化工原理工程設(shè)計(jì)重點(diǎn)

西南交通大學(xué)化工原理工程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)題目：分離苯—甲苯混合物的精餾塔的設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)者：琪班級(jí)：生物工程

學(xué)號(hào)：

指導(dǎo)老師：

完成日期：2012/7/17目錄、八、-前言 設(shè)計(jì)任務(wù) 一．精餾裝置工藝流程圖 二．精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算 基本數(shù)據(jù)計(jì)算 回流比的計(jì)算 塔板數(shù)的計(jì)算 三．精餾塔的工藝設(shè)計(jì) 塔徑的計(jì)算 塔高的計(jì)算 塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的計(jì)算和設(shè)計(jì) 附精餾塔塔板設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表 提餾塔塔板設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表 四．精餾塔的負(fù)荷性能的計(jì)算 塔板的負(fù)荷性能計(jì)算 塔板的流體力學(xué)校核 五．精餾塔的輔助設(shè)備 塔頂冷凝器 塔底再沸器 六．設(shè)計(jì)小結(jié) 七．參考文獻(xiàn) 八．附圖 、尸■ 、 ■刖言本實(shí)驗(yàn)的設(shè)計(jì)題目是分離分離苯一甲苯混合物的精餾塔的設(shè)計(jì)。精餾操作是重要的化工單元操作，廣泛應(yīng)用于石油、化工、輕工、食品、冶金等領(lǐng)域。此操作主要在塔設(shè)備中進(jìn)行，使液一液混合液經(jīng)過(guò)多次部分氣化和部分冷凝，以達(dá)到使混合物體系分離成較高純度的組分的目的，精餾塔設(shè)計(jì)的主要任務(wù)是根據(jù)物系性質(zhì)和工藝要求， 確定操作條件。選擇一定的塔型，進(jìn)行工藝和設(shè)備的計(jì)算。精餾裝置流程比較定型。一般包括：精餾塔、塔頂蒸汽冷凝器、塔底再沸器（蒸餾釜）、原料加熱器以及輸送設(shè)備等。塔器是氣液傳質(zhì)的主要設(shè)備。氣液混合物通過(guò)塔器的處理，就能將其中各組分進(jìn)行分離。從精餾的原理可知：要使過(guò)程順利進(jìn)行，必須具備兩個(gè)條件：一是氣液兩相密切接觸；二是氣液兩相接觸面積要大。塔設(shè)備中本身的結(jié)構(gòu)正是為提供這兩個(gè)條件而設(shè)計(jì)的。 因此選擇塔設(shè)備一般根據(jù)以下原則：能提供良好的氣液接觸條件和足夠大的接觸面積，以達(dá)到生產(chǎn)能力大，分離效率高，壓降小，操作范圍廣，結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，金屬材料消耗少。在選擇塔的種類(lèi)時(shí)應(yīng)注意，不同的塔型各有某些獨(dú)特的特性。設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求選擇適宜的塔型。本實(shí)驗(yàn)設(shè)計(jì)選擇浮閥塔。它是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的。它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡罩。在塔板開(kāi)孔上設(shè)有浮孔。這一改進(jìn)使浮閥塔在操作彈性，塔板效率壓降，生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價(jià)等方面比泡罩塔更優(yōu)越。浮閥塔廣泛用于精餾，吸收以及脫吸等傳質(zhì)過(guò)程中。設(shè)計(jì)之所以選擇浮閥塔，是因?yàn)樗哂幸韵聨讉€(gè)優(yōu)點(diǎn)：處理能力比同塔型的泡罩塔可增加20%~40%操作彈性大，一般約為3~4，最高可達(dá)6，比篩板塔，泡罩塔，舌形塔都大。塔板效率高。比泡罩塔高15%左右。壓降小。在常壓下塔中每塊板的壓降一般都較小。使用周期長(zhǎng)，粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常工作。安裝容易，制造費(fèi)為泡罩塔的60~80%。在選定浮閥塔的基礎(chǔ)上確定設(shè)計(jì)方案。其總原則是盡可能的設(shè)計(jì)出經(jīng)濟(jì)上合理，產(chǎn)品質(zhì)量高，低耗能的塔設(shè)備。精徭裝置工藝流程圖精徭裝置一般包括：精徭塔、塔頂蒸汽冷凝器、塔底再沸器（蒸徭釜）、原料加熱器以及輸送設(shè)備和管路等。其工藝流程圖比較固定。工業(yè)生產(chǎn)常見(jiàn)的精徭流程見(jiàn)下圖。精餾塔的設(shè)計(jì)及計(jì)算基本數(shù)據(jù)的計(jì)算苯的分子量：78.1kg/kmol C6H6甲苯的分子量：92.1kg/kmol C7H8進(jìn)料的平均分子量：MF=0.65X78.1+0.35x92.1=82.9kg/kmol進(jìn)料液的摩爾量為：F=7700-82.9=92.88kmol/h總物料衡算：F=D+WFxf二DxD+WxW解之得：D=60.49kmol/hW=32.39kmol/hq值的計(jì)算由苯一甲苯的溫度一組成相圖（附圖 2）得：當(dāng)xF=0.65時(shí)苯的泡點(diǎn)溫度為tD=88.1C進(jìn)料溫度為65C時(shí)的平均溫度為t=tbf=6588.1=76.55C22由液體的比熱共線圖［1］可查得苯的比熱CpA=0.46X4.187kJ?kg-1?K-1=1.93kJ?kg-1?K1甲苯的比熱CpB=0.46X4.187kJ?kg-1?K-1=1.93kJ?kg-1?K1（采用內(nèi)差法計(jì)算所得）則進(jìn)料的平均比熱Cpm=1.93kJ?kg-1?K1當(dāng)P=0.1MPa時(shí)，查得［2］苯的氣化潛熱為丫A=393.9kJ?kg-1甲苯的氣化潛熱為丫b=363kJ?kg-1

