精馏热量衡算精馏塔设计全塔效率操作弹性法论文20211

1、摘摘要要 本次设计是针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计 过程。我们对此塔进行了工艺设计，包括它的进出口管路的计算，画出了塔板负荷性能图，并对设计结 果进行了汇总。 此设计的精馏装置包括精馏塔，再沸器，冷凝器等设备，热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分 气化与部分冷凝进行精馏分离，由塔顶产品冷凝器中的冷却介质将余热带走。本文是精馏塔及其进料预 热的设计，分离摩尔分数为 0.42 的苯甲苯溶液，使塔顶产品苯的摩尔含量达到 98%，塔底釜液摩尔 分数为 3.5%。 综合工艺操作方便、经济及安全等多方面考虑，本设计采用了筛板塔对苯-甲苯进行分离提纯，塔 板为碳

2、钢材料，按照逐板计算求得理论板数为 14。根据经验式算得全塔效率为 53.72%。塔顶使用全凝 器，部分回流。精馏段实际板数为 14，提馏段实际板数为 14。实际加料位置在第 15 块板。精馏段弹性 操作为 3.02,提馏段操作弹性为 3.12。全塔塔径为 1.4m。通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体 力学验算，均在安全操作范围内。确定了操作点符合操作要求。 关键词：关键词：苯-甲苯、精馏、热量衡算、精馏塔设计、全塔效率、操作弹性 第一章第一章绪绪论论 筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。它的出现仅迟于泡罩塔 20 年左右，当初它长期被认为操作不易稳定，在本世纪

3、 50 年代以前，它的使用远不如泡罩塔普遍。其 后因急于寻找一种简单而价廉的塔型，对其性能的研究不断深入，已能作出比较有把握的设计，使得筛 板塔又成为应用最广的一种类型。 1.11.1 精馏流程设计方案的确定精馏流程设计方案的确定 本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用气 液混合物进料，将原料液通过预热器加热至温度后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝 液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分作为塔顶产品冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回 流比较小，故操作回流比取最小回流比的 1.45 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储

4、 罐。流程参见附图。 1.21.2 设计思路设计思路 在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的 部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置 包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不 同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是筛板式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分 汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在 此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程

5、 中除用 泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使 设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。 1.2.11.2.1 精馏方式的选定精馏方式的选定 本设计采用连续精馏操作方式，其特点是：连续精馏过程是一个连续定态过程，能小于间歇精馏过 程，易得纯度高的产品。 1.2.21.2.2 加热方式加热方式 本设计采用间接蒸汽加热，加热设备为再沸器。本设计不易利用直接蒸汽加热，因为直接蒸汽的加 入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定前提下，釜液浓度相应降 低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求，从而又增加了生产的费用，

6、但也增加了间接加热设备。 1.2.31.2.3 操作压力的选取操作压力的选取 本设计采用常压操作，一般，除了热敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，循环水将 馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。在化工设计中有很多加料状态，这次设计中采用气液混合物 进料 q=0.96。 1.2.41.2.4 回流比的选择回流比的选择 对于一般体系最小回流比的确定可按常规方法处理，但对于某些特殊体系，如乙醇水体系则要特殊 处理，该体系最小回流比 rmin的求取应通过精馏段操作线与平衡线相切得到。而适宜回流比 r 的确定， 应体现最佳回流比选定原则即装置设备费与操作费之和最低,一般经验值为 r=(1.1-

7、2.0)rmin. 1.2.51.2.5 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 塔顶选用全凝器，塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。 1.2.61.2.6 板式塔的选择板式塔的选择 板式塔工艺尺寸设计计算的主要内容包括：板间距、塔径、塔板型式、溢流装置、塔板布置、流体 力学性能校核、负荷性能图以及塔高等。其设计计算方法可查阅有关资料。塔板设计的任务是:以流经 塔内气液的物流量、操作条件和系统物性为依据，确定具有良好性能（压降小、弹性大、效率高）的塔 板结构与尺寸。塔板设计的基本思路是：以通过某一块板的气液处理量和板上气液组成，温度、压力等 条件为依据，

8、首先参考设计手册上推荐数据初步确定有关的独立变量，然后进行流体力学计算，校核其 是否符合所规定的范围，如不符合要求就必须修改结构参数，重复上述设计步骤直到满意为止。最后给 制出负荷性能图，以确定适宜操作区和操作弹性。塔高的确定还与塔顶空间、塔底空间、进料段高度以 及开人孔数目的取值有关，可查资料。 第二章第二章精馏塔工艺设计计算精馏塔工艺设计计算 2.12.1 物料衡算物料衡算 2.1.12.1.1 塔的物料衡算塔的物料衡算 （1）苯的摩尔质量： a m= 78.11/kg kmol 甲苯的摩尔质量： b m= 92.13/kg kmol （2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量： d m=

