甲苯-乙苯的精餾課程設(shè)計

1、<p><b>　　化工原理課程設(shè)計</b></p><p><b>　　學生姓名： </b></p><p><b>　　學 號： </b></p><p><b>　　年 級： </b></p><p>　　專 業(yè)：化學工程

2、與工藝</p><p>　　設(shè)計題目：甲苯-乙苯的精餾工藝</p><p>　　2012年 6月 1 日</p><p><b>　　第一部分</b></p><p><b>　　設(shè)計說明</b></p><p><b>　　一、設(shè)計名稱：</b><

3、;/p><p>　　甲苯-乙苯分離過程篩板精餾塔設(shè)計 </p><p><b>　　二、設(shè)計條件：</b></p><p>　　1、處理量： 28000 （噸/年）。</p><p>　　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%。</p><p>　　3、進料狀態(tài)： 冷液進料

4、</p><p>　　4、料液初溫 ： 20℃ </p><p>　　5、冷卻水的溫度： 30℃ </p><p>　　6、飽和蒸汽壓強：2.5Kgf/cm2(1Kgf/cm2=98.066)KPa</p><p>　　7、精餾塔塔頂壓強: 4 KPa(表壓)</p><p>　　8、單板壓降不大于 0.7 kPa

5、</p><p>　　9、總塔效率為 0.6 </p><p>　　10、分離要求：塔頂?shù)募妆胶坎恍∮?9%(質(zhì)量分數(shù)),塔底的 </p><p>　　甲苯含量不大于1%(質(zhì)量分數(shù))。</p><p>　　11、塔底加熱方式：再沸器</p><p>　　12、年開工時間： 7200 （小時）</p>

6、<p>　　13、完成日期： 2012年 6 月 1 日</p><p><b>　　三、設(shè)計說明書內(nèi)容</b></p><p><b>　　（一）、設(shè)計任務(wù)：</b></p><p>　　完成精餾塔的工藝設(shè)計；精餾塔設(shè)備設(shè)計；有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè) 計和選用；繪制工藝流程圖；塔板結(jié)構(gòu)

7、簡圖和塔板負荷性能圖； </p><p><b>　　編制設(shè)計說明書。 </b></p><p>　?。ǘ⑺墓に囉嬎?lt;/p><p>　　1、精餾塔的物料衡算………………………………………</p><p>　　a、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率………………… </p><

8、;p>　　b、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量………………</p><p>　　c、物料衡算 ………………………………………………</p><p>　　2、塔板數(shù)的確定……………………………………………</p><p>　　a、理論板層數(shù)的求取……………………………………</p><p>　　b、實際塔板數(shù)的求取…………………………

9、…………10</p><p>　　3、塔的操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 …………</p><p>　　a、操作壓力計算 ……………………………………… </p><p>　　b、操作溫度計算 ……………………………………… </p><p>　　c、平均摩爾質(zhì)量計算…………………………………… </p><p>

10、;　　d、平均密度計算………………………………………</p><p>　　e、液體平均表面張力計算………………………………</p><p>　　f、液體平均粘度計算 …………………………………</p><p>　　4、精餾塔的氣、液相負荷計算………………………</p><p>　　a、精餾段氣、液相負荷計算………………………………</p

11、><p>　　b、提餾段氣、液相負荷計算……………………………1（三）塔的結(jié)構(gòu)計算</p><p>　　1、精餾塔的塔體工藝尺寸計算…………………………</p><p>　　a、塔徑的計算………………………………………</p><p>　　b、精餾塔有效高度的計算…………………………</p><p>　　2、塔板主要工藝尺

12、寸的計算…………………………</p><p>　　a、溢流裝置計算……………………………………</p><p>　　b、塔板布置………………………………</p><p>　　（四）、塔板的流體力學驗算……………………………………</p><p>　　1 、塔板壓降 ……………………………………………25</p><p>

13、;　　2 、液面落差…………………………………………… </p><p>　　3 、液沫夾帶…………………………………………… </p><p>　　4、漏液……………………………………………</p><p>　　5 、液泛……………………………………………</p><p>　　（五）、塔板布置、塔板負荷性能圖………………………</p&

14、gt;<p>　　1、精餾段塔板負荷性能圖……………………………</p><p>　　2、提餾段塔板負荷性能圖………………………………</p><p>　　3、塔板布置 </p><p>　　（六）、附屬設(shè)備的設(shè)計</p><p><b>　　1 、冷凝器的設(shè)計</b></p>&

15、lt;p>　　a、確定設(shè)計方案 ……………………………………………39</p><p>　　b、確定物性數(shù)據(jù)…………………………………………… 39</p><p>　　c、計算熱負荷…………………………………………… 40</p><p>　　、殼程液流量……………………………………………</p><p>　　、殼程流體的汽化潛熱……

16、………………………………</p><p>　　、熱負荷………………………………</p><p>　　d、逆流平均溫差…………………</p><p>　　e、冷卻水用量 ………………………………………………41</p><p>　　f、估算傳熱面積 ……………………………………………42</p><p>　　g、換熱器的

17、工藝結(jié)構(gòu)尺寸……………………………………</p><p>　　h、換熱器核算 ………………………………………………43</p><p>　　i、換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果……………………… </p><p>　　2、再沸器的設(shè)計 </p><p>　　a、有關(guān)物性的確定………………………………………</p

