系不易起泡,取泛點(diǎn)百分率為80%，可求出設(shè)計(jì)氣速=0.81.288=1.03()由精餾段知，將取到D=1m 作為初選塔徑，因此 ，重新校核流速u（m/s） 實(shí)際泛點(diǎn)百分率為 塔板詳細(xì)設(shè)計(jì) 選用單溢流，弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰.因?yàn)楣谓狄汗芫哂休^大容積，又能充分利用塔面積，且單溢流液體流徑長，塔板效率高，結(jié)構(gòu)簡單，廣泛用于直徑小于2.2M地塔中.4(1)溢流裝置取堰長=0.7D=0.7×1=0.7m, 選擇平流溢流堰出口堰高,已取=0.06=2.84×E由 =10.764/0.0.72.5=26.256查化工原理下圖10-48

26、得：E=1.035=2.84××1.035(10.764/0.7)2/3=0.01818m=0.06-0.01818=0.04182m 取0.05是符合地. hL=hW+hOW=0.05+0.01818=0.06818m修正后hL對(duì)un影響不大,顧塔徑計(jì)算不用修正.(2) 降液管寬度Wd與降液管面積Af 由/D=0.7查化工原理(下)圖10-40得:=0.149×1=0.149m（3）降液管底隙高度hO因物系較清潔,不會(huì)有臟物堵塞降液管底隙,取液體通過降液管底隙速度=0.07m/s. h0=/(lw*)=0.00299/(0.7*0.07)=0.0610m 太大，

27、 取ho=0.04m（4）塔板布置 取安定區(qū)寬度=0.08m ，取邊緣區(qū)寬度=0.04m)(468.046.0271.0sin46.0180271.046.0271.0221222m=÷øöçèæ´+-=-p(5)篩板數(shù)與開孔率 初取， 呈正三角形排列= 依下式計(jì)算塔板上地開孔率則每層塔板上地開孔面積為則每層塔板上地開孔面積為 =板壓降地校核 （1）干板壓降相當(dāng)?shù)匾褐叨热“搴瘢?查化工原理下圖10-45得: Co=0.72=×=0.051 =液柱(2)氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)匾褐叨萮l 相應(yīng)地氣體動(dòng)能因子 查

28、化工原理下圖10-46得：=0.6液柱(3)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)匾褐叨萮 板壓降 m液柱0.1089m水柱= 0.0080m汞柱=8mmHg< 10mmHg 符合要求取安定區(qū)寬度=0.08m ，取邊緣區(qū)寬度=0.04m)(468.046.0271.0sin46.0180271.046.0271.0221222m=÷øöçèæ´+-=-p液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)地塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差地影響.液沫夾帶量地校核 因?yàn)?.01082kg液/Kg<0.1Kg液/Kg氣，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷

29、下不會(huì)發(fā)生過量液沫夾帶. 溢流液泛條件地校核溢流管中地當(dāng)量清液高度可由式 計(jì)算液體沿篩板流動(dòng)時(shí),阻 力損失很小,其液面落差可忽略不計(jì),即 . 已知: , ， 故降液管內(nèi)地當(dāng)量清液高度： 苯和甲苯混合液不易起泡,取=0.8,則降液管內(nèi)泡沫層高度： 不會(huì)產(chǎn)生溢流液泛.液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間地校核 =0.2117m降液管內(nèi)地停留時(shí)間 =s3s不會(huì)產(chǎn)生嚴(yán)重地氣泡夾帶.漏液點(diǎn)地校核 漏液點(diǎn)地孔速為：=篩孔氣速= 塔板穩(wěn)定系數(shù) 表明具有足夠地操作彈性.根據(jù)以上各項(xiàng)流體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為設(shè)計(jì)地塔徑及各工藝尺寸合適. 3.2.1過量液沫夾帶線注:以下計(jì)算常用得,E 經(jīng)驗(yàn)計(jì)算,取E=1.0 則 =2/3 依下式計(jì)

30、算: =3.2 (2-1)式中： =(h+h)= 令=0.1kg液/kg氣，由= 18.57510, H=0.45 代入式(2-1)得：0.1=()整理得： 在操作范圍中，任取幾個(gè)值，根據(jù)上式算出值列于表2-6中： 表260.0020.0040.0060.0081.3621.2761.2041.140依表中數(shù)據(jù)在作出過量液沫夾帶線（1）(參見圖2-2) 3.2.2溢流液泛線由式 和 聯(lián)立求解.(1)=（）（）=（） =（）=0.1648=（h+h）= 故=+0.00192 =+ 0.02702(2)=0.153（）=（）= 則： + 0.02702+0.04182+0.846+整理得：=1.9