9、 0.9878.11+ (1- 0.98)92.13 = 78.39kg / kmol f m= 0.4278.11+ (1- 0.45)92.13 = 86.24kg / kmol w m= 0.03578.11+ (1- 0.035)92.13 = 91.64kg / kmol （3）物料衡算 总物料衡算： d+ w= f 即 （1） d + w = 100 易挥发组分物料衡算： dwf dx+ 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/ h 2.22.2 物系常数的求解物系常数

10、的求解 2.2.12.2.1 温度的求温度的求解解 表表 2-12-1 苯苯甲苯平衡数据甲苯平衡数据1 1（p=101.325kpa） 温度 t/ 液相中苯的摩尔 分数 x% 气相中苯的摩尔 分数 y% 温度 t/ 液相中苯的摩尔 分数 x% 气相中苯的摩 尔分数 y% 109.911.002.590.1155.075.5 108.793.007.1180.8060.079.1 107.615.0011.287.6365.082.5 105.0510.020.886.5270.085.7 102.7915.029.485.4475.088.5 100.7520.037.284.4080.091

11、.2 98.8425.044.283.3385.093.6 97.1330.050.782.2590.095.9 95.5835.056.681.1195.098.0 94.0940.061.980.6697.098.8 92.6945.066.780.2199.099.61 91.4050.071.380.10100.0100.0 利用上表中的数据，用数值插值法确定。, fdw ttt od d t- 80. 6680. 21- 80. 66 塔顶温度：=t=80. 44 c 99. 0- 97. 098. 0- 97. 0 of f t- 92. 6994. 09- 92. 69 进料板上

12、温度：=t=93. 53 c 40- 4542- 45 ow w t- 108. 79107. 61- 108. 79 塔底温度：=t=108. 50 c 5. 00- 3. 003. 50- 3. 00 1 ofd t+t93. 53+80. 44 精馏段平均温度：t =86. 99 c 22 2 ofw t+t93. 53+108. 50 提馏段平均温度：t=101. 01 c 22 2.2.22.2.2 气相组成的求解气相组成的求解 根据所求温度，利用表 2-1，采用插值法求得各气相组成： dfw y 、y 、y 塔顶气相组成： d d 80. 21- 80. 6680. 44- 80.

13、 66 =y =99. 20% 99. 61- 98. 8100y - 98. 8 利用表 2-1 直接查得进料板处气相组成： f f 94. 09- 92. 6993. 53- 92. 69 =y =63. 82% 31. 9- 66. 7100y - 66. 7 塔底气相组成 w w 107. 61- 108. 79108. 50- 108. 79 ：=y =8. 12% 11. 2- 7. 11100y - 7. 11 2.2.32.2.3 平均分子式量的求解平均分子式量的求解 物料相对平均分子量： df 1 df 1 l1 v1 x +x0. 98+0. 42 精馏段平均液相组成：x

14、=0. 70=70% 22 y +y99. 20%+63. 82% 精馏段平均气相组成：y =0. 8295=81. 51% 22 精馏段液相平均分子量: m =0. 715 78. 11+ （1- 0. 715）92. 13=8 2. 106kg/ km ol 精馏段气相平均分子量: m =0. 8295 78. 11+ （1- 0. 8295）92. 13 =80. 501kg/ km o 2 2 2 2 wf wf l x +x0. 035+0. 42 提馏段平均液相组成：x =x =0. 2275=22. 75% 22 y +y8. 12%+66. 70% 提馏段平均气相组成y =y

15、=37. 41% 22 l2 v2 提馏段液相平均分子量：m =0. 2425 78. 11+ （1- 0. 2425）92. 13 =88. 73kg/ km ol 精馏段气相平均分子量：m =0. 3741 78. 11+ （1- 0. 3741）92. 13 =86. 89kg/ km ol 2.2.42.2.4 物系中苯的质量分数的求解物系中苯的质量分数的求解 塔体主要部位液相组成中苯的质量分数的计算： 设苯的质量分数为 m%,其相应液相的摩尔分率为 x， m 7811x 78. 11 x =整理得：m= m100- m 92. 13- 14. 02x + 78. 1192. 13 分