18、><p>　　b、估算傳熱面積、初選換熱器型號………………………</p><p>　　c、傳熱能力核算 …………………………………………</p><p>　　3、接管規(guī)格：a進料管b回流管c塔釜出料管d </p><p>　　塔頂蒸汽出料管 e塔釜進氣</p><p>　?。ㄆ撸?、設(shè)計結(jié)果匯

19、總一覽表………………………</p><p>　?。ò耍?、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖</p><p>　?。ň牛?、繪制精餾塔或冷凝器的設(shè)備圖</p><p>　　（十）設(shè)計感想、設(shè)計評價</p><p><b>　?。ㄊ唬﹨⒖嘉墨I</b></p><p><b>　　第二部分</

20、b></p><p>　　1、精餾塔的物料衡算 a、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率</p><p>　　甲苯的摩爾質(zhì)量MA=92.13 kg/kmol</p><p>　　乙苯的摩爾質(zhì)量MB=106.16 kg/kmol</p><p>　　b、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　MF

21、=0.3306×92.13＋(1－0.3306)×106.16=101.5217 ㎏/kmol</p><p>　　MD=0.9913×92.13＋(1－0.9913)×106.16=92.2521 kg/kmol</p><p>　　MW=0.0115×92.13＋(1－0.0115)×106.16=105.9987 kg/km

22、ol</p><p><b>　　c、物料衡算</b></p><p>　　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W。</p><p><b>　　進料流量F=</b></p><p>　　聯(lián)立解得D=12.475 kmol/h , W=2

23、5.831 kmol/h</p><p>　　2、塔板數(shù)的確定 a、理論板層數(shù)NT的求取 </p><p>　　、甲苯、乙苯的溫度-組成</p><p>　　根據(jù)（A、B、C為Antoine方程常數(shù)由手冊已查得 如表1）求得一系列溫度下甲苯和乙苯的蒸氣壓、。</p><p

24、>　　再根據(jù)泡點方程和露點方程得到各組t-x(y)</p><p><b>　　數(shù)據(jù) </b></p><p>　　、確定操作的回流比R</p><p>　　由圖查的泡點溫度為110.8 ℃ </p><p>　　CM甲 =186.66kJ/(kmol r甲=33179.1kJ/(kmol)

25、 </p><p>　　CM乙=217.47kJ/(kmol) r乙=37485.1kJ/(kmol) </p><p>　　Cm平=Cm甲×x甲+Cm乙×x乙=207.28kJ/(kmoloc) </p><p>　　同理r平=36061.5kJ/(kmoloc)</p><p>　　q=1+

26、Cmp÷r（T-t）得 q=1.522</p><p>　　又α=PAO÷PBO=101.84÷48.35=2.106 </p><p>　　有yq = q÷（q-1）xq-xf÷(q-1) </p><p>　　y=αx÷｛1+(α-1)｝</p><p>　　得xe=0.

27、4265 ye=0.6104</p><p>　　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。</p><p>　　即：R=2Rm=4.1425</p><p>　　c、逐板計算法求理論板層數(shù)</p><p>　　精餾段操作線方程為：</p><p>

28、<b>　　提餾段操作線方程</b></p><p><b>　　相平衡方程xn=</b></p><p><b>　　q線為yq=</b></p><p>　　由得xq=0.39142</p><p>　　第一塊板上升的氣相組成 y1=xD=0.9918</p>

29、<p>　　第一塊板下降的液體組成x1=</p><p>　　同理y2=0.9837 x2=0.9663 y3=0.9712 x3=0.9412</p><p>　　y4=0.951 x4=0.902 y5=0.9194 x5=0.8442</p><p>　　y6=0.8728 x6=0.76

30、51 y7=0.809 x7=0.667</p><p>　　y8=0.7309 x8=0.5633 y9=0.6465 x9=0.464</p><p>　　y10=0.5672 x10=0.3836 </p><p>　　x10<xq 則第10塊為加板，第11塊上升氣相組成由提餾段 計算 y1

31、1=0.4978 x11=0.3200 y12=0.4148 x12=0.2518</p><p>　　y13=0.3257 x13=0.1867 y14=0.2403 x14=0.1306</p><p>　　y15=0.1672 x15=0.087 y16=0.1102 x16=0.0556</p><p>

32、;　　y17=0.069 x17=0.03405 y18=0.041 x18=0.0199</p><p>　　y19=0.0225 x19=0.0108<0.0115</p><p>　　則總理論塔板數(shù)NT=18－1=17塊（不含再沸器）。其中精餾段NT1=9塊，提餾段NT2=8塊，第10塊為加料板位置。</p><p>　　b、實際

33、塔板數(shù)Np的求取</p><p>　　精餾段：Np1=NT1/0.6=15，取Np1=15塊； </p><p>　　提留段：NP2=NT2/0.6=13.333；取Np2=14塊；</p><p>　　總塔板數(shù)：NP=Np1+Np2=29塊。</p><p>　　3、塔的操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算</p><p&g

34、t;　　a、操作壓力計算 塔頂操作壓力 ：PD＝101.3＋4= 105.3 kPa</p><p>　　每層塔板壓降 ：取△P＝0.7 kPa 進料板壓力 ：PF＝105.3＋0.7×15＝115.8 kPa</p><p>　　塔底操作壓力 ：PW＝115.8＋0.7×14＝125.6 kPa 精餾段平均壓力：Pm1＝