31、7-8.2136-1184.181任取幾個(gè)值(2-18)式計(jì)算值，見表2-7，作出液泛線（3）(參見2-2圖)表2-70.0020.0040.0060.0081.3551.3211.2871.3623.2.3液相上限線取液體在降液管中停留時(shí)間為4秒.則 =0.00777（）在=0.00777處作出垂線得液相負(fù)荷上限線，可知在圖上它為與氣體流量 無關(guān)地垂直線.3.2.4漏液線（氣相負(fù)荷下限線）由 h=h+h=0.04182+0.846 u=代入下式求漏液點(diǎn)氣速式： u=4.4C=將=0.0472代入上式并整理得：=據(jù)上式，取若干個(gè)值計(jì)算相應(yīng)值,見表2-8，作漏液線(參見圖2-2)0.0020.0

32、040.0060.0081.051.311.491.643.2.5液相下限線取平頂堰堰上液層高度=6，作為液相負(fù)荷下限條件，低于此下限,則不能保證板上液流分布均勻，則h=2.8410E（） 0.006=2.84101.01（）整理得： 在圖上處作垂線即為液相下限線3.2.6操作線 P點(diǎn)為操作點(diǎn)，其坐標(biāo)為：，OP為操作線，OP與液泛線地交點(diǎn)對(duì)應(yīng)氣相負(fù)荷為,與漏夜線地交點(diǎn)對(duì)應(yīng)氣相負(fù)荷為可知：提餾段地操作彈性=第四章 精餾塔地附屬設(shè)備及選型4.1 輔助設(shè)備蒸餾大多采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器.有時(shí)也采用直接蒸汽，可以節(jié)省操作費(fèi)用，并省掉間接加熱設(shè)備.但是由于直接蒸汽地加入對(duì)釜液有一定地稀釋作用，導(dǎo)致

33、釜液濃度降低，所以在此設(shè)計(jì)中采用間接蒸氣加熱方式.其附屬設(shè)備主要有蒸汽冷凝器、產(chǎn)品冷凝器、連接管、泵、再沸器等（由于原料由上游而來，且進(jìn)料時(shí)溫度為93.4,故不需預(yù)熱.）列管換熱器具有結(jié)構(gòu)較簡單，加工制造比較容易，結(jié)構(gòu)堅(jiān)固，性能可靠，適應(yīng)面廣等優(yōu)點(diǎn)，被廣泛應(yīng)用與化工生產(chǎn)中，特別是列管式換熱器在現(xiàn)階段地化工生產(chǎn)中應(yīng)用最為廣泛，而且設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)和資料較為完善，技術(shù)上比較成熟.因此,以下地冷凝器采用列管換熱器.4.2 輔助設(shè)備地選型4.2.1塔頂冷凝器地選型4.2.1.1確定流體通入地空間利用水作為冷源，根據(jù)換熱器流體流經(jīng)管程或殼程地選擇原則，選擇物料走管程，水走殼程，這是因?yàn)楸绞怯卸疚镔|(zhì)，且溫度較高.

34、 4.2.1.2確定流體地定性溫度及平均溫度差 設(shè)水進(jìn)口地溫度為t1=25，出口溫度為t2=35.塔頂近似為純苯，t=81.82C 因此， 因此，則平均溫度差為4.2.1.3熱負(fù)荷及冷卻劑用量塔頂近似為純苯，因此，t=tD=81.82根據(jù)附錄基礎(chǔ)數(shù)據(jù)可以利用插值法求得， =392.66KJ/Kg.化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)（有機(jī)卷）P327苯地汽化熱數(shù)值如下.因此根據(jù)相關(guān)公式可以求得換熱時(shí)地?zé)嶝?fù)荷，即=5132.55 kg/h=559.8188 kJ/s因此，冷卻劑水地流量為 (冷卻水在常溫與正常沸點(diǎn)之間比熱均取4.174kJ/(kg. )=13.4120 kg/s4.2.1.4換熱器地面積及設(shè)備選

35、型 根據(jù)化工原理上表6-8可知，K=(340 910)W / (m 2·)，在這里，選擇K=560W / (m2·).所以=19.3511 m2選擇浮頭式FA換熱器，其規(guī)格如下： 表10 塔頂冷凝器規(guī)格 公稱直徑（mm）公稱面積（m2）管長（m）管程數(shù)管數(shù)400253.021384.2.2塔底冷卻器地選擇4.2.2.1確定流體通入地空間利用水作為冷源，根據(jù)換熱器流體流經(jīng)管程或殼程地選擇原則，選擇水走殼程,甲苯走管程.4.2.2.2確定流體地定性溫度及平均溫度差設(shè)水地進(jìn)口溫度為t1=25，出口溫度為t2=40.塔底近似為純甲苯，入口溫度為tw=110.0，出口溫度選擇為t3=

36、45.因此，因此因此，取=0.75.4.2.2.3熱負(fù)荷及冷卻劑用量熱負(fù)荷為冷卻水地用量4.2.2.4換熱器地面積及設(shè)備選型 根據(jù)化工原理上表6-8可知，K=(340 910)W / (m 2·)，在這里，選擇K=560W / (m2·).所以選擇固定管換熱器，其規(guī)格如下： 表12 塔頂冷凝器規(guī)格 公稱直徑（mm）公稱面積（m2）管長（m）管程數(shù)管數(shù)27383.02324.2.3再沸器地選型4.2.3.1確定流體通入地空間 利用水蒸汽作為熱源，根據(jù)換熱器流體流經(jīng)管程或殼程地選擇原則，水蒸汽走殼程，便于排出，甲苯走管程.3.2.3.2流體基本物性數(shù)據(jù) 甲苯地溫度為tW=110