16、别把带入求得： dfw x =0. 98，x =0. 42，x =0. 035 液相中苯的质量分数为 dff =0. 9765，=0. 4096，=0. 0298 2.2.52.2.5 物系密度的求解物系密度的求解 表表 2-22-2 苯苯- -甲苯密度甲苯密度1 1 t o 温度 /c8090100110120 3 la kg/ m/ 815803.9792.5780.3768.9 3 lb kg/ m/ 810800.2790.3780.3770.0 利用上表中数据利用数值差值法确定进料温度，塔顶温度，塔底温度下的苯与乙醇 f t d t w t 的密度： 1 3 d ad ad o t=

17、80. 44 c 90- 8090- 80. 44 =814. 39kg/ m(塔顶液相组成中苯的密度) 803. 9- 815803. 9- 3 bd bd 90- 8090- 80. 44 =809. 57kg/ m(塔顶液相组成中甲苯的密度) 800. 2- 810800. 2- 3 d d 10. 97651- 0. 9765 =+=814. 395kg/ m(塔顶混合液体的密度) 814. 51809. 57 3 f af af o t=92. 69 c 100- 90100- 92. 69 =799. 87kg/ m(加料板温度下混合液中苯的密度) 792. 5- 803. 979

18、2. 5- 3 bf bf 100- 90100- 92. 69 =796. 70kg/ m(加料板温度下液相中甲苯的密度) 790. 3- 800. 2790. 3- 3 f f 10. 40961- 0. 4096 =+=798. 085kg/ m(加料板处混合液的密度) 800. 83797. 54 o 3 aw aw t=108. 50 c w 110- 100110- 108. 50 =782. 13kg/ m(塔底液相中苯的密度) 780. 3- 729. 5780. 3- 3 bw bw 110- 100110- 108. 50 =781. 80kg/ m(塔底混合液中甲苯的密度

19、) 780. 3- 790. 3780. 3- 3 w w 10. 02981- 0. 0298 =+=781. 81kg/ m(塔底混合液的密度) 782. 13781. 80 3df l1 精馏段液相平均密度： +798. 882+814. 395 =806. 639kg/ m 22 3fw l2 提馏段液相平均密度: +798. 883+781. 81 =789. 94kg/ m 22 2.2.62.2.6 物系表面张力的求解物系表面张力的求解 表表 2-32-3 苯苯- -甲苯的表面张力甲苯的表面张力1 1 t o 温度 /c 8090100110120 a / (mn/ m) 21.

20、2720.0618.8517.6616.49 b / (mn/ m) 21.6920.5919.9418.4117.31 利用上表采用插值法求得： -3 d ad ad o t=80. 44 c 90- 8090- 80. 44 =21. 22 10 m n/ m (塔顶液相组成中苯的表面张力) 20. 06- 21. 2720. 06- -3 bd bd 90- 8090- 80. 44 =21. 64 10 m n/ m (塔顶液相组成中甲苯的表面张力) 20. 59- 21. 6920. 59- -3 m dad adbdad 塔顶温度下液相的表面张力： =x+(1- x ) =21.

21、23 10 m n/ m 3 / mmn f af af o t=92. 69 c 100- 90100- 92. 69 =19. 73 10(加料板温度下混合液中苯的表面张力) 18. 85- 20. 0618. 85- 3 / m - bf bf mn 100- 90100- 92. 69 =20. 42 10(加料板温度下液相中甲苯的表面张力) 19. 94- 20. 5919. 94 -3 m fafafbfaf 进料版温度下液相的平均表面张力： =x+(1- x ) =20. 11 10 m n/ m 3 / m o mn aw aw t=108. 50 c w 110- 10011

22、0- 108. 50 =17. 84 10(塔底混合液中苯的表面张力) 17. 66- 18. 8517. 66- 3 / m - mn bw bw 110- 100110- 108. 50 =18. 69 10(塔底混合液中甲苯的表面张力) 18. 41- 19. 9418. 46 3 / m mwawawbwaw mn 塔底液相的平均表面张力： =x+(1- x) =18. 66 10 33 120.67 10/ mdmf mmnm 精馏段液相平均表面张力： +21. 2320. 11 =10= 22 -3-3m fm w m 2 提馏段液相平均表面张力: +20. 11+18. 66 =

23、 10=19. 39 10 m n/ m 22 2.2.72.2.7 相对挥发度的求解相对挥发度的求解 aa dd bb aa ff bb aa ww bb 1 df 2 fw y / x =() =2. 53 y / x y / x =() =2. 44 y / x y / x =() =2. 44 y / x 精馏段平均相对挥发度： =2. 49 提馏段平均相对挥发度：=2. 44 全塔平均相对=2.48 w d 挥发度： 2.32.3 板数的确定板数的确定 2.3.12.3.1 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 气液相平衡方程为： 2.48 1(1)1(2.481