則進(jìn)料液的平均氣化潛熱0.6578m則進(jìn)料液的平均氣化潛熱0.6578m—0.65x78+0.35x92X393.9+0.388X363=381.9kJ?kg-1iv-ifiv-ilil-ifiviv-ifiv-ilil-ifiv-il iv「il=1.117- 381.91即q=1.117.3.計(jì)算最小回流比Rmin由2得q=1.117=9.547q線為y=』X-蟲(chóng) 9.547^5.556q-1q-1由此作附圖3，q線與平衡線的交點(diǎn)為：xq=0.671，Yq=0.769所以Rmin=（xd-yq）/（yq-xq）=0.8994、計(jì)算最小理論塔板數(shù)Nmin由參考［3］表10—3以及附圖2,計(jì)算xF=0.65xD=0.99 xW=0.015下，分別對(duì)應(yīng)的泡點(diǎn)溫度，取三處的 a的幾何平均值。tF=88.1C tD=80.3C tW=1099CaF=2.5297aD=2.5978aW=2.3553貝ya=1 =2.49全回流時(shí)，所需理論塔板數(shù)最少，由芬斯克（Fenske）方程［4］log2.49-仁log2.49-仁8.62-xdxw|og( )( )1—xd1-xwNmin=—logalog嚴(yán)(_￡￡!￡)1-0.991-0.0155、計(jì)算理論塔板數(shù)N設(shè)R=1.0R-RminR11-0.899R-RminR11-0.89911=0.501由吉利蘭關(guān)聯(lián)圖［5］得0.567、0.567、y=0.75(1-x )N-Nminy=算出N=Nmin—23.81—y同上，設(shè)若干R值，可算得相應(yīng)的若干N值，其結(jié)果列表如下設(shè)RRminNmin___.. 0.567、y=0.75(1-x)R-Rminx—R+1N=Nmin+y1—y10.8998.620.0510.61223.81.20.8998.62r 0.1370.50718.51.40.8998.620.2090.44116.21.6:0.8998.620.270.39314.91.80.8998.620.3220.35613.9210.8998.620.3670.32513.32.2:0.8998.620.4070.312.72.40.8998.620.4410.27812.32.6:0.8998.620.4730.26122.8:0.8998.620.50.24411.730.8998.620.5250.22911.53.2:0.8998.620.5480.21711.33.40.8998.620.5680.20611.1由上表做R—N關(guān)系圖（附圖4）從R與N的關(guān)系可見(jiàn)：當(dāng)R<1.8時(shí)，曲線很陡，所需N較多;當(dāng)R>1.8時(shí)，曲線變平坦，所需N減少。取R=1.8，理論塔板數(shù)N=13.9作圖所求理論塔板數(shù)（附圖3）N=14.5取R=2.0，理論塔板數(shù)N=13.3作圖所求理論塔板數(shù)(附圖3)N'=14.3則可以看出：當(dāng)R取1.8時(shí)，N與N最相近故取R=1.8N=14.56、 塔板效率的計(jì)算采用奧康奈爾(O'connell)法[6]ET=0.49(aaV)-0.245由4可知a=2.49塔頂：xD=0.99查得泡點(diǎn)溫度為80.3C塔底：xW=0.015查得泡點(diǎn)溫度為 109.9C則平均溫度t=(80.3+109.9)/2=95.1由液體的粘度共線圖[7]查得苯的粘度卩=0.25cP甲苯的粘度 卩=0.28cP則進(jìn)料的平均粘度卩=0.25X0.65+0.28X0.35=0.2605cPET=0.49(aa)-0.245=0.5448cP(與⑹圖11—21對(duì)照，結(jié)果相近,故可用)E0?0.5448X1.1=0.5997、 實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算由附圖3可知理論塔板數(shù)N=14.5,找到d點(diǎn)①精餾段應(yīng)為N1=6.7 故實(shí)際塔板數(shù)為Ne1=N1/E0=11.19取為12層②提餾段應(yīng)為N2=14.5-6.7=7.8故實(shí)際塔板數(shù)為Ne2=N2/E0=13.02取為14層即實(shí)際塔板數(shù)為12+14=26層，實(shí)際進(jìn)料板位置為第12塊板。精餾塔的工藝設(shè)計(jì)一、塔徑的計(jì)算1、精餾段的塔徑精餾段的平均溫度為t=(td+tf)12=(80.3+88)/2=84.15°C餾出液的平均分子量M=0.99x78.1+0.01X92.仁78.14kg/kmol則塔頂t=80.3C時(shí)，蒸汽的密度匚二列10000078.14RT8341(273+80.3)=2.66kg/m3D=60.49kmol/h=0.017kmol/s則上升的蒸汽的量為：Vs=L+D=(R+1)D=0.017X(1.8+1)X78.14-2.63=1.4m3又查表［8］得：當(dāng)t=80.3C時(shí)，苯和甲苯的液體平均密度為811kg/m3當(dāng)t=88C時(shí)，苯和甲苯的液體平均密度為803kg/m3當(dāng)t=109.9C時(shí)，苯和甲苯的液體平均密度為780kg/m3則精餾段的液體平均密度 丨=(803+811)/2=807kg/m3將各處的摩爾分率換算為質(zhì)量分率：aF=0.65/(0.65+0.35(92/78))=0.612 kg/haD=0.988kg/haW=0.013kg/h由物料衡算F=D+WFaF=DaD+WaW

