甲苯-乙苯的精餾工藝項目設計方案

甲苯-乙苯的精餾工藝項目設計方案第一部分設計任務書一、 設計題目：篩板式精餾塔的設計二、 設計任務：完成精餾塔的工藝設計；精餾塔設備設計；有關附屬設備的設計和選用；繪制工藝流程圖；塔板結構簡圖和塔板負荷性能圖；編制設計說明書。三、 設計條件：1、處理量： 27000（噸/年）。2、進料組成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的質(zhì)量分數(shù)為30%3、進料狀態(tài)：泡點進料4、 料液初溫：35C5、 冷卻水的溫度：30C6、 飽和蒸汽壓強：2.5Kgf/cm2（1Kgf/cm2=98.066）KPa7、 精餾塔塔頂壓強：4_KPa（表壓）8、 單板壓降不大于0.7kPa9、 總塔效率為0.610、分離要求：塔頂?shù)募妆胶坎恍∮?9%質(zhì)量分數(shù)）,塔底的甲苯含量不大于1%質(zhì)量分數(shù)）11、年開工時間：7200（小時）12、完成日期：2009年12月12日13、廠 址：地區(qū)（大氣壓為760mmHg四、設計容（一）、工藝設計、選擇工藝流程和工藝條件（要求畫出工藝流程）加料方式；加料狀態(tài)；塔頂蒸汽冷凝方式；塔釜加熱方式；塔頂塔底的出料狀態(tài)；塔頂產(chǎn)品由塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻至常溫。、精餾工藝計算物料衡算確定各物料流量和組成；經(jīng)濟核算確定適宜的回流比；精餾塔實際塔板數(shù)。（二八精餾塔設備設計、選擇塔型和板型。采用板式塔，板型為篩板塔，、塔和塔板主要工藝結構的設計計算、塔流體力學性能的設計計算；、繪制塔板負荷性能圖。畫出精餾段和提餾段某塊的負荷性能圖、有關具體機械結構和塔體附件的選定。接管規(guī)格、筒體與封頭、除沫器、裙座、吊柱、人孔、塔的頂部空間、塔的底部空間。接管規(guī)格：（1）進料管（2）回流管（3）塔釜出料管（4）塔頂蒸汽出料管（5）塔釜進氣管（6）法蘭、總塔高的計算：包括上、下封頭、裙座高度、塔主體的高度、塔的頂部空間、塔的底部空間（三八附屬設備的設計與選型1、換熱器選型。對原料預熱器、塔底再沸器、塔頂產(chǎn)品冷卻器等進行選型。2、塔頂冷凝器設計選型。根據(jù)換熱量，回流管流速，冷凝器高度，對塔頂進行選型設計。（四） 設計結果匯總（五） 工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖（六） 、對本設計的評述或對有關問題的分析與討論第二部分精餾塔的設計、精餾塔的物料衡算（一）、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率甲苯的摩爾質(zhì)量MA=92.13kg/kmol乙苯的摩爾質(zhì)量MB=106.16kg/kmolXf0.3/92.130.3/92.130.7/106.160.3306Xd0.99/92.130.99/92.130.01/106.160.99130.01/92.130.01/92.130.99/106.160.0115（二）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量Mf=0.3306X92.13+(1-0.3306)X106.16=101.5217kg/kmolMd=0.9913X92.13+(1-0.9913)X106.16=92.2521kg/kmolMw=0.0115X92.13+(1-0.0115)X106.16=105.9987kg/kmol（三）物料衡算對于甲苯-乙苯雙組分的連續(xù)精餾塔，根據(jù)總物料衡算及甲苯的物料衡算可求得餾出液流率D及殘液流率W3進料流量F=27°°°10/（3°°24）36.9379kmol/h101.5217FDW DW36.9379FxfDxdWxW 0.9913D0.0115W36.93790.3306聯(lián)立解得D=12.0299kmol/h,W=24.9080kmol/h二、塔板數(shù)的確定（一）、理論板層數(shù)NT的求取表1Antoine方程常數(shù)物質(zhì)ABC溫度圍C甲苯6.079541344.8219.4826?137乙苯6.082081424.255213.0626?163表2t/°C110.62113116119122po101.3089108.3452117.7550127.7931138.4878pB48.071251.761156.731862.077067.8163x1.00000.87550.73030.59690.4738y1.00000.93640.84900.75300.6477t/C125128131134136.324pA149.8675161.9614174.7988188.4096199.5043pB73.970080.559087.604495.1280101.2991x0.36010.25480.15710.06620.0000y0.53270.40740.27100.12310.00001、甲苯、乙苯的溫度-組成甲苯-乙苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。根據(jù)igp0A—（AB、C為Antoine方程常數(shù)由手冊已查得tC如表1）求得一系列溫度下甲苯和乙苯的蒸氣壓 PA、PB0。再根據(jù)泡點方程x:PB。和露點方程y空得到各組t-x（y）P*Pb0 P數(shù)據(jù)（如表2），繪出甲苯、乙苯的溫度-組成圖（如圖1）及平衡曲線（如圖2）。圖1

x^y甲茉-乙蕓的溫度-組成相圖、確定操作的回流比R因q=1、Xe二Xf=0.3306在x?y圖上查得ye=0.4996。故有:RmXD-ye 0.99130.49962.90947yexe 0.49960.3306而一般情況下R=（1.1?2）Rm,考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實際操作的回流比為最小回流比的2倍。即：R=2Rm=5.8189