24、) xx y xx 进料线方程为： f xq0. 960. 45 y =x-=x-=-24x+11. 25 q- 1q- 10. 96- 10. 96- 1 联立两方程求得交点 e 的坐标为: ee x =0. 4412,y =0. 6612 de m i n ee x - y0. 98- 0. 6612 r =1. 4491 y - x0. 6612- 0. 4412 分析一定板数下的最小回流比可得： 表表 2-42-4 ntr 122.855 132.463 142.188 152.029 161.869 171.782 181.710 191.652 201.609 作图可得： r=1.

25、45rmin=1.51.416=2.101取操作回流比为 2.3.22.3.2 理论板数的求解理论板数的求解 精馏段操作线方程为： f n+1nn xr y=x +=0. 6775x +0. 3160 r+1r+1 提馏段操作线方程为： w n+1nn (f- d )xr d+qf y=x -=1. 4242x - 0. 0148 (r+1)d-(1- q)f(r+1)d-(1- q)f 气液平衡线方程为： x2. 48x y = 1+(- 1)x1+(2. 48- 1)x 采用逐板法求解得： 表表 2-52-5 塔板气液相组成塔板气液相组成 板上液相组成板上气相组成 x10.9518 y10

26、.9800 x20.9084 y20.9609 x30.8457 y30.9315 x40.7635 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 精馏段理论板数为七，第八块板为加料板，全塔板数为十五（包括塔

27、底再沸器） 2.3.32.3.3 物系黏度的求解物系黏度的求解 表表 2-62-6 苯苯- -甲苯的黏度甲苯的黏度1 1 t o 温度 /c8090100110120 a / cp 0.3080.2790.2550.2330.215 / cp b0.3110.2860.2640.2450.228 d ad ad o t=80. 44 c 90- 8080. 44- 80 =0. 307cp=0. 307m p. s(塔顶液相组成中苯的黏度) 0. 279- 0. 308 - 0. 308 = bd bd 90- 8080. 44- 80 =0. 310cp 0. 310m p. s(塔顶液相组

28、成中甲苯的黏度) 0. 286- 0. 311 - 0. 311 塔顶液相的黏度： dad adbdad =x+(1- x ) =0. 307cp=0. 307m p. s f af af o t=92. 69 c 100- 9092. 69- 90 =0. 273cp=0. 273m p. s(加料板出液相组成中苯的黏度) 0. 255- 0. 279 - 0. 279 bd bf 100- 9092. 69- 90 =0. 280cp=0. 280m p. s(加料板液相组成中甲苯的黏度) 0. 264- 0. 286 - 0. 286 加料板出液相的黏度： fafafbfaf =x+(1

29、- x ) =0. 277cp=0. 277m p. s w aw aw o t=108. 50 c 110- 100108. 50- 100 =0. 236cp=0. 236m p. s(塔底液相组成中苯的黏度) 0. 233- 0. 255- 0. 255 bw bw 110- 100108. 50- 100 =0. 248cp=0. 248m p. s(塔底液相组成中甲苯的黏度) 0. 245- 0. 264- 0. 264 塔底液相的黏度： waw awbwaw =x+(1- x ) =0. 247cp=0. 247m p. s 精馏段液相平均黏度： df 1 + =0. 292cp=

30、0. 292m p. s 2 提馏段液相平均黏度： 2 fw + =0. 262cp=0. 262m p. s 2 全塔液相平均黏度： w d + =0. 277cp=0. 277m p. s 2 2.3.42.3.4 实际板数的求解实际板数的求解 精馏段效率： 1 1 -0. 245 t1 e =0. 49()100%=52. 98% 提馏段效率： 2 2 -0. 245 t2 e =0. 49()100%=54. 68% 全塔效率： -0. 245 t e =0. 49()100%=53. 72% 精馏段实际板数： t1 7 =13. 2,取14块 e 提馏段实际板数： t2 8- 1 =

31、12. 8,取13块 e 全塔实际板数： t 15- 1 =26. 1,取27块（不包括再沸器） e 有上述计算可知： 精馏段实际板数取 14，提馏段实际板数为 14（包括塔底再沸器） ，全塔板数为 28（包括塔底再沸器） 2.4.2.4.塔气液相负荷的求解塔气液相负荷的求解 2.4.12.4.1 气相密度的求解气相密度的求解 气相密度的计算： 取单板压降为 0.7kpa 精馏段平均操作压强为： 00 1 0 (14) 7106.225 2 m ppp pppkpa 提馏段平均操作压强为： 00 2 +14(27) 115.675 2 m pppp pkpa （） 精馏段气体平均密度： m 1