解之得D=4731kh/h=1.31kg/sW=2969kg/h=0.82kg/s液體流量為 L=RD=1.8X1.31=2.36kg/sLs=2.36/807=0.003m3/s■LLsVs■LLsVsLV0.003(807、0.5( )=0.0381.4 2.63假設(shè)取板間距HT為0.45m,由史密斯關(guān)聯(lián)圖［9］可得C=0.11m/s則液泛速度Uf=c「LJV=0.110(807-2.63)0.5=1.92m/s2.63取安全系級(jí)為0.7則u=0.7uf=1.34m/sA=Vs/U=1.4/1.34=1.045m2Af=Vs/Uf=1.4/1.92=0.729m2D= =1.503m取整為D=1.6mv0.785由于浮閥塔的塔徑D在0.8~1.6m時(shí)板間距HT正好在300~450mn之間故取板間距為0.45m合適［10］2.提餾段的塔徑提餾段的平均溫度t=(tF+tW)/2二(88+109.8)/2=98.95°C進(jìn)料時(shí)t=94.8CpA=PMRT10000078.14pA=PMRT10000078.148341(273 88)=2.60kg/m3VVPMRT10000092PMRT100000928341(27388)=3.07kg/m3pF=2.60x0.65+3.07x0.35=2.765kg/m3塔底t=109.9CAPM10000078.14pA= =2.450kg/m3RT8341((273+109.9)pB-^ 10000092 =2.890kg/m3RT8341x(273+109.9)pW=2.450X0.0.015+2.890x0.985=2.883kg/m3__pF+pW平均密度幕 —:—= 2.824kg/m3塔底t=109.9C,查得液體平均密度為780kg/m3則提餾段的平均密度為L(zhǎng)二(803+780)/2=791.5kg/m3液體流量為L(zhǎng)s'=L'/兒=(L+qF)/ 4=(2.36+1.117x7700-3600)-791.5=0.006m3/s蒸汽流量為Vs'=Vs-(1-q)F=1.4—(1—1.117)x(7700/(3600X803))=1.40kg/s0.5旦I生0.5旦I生1Vs闖一1.40791.5)0.52.824二0.07取板間距為0.45m,由史密斯關(guān)聯(lián)圖［9］可得C=0.10m/s則液泛速度Uf=c丄L則液泛速度Uf=c丄L——V=0.10791.5-2.8242.824=1.67m/s取安全系級(jí)為0.7則u=0.7uf=1.170m/sA=Vs'/U=1.196m2Af=Vs'/Uf=0.0.838m2D=A'Af0.785D=A'Af0.785=1.596取整為D=1.6m由于浮閥塔的塔徑D在0.8~1.6m時(shí)板間距HT正好在300~450mn之間，故取板間距為0.45m合適[10]二、塔高的計(jì)算（塔高包括①塔的有效高度，②頂部空間，③底部空間以及④結(jié)合再沸器的安裝高度）1、取塔頂與第一塊板之間的距離 HD為1.0m（使氣流中的液滴自由沉降，減少出塔氣中的液沫夾帶，經(jīng)驗(yàn)值一般為 1.0~1.5m）2、取塔底與最下一層之間的高度 HB為1.0m（保證料液不致排完，經(jīng)驗(yàn)高度為1.0~2.0m）3、 進(jìn)料板的高度，由于進(jìn)料可能在此急劇汽化，流速很高，為防止液沫夾帶，進(jìn)料板間距HF要求較高，一般為塔板間距的2倍。4、 塔徑較大（1.5m）以上必須開(kāi)人孔，故人孔板間距應(yīng)有足夠的空間，其之不小于600mm每個(gè)人孔應(yīng)控制10個(gè)左右的塔板。Ht'=800mmS=2在第16~17塊板之間和第6~7塊板之間設(shè)人孔。綜上，塔高H二HD+（N-S-2）HT+SHT+HF+HB=1.0+（25-2-2）X0.45+2X0.8+0.9+1.0=13.95m三、塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)設(shè)計(jì)1、塔板形式由于D=1.6m>0.8m(采用精、提兩段中較大的直徑作為精餾塔的全塔直徑)故采用分塊式塔盤(pán)；塔板流動(dòng)性采用單流形；降液管采用弓形。問(wèn)2、溢流裝置各結(jié)構(gòu)尺寸的計(jì)算[13]取堰長(zhǎng)Iw=0.7xD=0.7X1.6=1.12m對(duì)于弓形降液管Iw/D=0.7時(shí)查得b/D=0.15 A/At=0.09則b=0.015D=0.24mA=0.09AT=0.18m2又因?yàn)長(zhǎng)=RD=1.8X4731=8515.8kg/h則液相流量Lh=L/-L=8515.8-791.5=10.76m3/hLh/Lw=10.76-1.12=9.61LMD=0.7時(shí)，由液流收縮系數(shù)計(jì)算圖[14]查得液流收縮系數(shù)E=1.0322how=2.84/1000xE(Lh/Lw)3=0.00284x1.03x9.613=13mm對(duì)于常壓塔，hw在40~50mn之間；HL在50~100mr之間。故取 hw=45mmHL=hw+how=58mm在50~100mn之間校核問(wèn)3、閥孔數(shù)N的計(jì)算

