苯甲苯_课程设计

1、吉林化工学院化工原理课程设计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

2、，塔板为碳钢材料，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、操作弹性吉林化工学院化工原理课程设计0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

3、认为操作不易稳定，在本世纪 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

4、冷却后送至储罐。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，流程中除

5、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 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。吉林化工学院化工原理课程设计.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

6、产的费用，但也增加了间接加热设备。.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。.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=(1.1-2.0

7、)Rmin..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。.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，首先参考设计手册上推荐

8、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。吉林化工学院化工原理课程设计2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.1 塔的物料衡算塔的物料衡算（1）苯的摩尔质量：AM= 78.11/kg kmol甲苯的摩尔质量：BM= 92.13/kg kmol（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：DM= 0.9878.11+

9、 (1- 0.98)92.13 = 78.39kg / kmolFM= 0.4278.11+ (1- 0.45)92.13 = 86.24kg / kmolWM= 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： DWFDX+ 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/ h2.22.2 物系常数的求解物系常数的求解.1 温度的求温度的求解

10、解表表 2-12-1 苯苯甲苯平衡数据甲苯平衡数据11（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%109.911.002.590.1155.075.5108.793.007.1180.8060.079.1107.615.0011.287.6365.082.5105.0510.020.886.5270.085.7102.7915.029.485.4475.088.5100.7520.037.284.4080.091.298.8425.044.283.3385.093.697.1330.050.78

11、2.2590.095.995.5835.056.681.1195.098.0吉林化工学院化工原理课程设计394.0940.061.980.6697.098.892.6945.066.780.2199.099.6191.4050.071.380.10100.0100.0利用上表中的数据，用数值插值法确定。,FDWtttoDDt- 80. 6680. 21- 80. 66塔顶温度：=t=80. 44 C99. 0- 97. 098. 0- 97. 0oFFt- 92. 6994. 09- 92. 69进料板上温度：=t=93. 53 C40- 4542- 45oWWt- 108. 79107. 6

12、1- 108. 79塔底温度：=t=108. 50 C5. 00- 3. 003. 50- 3. 001oFDt+t93. 53+80. 44精馏段平均温度：t =86. 99 C222oFWt+t93. 53+108. 50提馏段平均温度：t=101. 01 C.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：DFWy 、y 、y塔顶气相组成：DD80. 21- 80. 6680. 44- 80. 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：FF94. 09-

13、 92. 6993. 53- 92. 69=y =63. 82%31. 9- 66. 7100y - 66. 7塔底气相组成WW107. 61- 108. 79108. 50- 108. 79：=y =8. 12%11. 2- 7. 11100y - 7. .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：DF1DF1L1V1x +x0. 98+0. 42精馏段平均液相组成：x =0. 70=70%22y +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

14、- 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 o2222WFWFlx +x0. 035+0. 42提馏段平均液相组成：x =x =0. 2275=22. 75%22y +y8. 12%+66. 70%提馏段平均气相组成y =y =37. 41%22L2V2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

15、- 0. 3741）92. 13 =86. 89kg/ km ol.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，吉林化工学院化工原理课程设计4m7811x78. 11x =整理得：m=m100- m92. 13- 14. 02x+78. 1192. 13分别把带入求得：DFWX =0. 98，X =0. 42，X =0. 035液相中苯的质量分数为DFF=0. 9765，=0. 4096，=0. 029.5 物系密度的求解物系密度的求解表表 2-22-2 苯苯

16、- -甲苯密度甲苯密度11to温度 /C80901001101203LAkg/ m/815803.9792.5780.3768.93LBkg/ 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FtDtWt的密度：13DADADot=80. 44 C90- 8090- 80. 44=814. 39kg/ m(塔顶液相组成中苯的密度)803. 9- 815803. 9-3BDBD90- 8090- 80. 44=809. 57kg/ m(塔顶液相组成中甲苯的密度)800. 2- 810800. 2-3DD10. 97651-