32、v1 3 v1 1 p m =2. 8593kg/ m rt 提馏段气体平均密度： m 2v2 3 v2 2 p m =3. 2346kg/ m rt 2.4.22.4.2 塔气液负荷的求解塔气液负荷的求解 1 3 1 1 2 l s v 精馏段：l=r d=92. 276km ol / h v=l+d=(r+1)d=136. 196km ol / h 液相质量流量： l =m l=7576. 782kg/ h =2. 105kg/ s 液相体积流量： l l=0. 002609m / s 气相质量流量： v =m v=10963. 780kg/ 3 1 1 s v h =3. 045kg/

33、s 气相体积流量： v v =1. 0651m / s 2 3 1 2 2 l s v 提馏段：l=l+qd=(r+q)d=134. 439km ol / h v=v+(q- 1)f=132. 196km ol / h 液相质量流量： l =m l=11928. 772kg/ h=3. 314kg/ s 液相体积流量： l l=0. 004193m / s 气相质量流量： v =m v=11486. 510kg/ 3 2 2 s v h=3. 191kg/ s 气相体积流量： v v=0. 9864m / s 第三章第三章热量衡算热量衡算 3.13.1 物系热量常数的求解物系热量常数的求解 3

34、.1.13.1.1 物系汽化潜热的求解物系汽化潜热的求解 表表 3-13-1 苯苯- -甲苯汽化潜热甲苯汽化潜热1 1 o 温度 t /c8090100110120 a / (kj/ kg) 394.1386.9379.3371.5363.2 b / (kj/ kg) 379.9373.8367.6361.2354.6 利用上表采用插值法求解： 塔顶温度：t= 80. 44 c d ad ad 90- 8080. 44- 80 =393. 783kj/ kg 386. 9- 394. 1 - 394. 1 bd bd 90- 8080. 44- 80 =379. 632kj/ kg 373.

35、8- 379. 9- 379. 9 = dad adbdad =x+（1- x ）=393. 500kj/ kg 加料板处： f t=92. 69 c ad ad 90- 8080. 44 =393. 783kj/ kg 386. 9- 394. 1 80 - 394. 1 - = bd bd 90- 8080. 44 =379. 632kj/ kg 373. 8- 379. 9 80 - 379. 9 - = fafafbfaf =x+（1- x ）=377. 858kj/ kg w aw aw o t=108. 50 c 110- 100108. 50- 100 =372. 670kj/

36、kg 371. 5- 379. 3- 底： 394. 1 塔 bw bw 110- 100108. 50- 100 =362. 160kj/ kg 361. 2- 367. 6- 367. 6 waw awbwaw =x+（1- x ）=362. 528kj/ kg 3.1.23.1.2 物系热容的求解物系热容的求解 表表 3-23-2 苯苯- -甲苯的热容甲苯的热容2 2 温度 t/ 708090100110 cpa/卡/（克分 子） 31.53035.09835.76936.44137.292 cpb/卡/（克分 子） 41.11841.86642.61543.36344.497 1 卡/

37、克分子=4.18585j/(mol)=4.18585kj/(kmol) 塔顶温度 d t=80. 44 c pad pad 90- 8080. 44- 80 =c=35. 128卡/ (克分子c ) =147. 041kj/ (m olc ) 386. 9- 394. 1c- 394. 1 42.61541.866 pbd pbd 90- 8080. 44- 80 =c=41. 900卡/ (克分子c ) =175. 386kj/ (m olc ) c- 41. 866 c pdpad adpbdad =c x+c（1- x ）=147. 608kj/ (m 塔顶温度下的： ol 热容 c )

38、 - f paf paf o t=92. 69 c 100- 9092. 69 90 =c=35. 950卡/ (克分子c ) =150. 480kj/ (m olc ) 36. 441- 35. 769c- 35. 769 加料板处 pbf pbf 100- 9092. 69- 90 =c=42. 816卡/ (克分子c ) =179. 222kj/ (m olc ) 43. 363- 42. 615c- 42. 816 c pfpafafpbfaf =c x+c（1- x ）=166. 288k 加料板处混合液的平均热容： j/ (m olc ) w paw paw o t=108. 50