泡點進料葉，理論培板數(shù)的因解、求操作線方程精餾段操作線方程為：yn1RXn亙0.8533Xn0.1454R1R1L=RxD=5.8189X12.0299=70.0008kmol/h提餾段操作線方程為 ym1LqFXm-Wxw 1.3036xm-0.0027LqF-WLqF-W4、圖解法求理論板層數(shù)精餾段操作線為經(jīng)過點 a(0.9913,0.9913)、c(0,0.1454)的直線，與q線交與點d,而提留段操作線為經(jīng)過點d、b(0.0115,0.0115)兩點的直線。在x-y圖中繪出精餾段操作線、提留段操作線、q線,并繪出梯級（如圖2）。圖解得總理論塔板數(shù)NT=19.1119－1=18.1119塊（不含再沸器）其中精餾段NTi=9塊，提餾段NT2=9.1119塊，第10塊為加料板位置（二）、實際塔板數(shù)Np的求取精餾段：NPi=NTi/0.6=15，取NPi=15塊；提留段：NP2=N/0.6=15.1865;取2=16塊；總塔板數(shù)：NP=Np1+Np2=31塊。三、塔的操作工藝條件及相關物性數(shù)據(jù)的計算（一）、操作壓力計算塔頂操作壓力:FD=101.3+4二105.3kPa每層塔板壓降:取山=0.7kPa進料板壓力:PF=105.3+0.7X15=115.8kPa塔底操作壓力:P=115.8+0.7X16=127kPa精餾段平均壓力：P^i=（105.3+115.8）/2=110.55kPa提餾段平均壓力：Pm2=（115.8+127）/2=121.4kPa二）、操作溫度計算查溫度-組成圖可得相應溫度如下：塔頂溫度 ：TD=110.783°C進料板溫度 ：TF=125.817C塔底溫度 ："136.983C精餾段平均溫度：Tm1=（110.783+125.817）/2=118.301C提餾段平均溫度：Tm2=（125.817+136.983）/2=131.40C、平均摩爾質(zhì)量計算、塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由y1=xD=0.9913,查平衡曲線得x1=0.9825MVDm 0.991392.13(10.9913)106.1692.2521kg/kmolMLDm0.982592.13(10.9825)106.1692.3755kg/kmol、進料板平均摩爾質(zhì)量計算由Xf=0.3306，查平衡曲線得屮=0.4996MVFm0.499692.13(10.4996)106.1699.1506kg/kmolMLFm0.330692.13(10.3306)106.16101.5217kg/kmol、塔底平均摩爾質(zhì)量計算由x嚀0.0115，查平衡曲線得時0.01151MVWm0.0115192.1310.01151106.16105.9985kg/kmolMLWm 0.011592.1310.0115106.16105.9987kg/kmol、精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm1(92.252199.1506)/295.7014kg/kmolMLm1(92.3755101.5217)/296.9486kg/kmol、提餾段平均摩爾質(zhì)量MVm2(99.1506105.9985)/2102.57455kg/kmolMLm2(101.5217105.9987)/2103.7602kg/kmol、平均密度計算、氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即

Vm1Vm2PmlMVm1RTm1Pm2Vm1Vm2PmlMVm1RTm1Pm2MVm2RTm2110.5595.70148.314(118.301 273.15)121.4102.574558.314(131.4273.15)3.2508kg/m3.7023kg/m、液相平均密度計算由于已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的密度（如表 3）,將其以T為x軸、p為y軸分別繪制出甲苯、乙苯的溫度-密度曲線圖（如圖3）。故甲苯、乙苯純組分在本設計所涉及的溫度圍的密度可用下式求得： 甲苯pa=-1.0245T+892.00,乙苯pb=-0.9521T+889.84而液相平均密度用丄電電計算（式中a表示質(zhì)量分數(shù)）。m A B表3液相甲苯、乙苯在某些溫度下的密度溫度T/C60708090100p甲苯829.3819.7810800.2790.3kg/m3乙苯831.8822.8813.6804.5795.2溫度T/C110120130140150p甲苯780.3770759.5748.8737.8kg/m3乙苯785.8776.2766.6756.7746.6圖3