37、.0,.水蒸氣地絕壓為p=202.6kpa,溫度為t=120.56，.平均溫度差為4.2.3.3熱負(fù)荷及加熱劑用量由tw=110查甲苯密度又氣體流量=0.654m3/s 加熱劑用量熱負(fù)荷為4.2.3.4換熱器地面積及設(shè)備選型 根據(jù)化工原理上表6-8可知，K=(340 910)W / (m 2·)，在這里，選擇K=560W / (m2·).所以=113.87m2選擇固定管換熱器，其規(guī)格如下： 表13 塔頂冷凝器規(guī)格 公稱直徑（mm）公稱面積（m2）管長（m）管程數(shù)管數(shù)6001256.012694.3管路計(jì)算4.3.1塔頂蒸氣管路近似取精餾段體積流率為塔頂蒸汽體積流率,則塔頂蒸

38、汽直徑=選管: 選取u=4.3.2塔頂冷凝水管路 設(shè)冷凝水進(jìn)口溫度為25 ,出口溫度為35.則在平均溫度30下： KJ/Kmol·K-1Lw =冷凝水管直徑選管: 選取 u=(m/s)4.3.3塔頂液相回流管路已知回流液體流率為, 則回流管直徑選管: 選取 u=4.3.4加料管路=46.61 , 查和得在93.4下： 得：=0.4101×78.11+0.5899×92.14=86.386 Kg/Kmol選管: 選取u=4.3.5塔釜?dú)堃毫鞒龉芤阎后w積流率查和在110下：A-苯 B-甲苯=778() =780()a =由式：1/=a/+a/ 得得: =779.9

39、8()=0.11+(1-0.9221)92.14=79.20（）=0.00139()釜液出口管直徑選管：選取u=4.3.6塔頂餾出液管路=0.00068選管: 選取u=0.7941(m/s)4.4輸送泵地選取4.4.1泵地分類泵按作用與液體地原理一般分為葉片式和容積式, 本設(shè)計(jì)使用地離心泵在化工廠是很常見地，其性能普遍適用于一般地液體輸送.因此本設(shè)計(jì)選用離心泵輸送各液體.4.4.2選泵原則根據(jù)介質(zhì)物性,已經(jīng)確定地流量,揚(yáng)程,再從化工原理下冊(cè)附表中選擇泵地具體型號(hào)，察看性能參數(shù)（包括流量、揚(yáng)程或壓差、效率、允許吸上高度或允許其容度）.(1)釜液泵地選型 釜液流量:從流程圖看不出所需揚(yáng)程，設(shè)輸送對(duì)

40、揚(yáng)程地要求不高<8.5m.查表選取冷卻泵 ,如下表所示：型號(hào)轉(zhuǎn)速()流量揚(yáng)程效率(%) 功率/kW軸功率電機(jī)功率 IS50-32-16014503.751.048.535%0.250.55(2) 餾出液冷卻水泵地選型 餾出液冷卻水流量為： W=1.89kg/s=1.89L/s從流程圖看不出所需揚(yáng)程，設(shè)輸送對(duì)揚(yáng)程地要求不高<8.5m. 查表選取冷卻泵 ,如下表所示：型號(hào)轉(zhuǎn)速()流量揚(yáng)程效率(%) 功率/kW軸功率電機(jī)功率 IS50-32-16014507.52.087.549%0.310.55第五章 塔高地設(shè)計(jì)計(jì)算5.1塔高地確定塔高H主要由下列部分組成:塔頂空間，塔底空間,有效塔高

41、,加料板空間高度及群座高度即: =+5.2塔頂空間地確定塔頂空間是指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)鼐嚯x.其距離取遠(yuǎn)高于板間距地值，本設(shè)計(jì)計(jì)算中板間距為0.45m，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)取塔頂空間=1.2m，（塔頂封頭1M）.5.3塔底空間地確定 塔底空間是指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距.其值由塔底貯液取停留時(shí)間和塔底液面到最下層塔板間距（一般要有1-2m）決定.本塔設(shè)計(jì)取 則 =(m)5.4有效塔高地確定=（N-1）*=24*0.45=10.35m其中：為實(shí)際塔板數(shù)；為板間距.5.5塔頂封頭地確定=(1/4)D=0.25m5.6裙座高度地確定 為了制作方便,裙座為圓形,HS/D=3m,所以HS=3×1.0=3.00m5.7人孔 本精餾塔中設(shè)計(jì)了4個(gè)人孔，孔徑均為400mm. 最后算得：=+=1.2+2.28+10.35+0.25+3.00=17.08m全塔圖見附圖4第六章 篩板塔地主要設(shè)計(jì)參數(shù)工藝參數(shù)匯總6.1