39、 c 110- 100108. 50- 100 =c=37. 164卡/ (克分子c ) =155. 564kj/ (m olc ) 37. 292- 36. 441c- 36 底温度 . 441 塔 c pbw pbw pwpaw awpbwaw 110- 100108. 50- 100 =c=44. 327卡/ (克分子c ) =185. 546kj/ (m olc ) 444. 497- 43. 363c- 43. 363 塔底混合液的平均热容： =c x+c （1- x ）=184. 497kj/ (m olc ) 3.23.2 热量衡算热量衡算 3.2.13.2.1 原料预热温度的求

40、解原料预热温度的求解 采用试差法求得原料的预热温度为：100.31 表表 3-33-3 苯苯- -甲苯汽化潜热甲苯汽化潜热2 2 温度 t/ 708090100110 a/卡/克分子74827353721870776930 b/卡/克分子84798349821680807939 该温度下通过试差法求得： a aafbfaf b 7126. 350卡/ 克分子 =8127. 600卡/ 克分子 液相平均汽化潜热： =x+（1- x ）=7677. 038卡/ 克分子 m 36.206 42.101 c pa pb ppaafpbaf c卡/ (克分子c ) c卡/ (克分子c ) 混合液的平均热

41、容： =c x+c（1- x ）=167. 426kj/ (m olc ) 以上数据参与热量的计算。 3.2.23.2.2 热量的求解热量的求解 (1)塔顶以0 c 为基准，0 c 时塔顶上升的蒸汽的热量为： pdvd dv d c t+ m=5809114. 869kq =vvj/ h; pd rd pd dd (2)回流液的热量：q =lc t=1095647. 162kj/ h; (3)塔顶馏出液的热量：q =lc t=1095647. 162kj/ h; (4)进料液带入的热量的计算：(f=100km ol / h，其中液相：96km ol / h；气相：4km ol / h） q =

42、96 167. 426 100. 31+ （4 167. 426 100. 31+4 7677. 038 4. 18585）=1807986. 196kj/ f ; 5 wpww h （）塔底残液热量：q =w c t=1122605. 206kj/ h; ,= + =-=4294550.797 4771723.108 crd bb bfcwd bcwdf v b 损 损 (6)冷凝器带走的热量：q =q - q =4191979. 743kj/ h; (7)再沸器提供的热量：q 塔釜热损失为q0. 1q qqqqqq 再沸器实际热负荷为： 0. 9qqqq qkj/ h q q 求得kj/

43、h 第四章第四章精馏塔的初步设计精馏塔的初步设计 4.14.1 塔径的计算与选择的求解塔径的计算与选择的求解 （1）精馏段： 11 12 0.0411 0.40 0.06 0.34m sl sl l tl t l v hm hm h 取板间距h 插图 10-423可得： 20 0.072c 0. 2m 1 20 m ax 1m ax s1 1 1 2 t11 1 c=c ()=0. 07248 20 806. 639- 2. 8593 u=0. 07248=1. 21523 2. 8593 取u =0. 7u=0. 85066 塔径： 4v d=1. 2626m u 塔径圆整：d =1. 4m

44、 塔截面积：a =d =1. 5394m 4 空塔气速：u =0. 6919m/ s （2）提馏段： s2l2 s2l2 t l tl l =0. 0664 v h =0. 40m 取板间距 h =0. 06mh - h =0. 34m 插图 10-423可得： 20 0.069c 0. 2m 1 20 m ax 2m ax s1 1 2 2 t22 2 c=c ()=0. 06857 20 790. 346- 3. 2346 u=0. 06857=1. 06965 3. 2346 取u =0. 7u=0. 748755 塔径： 4v d=1. 2951m u 塔径圆整：d =1. 4m 塔截

45、面积：a=d =1. 5394m 4 空塔气速：u =0. 6408m/ s 4.24.2 溢流装置溢流装置 23 0.660.924 2.84 ()(=1 1000 w h ow w dm l hee l 1. 取l 本实验设计采用平流堰，堰上高度 因溢流强度不大，故近似取溢流收缩系数） 22 h 33 ow w wlow （1）精馏段： l2. 842. 84 9. 393 h=e()=()=0. 0116m=0. 012m 1000l1000 0. 924 故h =h - h=0. 06- 0. 12=0. 48m 22 h 33 ow w wlow （2）提馏段： l2. 842. 8

46、4 15. 093 h=e()=()=0. 0183m=0. 018m 1000l1000 0. 924 故h =h - h=0. 06- 0. 18=0. 42m w 2. 弓形降液管的计算： l 由=0. 66 d 插图 10-403可得： 2 f f t d d a =0. 0721a =0. 1110m a w =0. 124w=0. d 1736m a ft s1 ft s2 3. 验算降液管内液体停留时间： h (1)精馏段：=17. 02s5s l ah (2)提馏段：=10. 5 以上计算 9s 均 5s l 符合要求 0 s1 00 w w0 s2 00 w0 w 4. 降液