密度與溫度關系、塔頂液相平均密度的計算由Td=110.783°C得:pda=-1.0245X110.783+892.00=778.5028kg/mpdb=-0.9521密度與溫度關系、塔頂液相平均密度的計算由Td=110.783°C得:pda=-1.0245X110.783+892.00=778.5028kg/mpdb=-0.9521X110.783+889.84=784.3635kg/m1DmaDA NdbDA DB0.99 0.01778.5028 784.36353Dm778.561kg/m、進料板液相平均密度的計算由Tf=125.817C得:pfa=-1.0245X125.817+892.00=763.1005kg/mpfb=-0.9521X125.817+889.84=770.0496kg/m進料板液相的質(zhì)量分率1 aFA aFBFm FA FB0.3 0.7763.1005770.0496Fm767.9516kg/m3、塔底液相平均密度的計算由T”136.983C得:pw=-1.0245X136.983+892.00=751.6609kg/mpw=-0.9521x136.983+889.84=759.4184kg/mWmawA awBWmawA awBWA WB0.01 0.99751.6609 759.41843wm759.34kg/mPLm1PLm1=(pDrr+pFn)/2―(778.561+767.9516)=773.2563kg/m、精餾段液相平均密度3pLm2=（pFm+pfwi）/2=（767.9516+759.34）=763.6458kg/m（五）、液體平均表面力計算由于已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的表面力（如表4）,將其以T為x軸、彷為y軸分別繪制出甲苯、乙苯的溫度-表面力曲線圖（如圖4）。故甲苯、乙苯純組分在本設計所涉及的溫度圍的表面力可用下式求得： 甲苯 （ta=-0.1053T+30.095乙苯 (Tb=-0.1016T+31.046n而液相平均表面力用LmX,計算i1甲苯、乙苯在某些溫度下的表面力（°）溫度TC—6070—8090100表面力甲苯23.9422.8121.6920.5919.49(mN/m)乙苯25.0123.9622.9221.8820.85溫度TC110120130140150表面力甲苯18.4117.3416.2715.2314.19(mN/m)乙苯19.8318.8117.8116.8215.83表面張力與溫度的關系-1--?、塔頂液相平均表面力的計算由Td=110.783°C得：(Tda=-0.1053X110.783+30.095=18.4296mN/m(Td=-0.1016X110.783+31.046=19.7904mN/m(TDm=0.9825X18.4296+(1-0.9825)X19.7904=18.4534mN/m、進料板液相平均表面力的計算由Tf=125.817C得：(Tfa=-0.1053X125.817+30.095=16.8465mN/m(Tfb=-0.1016X125.817+31.046=18.2630mN/m(Tfo=0.3306X16.8465+(1-0.3306)X18.2630=17.7947mN/m、塔底液相平均表面力的計算由Tw/=136.983C得：(Twa=-0.1053X136.983+30.095=15.6707mN/m(twb=-0.1016X136.983+31.046=17.1285mN/m(Tw=0.0115x15.6707+(1-0.0115)x17.1285=17.1118mN/m、精餾段液相平均表面力(TLm1=((TDm+(TFm)/2= (18.4534+17.7947)/2=18.1241mN/m、提餾段液相平均表面力TLmF(TFm+twr)/2=(17.7947+17.1118)/2=17.4532mN/m(六)、液體平均粘度計算表5甲苯、乙苯在某些溫度下的粘度（卩）溫度T/C60708090100粘度(mPa-s)甲苯0.3730.340.3110.2860.264乙苯0.4260.3880.3540.3250.3溫度T/C110120130140150粘度(mPa-s)甲苯0.2450.2280.2130.20.188乙苯0.2780.2590.2420.2260.213圖5

粘度與溫度的關系y=l.^-5a'2-C.00E3s+0.6356R'2=U.9992已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的粘度(如表5),將其以T為x軸彷為y=l.^-5a'2-C.00E3s+0.6356R'2=U.9992故甲苯、乙苯純組分在本設計所涉及的溫度圍的粘度可用下式算得：甲苯:卩=1.2X10-5『—0.0046T+0.6010乙苯?.口=1.4X10-5〒—0.0053T+0.6896液相平均粘度用lg"mF藝Xilg卩i計算1、塔頂液相平均粘度的計算由Td=110.783°C得:卩da=1.2X10-5X110.7832—0.0046X110.783+0.6010□da=0.2387mPa-s_5 2□db=1.4X10X110.783—0.0053X110.783+0.6896[1db=0.2743mPa-slgiDm=0.9825X|g(0.2387)+(1-0.9825)X|g(0.2743)解出iDm=0.2393mPa-s2、進料板液相平均粘度的計算由Tf=125.817C得：-5 2afa=1.2X105X125.8172-0.0046X125.817+0.6010afa=0.2122mPa-saFB=1.4X10-5X125.8172-0.0053X125.817+0.6896afb=0.2444mPa-slgaFm=0.3306Xlg(0.2122)+(1-0.3306)Xlg(0.2444)解出afh=0.2332mPas、塔底液相平均粘度的計算由Tw=136.983C得：-5 2aWA=1.2X10-5X136.9832-0.0046X136.983+0.6010awa=0.1961mPa-saWB=1.4X10-5X136.9832-0.0053X136.983+0.6896awb=0.2263mPa-slgawm=0.0115Xlg(0.1961)+(1-0.0115)Xlg(0.2263)解出aw=0.2259mPa-s、精餾段液相平均粘度aLm1=(0.2393+0.2332)/2=0.2363 mPa-s、提餾段液相平均粘度aLm2=(0.2332+0.2259)/2=0.2296mPa-s四、精餾塔的氣、液相負荷計算(一)、精餾段氣、液相負荷計算汽相摩爾流率：V=(R+1)XD=(5.8189+1)X12.0299=82.0307kmol/h