35、（105.3＋115.8）/2＝110.55 kPa</p><p>　　提餾段平均壓力：Pm2＝（115.8＋125.6）/2＝120.7 kPa</p><p><b>　　b、操作溫度計算 </b></p><p>　　查溫度-組成圖可得相應(yīng)溫度如下： 塔頂溫度 ：TD＝110.8 ℃ 進料板溫度 ：TF

36、＝124.55 ℃ </p><p>　　塔底溫度 ：TW＝135.9 ℃ 精餾段平均溫度 ：Tm1＝（110.783＋124.55）/2 = 117.67 ℃</p><p>　　提餾段平均溫度 ：Tm2＝（124.55＋135.9）/2 = 130.225 ℃</p><p>　　c、平均摩爾質(zhì)量計算 、塔頂平均摩爾質(zhì)量計算

37、 由y1=xD=0.9913,由平衡方程得x1=0.9819</p><p>　　、進料板平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　由 xF＝0.3306，由平衡方程得yF＝0.5098</p><p>　　、塔底平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　由 xW＝0.0115，由平衡方程得yW＝0.02391</p><p&g

38、t;　　、精餾段平均摩爾質(zhì)量 </p><p>　?、?、提餾段平均摩爾質(zhì)量 </p><p>　　d、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 </p><p><b>　　、液相平均密度計算</b></p><p>　　由于已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的密度，將其以T為x軸

39、、ρ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(shè)計所涉及的溫度范圍內(nèi)的密度可用下式求得： 甲苯ρA=-1.0245T＋892.00 ，</p><p>　　乙苯 ρB=-0.9521T＋889.84 </p><p>　　而液相平均密度用計算（ 式中表示質(zhì)量分數(shù)）。 </p><p>　　α、塔頂

40、液相平均密度的計算 由TD＝110.8℃ 得：</p><p>　　ρDA=-1.0245×110.8＋892.00=778.5028 kg/m3</p><p>　　ρDB=-0.9521×110.8＋889.84=784.3635 kg/m3 </p><p>　　β、進料板液相平均密度的計算 由TF＝124.

41、55℃ 得：</p><p>　　ρFA=-1.0245×125.55＋892.00=764.399 kg/m3</p><p>　　ρFB=-0.9521×125.55＋889.84=771.26 kg/m3 進料板液相的質(zhì)量分率 </p><p>　　γ、塔底液相平均密度的計算 由TW＝135.9 ℃ 得：</p&g

42、t;<p>　　ρWA=-1.0245×135.9＋892.00=752.77 kg/m3</p><p>　　ρWB=-0.9521×136.9＋889.84=761.3065 kg/m3 ε、精餾段液相平均密度</p><p>　　ρLm1=(ρDm＋ρFm)/2=（778.561＋768.33）=773.4455 kg/m3</p

43、><p>　　θ、精餾段液相平均密度 </p><p>　　ρLm2=(ρFm＋ρFWm)/2=（768.33＋761.22）=764.775 kg/m3</p><p>　　e、液體平均表面張力計算 </p><p>　　由于已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的表面張力（如表4），將其以T為x軸、σ為y軸分別繪制出甲苯、乙苯的溫度-表面

44、張力曲線圖（如圖4）。故甲苯、乙苯純組分在本設(shè)計所涉及的溫度范圍內(nèi)的表面張力可用下式求得： 甲苯 σA=-0.1053T＋30.095</p><p>　　乙苯 σB=-0.1016T＋31.046 </p><p>　　而液相平均表面張力用計算 </p><p>　　、塔頂液相平均表面張力的計算 由 T

45、D＝110.8℃ 得： σDA=-0.1053×110.8＋30.095=18.4296 mN/m </p><p>　　σDB=-0.1016×110.8＋31.046=19.7904 mN/m</p><p>　　σDm=0.9825×18.4296＋(1-0.9825)×19.7904=18.4534mN/m 、進料板液相平

46、均表面張力的計算 由TF＝124.55℃ 得：</p><p>　　σFA=-0.1053×124.55＋30.095=16.8465 mN/m</p><p>　　σFB=-0.1016×124.55＋31.046=18.2630 mN/m</p><p>　　σFm=0.3306×16.8465＋（1－0.3306）&

47、#215;18.2630=17.7947 mN/m</p><p>　　、塔底液相平均表面張力的計算 由 TW＝135.9℃ 得： σWA=-0.1053×135.9＋30.095=15.6707 mN/m </p><p>　　σWB=-0.1016×135.9＋31.046=17.1285 mN/m</p><p>

48、　　σWm=0.0115×15.6707＋(1-0.0115)×17.1285=17.1118 mN/m 、精餾段液相平均表面張力 σLm1=(σDm＋σFm)/2=（18.4534＋17.7947)/2=18.1241mN/m </p><p>　　5、提餾段液相平均表面張力 σLm2=(σFm＋σWm)/2=（17.7947＋17.1118)/2=17.45

49、32 mN/m</p><p>　　f、液體平均粘度計算 </p><p>　　圖4 </p><p>　　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σ為y軸分別繪制出甲苯、乙苯的溫度-粘度曲線圖（如圖5）。 </p><p>　　故甲苯、乙苯純組分在本設(shè)計所涉及