47、管底隙高度： 取液体通过降液管底隙的流速为：u =0. 12m/ s 计算降液管底隙高度： l (1)精馏段：h =0. 0235mh =0. 048- 0h - h - . 024=0. 024m0. 6m lu l (2)提馏段：h =0. 0302mh =0. 048- 0. 0302=0. 012m0. 6m lu 可见以上数值取值均符合要求。 4.34.3 塔板布置塔板布置 （1）取塔板分布数为：4 （2）边缘区宽度的确定： sse w=w =0. 07m ,w=0. 04m (3)开孔区面积计算 2 22 a rx a =2(x r - x +arcsi n ) 180r ds c

48、 d x =-(w+w) =0. 4564m 2 d1. 4 r=- w=- 0. 04=0. 66m 22 故 2 222 a rx a =2(x r - x +arcsi n ) =1. 10042m 180r (4)筛孔数 n 与开孔率： 3 a 2 0 0 a 0 0 2 取筛孔直径为：d 1. 158 10 )a =5664个 t 板上开孔率 =5m m ,筛孔按正三角形排列， 取孔中心距为：t =3d =15 ： a0. 907 =10. 1% (在5%15% 范围内） t m m 塔板上开孔数为： n=( a ( d ) 2 0a 每层塔板上的开孔面积为： a =a =0. 11

49、11m s1 0 精 0 s2 0 精 0 气体通过筛孔速度为： v （u）=9. 5869m/ s a v （u）=8. 8785m/ s a 第五章第五章筛板流体力学验算筛板流体力学验算 5.15.1 塔板压降塔板压降 （1）干板阻力计算 c h 干板阻力由式计算 c h 20v c 0l u h =0. 051() () c 由，查干筛孔的流量系数图得 0/ 5/ 31.667d 0 0.794c 2 c 2 c 9. 58692. 8593 h =0. 051 ()() =0. 02636m 液柱 0. 794806. 639 提 精馏 馏段： 8. 87853. 2346 h =0.

50、 051 ()() =0. 02682m 液柱 0. 794790. 346 段： （2）气体通过液层的阻力计算 l h 由式 ： 计算 llwow h =h =（h +h ) s1 a tf v1. 0651 u =0. 74566m/ s a - a1. 5394- 0. 110 精馏段： 11 22 a 0v1 f =u =0. 745662. 8593 =1. 26087kg/ (s m ) 查 10-47【10】液层充气系数关联图得0.62 llwow h =h =(h +h ) =0. 62 (0. 048+0. 012) =0. 0372m 液柱 s2 a tf 11 22 a

51、0v2 v0. 9864 u =0. 69056m/ s a - a1. 5394- 0. 1110 f =u =0. 690563. 2346 =1. 24197k 提馏段： g/ (s m ) 查充气系数关联图得0.63 llwow h =h =(h +h ) =0. 63 (0. 048+0. 012) =0. 0378m 液柱 （3）液体表面张力的阻力计算 h 0 4 l l h gd 3 0 3 0 4420.67 10 0.00209 808.369.81 0.005 44 19.39 10 0.00200 790.3469.81 0.005 l l l l hm gd hm gd

52、 液柱 提 精馏段： 馏段： 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度 可按下式计算，即 p h 1pc hhhh 0.02636+0.0372+0.002090.06565 0.02682+0.0378+0.002000.06662 p p hm hm 精馏段： 液柱 提馏段： 液柱 气体通过每层塔板的压降为 ppl ph g 1 2 519.4970.7 516.5240.7 pl pl ph gpakpa ph gpakpa 提馏段： 可见以上计算均 精馏段： 符合要求 5.2.5.2.液面落差液面落差 对于的筛板塔，液面落差很小，可忽略液面落差的影响。本设计的 1600dm m ,故液面落差可

53、忽略不计。 14001600dm mm m 5.3.5.3.雾沫夹带雾沫夹带 液沫夹带量由式计算 6 3. 2 5. 710 () a v ltf u e hh 2. 52. 50. 060. 15 fl hhm 6 3. 2 3 5. 7100. 74566 ()0. 0091液/气0. 1液/气 0. 400. 1520. 6710 精馏段： v ekgkgkgkg 6 3. 2 3 提馏段： 5. 7100. 69056 ()0. 00759液/气0. 1液/气 0. 400. 1519. 3910 v ekgkgkgkg 故本设计液沫夹带量在允许范围内 5.4.5.4.漏液漏液 对于筛