汽相體積流量：Vs1VMvm182.0307 95.701406708m3/s3600Vm136003.2508w?J/fwW 111 /O汽相體積流量：Vh13600Vs1:2414.9295m3/h液相回流摩爾流率：L=RXD=5.8189X12.0299=70.0012kmol/h液相體積流量：Ls1LMLm170.001296.9486 “門“兀辺m3/s3600Lm13600773.2563 …液相體積流量：Lh13600Ls18.7765m3/h二）、提餾段氣、液相負荷計算汽相摩爾流率：VV1qFV80.0307kmol/h汽相體積流量Vs2 :VMVm280.0307102.5745506159m3/s3600Vm236003.7023汽相體積流量％3600Vs22217.3009m3/h液相回流摩爾流率：LLqF70.0012 136.9379106.9391kmol/h液相體積流量：Ls2LMLm2106.9391103.76020.00404m3/s3600Lm23600763.6458液相體積流量：Lh23600Ls214.5303m3/h五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算（一）、塔徑的計算1、精餾段塔徑的計算取板間距HT=0.50m,取板上清液層高度hL=0.06m。液氣動能參數(shù)PF1L取板間距HT=0.50m,取板上清液層高度hL=0.06m。液氣動能參數(shù)PF1Ls1Vs11Lm1二 0.002440.6708Vm1丄773^63'0.05613.2508查Smith通用關聯(lián)圖得C200.0900負荷因子：GC200.2Lm10.09018.12410.20.08824m/s最大允空塔氣速:F1C1Lm1°Vm10.08824773.2563-3最大允空塔氣速:F1C1Lm1°Vm10.08824773.2563-3.2508 1.35805m/sVm13.2508取適宜空塔氣速：口1=0.7af1=0.95064m/s估算塔徑：D1' ■0.V850.67080.7850.950640.9481m,按標準塔徑圓整后取塔徑D=1m。塔截面積為At1=0.785D2=0.785X12=0.7852、提餾段塔徑的計算取板間距H取板間距HT=0.50m,取板上清液層高度hL=0.06m。液氣動能參數(shù):PF2V液氣動能參數(shù):PF2V-1/2s2Lm2 0004040.6159Vm21/2763.6458 0.094213.7023查Smith通用關聯(lián)圖得C-0 0.0863負荷因子：C-C負荷因子：C-C-00.2歸0.08632017.4532200.20.08398m/s最大允空塔氣速:F2C2Lm2°Vm20.08398F2C2Lm2°Vm20.08398763.6458-3.70231.20318m/sVm23.7023取適宜空塔氣速：口2取適宜空塔氣速：口2=0.7卩f=0.84223m/s估算塔徑：D2Vs2估算塔徑：D2Vs20.6159'0.785 :0.7850.842230.9652m,為加工方便，圓整取D1m，即上下塔段直徑保持一致.塔截面積為At2=0.785D2=0.785X12=0.785m2表6板間距與塔徑的關系⑤塔徑D/mm300?500500?800800?16001600?2400板間距200,250,250,300,300,350,400,450,HT/mm300350400,450,500500,550,600(二)、精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度： Z精=(Npi-1)Ht=(15-1)X0.5=7m提餾段有效高度： Z提=(W1)HT=(16-1)X0.5=0.75m在進料板上方開一人孔Ht，其高度為0.5m故精餾塔的有效高度Z=Z精+Z提+0.5=7+7.5+0.5=15m六、塔板主要工藝尺寸的計算(一)、溢流裝置計算1、精餾段溢流裝置計算因塔徑D=1m,可選用單溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盤。各項計算如下：TOC\o"1-5"\h\z、堰長lW1:取lwi0.7D 0.71 0.7m、溢流堰高度hw1由丄％蘭爭21.4080;血0.7，根據(jù)液流收縮系數(shù)圖可查得液lw1 0.7 D流收縮系數(shù)E1=1.031，對于平直堰，堰上液層高度 h°w1可由Francis經(jīng)驗公式計算得：2.84S" 8.77652/3 001匚8 158hOW1 E1』 0.002841.031 0.0158m 15.8mm1000 lW1 0.7h oW應大于6mm本設計滿足要求，板上清液層高度hL=60mm,故hW1hLhoW160-15.8 44.2mm、弓形降液管寬度W和截面積A由lw〃D0.7查弓形降液管的參數(shù)圖得:0.11W0.11Wd110.110.11mAf1AT1Af1AT10.092Af10.090.785 0.07065m液體在降液管中停留時間:Af1HtAf1HtLs10.070650.50.0024414.4893s5s故降液管設計合理。、降液管底隙高度ho1取降液管底隙的流速 °0.10m/s則ho1亙竺02440.03486m1W10 °.7 0.1（ho不宜小于0.02?0.025m，滿足要求）hW-ho1=44.2-34.86=9.34mm>6mm故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度取hW=50mm2、提餾段溢流裝置計算因塔徑D=1m,可選用單溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盤。各項計算如下：、堰長lW2: 取lW2lW10.7m、溢流堰咼度hw2由丄罷14.5303 35.4429;也0.7，根據(jù)液流收縮系數(shù)圖可查得TOC\o"1-5"\h\zlW2°.7 D液流收縮系數(shù)E2=1.081，對于平直堰，堰上液層高度 hoW2由Francis經(jīng)驗公式計算：2/3 2/3hOW2^^E25 0.002841.08114.5303 0.023188m1000lW2 0.7hoW應大于6mm本設計滿足要求，板上清液層高度hL=60mm,、弓形降液管寬度W和截面積A因lW2=lWi，塔徑D相同故Vd2=Vd/=0.11m,A2=Ai=0.07065m液體在降液管中停留時間：2Af2H10.070650.58.744s5s故Ls20.00404降液管設計合理。、降液管底隙高度ho2取降液管底隙的流速00.20m/s則ho2亙耳04040.02886m（滿足要求）lW20 0.70.2hW2-ho20.036812-0.02886 0.007952m7.952mm6mm故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度取hw=50mm（二）、塔板布置1、精餾段塔板布置、塔板的分塊因D>800mm故塔板采用分塊式。塔板分為3塊。