17、 0. 9765=+=814. 395kg/ m(塔顶混合液体的密度)814. 51809. 573FAFAFot=92. 69 C100- 90100- 92. 69=799. 87kg/ m(加料板温度下混合液中苯的密度)792. 5- 803. 9792. 5-3BFBF100- 90100- 92. 69=796. 70kg/ m(加料板温度下液相中甲苯的密度)790. 3- 800. 2790. 3-3FF10. 40961- 0. 4096=+=798. 085kg/ m(加料板处混合液的密度)800. 83797. 54o3AWAWt=108. 50 Cw110- 100110-

18、 108. 50=782. 13kg/ m(塔底液相中苯的密度)780. 3- 729. 5780. 3-3BWBW110- 100110- 108. 50=781. 80kg/ m(塔底混合液中甲苯的密度)780. 3- 790. 3780. 3-3WW10. 02981- 0. 0298=+=781. 81kg/ m(塔底混合液的密度)782. 13781. 80吉林化工学院化工原理课程设计53DFL1精馏段液相平均密度：+798. 882+814. 395=806. 639kg/ m223FWL2提馏段液相平均密度:+798. 883+781. 81=789. 94kg/ m222.2.

19、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11to温度 /C8090100110120A / (mN/ m)21.2720.0618.8517.6616.49B / (mN/ m)21.6920.5919.9418.4117.31利用上表采用插值法求得：-3DADADot=80. 44 C90- 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. 06-3BDBD90- 8090- 80. 44=21. 64 10 m N/ m (塔顶液相组成中甲苯的表面

20、张力)20. 59- 21. 6920. 59-3m DAD ADBDAD塔顶温度下液相的表面张力：=x+(1- x ) =21. 23 10 m N/ m3/ mmNFAFAFot=92. 69 C100- 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-BFBFmN100- 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. 94-3m FAFAFBFAF进料版温度下液相的平均表面张力：=x+(1- x ) =20. 11 10 m N/

21、m3/ momNAWAWt=108. 50 Cw110- 100110- 108. 50=17. 84 10(塔底混合液中苯的表面张力)17. 66- 18. 8517. 66-3/ m-mNBWBW110- 100110- 108. 50=18. 69 10(塔底混合液中甲苯的表面张力)18. 41- 19. 9418. 463/ mmWAWAWBWAWmN塔底液相的平均表面张力：=x+(1- x) =18. 66 1033120.67 10/mDmFmmNm精馏段液相平均表面张力：+21. 2320. 11=10=22吉林化工学院化工原理课程设计6-3-3m Fm Wm 2提馏段液相平均表

22、面张力:+20. 11+18. 66= 10=19. 39 10 m N/ m.7 相对挥发度的求解相对挥发度的求解 AADDBBAAFFBBAAWWBB1DF2FWy / x=() =2. 53y / xy / x =() =2. 44y / xy / x=() =2. 44y / 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=2.48W D挥发度：2.32.3 板数的确定板数的确定 .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： 2.481(1)1(2.481)xxyxx进料线

23、方程为：Fxq0. 960. 45y =x-=x-=-24x+11. 25q- 1q- 10. 96- 10. 96- 1联立两方程求得交点 e 的坐标为: eex =0. 4412,y =0. 6612Dem i neex - y0. 98- 0. 6612R =1. 4491y - x0. 6612- 0. 4412分析一定板数下的最小回流比可得：表表 2-42-4NTR122.855132.463142.188152.029161.869171.782181.710191.652201.609吉林化工学院化工原理课程设计7作图可得： R=1.45Rmin=1.51.416=2.101取操

24、作回流比为.2 理论板数的求解理论板数的求解精馏段操作线方程为：Fn+1nnxRy=x +=0. 6775x +0. 3160R+1R+1提馏段操作线方程为：Wn+1nn(F- D )xR D+qFy=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. 48xy =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 Y10.9800 X20.9084 Y20.9609 X30.8457 Y30.9315 X4

25、0.7635 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 吉林化工学院化工原理课程设计8精馏段理论板数为七，第八块板为加料板，全塔板数为十五（包括塔底再沸器）.3 物系黏度的求解物系黏度的求