選取標(biāo)準(zhǔn)浮閥塔盤(pán)，采用JB—118—68Fi型浮閥[14](1)取閥孔動(dòng)能因數(shù)Fo=1O.5[14](浮閥全開(kāi)時(shí)Fo=9~12)由此確定孔速[14]Uo二Fo/"3又PV=(2.63+2.824)/2=2.727kg/mUo=6.36m/s塔中平均蒸汽量VS=(1.4+1.4)/2=1.40m3/s計(jì)算每層塔板上的浮閥數(shù)N=Vs/(O.785Xdo2Uo)=1.40-(0.785X0.039冬6.36)=185⑵計(jì)算閥孔中心距t采用正三角形排列時(shí)907AaA0采用正三角形排列時(shí)907AaA0其中閥孔總面積Ao=Vs/Uo=1.4-6.36=0.22m閥孔直徑do=O.O39m鼓泡區(qū)面積[15]A—X^X2荷宀冷由資料何，選取W=60mmW=40mmX=D/2—(b+Ws)=1.6/2—(0.24+0.06)=0.5mR=D/2—V^1.6/2-0.04=0.76m貝卩sin4—=41.1°RAa=1.447m2907AaAO=0.0390.9071.447V022根據(jù)t作圖(縮小10倍)見(jiàn)附圖5由圖可數(shù)出鼓泡區(qū)可以不值得閥孔總數(shù)N=173個(gè)與N=185個(gè)相近，符合要求。驗(yàn)算Uo‘=837.5Vs/N'=6.8m/sFo'=Uo'注=11.2F?！嗽?~12范圍內(nèi)，即可認(rèn)為滿足要求本浮閥塔取叉排的排列形式開(kāi)孔率=N(do/D)2x100%=10.3%開(kāi)孔率在10%~14之間，滿足要求。精餾塔的負(fù)荷性能計(jì)算、塔頂負(fù)荷性能計(jì)算[16]1、1、過(guò)量霧沫夾帶查表得呵表面張力為0.02N/mUg 10.02x103[Ht—2.5(hw+h°w)_取2=0.1kg液/kg氣做極限計(jì)算2how=2.84/1000XE(Lh/Lw)空2=0.00284X1.03(3600VL-1.12)32=0.628Vl3已知U=V(AT-Af)=Vs+(2.01-0.180=0.546Vs2故經(jīng)整理得VS=3.86-17.9Ls勺列表Ls(m3/s)00.0010.0030.0050.0080.010.0120.0140.016Vs(m3/s)3.863.68:3.493.343.143.03:2.922.822.72由此可作出霧沫夾帶線（1）2、 氣相下限操作線（泄露線）[16]*%=0.785d0-N-^由 <已知-1111mN=173Fo取5精餾段5=2.713kg/m3Vs下限=0.785x0.0392x173X5-、2.713=0.63m'/s提餾段?=2.824kg/m3Vs下限=0.61m/s由此做氣象下限操作線（2）3、 液體下限操作線[16]2how=0.00284E（^l由取二me[16] E=1.03 「一1.1二m解之得Lh=3.44m3/hLs=Lh/3600=0.001m 3/s由此做出液相下限操作線（3）4、 液相上限操作線（降液管超負(fù)荷線）Ls=AfxHr—T取T=5s[12]Af=0.18m2 HT=0.45m得Ls=0.016m7s由此做液相上限操作線⑷5、液泛線[16]222aVs二b+cLs+dLs3精餾段^=2.713kg/m九-807kg/m3aa=1.91x=0.021參考數(shù)據(jù)，帶入已知量，有:b=①HT+（①-1-B）hw