50、的溫度范圍內(nèi)的粘度可用下式算得：甲苯 ：μ=1.2×10-5T2－0.0046T＋0.6010</p><p>　　乙苯 ：μ=1.4×10-5T2－0.0053T＋0.6896 </p><p>　　液相平均粘度用lgμLm=Σxilgμi計算 </p><p>　　、塔頂液

51、相平均粘度的計算 由TD＝110.8℃ 得 ： μDA=1.2×10-5×110.7832－0.0046×110.8＋0.6010 </p><p>　　μDA=0.2387 mPa·s</p><p>　　μDB=1.4×10-5×110.7832－0.0053×110.8＋0.6896</p&g

52、t;<p>　　μDB=0.2743 mPa·s lgμDm=0.9825×lg(0.2387)＋(1-0.9825)×lg(0.2743) 解出μDm=0.2393 mPa·s ②、進料板液相平均粘度的計算 由TF＝124.55℃ 得 ： μFA=1.2×10-5×124.552－0.0046×124.55＋0.6010

53、</p><p>　　μFA= 0.2122 mPa·s</p><p>　　μFB=1.4×10-5×125.8172－0.0053×125.817＋0.6896</p><p>　　μFB= 0.2444 mPa·s lgμFm=0.3306×lg(0.2122)＋(1-0.3306)×

54、lg(0.2444) 解出μFm= 0.2332 mPa·s</p><p>　　、塔底液相平均粘度的計算 由TW＝135.9℃ 得 ： μWA=1.2×10-5×135.92－0.0046×135.9＋0.6010 </p><p>　　μWA=0.1961 mPa·s</p><p>　　μ

55、WB=1.4×10-5×135.922－0.0053×135.9＋0.6896</p><p>　　μWB=0.2263 mPa·s lgμWm=0.0115×lg(0.1961)＋(1-0.0115)×lg(0.2263) 解出μWm=0.2259 mPa·s</p><p>　　、精餾段液相平均粘度

56、 μLm1=(0.2393+0.2332)/2=0.2363 mPa·s</p><p>　?、?、提餾段液相平均粘度 </p><p>　　μLm2=(0.2332＋0.2259)/2=0.2296 mPa·s</p><p>　　4、精餾塔的氣、液相負荷計算</p><p>　　a、精餾段氣、液相負荷計算</p&

57、gt;<p>　　汽相摩爾流率：V=(R+1)×D=(4.1425+1)×12.475=64.1527kmol/h</p><p><b>　　汽相體積流量：</b></p><p><b>　　汽相體積流量：</b></p><p>　　液相回流摩爾流率：L=R×D=4.142

58、5×12。475=51.6777kmol/h</p><p><b>　　液相體積流量：</b></p><p><b>　　液相體積流量：</b></p><p>　　b、提餾段氣、液相負荷計算</p><p><b>　　汽相摩爾流率：</b></p>

59、<p><b>　　汽相體積流量</b></p><p><b>　　汽相體積流量</b></p><p><b>　　液相回流摩爾流率：</b></p><p><b>　　液相體積流量：</b></p><p><b>　　液相

60、體積流量：</b></p><p>　?。ㄈ⒕s塔的塔體工藝尺寸計算 a、塔徑的計算</p><p>　　、 精餾段塔徑的計算 </p><p>　　取板間距HT=0.50m，取板上清液層高度 ＝0.06m。</p><p><b>　　液氣動能參數(shù) ：</b></p><p>

61、　　查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得</p><p><b>　　負荷因子：</b></p><p>　　最大允空塔氣速： </p><p>　　取適宜空塔氣速：μ1=0.7μF1=0.95032 m/s</p><p>　　估算塔徑 ：，按標準塔徑圓整后取塔徑D＝1 m。</p><p>　　塔

62、截面積為 AT1=0.785D2=0.785×12=0.785 m2</p><p>　　②、 提餾段塔徑的計算 </p><p>　　取板間距HT=0.50m，取板上清液層高度 ＝0.06m。</p><p><b>　　液氣動能參數(shù) ：</b></p><p>　　查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得</p>

63、;<p><b>　　負荷因子：</b></p><p>　　最大允空塔氣速： </p><p>　　取適宜空塔氣速：μ2=0.7μF=0.84471m/s</p><p>　　估算塔徑 ：，為加工方便，圓整取，即上下塔段直徑保持一致.</p><p>　　塔截面積為 AT2=0.785D2=0.7

64、85×12=0.785 m2</p><p>　　表6 板間距與塔徑的關(guān)系⑤</p><p>　　（b）、精餾塔有效高度的計算 精餾段有效高度： Z精=( Np1-1)HT=(15-1) ×0.5=7 m 提餾段有效高度： Z提=( Np2-1)HT=(14-1) ×0.5=6.5 m 在進料板上方開一人孔H´T，其

65、高度為0.5 m 故精餾塔的有效高度Z =Z精＋Z提＋0.5=7＋6.5＋0.5=14 m</p><p>　　2、塔板主要工藝尺寸的計算 a、溢流裝置計算 </p><p>　　、精餾段溢流裝置計算 因塔徑D＝1 m，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： α、堰長： 取</p><p>　　β、溢流堰高度hw1

66、 </p><p>　　由；，根據(jù)液流收縮系數(shù)圖可查得液流收縮系數(shù)E1=1.031，對于平直堰，堰上液層高度hOW1可由Francis經(jīng)驗公式計算得：</p><p>　　hOW應(yīng)大于6mm，本設(shè)計滿足要求，板上清液層高度 ＝60mm ，故</p><p>　　β、弓形降液管寬度Wd1和截面積Af1 由查弓形降液管的參數(shù)圖得：