26、解表表 2-62-6 苯苯- -甲苯的黏度甲苯的黏度11to温度 /C8090100110120A / cp0.3080.2790.2550.2330.215 / cpB0.3110.2860.2640.2450.228DADADot=80. 44 C90- 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=BDBD90- 8080. 44- 80=0. 310cp 0. 310m p. s(塔顶液相组成中甲苯的黏度)0. 286- 0. 311 - 0. 311塔顶液相的黏度：DAD ADBDAD=x

27、+(1- x ) =0. 307cp=0. 307m p. sFAFAFot=92. 69 C100- 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. 279BDBF100- 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- x ) =0. 277cp=0. 277m p. sWAWAWot=108. 50 C110- 100108. 50- 100=0. 23

28、6cp=0. 236m p. s(塔底液相组成中苯的黏度)0. 233- 0. 255- 0. 255BWBW110- 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：DF1+=0. 292cp=0. 292m p. s2提馏段液相平均黏度：2FW+=0. 262cp=0. 262m p. s2全塔液相平均黏度：吉林化工学院化工原理课程设计9WD+=0. 277cp=0. 2

29、77m p. s.4 实际板数的求解实际板数的求解精馏段效率：11 -0. 245T1E =0. 49()100%=52. 98%提馏段效率：22 -0. 245T2E =0. 49()100%=54. 68%全塔效率：-0. 245TE =0. 49()100%=53. 72%精馏段实际板数：T17=13. 2,取14块E提馏段实际板数：T28- 1=12. 8,取13块E全塔实际板数：T15- 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）.塔气

30、液相负荷的求解塔气液相负荷的求解.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：0010(14)7106.2252mpppPppkpa 提馏段平均操作压强为：002+14(27)115.6752mppppPkpa（）精馏段气体平均密度：m 1V13V11P M=2. 8593kg/ mRT提馏段气体平均密度：m 2V23V22P M=3. 2346kg/ mRT吉林化工学院化工原理课程设计.2 塔气液负荷的求解塔气液负荷的求解13112LSV精馏段：L=R D=92. 276km ol / hV=L+D=(R

31、+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：LL=0. 002609m / s气相质量流量：V =M V=10963. 780kg/311SVh =3. 045kg/ s气相体积流量：VV =1. 0651m / s23122LSV提馏段：L=L+qD=(R+q)D=134. 439km ol / hV=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：LL=0. 004193m / s气相质量流量：

32、V =M V=11486. 510kg/322SVh=3. 191kg/ s气相体积流量：VV=0. 9864m / s吉林化工学院化工原理课程设计11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.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11o温度 t /C8090100110120A/ (kJ/ kg)394.1386.9379.3371.5363.2B/ (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 CDADAD9

33、0- 8080. 44- 80=393. 783kJ/ kg386. 9- 394. 1 - 394. 1BDBD90- 8080. 44- 80=379. 632kJ/ kg373. 8- 379. 9- 379. 9=DAD ADBDAD=x+（1- x ）=393. 500kJ/ kg加料板处：Ft=92. 69 CADAD90- 8080. 44=393. 783kJ/ kg386. 9- 394. 180- 394. 1-=BDBD90- 8080. 44=379. 632kJ/ kg373. 8- 379. 980- 379. 9-=FAFAFBFAF=x+（1- x ）=377.

34、 858kJ/ kgWAWAWot=108. 50 C110- 100108. 50- 100=372. 670kJ/ kg371. 5- 379. 3-底：394. 1塔BWBW110- 100108. 50- 100=362. 160kJ/ kg361. 2- 367. 6- 367. 6WAW AWBWAW =x+（1- x ）=362. 528kJ/ kg .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22温度 t/708090100110CPA/卡/（克分子）31.53035.09835.76936.44137.292吉林化工学院

35、化工原理课程设计12CPB/卡/（克分子）41.11841.86642.61543.36344.4971 卡/克分子=4.18585J/(mol)=4.18585kJ/(kmol)塔顶温度Dt=80. 44 CPADPAD90- 8080. 44- 80=C=35. 128卡/ (克分子C ) =147. 041kJ/ (m olC )386. 9- 394. 1C- 394. 142.61541.866PBDPBD90- 8080. 44- 80=C=41. 900卡/ (克分子C ) =175. 386kJ/ (m olC )C- 41. 866CPDPAD ADPBDAD=C x+C（1