=0.5X0.45+(0.5-1-0.5)X0.45=0.18C=-0.153/(L(h。2)=-195.22d=-(1+B)E(0.667)/Lw32=-1.5X1.03X0.667-1.12勺=-0.962得0.021Vs2=0.18-195.2Ls2-0.96Ls空列表Ls(m3/s)0.0010.0030.0050.0080.010.0120.0140.016Vs(m3/s)2.852.75:2.652.482.352.22.021.81提餾段 :?v=2.824kg/m3:791.5kg/m3a=1.91XPv用龍咒a=1.91XPv用龍咒=0.023參考數(shù)據(jù)，帶入已知量，有:b=①HT+(①-1-B)hw=0.5X0.45+(0.5-1-0.5)X0.45=0.18C=-0.153/(L(h。2)=-195.22d=-(1+B)E(0.667)/Lw32=-1.5X1.03X0.667-1.123=-0.962得0.023Vs2=0.18-195.2Ls2-0.96Ls?100%100%列表Ls(m3/s)0.0010.0030.0050.0080.010.0120.0140.016Vs(m3/s)2.722.62:2.532.372.25：2.11.931.736、操作線精餾段斜率m二V/L=((R+1)Dpl)/(RDpv)=2.8X807+1.8-2.63=477.3做操作線OAOA線與⑵線、(5)的交點(diǎn)為負(fù)荷上下線精餾段OA 與(2)線交點(diǎn)為0.63m3/sOA 與(5)線交點(diǎn)為2.45m3/s負(fù)荷上限數(shù)