表7塔板分塊數(shù)與塔徑的關系塔徑D/mm800?12001400?16001800?20002200?2400塔板分塊數(shù)3456②、破沫區(qū)（安定區(qū)）寬度、無效邊緣區(qū)確定取破沫區(qū)寬度：Ws1=Ws1=0.06m;取無效邊緣區(qū)：W1=0.05m③、開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積A按Aa2x「2x2而宀渝彳計算其中Xi=D/2-(Wdi+W)=0.5-(0.11+0.06)=0.33mri=D/2-W=0.5-0.05=0.45m故Aa120.33".45-0.33HH60.4^arcsin033 0.5353m2180 0.45④、篩孔計算及其排列本設計所處理的物系無腐蝕性，可選用3= 3mm（—般的厚度為3~4mm碳鋼板，取篩孔直徑d01=5mm（工業(yè)生產(chǎn)中孔徑一般在3~10mm之間，4~5mm居多），篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t1=3d01=3x5=15mm通常采用2.5?5倍孔直徑的中心距）。篩孔數(shù)目：3 3n 1158210Aa 1158210 0.53532755(個)t1 15開孔率為：1A01 0.9072 0.90720.10077810.0778%(開Aa1(切如)2 (15/5)2孔率一般在5?15%>間,滿足要求）每層塔板開孔面積： Ao1 1Aa10.1007780.53530.05395m2氣體通過篩孔的氣速： ％1Vs1/Ao10.6708/0.0539512.4337m/s2、提餾段塔板布置、塔板的分塊因D>800mm故塔板采用分塊式。塔板分為3塊。②、破沫區(qū)（安定區(qū)）寬度、無效邊緣區(qū)確定取破沫區(qū)寬度：ws2=Ws2=Ws1=0.06m取無效邊緣區(qū)：W2二W/=0.05m、開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積A2=Ai=0.5353m2、篩孔計算及其排列同樣選用3=3mm碳鋼板，篩孔直徑d02二ch=5mm,按正三角形排列，孔中心距t為t2=t1=3doi=3x5=15mm篩孔數(shù)目：n2=ni=2755個開孔率為：2i10.0778% （滿足要求）每層塔板開孔面積： Ao2 2^20.1007780.53530.05395m2氣體通過篩孔的氣速：uo2Vs2/Ao20.6159/0.0539511.41613m/s表8單流型塔板某些參數(shù)推薦值塔徑D/mm塔截面積Afm2(Ac/At)/%lv/D弓形降液管降液管面積Ac/mm堰長lv/mm堰寬bD/mm7.2270.661529 ,1000.03638000.052710.00.726581,6401250.050214.20.8001600.07176.80.6506501200.053410000.78549.80.7147141500.077014.20.8008002000.11207.220.6617941500.081612001.131010.20.7308762900.115014.20.8009602400.1610

七、篩板的流體力學驗算（一）、塔板壓降1、精餾段的塔板壓降①、干板阻力hci計算2干板阻力hci由hci丄上皿計算2gLm1C01doi/5=5/3=1.6667，由孔流系數(shù)圖查得孔流系數(shù) C0i=0.80112故hc1- 3.2508 12.4337 0.05162m液柱29.81773.2563 0.8011、氣體通過板上液層的壓降h1氣體通過有效流通截面積的氣速-，對單流型塔板有:Vs10.6708Ua1AT1 Af10.939m/s0.7850.07065動能因子：Fa1Ua1.Vm10.939 3.2508 1.6931查充氣系數(shù)圖得充氣系數(shù)：10.60（—般可近似取B0.5~0.6）故h|1 1hw1how1 血°.60°.°6°.°36m、液體表面力的阻力h計算液體表面力所產(chǎn)生的阻力h由h4LmLm液體表面力所產(chǎn)生的阻力h由h4LmLmgdo計算4Lm1418.124110Lm1gdo1773.25639.810.0050.0019114m液柱、氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即hp1 hc1hl1h10.051620.03600.00191140.0895314m氣體通過每層塔板的壓降為：pp1 Lm1ghp1/1000773.25639.810.08953/10000.6791kPa0.7kPa（滿

足工藝要求）。2、提餾段的塔板壓降①、干板阻力hc2計算2干板阻力hc2由hc2丄上亞計算2gLm2C02d02/S=5/3=1.6667，查得孔流系數(shù)6=0.80111 3.7023 11.416132故hc2 0.05018m液柱29.81763.6458 0.8011、氣體通過板上液層的壓降hi2氣體通過有效流通截面積的氣速山2，對單流型塔板有:Ua2Vs2ATUa2Vs2AT2Af20.61590.7850.070650.8622m/s動能因子：Fa2動能因子：Fa2Ua2「/m2「0.8622.3.70231.65896查圖得充氣系數(shù)：20.60（一般可近似取卩0.5~0.6）故hi22hw2h°w2 2hL 0.600.060.036m、液體表面力的阻力h計算液體表面力所產(chǎn)生的阻力h由h4衛(wèi)計算Lmgdo4Lm2L4Lm2Lm2gdo2417.453210763.64589.810.0050.001864m液柱、氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即hp2hc2hl2h2 0.05018 0.03600.001864 0.08805m0.7kPa氣體通過每層塔板的壓降為：0.7kPaPp2 Lm2ghp2/1000763.64589.810.08805/10000.65958kPa（滿足工藝要求）