54、板,漏液点气速 可由式：计算 0,m i n0 4. 4(0. 00560. 13)/ llv uchh 0,m i n01111 4. 4(0. 00560. 1 精馏段： 3)/ llv uchh 4. 40. 794(0. 00560. 130. 060. 00209)806. 639 / 2. 85936. 2404/ms 0 9.5869/ 9.5869 =1.5361.5 6.2404 um s k 实际孔速 : 稳定系数为: 0,m i n02222 4. 4(0. 00560. 1 提馏段： 3)/ llv uchh 4. 40. 794(0. 00560. 130. 060.

55、 00200)790. 346 / 3. 23465. 8307/ms 0 8.8785/ 8.8785 =1.5231.5 5.8307 um s k 实际孔速 : 稳定系数为: 故在设计负荷内不会产生过量漏液 5.5.5.5.漏液漏液 为防止塔内发生液泛,降液管内液层高度 应服从式 的关系 d h() dtw hhh 苯-甲苯物系属一般物系,取 则 0. 5 精馏段：()0.5(0.400.048)0.224 tw f hhm dpld h =h +h +h 22 0 0.153 ()0.153 0.150.00344 d hum液柱 0.065650.060.003440.12909 d

56、 hmm液柱0. 224 液柱 提馏段： tw (h +h ) =0. 5 (0. 40+0. 042) =0. 221m 22 0 0.153 ()0.153 0.150.00344 d hum液柱 0.066620.060.003440.13006 d hmm液柱1000m m 设置一个人孔，本塔有塔板 28 块，所以设置 4 个人孔，每个人孔直径 为 450mm，设置人孔处塔板间距为。800hpmm 7.5.7.5.进料板间距进料板间距 考虑进口处安装防冲设施，取进料板处间距为 hf=800mm。 7.6.7.6.群座群座 塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座，裙座内径800mm， 故

57、裙座壁厚取 16mm 基础环内径：(14002 16)0.4 10001032 bi dmm 基础环外径：(14002 16)0.4 10001832 bo dmm 圆整后：=1200mm =2000mm bi d bo d 考虑到再沸器：23hm 7.7.7.7.全塔总高全塔总高 塔体总高度： (28131)0. 4010. 8040. 81. 02. 480. 39318. 87hm 第八章第八章塔的接管塔的接管 8.1.8.1.进料管的计算与选择进料管的计算与选择 3 40.957% 100.31-100 780.3-792.5-792.5 110-100- -790.3 f af b

58、b a a 本实验采用直进料管， 根据，依据公式： 求得： o t =100. 31 c ,采用插值法求解有： 110- 100 =792. 122kg/ m(原料液相组成中苯的密度) 100. 31100 =789. 9 根据前已经求得的原料温度 780. 3 790 7811x x= 0.45m= 92.13-14.02x 3 3 0.40957 792.122789.990 90kg/ m(原料液相组成中甲苯的密度) 11- 0. 40957 =+=790. 862kg/ m(原料液体的密度) 取 4s f f v d u 1.6/fum s 3 790.862/lkg m 故： 3 8

59、582.10 0.003014/ 3600790.862 s vms 40.003014 0.0489748.97 3.14159 1.6 fdmmm 所以由附录得，输送液体用无缝钢管常用规格品种，选取规格的热轧无缝钢管。574 8.2.8.2.回流管的计算与选择回流管的计算与选择 采用直管回流，取 则:1.4/ s r um 2.105 4 806.639 0.048748.7 3.14159 1.4 rdmmm 选取规格的热轧无缝钢管574 8.3.8.3.塔底液相出塔管的计算与选择塔底液相出塔管的计算与选择 采取直管出料，取 则：2.0/ w um s 3.314 4 790.346 0

60、.051751.7 3.141592.0 d dmmm 选取规格的热轧无缝钢管574 8.4.8.4. 塔顶蒸汽出料管的计算与选择塔顶蒸汽出料管的计算与选择 采取直管出料，取 则： 1 20/ v um s 1 4 1.0651 0.260260 3.1415920 v dmmm 选取规格的热轧无缝钢管325 8 8.5.8.5.塔底蒸汽出料管的计算与选择塔底蒸汽出料管的计算与选择 采用直管进气，取 则： 2 20/ v um s 40.9864 0.251251 3.1415920 vdmmm 选取规格的热轧无缝钢管325 8 计算结果汇总计算结果汇总 计算数据 项目符 号单 位 精馏段提馏