實(shí)際操作負(fù)荷100%負(fù)荷上限數(shù)

實(shí)際操作負(fù)荷100%=2.45/1.4=1.75負(fù)荷下限%負(fù)荷下限數(shù)

實(shí)際操作負(fù)荷負(fù)荷下限%負(fù)荷下限數(shù)

實(shí)際操作負(fù)荷100%=0.63/14=45%操作彈性%操作彈性%二最大負(fù)荷最小負(fù)荷=2.45/0.63=3.89提餾段做操作線OA0A線與⑵線、(5)的交點(diǎn)為負(fù)荷上下線0A與⑵線交點(diǎn)為0.61m3/s3OA與(5)線交點(diǎn)為2.47m/s負(fù)荷上限數(shù)

實(shí)際操作負(fù)荷100%=2.47/1.4=1.76負(fù)荷下限%二負(fù)荷下限數(shù)

實(shí)際操作負(fù)荷100%負(fù)荷下限%二負(fù)荷下限數(shù)

實(shí)際操作負(fù)荷100%=0.61/14=43.6%最大負(fù)荷

最小負(fù)荷100%=2.47/0.61=4.05全塔操作彈性取3.97二、塔板流體力學(xué)校核[18]1、霧沫夾帶的校核由D=1.6m>0.8m,故應(yīng)控制浮點(diǎn)率不超過(guò)80%8]由物性系數(shù)K表[19],取K=1精餾段「v=2.713kg/m3-807kg/m3

取HT=0.45m時(shí)，由浮點(diǎn)負(fù)荷因子圖［19］查得Cf=0.098則浮點(diǎn)率Vs二則浮點(diǎn)率Vs二■v0.78kCfAt100%=52.92% V80%符合要求[16]精餾段'v=2.824kg/m3-791.5kg/m3取HT=0.45m時(shí)，由浮點(diǎn)負(fù)荷因子圖昭查得Cf=0.126i1內(nèi)則浮點(diǎn)率Vs'二」 -100%0.78kCfAt=42.41% V80%符合要求［16］即霧沫夾帶量evV0.1kg液/0.1kg氣，不會(huì)發(fā)生霧沫夾帶。2、液泛線的校核要求降液管中清液的高度HcVu(Ht+HW浮閥塔中，△—液面落差可以忽略不計(jì)［16］取系數(shù)①=0.5，貝艸(町+Hw)=0,5x(045+0.045］=0.2475Hd=h+h+hw+how+hr精餾段干板壓降:=0.036m液層壓降：hi=B(hw+how)B=0.5=0.5 X0.058=0.029m降液管底緣壓降：rFhv=°-153[uVh；=0.153X(0.003/(1.12X0.025))=0.002m則Hd=0.036+0.029+0.045+0.013+0.002=0.125mHd<u(Ht+Hw)提餾段干板壓降：TJT(閥全開(kāi))=0.039同上液層壓降：hi=0.029m降液管底緣壓降：rFhv=°-153[uVh；=0.153X(0.006/(1.12X0.025))=0.007m則Hd=0.039+0.029+0.045+0.013+0.007=0.133m