（二）、液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。（三）、液沫夾帶液沫夾帶量可用式5.7106Lm液沫夾帶量可用式5.7106LmUaHt2.5hL3.2計算:精餾段液沫夾帶量3.2U精餾段液沫夾帶量3.2Ua1Lm1 HT25%5.7106提餾段液沫夾帶量：巳25.7106 0.93918.1241103 0.52.50.063.20.00734kg液/kg氣0.1kg液/kg提餾段液沫夾帶量：巳25.7106 0.93918.1241103 0.52.50.063.20.00734kg液/kg氣0.1kg液/kg氣65.710 Ua2Lm2Ht 2.5九3.2325.7106 0.8622 '17.4532103 0.52.50.060.005847kg液/kg氣0.1kg液/kg氣（驗算結果表明產(chǎn)生的霧沫夾帶量在本設計圍允許）（四）、漏液對篩板塔，漏液點氣速（下限氣速）UOM可由下式計算，即UOM(0.00560.13九h)4血。.LmVmUOM14.4C。(0.00560.13hLh1) Lm1\ Vm1精餾段:3.25084.40.8011(°.0056°13°.°60-0019114)773.2563精餾段:3.25085.82693m/s實際孔速Uo1=12.4337m/s>u°M1UOM24g(0.00560.13hL h2)Lm2Vm2提餾段:4.40.8011(0.00560.130.060.001864763.6458提餾段:4.40.8011370235.4372m/s實際孔速Uo2=11.41613m/s>uom2穩(wěn)定系數(shù)為K2=Uo2/Uom=11.41613/5.4372=2.1>1.5(故在本設計中無明顯漏液)。(五)、液泛為防止塔發(fā)生液泛，降液管液層高 Hd應服從HW?(HT+hw)苯一甲苯物系屬一般物系，取?= 0.5，則?(HT+h?=0.5X(0.50+0.04394)=0.27197m=0,而H=hp+hL+A+hd,板上不設進口堰，本設計米用平直堰=0,2hd可由0 0.153苴計算，即lwho22精餾段：hd10.153丄-0.153 0.002438 0.001527mlw1ho1 0.70.03486故HL=0.08953+0.06+0.001527=0.1511m液柱。22提餾段：hd20.153 0.153 0.00404 0.00612mlw2ho2 0.70.02886故Hk=0.08805+0.06+0.00612=0.1542m液柱。因HL和Hd2都小于?(Hi+hv),故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。通過流體力學驗算，可認為精餾段和提餾段塔徑及塔板各工藝結構尺寸合適，若要做出最合理的設計，還需重選Ht及hL，進行優(yōu)化設計,在此不再贅敘。八、塔板負荷性能圖（一）、精餾段塔板負荷性能圖1、液相負荷上限線Ls,max1HtLs,max1HtAfi0.5°.°7°650.007065m3/s5 ①22、液相負荷下限線取平堰堰上液層高度how0.006mE1.031。how1取平堰堰上液層高度how0.006mE1.031。how10.00284E,3600Ls,min12/3lw10.002841.0312/33600Ls,min1__0.70.006Ls,min1Ls,min1 5.7037104m3/s3、霧沫夾帶線6 3.25.710ua1LM1 HThf1hf1 2.5hL1式中Ua1Vs1hf1 2.5hL1式中Ua1Vs10.7850.070651.39987Vs1E1.0312.50.04420.00284E3600Ls1lw12.5hw1how12/32.50.04420.8724L?2.50.04420.8724L?32/30.11052.181Ls13.2代入數(shù)據(jù)得ev15.71018.1241101.39987Vs10.50.11052.181L；；3.2代入數(shù)據(jù)得ev15.71018.1241101.39987Vs10.50.11052.181L；；30.1簡化得：Vs11.68439.4311L2/3s1在操作圍，任取幾個Ls值，依上式算出對應的Vs值列于下表:3 4Ls,m/sX105.70420.167734.631749.095770.65Vs,m3/s1.621.531.471.411.34

依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線4、液泛線HT hw1hp1 hw1 how1 hd10.00284El2/33600Ls1lHT hw1hp1 hw1 how1 hd10.00284El2/33600Ls1lw10.002841.0313600Ls10.72/32/30.8724Ls121 Uo12gC01Vm1Lm10.051Vs1Co1Ao1Vm1Lm10.0510.80110.053953.2508773.25630.1148Vs2hw1 hw1 h°w1 0.600.04420.8724L：/30.02650.523440.0019114mhp1hc1 h1h0.1148VS20.52344Lhp1hc1 h1h0.1148VS20.52344L；130.02650.0019114hd10.1531w1ho1Ls10.1530.70.03486256.9450.50.50.04420.1148VS2 0.52344L?30.0284114 0.04420.50.50.04420.8724L?3256.945LSVS11.737712.15889L?32238.1969LS1在操作圍，任取幾個Ls值，依上式算出對應的Vs值列于下表:4Ls,m/sX105.70420.167734.631749.095770.65Vs,m3/s1.291.241.201.151.09依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線 ④5、漏液線（氣相負荷下限線）hLhw1how10.0442 0.8724L?3漏液點氣速

在操作圍，任取幾個Ls值，依上式算出對應的Vs,min值列于下表:Ls,m/sx1045.70420.167734.631749.095770.65Vs了，min,m/s0.2960.3110.3210.3300.342依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線 ⑤UOM14.4C。(0.00560.13hLhi)Lm1Vs,min1Vs,min14.40.8011Vm12/3UOM14.4C。(0.00560.13hLhi)Lm1Vs,min1Vs,min14.40.8011Vm12/30.00560.13(0.04420.8724Ls1)Ao1Uom1，整理得:0.97556L；130.0811560.0019114773.25633.25086、操作彈性操作氣液比 Vs1/Ls10.6708/0.00244 274.92操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負荷 Vs1,max與氣相允許最小負荷Vs1,min之比，即：操作彈性=Vs1,操作彈性=Vs1,maxVs1,min1.173470.302463.88將所得上述五個方程繪制成精餾段塔板負荷性能圖（如圖6）（二八提餾段塔板負荷性能圖1、液相負荷上限線s,max2HTAs,max2HTAf20.50.0706550.007065m3/s2、液相負荷下限線取平堰堰上液層高度how0.006mE1.031

2/3how2 2/3how2 0.00284E2販0"1w22/33600Lsmin20.002841.081 二一0.70.006Ls,min2 Ls,min2 5.3126104m3/s3、霧沫夾帶線5.7106ev2 LM23.2Ua2HThf2式中5.7106ev2 LM23.2Ua2HThf2式中Ua2ATAf2Vs20.7850.070651.39987Vs2hf2 2.5h[2 2.5hw2E2 1.0812/32.50.03680.00284E23600Ls21w2S；0.0922.28676LS/3代入數(shù)據(jù)得ev25.710617.453210代入數(shù)據(jù)得ev25.710617.45321031.39987Vs20.50.0922.28676L1233.20.1簡化得：Vs2 1.74369.77255L；23在操作圍，任取幾個Ls值，依上式算出對應的Vs值列于下表:3 4Ls,m/sX105.312619.830634.348648.866670.65Vs,m3/s1.681.591.521.461.38依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線 ③4、液泛線HThw2hp2 hw2 HThw2hp2 hw2 how2hd22/3how20.00284E23600Ls2lw22/30.002841.081 3600Ls20.72/30.9147Ls212gUo2Co2Vm2Lm2Vm2Lm2h|20.0512Vs20.80110.053950.13237Vs；12gUo2Co2Vm2Lm2Vm2Lm2h|20.0512Vs20.80110.053950.13237Vs；hw2how23.7023763.64580.60 0.03680.9147L；230.022080.54882L2/3s2h2 0.001864mhp2hc2 hl2h20.13237/hp2hc2 hl2h20.13237/s； 0.54882L；；30.022080.001864hd20.153Ls2