67、</p><p>　　液體在降液管中停留時間：</p><p>　　故降液管設(shè)計合理。 ε、降液管底隙高度ho1 取降液管底隙的流速則 （不宜小于0.02～0.025 m，滿足要求）</p><p>　　hW1-ho1=44.2-34.86=9.34 mm>6 mm故降液管底隙高度設(shè)計合理。 選用凹形受液盤，深度取=50mm。 <

68、/p><p>　?、?、提餾段溢流裝置計算 因塔徑D＝1 m，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： α、堰長： 取</p><p>　　β、溢流堰高度hw2 </p><p>　　由；，根據(jù)液流收縮系數(shù)圖可查得液流收縮系數(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：</p>&

69、lt;p>　　hOW應(yīng)大于6mm，本設(shè)計滿足要求 ，板上清液層高度 ＝60mm ，故</p><p>　　γ、弓形降液管寬度Wd2和截面積Af2 因=，塔徑D相同故Wd2=Wd1=0.11 m，Af2=Af1=0.07065 m2 液體在降液管中停留時間：故降液管設(shè)計合理。 ε、降液管底隙高度ho2 取降液管底隙的流速則 </p>

70、<p>　　(滿足要求） 故降液管底隙高度設(shè)計合理。 選用凹形受液盤，深度取=50mm。 </p><p><b>　　b、塔板布置 </b></p><p>　　、精餾段塔板布置 α、塔板的分塊 因D1≥800mm，故塔板采用分塊式。塔板分為3塊。</p><p>　

71、　表7 塔板分塊數(shù)與塔徑的關(guān)系</p><p>　　β、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：==0.06 m ；取無效邊緣區(qū)：Wc1=0.05 m。 γ、開孔區(qū)面積計算</p><p>　　開孔區(qū)面積Aa按計算 其中x1=D/2-(Wd1＋Ws1 )= 0.5-(0.11+0.06)=0.33 m r1 = D/

72、2-Wc1 =0.5-0.05=0.45 m 故 ε、篩孔計算及其排列 本設(shè)計所處理的物系無腐蝕性，可選用δ＝3 mm（一般的厚度為3～4mm）碳鋼板，取篩孔直徑 d01＝5 mm（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＝3 × 5＝15mm（通常采用2.5～5倍孔直徑的中心距） 。</p><p>

73、;　　篩數(shù)目： 開孔率為：（開孔率一般在5～15%之間,滿足要求）</p><p><b>　　每層塔板開孔面積：</b></p><p>　　氣體通過篩孔的氣速： </p><p>　　b、提餾段塔板布置 α、塔板的分塊 因D2≥800mm，故塔板采用分塊式。塔板分為3塊。</p><

74、;p>　　β、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：===0.06 m </p><p>　　取無效邊緣區(qū)：Wc2=Wc1=0.05 m γ、開孔區(qū)面積計算 </p><p>　　開孔區(qū)面積Aa2=Aa1=0.5353 m2 ε、篩孔計算及其排列 同樣選用δ＝3 mm碳鋼板，篩孔直徑 d02=d01＝5 mm，按正三角

75、形排列，孔中心距t為 t2=t1＝3d01＝3 × 5＝15mm。 篩孔數(shù)目：n2=n1=2755個 開孔率為： （滿足要求）</p><p><b>　　每層塔板開孔面積：</b></p><p>　　氣體通過篩孔的氣速：（四）篩板的流體力學驗算</p><p><b>　　1 、塔板壓降 &

76、lt;/b></p><p>　　a、精餾段的塔板壓降 、干板阻力hc1計算 干板阻力hc1由 計算 d01/δ＝5/3＝1.6667，由孔流系數(shù)圖查得孔流系數(shù)C01＝0.8011 故 ②、氣體通過板上液層的壓降</p><p>　　氣體通過有效流通截面積的氣速，對單流型塔板有：</p><p><b>　　動能因

77、子：</b></p><p>　　查充氣系數(shù)圖得充氣系數(shù)：（一般可近似?。?lt;/p><p>　　故 ③、液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由計算 </p><p>　?、堋怏w通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 氣體通過每層塔板的壓降為 ： </p><p>

78、;　?。M足工藝要求）。 </p><p>　　b、提餾段的塔板壓降 ①、干板阻力hc2計算 干板阻力hc2由 計算 d02／δ＝5／3＝1.6667，查得孔流系數(shù)C02＝0.8011 故 ②、氣體通過板上液層的壓降</p><p>　　氣體通過有效流通截面積的氣速，對單流型塔板有：</p><p><b>　　動能因子

79、：</b></p><p>　　查圖得充氣系數(shù)：（一般可近似取）。</p><p>　　故 ③、液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由計算 </p><p>　　④、氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 氣體通過每層塔板的壓降為 ：</p><p>　?。M足工藝要求

80、）。 2、 液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 3、 液沫夾帶 </p><p>　　液沫夾帶量可用式計算： </p><p><b>　　精餾段液沫夾帶量</b></p><p>　　提餾段液沫夾帶量: </p><p>　?。?/p>