36、- x ）=147. 608kJ/ (m塔顶温度下的：ol热容C )-FPAFPAFot=92. 69 C100- 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PBFPBF100- 9092. 69- 90=C=42. 816卡/ (克分子C ) =179. 222kJ/ (m olC )43. 363- 42. 615C- 42. 816CPFPAFAFPBFAF=C x+C（1- x ）=166. 288k加料板处混合液的平均热容：J/ (m olC )WPAWPAWo

37、t=108. 50 C110- 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CPBWPBWPWPAW AWPBWAW110- 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.1 原料预热温度的求解原料预热温度的

38、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22温度 t/708090100110A/卡/克分子74827353721870776930B/卡/克分子84798349821680807939该温度下通过试差法求得：吉林化工学院化工原理课程设计13AAAFBFAFB7126. 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m36.20642.101CPAPBPPAAFPBAFC卡/ (克分子C )C卡/ (克分子C )混合液的平均热容：=C x+C（1- x ）=1

39、67. 426kJ/ (m olC )以上数据参与热量的计算。.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：PDVDDVDC t+ M=5809114. 869kQ =VVJ/ h;PDRDPDDD(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 =96 167. 426 100. 31+ （4 167. 426

40、100. 31+4 7677. 038 4. 18585）=1807986. 196kJ/F;5WPWWh（）塔底残液热量：Q =W C t=1122605. 206kJ/ h;,=+=-=4294550.7974771723.108CRDBBBFCWDBCWDFVB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. 1QQQQQQQ再沸器实际热负荷为：0. 9QQQQ QkJ/ hQQ求得kJ/ h吉林化工学院化工原理课程设计14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

41、的计算与选择的求解（1）精馏段：11120.04110.400.060.34mSLSLLTLTLVHmhmh取板间距H插图 10-423可得：200.072C0. 2m 120m ax1m axS1112T111C=C ()=0. 0724820806. 639- 2. 8593u=0. 07248=1. 215232. 8593取u =0. 7u=0. 85066塔径：4VD=1. 2626mu塔径圆整：D =1. 4m塔截面积：A =D =1. 5394m4空塔气速：u =0. 6919m/ s（2）提馏段：S2L2S2L2TLTLL=0. 0664VH =0. 40m取板间距h =0.

42、06mH - h =0. 34m插图 10-423可得：200.069C吉林化工学院化工原理课程设计150. 2m 120m ax2m axS1122T222C=C ()=0. 0685720790. 346- 3. 2346u=0. 06857=1. 069653. 2346取u =0. 7u=0. 748755塔径：4VD=1. 2951mu塔径圆整：D =1. 4m塔截面积：A=D =1. 5394m4空塔气速：u =0. 6408m/ s4.24.2 溢流装置溢流装置230.660.9242.84()(=11000whowWDmLhEEL1. 取L本实验设计采用平流堰，堰上高度因溢流强

43、度不大，故近似取溢流收缩系数）22h33owWwLow（1）精馏段：L2. 842. 84 9. 393 h=E()=()=0. 0116m=0. 012m1000L1000 0. 924 故h =h - h=0. 06- 0. 12=0. 48m22h33owWwLow（2）提馏段：L2. 842. 84 15. 093 h=E()=()=0. 0183m=0. 018m1000L1000 0. 924 故h =h - h=0. 06- 0. 18=0. 42mw2. 弓形降液管的计算：L 由=0. 66D 插图 10-403可得：2ffTddA=0. 0721A =0. 1110mAW=0

44、. 124W=0.D1736mA fTS1fTS23. 验算降液管内液体停留时间：H (1)精馏段：=17. 02s5sLAH (2)提馏段：=10. 5 以上计算9s均5sL符合要求吉林化工学院化工原理课程设计160s100wW0s200W0w4. 降液管底隙高度： 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. 6mLuL (2)提馏段：h =0. 0302mh =0. 048- 0. 0302=0. 012m0. 6mLu 可见以上数值取值均符合要求。4