lw2ho20.153Ls20.70.02886374.889L；20.50.50.03682 2/3 2/3 20.50.50.03680.13237Vs20.54882Ls20.0239440.03680.9147Ls2 374.889Ls2Vs2 1.568811.0563L?32832.13L；2在操作圍，任取幾個Ls值，依上式算出對應的Vs值列于下表:3 4Ls,m/sX105.312619.830634.348648.866670.65Vs,m3/s1.221.181.131.091.01依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線 ④5、漏液線（氣相負荷下限線）hLhw2how2hLhw2how20.03680.9147L2/3s2漏液點氣速UOM24.4C。(0.00560.13%Vm2h2)Lm24.40.80112/30.00560.13(0.03680.9147LUOM24.4C。(0.00560.13%Vm2h2)Lm24.40.80112/30.00560.13(0.03680.9147Ls2)0.001864Vs,min2Ao2Uom2，整理得:Vs,min20.88696L?30.06355在操作圍，任取幾個Ls值，依上式算出對應的Vs,min值列于下表:3 4Ls,m/sX105.312619.830634.348648.866670.653Vs了，min,m/s0.2630.2780.2890.2980.310依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線 ⑤將所得上述五個方程繪制成提餾段塔板負荷性能圖（如圖 7）6、操作彈性操作氣液比 Vs2/Ls20.6159/0.00404152.45操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負荷Vs2,max與氣相允許最小負荷Vs2,min操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負荷Vs2,max與氣相允許最小負荷Vs2,min之比，即：操作彈性二Vs2,maxVs2,min1.02350.2771圖7

精徭塔提幗段負荷性能圖九、精餾塔的設計計算結果匯總一覽表

表9項 目符號單 位計算結果精餾段提餾段平均壓強PkPa110.55121.4平均溫度TC118.301131.40平均密度氣相Pkg/m33.25083.7023液相773.2563763.6458平均流量氣相VSm/s0.67080.6159液相Lsm/s0.002440.00404實際塔板數(shù)31塊1516板間距Hrm0.50.5塔段的有效咼度Em77.5塔徑Dm11空塔氣速am/s0.950640.84223塔板液流型式單流型單流型溢流裝置溢流管型式堰長lwm0.70.7堰咼hwm0.04420.0368溢流堰寬度hom底隙高度m0.034860.02886板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm55

孔間距tmm1515孔數(shù)n個27552755開孔面積A2m0.53530.5353篩孔氣速Uom/s12.433711.41613塔板壓降△PpkPa0.67910.6596液體在降液管中的停留時間0s14.48938.744降液管清液層高度Hdm0.15110.1542液（霧）沫夾帶量kg液/kg氣0.007340.005847漏液點氣速UOMm/s5.826935.4372負荷上限Ls.maxm/s0.0070655.7037E-4負荷下限Ls.minn^/s0.0070655.3126E-4氣相最大負荷Vs,maxm/s1.173471.0235氣相最小負何Vs,minm/s0.302460.2771操作彈性3.883.70第三部分冷凝器的設計一、確定設計方案1、選擇換熱器的類型兩流體溫度變化情況：熱流體進口溫度110.783C,以飽和溫度流出換熱管；冷流體進口溫度30C，出口溫度70C。估計該換熱器的管壁溫和殼體壁溫之差較大，因此初步確定選用帶膨脹節(jié)的固定管板式式換熱器。2、流動空間及流速的確定為便于水垢清洗，應使循環(huán)水走管程，油品走殼程。選用巾25X2.5的碳鋼管，管流速取u=0.5m/s。二、確定物性數(shù)據(jù)1、定性溫度：可取流體進、出口溫度的平均值殼程流體的定性溫度為 ：Tm110.783C管程水的定性溫度為 ：tm遼衛(wèi)50C2根據(jù)定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關物性數(shù)據(jù)。2、殼程流體在110.783C下的有關物性數(shù)據(jù)如下：密 度：p1=778.561kg/m3定壓比熱容：Cp1=2.02345kJ/(kgY)導熱系數(shù) ：入1=0.113119W/(m?C)粘 度：a1=aDn=0.0002393Pa?s3、循環(huán)冷卻水在50C下的物性數(shù)據(jù):密度：p=988.1kg/m3定壓比熱容：Cp=4.174kJ/(kg)導熱系數(shù) ：入=0.648W/(m?C)粘度：卩=0.000549Pa?s三、熱計算負荷1、殼程液流量由精餾塔的設計計算可知：汽相摩爾流率：V=82.0307kmol/h塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量：Mh=92.25kg/kmol殼程液流量：nai=VXMVdm=7567.504kg/h=2.1021kg/s2、殼程流體的汽化潛熱根據(jù)已查得的汽相甲苯、乙苯在某些溫度下的汽化潛熱(如表),將其以T為x軸、r為y軸繪制出溫度-汽化潛熱兩條曲線(如圖)。故甲苯、乙苯純組分在本設計所涉及的溫度圍的汽化潛熱可用下式算得：表10汽化潛熱與溫度的關系溫度TC406080100120140160180甲苯KJ/kg402.1391379367.1354.2340.3325.5309.4乙苯390.1380.3370359.3347.9335.9323.2309.5圖8汽化潛熱與溫度的關系ooo109443ooooooooo87654321o333333333甲苯：r=-0.001T2—0.4373T+420.92乙苯：r=0.0008T—0.3999T+407.22由T=110.783C可計算出相應的汽化潛熱：rA-0.001110.7832-0.4373110.783 420.92 360.2017KJ/kgrB-0.0008110.7832-0.3999110.783407.22 353.0996KJ/kgrm0.9913360.2017(1-0.9913)353.0996 360.1399KJ/kg3、熱負荷熱負荷：Q=mxrm=2.1021x360.1399=757.0501KV(忽略熱損失)四、逆流平均溫差tm(T1t2)(T2ttm(T1t2)(T2t1)t2t1,110.78370 .In110.78330五、冷卻水用量冷卻水用量：ms 757.0501 4.5343kg/s4.174（7030）六、估算傳熱面積由于管程走水，殼程走冷凝液,總傳熱系數(shù)K=467?冷卻水用量：ms 757.0501 4.5343kg/s4.174（7030）六、估算傳熱面積由于管程走水，殼程走冷凝液,總傳熱系數(shù)K=467?814W/（m「C）,傳熱面積：S Q 757.0501103 21.5602m2Ktm60058.5222現(xiàn)取K=600W/（m考慮15%的面積裕度,S=1.15XS'=1.15X21.5346=24.7942m2七、換熱器的工藝結構尺寸1、 換熱管及管流速的選擇根據(jù)我國目前的系列標準，本設計固定管板式式換熱器選用管徑為巾25mrX2.5mm的碳鋼管，管流速取u=0.5m/s。2、 管程數(shù)和傳熱管數(shù)依據(jù)傳熱管徑和流速確定單程傳熱管數(shù)4Vsd2u4ms 44.5343d2u0.022 0.5988.130根按單程管計算，所需的傳熱管長度為LS24.7942d°n 0.0253010.523m（d。為管外徑）。顯然傳熱管過長，宜采用多管程結構，現(xiàn)取傳熱管長L=6m長L=6m則該換熱器管程數(shù)為NpL詈2，傳熱管總根數(shù)N=30X2=60（根）3、傳熱管排列和分程方法采用組合排列法，即每程均按正三角形排列，隔板兩側采用正方