81、驗算結(jié)果表明產(chǎn)生的霧沫夾帶量在本設(shè)計范圍內(nèi)允許） 4 、漏液 對篩板塔，漏液點氣速(下限氣速)uOM可由下式計算，即 </p><p>　　精餾段： 實際孔速uo1＝12.4337 m/s＞uOM1 穩(wěn)定系數(shù)為K1=uo1/uOM1=12.4337/5.82693=2.134>1.5</p><p><b&g

82、t;　　提餾段：</b></p><p>　　實際孔速uo2＝11.41613 m/s＞uOM2 穩(wěn)定系數(shù)為K2=uo2/uOM2=11.41613/5.4372=2.1>1.5</p><p>　?。ü试诒驹O(shè)計中無明顯漏液）。 5 、液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從Hd≤φ(HT+hW) 苯一甲苯物系屬一般物系，

83、取φ＝0.5，則 φ(HT+hW)=0.5×(0.50+0.04394)=0.27197 m 而Hd=hP+hL+Δ+hd，板上不設(shè)進口堰，本設(shè)計采用平直堰Δ=0，hd可由計算，即 精餾段： 故Hd1=0.08953+0.06+0.001527=0.1511 m液柱 。</p><p>　　提餾段： 故Hd2=0.08805+0.06+

84、0.00612=0.1542 m液柱 </p><p>　?。ㄎ澹?、塔板負荷性能圖</p><p>　　1、精餾段塔板負荷性能圖</p><p><b>　　、液相負荷上限線</b></p><p><b>　?、?lt;/b></p><p><b>　　、液相負荷下限

85、線</b></p><p>　　取平堰堰上液層高度m，。</p><p><b>　?、?lt;/b></p><p><b>　　、霧沫夾帶線</b></p><p><b>　　式中</b></p><p><b>　　代入數(shù)據(jù)得&l

86、t;/b></p><p><b>　　簡化得： </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：</p><p>　　依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線 ③</p><p><b>　　、液泛線</b></p>

87、;<p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：</p><p>　　依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線 ④</p><p>　?、?、漏液線（氣相負荷下限線）</p><p><b>　　漏液點氣速</b></p><p><b>　

88、　，整理得：</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：</p><p>　　依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線 ⑤</p><p><b>　　⑥、操作彈性</b></p><p><b>　　操作氣液比 <

89、;/b></p><p>　　操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負荷與氣相允許最小負荷之比，即：</p><p><b>　　操作彈性=</b></p><p>　　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）</p><p>　　2、提餾段塔板負荷性能圖</p><p>

90、;<b>　　、液相負荷上限線</b></p><p><b>　?、?lt;/b></p><p><b>　　、液相負荷下限線</b></p><p>　　取平堰堰上液層高度m，。</p><p><b>　?、?lt;/b></p><p&g

91、t;<b>　　、霧沫夾帶線</b></p><p><b>　　式中</b></p><p><b>　　代入數(shù)據(jù)得</b></p><p><b>　　簡化得： </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：<

92、;/p><p>　　依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線 ③</p><p><b>　　、液泛線</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：</p><p>　　依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線 ④<

93、;/p><p>　　⑤、漏液線（氣相負荷下限線）</p><p><b>　　漏液點氣速</b></p><p><b>　　，整理得：</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：</p><p>　　依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線

94、 ⑤</p><p>　　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）</p><p><b>　　6、操作彈性</b></p><p><b>　　操作氣液比 </b></p><p>　　操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負荷與氣相允

95、許最小負荷之比，即：操作彈性=</p><p><b>　　圖 6</b></p><p>　　九、精餾塔的設(shè)計計算結(jié)果匯總一覽表</p><p><b>　　第三部分</b></p><p><b>　　冷凝器的設(shè)計</b></p><p>　　一、確

96、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 ： 管程水的定性溫度為 ： 根據(jù)定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關(guān)物性數(shù)據(jù)。 2、殼程流體在110.783℃下的有關(guān)物性數(shù)據(jù)如下： 密 度　 ： ρ1= 778.561 kg/m3 定壓比熱容 ： cp1= 2.02345 kJ/(kg·℃) 導熱系數(shù)　 ： λ1= 0.113119 W

97、/(m·℃) 粘 度　 ： μ1=μDm=0.0002393 Pa·s 3、循環(huán)冷卻水在50℃下的物性數(shù)據(jù)： 密 度　 ：ρ=988.1 kg/m3 定壓比熱容 ：cp=4.174 kJ/(kg·℃) 導熱系數(shù)　 ：λ=0.648 W/(m·℃) 粘 度　 ：μ=0.000549 Pa·s三、熱計算負荷 1、殼程液流量</p

98、><p>　　由精餾塔的設(shè)計計算可知：</p><p>　　汽相摩爾流率：V=82.0307 kmol/h </p><p>　　塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量：MVDM=92.25 kg/kmol</p><p>　　殼程液流量 ：ms1=V×MVDM=7567.504 kg/h =2.1021 kg/s</p><p>

99、;　　2、殼程流體的汽化潛熱</p><p>　　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(shè)計所涉及的溫度范圍內(nèi)的汽化潛熱可用下式算得：</p><p>　　甲苯 ：r=-0.001T2－0.4373T＋420.92</p><p>　　乙苯 ：r=0.0008T