HdVu（Ht+HW所以符合要求，不會(huì)發(fā)生液泛。精餾段塔板設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表[20]塔經(jīng)（D）1.6m有效傳質(zhì)區(qū)（Aa）1.447m2塔板間距（HT）0.45m閥孔直徑（do）0.039m堰長(zhǎng)（lw）1.12m閥孔數(shù)（N）173堰咼（hw）45mm開(kāi)孔率（AO/AT11.20%塔截面積（AT）[2.01m2孔心距（t）0.010m邊緣區(qū)（wc）40mm降液管液體停留時(shí)間（T）5s安疋區(qū)（ws）60mm閥孔氣速（UO6.36m/s排列方式:順排閥孔動(dòng)能因子（Fo）10.5流動(dòng)方式單流型穩(wěn)定系數(shù)（k）1流體流量（Ls）0.003m3/s塔氣速（U）1.34m/s氣體流量（Vs）1.40m3/s安全系數(shù)u/uf0.7液流氣速（Uf）1.92m/s提餾段塔板設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表[20]塔經(jīng)（D）1.6m有效傳質(zhì)區(qū)（Aa）1.447m2塔板間距（HT）0.45m閥孔直徑（do）0.039m堰長(zhǎng)（lw）1.12m閥孔數(shù)（N）173堰咼（hw）45mm開(kāi)孔率（AO/AT）11.20%塔截面積（AT）2.01m2孔心距（t）0.010m邊緣區(qū)（wc）40mm降液管液體停留時(shí)間（T）5s安疋區(qū)（ws）60mm閥孔氣速（Uc）6.36m/s排列方式順排閥孔動(dòng)能因子（Fo）10.5流動(dòng)方式單流型穩(wěn)定系數(shù)（k）1流體流量（Ls）0.006m3/s塔氣速（U）1.170m/s氣體流量（Vs）1.40m3/s安全系數(shù)u/uf0.7液流氣速（Uf）1.67m/s精餾塔的輔助設(shè)備一.塔頂冷凝器的計(jì)算本設(shè)計(jì)采用列管式換熱器㈠換熱器的選定冷凝量：W仁Vs=(R+1)D=2.8X1.31=3.67kg/s確定流體定性溫度，物性數(shù)據(jù)冷凝溫度T=80.3C苯的冷凝潛熱丫=390kj/s比熱Cp=1.97kj/k?kg根據(jù)動(dòng)力學(xué)及水消耗考慮。選擇水的進(jìn)口溫度 t仁20C出口溫度t2=40C在平均溫度下tm=(20+40)/2=30C時(shí)查水的物性數(shù)據(jù)p=995.7kg/m3比熱Cp=4.174kj/k?kg粘度卩=0.801cp表面張力(T=71.2N/m2導(dǎo)熱系數(shù)入=0.618w/m?k熱負(fù)荷，水消耗量及傳熱推動(dòng)力的計(jì)算被冷凝液體的熱負(fù)荷：Q=wY=3.67x390=1431.3kw水消耗：W2=Q/(Cp(t2-t2))=17.1kg/s體積流量V2=17.1寧995.7=0.0172m3/s傳熱推動(dòng)力：△訕丿"1"2)=49.6C,，T—t1'ln 1IT-t2丿4.流動(dòng)空間，管徑和管內(nèi)流速的選擇⑴由于流速對(duì)蒸汽冷凝給熱系數(shù)的影響較小，為了方便冷凝液易于排出，苯在管外冷凝，水走管內(nèi)。⑵從腐蝕性，傳熱面積和價(jià)格方面考慮，選用 U25x2.5mm無(wú)縫鋼管。此管內(nèi)徑為d1=0.02m估計(jì)值與初選換熱器經(jīng)估計(jì)，苯蒸汽-水系統(tǒng)冷凝操作的值范圍約為300~1000w/m2?k本設(shè)計(jì)選K估=800w/m2?k估計(jì)傳熱面積A估=Q/(K估厶tm)=1431.3-(800x49.6)=36.07m2初步選定換熱器為FB-400-15-40-2串聯(lián)[21]⑵換熱器的校核初步選定2個(gè)殼程浮頭式換熱器FB-400-15-40-2 串聯(lián)其規(guī)格如下：外殼直徑：400mm公稱(chēng)壓力：40kgf/cm2公稱(chēng)面積：2x15=30m2管的排列方法：正方形斜轉(zhuǎn)45°含子總數(shù)：72管程數(shù)：2折流板間距：0.2m管程流通面積：0.0113x2=0.0226m2殼程流通面積：0.045x2=0.09m21.總傳熱面積的計(jì)算