形排列。取管心距t=1.25d。，則t=1.25x25=31.25?32(mm)橫過管束中心線的管數(shù)nc1.19,N1.19 6010(根)4、 殼體徑采用單管程結構，取管板利用率葉=0.7，則殼體徑為D1.05t化1.053210-3丿600.311m圓整可取D=400mm飛 V0.75、 折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體徑的 25%，則切去的圓缺高度為h=0.25x400=100mm取折流板間距B=0.3D,則B=0.3x400=120mm可取板間距B=150mm折流板數(shù)Nb罟熬40塊’折流板圓缺面水平裝配。6、接管殼程流體進出口接管：取接管流體流速為 u=2m/s,則接管徑為：d4ms14為：d4ms142.1021778.56120.0415m取標準管徑為45mm。為：d44.5343988.11管程流體進出口接管：取接管循環(huán)水流速 u=2為：d44.5343988.110.07644m取標準管徑為800mm八、換熱器核算1、熱量核算殼程對流傳熱系數(shù)對圓缺形折流板，可采用凱恩公式

TOC\o"1-5"\h\zi0.36」Rei0.55Pr1/3(—嚴de w因是正三角形排列所以當量直徑：de△(蟲t2-nd。2) 4—(蟲0.0322-n0.0252)0.0202mnd2 4n0.0252 4殼程流通截面積：SoiBD(1-d^)0.150.4(1-°^)0.013125m2t 0.032殼程流體流速及其雷諾數(shù)分別：U1So1ms1U1So1ms1So1 12.10210.013125778.5610.2057m/sVsuSomsSo4.53430.00942988.10.4871m/sVsuSomsSo4.53430.00942988.10.4871m/sRedu988.10.020.48710.00072513278.571 10000(湍流)普蘭特準數(shù)PrCp4.1741030.72510-34.670.648普蘭特準數(shù)：PrCp11 2.023451030.239310-3彳r 1 0.113119 .0.14粘度校正：1W778.561 0.020230.2057 13519.5654 10000(湍流)0.239310-011311Q10.36 13519.56540.554.2811/31612.3945W/(m2C)0.0202管程對流傳熱系數(shù)0.023—Re^Pr。4d管程流通截面積So-d2300.7850.022300.00942m24管程流體流速及其雷諾數(shù)分別

0.023064813278.571"4.670.4 2744.765W/(m20.023064813278.571"4.670.4 2744.765W/(m20.02C)傳熱系數(shù)K污垢熱阻RS=0.000344m2/W,R“=0.000172m2?C/W;管壁的導熱系數(shù)入=48W/(m「C)；dd 0.0225m。2TOC\o"1-5"\h\zK -—do cdo bd。戸 1R； Rs1 —dddm0.3442744.7650.020 1000363.872W/(m20.3442744.7650.020 1000363.872W/(m2C)0.0250.025 0.00250.0250.020 480.022503945傳熱面積S3S傳熱面積S3SQ757.050110Ktm363.87258.522235.5513m2該換熱器的實際傳熱面積Sp dSp doIN3.140.025(6-0.06)(60-10) 23.31m2,因S'P<S所以此串聯(lián)一個殼程，因此S=46.62m2該換熱器的面積裕度為：H匯46.62-35.5513 32.32%故傳熱S 35.5513面積裕度