45、.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： SseW=W =0. 07m ,W=0. 04m (3)开孔区面积计算222aRxA =2(x R - x +arcsi n )180RdsCDx =-(W+W) =0. 4564m2D1. 4R=- W=- 0. 04=0. 66m22故2222aRxA =2(x R - x +arcsi n ) =1. 10042m180R(4)筛孔数 n 与开孔率： 3a200a002取筛孔直径为：d1. 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. 90

46、7=10. 1% (在5%15% 范围内）tm m塔板上开孔数为：n=(A(d)20a每层塔板上的开孔面积为：A =A =0. 1111mS10 精0S20 精0气体通过筛孔速度为：V（u）=9. 5869m/ sAV（u）=8. 8785m/ sA吉林化工学院化工原理课程设计17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ch干板阻力由式计算ch20vc0luh =0. 051() ()c由，查干筛孔的流量系数图得0/5/ 31.667d00.794c 2c2c9. 58692. 8593h =0. 051 ()() =0. 02636m 液柱

47、0. 794806. 639提精馏馏段：8. 87853. 2346h =0. 051 ()() =0. 02682m 液柱0. 794790. 346段：（2）气体通过液层的阻力计算lh由式 ： 计算lLwowh =h =（h +h )s1aTfV1. 0651u =0. 74566m/ sA - A1. 5394- 0. 110精馏段：1122a0v1F =u =0. 745662. 8593 =1. 26087kg/ (s m )查 10-47【10】液层充气系数关联图得0.62lLwowh =h =(h +h ) =0. 62 (0. 048+0. 012) =0. 0372m 液柱吉

48、林化工学院化工原理课程设计18s2aTf1122a0v2V0. 9864u =0. 69056m/ sA - A1. 5394- 0. 1110F =u =0. 690563. 2346 =1. 24197k提馏段：g/ (s m )查充气系数关联图得0.63lLwowh =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h04LLhgd30304420.67 100.00209808.369.81 0.00544 19.39 100.00200790.3469.81 0.005LLLLhmgdhmgd液柱提精馏段：馏段：

49、液柱气体通过每层塔板的液柱高度 可按下式计算，即ph1pchhhh0.02636+0.0372+0.002090.065650.02682+0.0378+0.002000.06662pphmhm精馏段：液柱提馏段：液柱气体通过每层塔板的压降为 PpLPh g12519.4970.7516.5240.7pLpLPh gpakpaPh gpakpa提馏段：可见以上计算均精馏段：符合要求.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,故液面落差可忽略不计。14001600Dm mm m.雾沫夹带雾沫夹带液沫夹带量由式计算63.

50、 25. 710()avLTfueHh2. 52. 50. 060. 15fLhhm吉林化工学院化工原理课程设计1963. 235. 7100. 74566()0. 0091液/气0. 1液/气0. 400. 1520. 6710精馏段：vekgkgkgkg63. 23提馏段：5. 7100. 69056()0. 00759液/气0. 1液/气0. 400. 1519. 3910vekgkgkgkg故本设计液沫夹带量在允许范围内.漏液漏液对于筛板,漏液点气速 可由式：计算0,m i n04. 4(0. 00560. 13)/LLVuchh 0,m i n011114. 4(0.

51、00560. 1精馏段：3)/LLVuchh 4. 40. 794(0. 00560. 130. 060. 00209)806. 639 / 2. 85936. 2404/ms 0 9.5869/9.5869=1.5361.56.2404um sK实际孔速 :稳定系数为:0,m i n022224. 4(0. 00560. 1提馏段：3)/LLVuchh 4. 40. 794(0. 00560. 130. 060. 00200)790. 346 / 3. 23465. 8307/ms0 8.8785/8.8785=1.5231.55.8307um sK实际孔速 :稳定系数为: 故在设计负荷内不

52、会产生过量漏液.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dH()dTWHHH苯-甲苯物系属一般物系,取 则 0. 5精馏段：()0.5(0.400.048)0.224TWf HHmdpldH =h +h +h2200.153 ()0.153 0.150.00344dhum液柱0.065650.060.003440.12909dHmm液柱0. 224 液柱吉林化工学院化工原理课程设计20提馏段：TW(H +H ) =0. 5 (0. 40+0. 042) =0. 221m2200.153 ()0.153 0.150.00344dhum液柱0.066620.06