100、2－0.3999T＋407.22 </p><p>　　由T=110.783 ℃可計算出相應(yīng)的汽化潛熱： </p><p><b>　　3、熱負荷</b></p><p>　　熱負荷：Q=ms1×rm=2.1021×360.1399=757.0501 KW（忽略熱損失）</p><p><b

101、>　　逆流平均溫差</b></p><p><b>　　五、冷卻水用量</b></p><p><b>　　六、估算傳熱面積</b></p><p>　　由于管程走水，殼程走冷凝液，總傳熱系數(shù)K=467～814 W/（m2·℃），現(xiàn)取K=600 W/（m2·℃）</p>

102、<p><b>　　傳熱面積：</b></p><p>　　考慮 15％的面積裕度，S=1.15×S′=1.15×21.5346=24.7942 m2。</p><p>　　換熱器的工藝結(jié)構(gòu)尺寸</p><p>　　1、換熱管及管內(nèi)流速的選擇</p><p>　　根據(jù)我國目前的系列標準，本設(shè)

103、計固定管板式式換熱器選用管徑為ф25mm×2.5mm的碳鋼管，管內(nèi)流速取u=0.5 m/s。</p><p>　　2、管程數(shù)和傳熱管數(shù) 依據(jù)傳熱管內(nèi)徑和流速確定單程傳熱管數(shù) 根 按單程管計算，所需的傳熱管長度為 （do為管外徑）。顯然傳熱管過長，宜采用多管程結(jié)構(gòu)，現(xiàn)取傳熱管長L=6 m，則該換熱器管程數(shù)為，傳熱管總根數(shù) N=30×2=60(根)</p><

104、;p>　　3、傳熱管排列和分程方法 采用組合排列法，即每程內(nèi)均按正三角形排列，隔板兩側(cè)采用正方形排列。取管心距t=1.25 do，則t=1.25×25=31.25≈32(mm) 橫過管束中心線的管數(shù) 4、殼體內(nèi)徑 采用單管程結(jié)構(gòu)，取管板利用率η＝0.7，則殼體內(nèi)徑為 圓整可取D＝400 mm 5、折流板 采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的25％，則切去的圓缺高

105、度為h＝0.25×400＝100 mm；取折流板間距B＝0.3D，則B＝0.3×400＝120 mm，可取板間距B=150 mm；折流板數(shù)，折流板圓缺面水平裝配。 6、接管 殼程流體進出口接管：取接管內(nèi)流體流速為 u＝2 m/s，則接管內(nèi)徑為：取標準管徑為 45 mm。 管程流體進出口接管：取接管內(nèi)循環(huán)水流速 u＝2 m/s，則接管內(nèi)徑為：</p><p>　　取標

106、準管徑為 800 mm八、換熱器核算</p><p>　　1、熱量核算 ①殼程對流傳熱系數(shù) 對圓缺形折流板，可采用凱恩公式</p><p>　　因是正三角形排列所以當量直徑： 殼程流通截面積：</p><p>　　殼程流體流速及其雷諾數(shù)分別：</p><p>　　普蘭特準數(shù)： 粘度校正： </p>

107、<p><b>　?、诠艹虒α鱾鳠嵯禂?shù)</b></p><p>　　管程流通截面積 管程流體流速及其雷諾數(shù)分別</p><p><b>　　普蘭特準數(shù)</b></p><p><b>　?、蹅鳠嵯禂?shù)K</b></p><p>　　污垢熱阻Rs=0.000344

108、 m2·℃/W , Rs1=0.000172 m2·℃/W；管壁的導熱系數(shù)λ=48 W/(m·℃)；。</p><p><b>　　④傳熱面積S</b></p><p>　　該換熱器的實際傳熱面積Sp</p><p>　　,因S´p<S所以此串聯(lián)一個殼程，因此Sp=46.62 m2 該換熱器

109、的面積裕度為：故傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產(chǎn)任務(wù)。 2、換熱器內(nèi)流體的流動阻力 ①管程流動阻力</p><p>　　管程總壓力降，其中污垢校正系數(shù)取Ft=1.4；管程數(shù)Np=2；串聯(lián)殼程數(shù)Ns=2。 由Re＝13278.571，傳熱管相對粗糙度0.01/20＝0.005，查莫狄圖得λ＝0.032 W/m·℃。</p><p><b>　　直管阻力

110、</b></p><p><b>　　局部阻力</b></p><p>　　管程流動阻力在允許范圍之內(nèi)。 ②殼程阻力 流體流經(jīng)管束的阻力用計算：</p><p>　　F=0.5，nc=10，NB=40，u1=0.2057</p><p><b>　　摩擦系數(shù)</b>

111、</p><p>　　流體流過折流板缺口的阻力</p><p>　　B=0.15，D=0.4，F(xiàn)s=1.15</p><p>　　，殼程流動阻力也能接受。</p><p>　　換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果 </p><p><b>　　第四部分</b></p><p&

112、gt;<b>　　再沸器的設(shè)計</b></p><p><b>　　有關(guān)物性的確定</b></p><p>　　若把再沸器當作一層理論板，且認為壓降與壓力損失近視相等則其操作壓力P=127 kPa（與塔釜相等），在此溫度下乙苯的液態(tài)與氣</p><p>　　計算此溫度下的乙苯的物性：</p><p>