⑴管內(nèi)水的給熱系數(shù)為a1實(shí)際操作流速U1=V2/(n/4Xd2n)=0.0172-0.0226=0.76m/SRe仁dup/卩=0.02X0.76X995.7-0.801X10-3=18895Pr1二Cpa/入=5.41a1=0.023—Re0.8Pr0.4d=3682w/m2-k⑵殼程傳熱系數(shù)a2本設(shè)計(jì)的殼程為苯的冷凝，冷凝的傳熱系數(shù)較高。故可以忽略⑶污垢熱阻[22]取管內(nèi)水的熱阻為Rs1=0.0006m2?C/w管外苯的熱阻為Rs2=0.0002m2?C/w總傳熱系數(shù)K=——d2總傳熱系數(shù)K=——d2：1d1Rs1d2bd2d1kwdmRs2其中衛(wèi)J,丄可忽略kwdma2故心互：1d1Rs1d2d1故心互：1d1Rs1d2d1Rs2=776w/m2?k⑷算傳熱面積Ao=Q/(K0Atm)=1431.3X103-(776X49.6)=37.2m2計(jì)算傳熱面積與估算的傳熱面積的偏差A(yù)o-A估AoQ-70Ao-A估Ao100%=—―— 100%=3.04%37.2結(jié)果表明換熱器的傳熱面積有3.04%的裕度，選型合適2.計(jì)算阻力損失

⑴管徑阻力損失△p取&=0.15mmd=0.02m貝卩&/d=0.0075查圖［23］得入=0.039=0.039x(2=0.039x(2X3)-0.02X995.7(0.76)2=3364.43N/m2△p2=3川=862.67N/m22p=(△p1+Ap2)Np-Ns=(3364.43+862.67)X2X1=8454.2N/m2未超過(guò)一個(gè)大氣壓，符合要求.⑵殼程阻力損失△Ps2Ps=XsD(NB1)理de2已知t=80.3C時(shí)苯的密度為p0=811kg/m3粘度0.30cp管子為正方形排列時(shí)的當(dāng)量直徑為4[2-0785d2】de二土 0=0.025m(t=1.25d。,d0=0.025m)兀d°0.19入s=1.72ReU0=Ls精SU0=Ls精S°10.20.5(1—1.25Re0=du0p/卩0=10137入s=1.72(10137)-0.19=0.300取折流板距B=0.2mNB=26[24]2△Ps=XsD(NB1)認(rèn)de22=0.300 °527811°150.025 2=1478N/m2結(jié)果未超過(guò)一個(gè)大氣壓符合要求。故所選換熱器滿足工藝要求。二.塔底再沸器的計(jì)算將塔釜質(zhì)量為w的甲苯加熱至沸點(diǎn)溫度時(shí)所需熱量Q二Wr=0.82x363=298kwr=363kj/kgA=Q/(KAtm)采用水蒸氣間接加熱在操作壓力0.1mpa下，水的露點(diǎn)溫度t=100°C所以△tm=T-Tw=1