53、0.003440.13006dHmm液柱1000m m吉林化工学院化工原理课程设计26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.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。.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，故裙座壁厚取 16mm基础环内径：(14002 16)0.4 10001032biDmm基础环外径：(14002 16)0.4 10001832boDmm圆整后：=1200mm =2000mm biDboD考虑到

54、再沸器：23Hm.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.进料管的计算与选择进料管的计算与选择340.957%100.31-100780.3-792.5-792.5110-100-790.3FAFBBAA本实验采用直进料管，根据，依据公式：求得：ot =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 7907811xX= 0.

55、45m=92.13-14.02x330.40957792.122789.99090kg/ 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 4sFFVdu1.6/Fum s3790.862/Lkg m吉林化工学院化工原理课程设计27 故： 38582.100.003014/3600790.862sVms40.0030140.0489748.973.14159 1.6Fdmmm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。57.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

56、Rum2.1054806.6390.048748.73.14159 1.4Rdmmm选取规格的热轧无缝钢管57.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/Wum s3.3144790.3460.051751.73.141592.0Ddmmm选取规格的热轧无缝钢管57. 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：120/Vum s14 1.06510.2602603.1415920Vdmmm选取规格的热轧无缝钢管325 .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

57、直管进气，取 则：220/Vum s40.98640.2512513.1415920Vdmmm选取规格的热轧无缝钢管325 8吉林化工学院化工原理课程设计28计算结果汇总计算结果汇总计算数据项目符 号单 位精馏段提馏段备注各段平均压力PmkPa102.225115.675各段平均温度tm86.99101.01气 相Vsm3/s1.0650.97平均流量液 相Lsm3/s0.002270.00302实际塔板数N块1717板间距HTm0.450.45塔的有效高度Zm14.85塔的实际高度Hm22.2塔径Dm1.21.2实际空塔气速um/s0.940.81堰长lWm0.8760.876堰高hWm0.

58、04670.0439单溢流弓形降液管平形受液盘平形溢流堰吉林化工学院化工原理课程设计29符号说明符号说明Aa塔板开孔区面积，m2； Af降液管截面积，m2； A0筛孔总面积，m2； AT塔截面积，m2； C0流量系数，无因次； C计算umax时的负荷系数，m/s；Cs气相负荷因子，m/s； d0筛孔直径，m；D塔径，m；eV液沫夹带量,kg(液)/kg(气)； E液流收缩系数，无因次;F气相动能因子，kg1/2/(sm1/2)； F0筛孔气相动能因子，kg1/2/(sm1/2)； 堰液层高度Howm0.01330.016降液管的宽度Wdm0.1980.198降液管的面积Afm20.08160.

59、0816降液管底隙高度h0m0.0260.034板上清液层高度hLm0.060.06孔径d0m0.0050.005孔间距tm0.0150.015正三角形排列孔数n个3562开孔面积A0m20.06990.0699筛孔气速u0m/s15.2713.16塔板压降hPkPa0.5870.565液体在降液管停留时间s16.1812.17稳定系数K1.921.87雾沫夹带evkg 液/kg 气0.0150.0097液相负荷下限线Ls,minm3/s0.0007470.000747相液负荷上限线Ls,maxm3/s0.009180.00918气相最大负荷Vs，maxm3/s1.961.75气相最小负荷Vs

60、，minm3/s0.350.48操作弹性3.023.12吉林化工学院化工原理课程设计30hl进口堰与降液管间的水平距离，m； hc与干板压降相当的液柱高度，m 液柱； hd与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m： hl与板上液层阻力相当的液柱高度，m； hL板上清液层高度，m； h0降液管的底隙高度，m； how堰上液层高度，m； hw溢流堰高度，m； hw进口堰高度，m； h与克服 的压降相当的液柱高度，m； H板式塔高度; Hd降液管内清液层高度，m； HT塔板间距，m； K稳定系数，无因次； lW堰长，m； Lh液体体积流量，m3/h； LS液体体积流量，m3/s； n筛孔数目； NT