113、;　　液態(tài)密度ρL=ρWm= 759.34 Kg/m3</p><p>　　蒸汽密度ρV=ρVm2=3.7023 Kg/m3</p><p>　　液態(tài)粘度μL=μWm= 0.2259 mPa·s</p><p>　　蒸汽粘度μV=0.0237×136.2＋5.8236=9.0515 mPa·s</p><p>　

114、　液態(tài)比熱容CpL=0.0037×136.2+1.6353=2.13924 KJ/(kg·℃)</p><p>　　液態(tài)導熱系數(shù)λL=-0.2559×136.2+136.88=0.1020 W/(m·℃)</p><p>　　表面張力σ=-0.1016×136.2＋31.046=17.2081 mN/m</p><p&g

115、t;　　液體蒸氣壓曲線的斜率</p><p>　　比氣化焓ΔhV≈r=-0.5545×136.2＋414.13=338.6071KJ/kg</p><p>　　液體的臨界壓力Pc=4107.715 Kpa</p><p>　　因為618.28Kpa下加熱用的水蒸汽的飽和溫度為ts=160℃，此溫度下水蒸汽的物性數(shù)據(jù)如下：</p><p&

116、gt;　　液態(tài)粘度為μL水=0.173 mPa·s</p><p>　　汽化潛熱為r=2087.1 KJ·kg</p><p>　　液態(tài)密度ρL水=907.4 kg/m3</p><p>　　蒸汽密度ρV水=3.252 kg/m3</p><p>　　液態(tài)導熱率λL水=0.683 W/(m·℃) </p&

117、gt;<p>　　估算傳熱面積、初選換熱器型號</p><p><b>　　1、熱負荷Q</b></p><p>　　顯熱加熱段熱負荷Q1</p><p><b>　　蒸發(fā)量</b></p><p>　　設(shè)出口氣化率x=0.1（有機液體一般在0.1～0.25左右）；由于壓力變化引起液體

118、沸點溫度的變化，設(shè)為Δt=2℃</p><p><b>　　蒸發(fā)段熱負荷Q2</b></p><p>　　熱負荷Q=Q1+Q2=898.7203 KW</p><p><b>　　傳熱溫差</b></p><p>　　3、假設(shè)K值，估算傳熱面積</p><p><b&g

119、t;　　假設(shè)K值：</b></p><p>　　因有機物走管程且μL= 0.2259 mPa·s<0.5 mPa·s，水蒸汽走 殼程，其傳熱系數(shù)由經(jīng)驗值可知其傳熱系數(shù)K在582～1193 W/(m2/K),現(xiàn)假設(shè)K=1000 W/(m2/K)。</p><p><b>　　估算傳熱面積</b></p>

120、;<p><b>　　4、初選再沸器</b></p><p>　　管規(guī)格 φ25×2 管長 L=3 m</p><p>　　計算管數(shù) 中心距 t=32 mm</p><p>　　采用正方角形排列，中心線管束：</p><p><b>　　計算殼徑 </b&

121、gt;</p><p>　　圓整 取D=600 mm (長徑比L/D=5在4～6之間,合理) </p><p>　　管程流體進、出口接管：取接管內(nèi)流體流速 u＝1 m/s，則接管內(nèi)徑為：，取標準管徑 70 mm。</p><p><b>　　三、傳熱能力核算</b></p><p>　　1、確定顯熱段傳熱系

122、數(shù)KL</p><p>　　計算顯熱段管內(nèi)傳熱系數(shù)αi</p><p><b>　　釜液循環(huán)質(zhì)量流量：</b></p><p><b>　　管內(nèi)流通截面積：</b></p><p><b>　　管內(nèi)總質(zhì)量流速：</b></p><p><b>

123、　　管內(nèi)流體流速：</b></p><p>　　(在0.5～1.5 m/s內(nèi)說明假設(shè)氣化率合理)</p><p><b>　　殼程對流傳熱系數(shù)α</b></p><p>　　整個過程由熱量衡算Q=msr得</p><p><b>　　水蒸汽用量:</b></p><p

124、><b>　　冷凝負荷：</b></p><p><b>　　雷諾數(shù)：</b></p><p>　　計算顯熱段傳熱系數(shù)KL</p><p>　　查得管金屬的導熱系數(shù)λ′=45 W/(m·K)</p><p>　　乙苯液體的污垢熱阻Rs1=1.7197×10-4 m2

125、83;K/W</p><p>　　水蒸汽的污垢熱阻Rs2=0.8598×10-4 m2·K/W</p><p>　　2、蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE的計算</p><p>　　將蒸發(fā)段分為兩部分即兩相對流曲和核狀沸騰區(qū)</p><p>　　兩相區(qū)傳熱系數(shù)K1的計算</p><p>　　a.兩相區(qū)平均密度的計

126、算</p><p>　　兩相區(qū)的平均密度以出口氣化率的三分之一計算</p><p>　　b.核狀沸騰給熱系數(shù)</p><p>　　c.液相對流給熱系數(shù)</p><p>　　d.計算強制對流修正因子</p><p>　　e.核狀沸騰抑制因子S</p><p><b>　　兩相流 <

127、/b></p><p>　　f.兩相區(qū)沸騰給熱系數(shù)</p><p>　　g.校核兩相區(qū)的熱流密度</p><p>　　計算允許最大熱流密度為</p><p>　　h.兩相區(qū)傳熱系數(shù)K1的計算</p><p>　　因傳熱系數(shù)與給熱系數(shù)相差不大為計算方便此設(shè)計取： </p><p>