《化工原理》课程设计-甲苯乙苯精馏塔(浮阀)

个人收集整理 仅做学习参考六盘水师范学院《化工原理》课程设计甲苯乙苯精馏塔（浮阀）学 院 六盘水师范学院专 业 化学工程与工艺-1-/35个人收集整理 仅做学习参考56777788888910101111111212131415161617(1818182021()21()22()22()2425()2525-2-/35个人收集整理 仅做学习参考 25 262627()28293030(31353738d——,mAa—,m2d0——,mAf—,m2D——,mA0—,m2ev—,kg/kgAT—,m2E——,c0—,ET—,C——umax,m/sF—,kg1/2/(sm1/2·CS—,m/sF0—kg1/2/(sm1/2)·-3-/35个人收集整理 仅做学习参考g——重力加速度,9.81m/s2；h——填料层分段高度 ,m；h1—进口堰与降液管间地水平距离 ,m；hc—与干板压降相当地液柱高度 ,m液柱；hd—与液体流过降液管地压降相当地液柱hf—塔板上鼓泡层高度 ,m；h1—与板上液层阻力相当地液柱高度 ,m；hL—板上清液层高度 ,m；h0—降液管地底隙高度 ,m；hOW—堰上液层高度 ,m；hW—出口堰高度,m；h,W—进口堰高度,m；hб——与阻力表面张力地压降相当地液柱高度,m液柱；H——板式塔高度,m；Hd——降液管内清液层高度 ,m；HD——塔顶空间高度,m；HF——进料板处塔板间距 ,m；HP——人孔处塔板间距 ,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；Lw—润湿速率,m3/(m·s)；m—— 相平衡系数,无因次；n——筛孔数目；NT——理论板层数；P—— 操作压力,Pa；△P—压力降,Pa；△PP气体通过每层筛板地降压,Pa；t——筛孔地中心距,m；u——空塔气速,m/s；uF—泛点气速,m/s；u0—气体通过筛孔地速度 ,m/s；u0,min—漏液点气速,m/s；u′0—液体通过降液管底隙地速度,m/s；Vh——气体体积流量,m3/h；Vs——气体体积流量,m3/s；wL——液体质量流量 ,kg/s；wV—气体质量流量 ,kg/s；Wc——边缘无效区宽度 ,m；Wd——弓形降液管宽度 ,m；

Ws——泡沫区宽度,m；x— 液相摩尔分数；X——液相摩尔比；y——气相摩尔分数；Y——气相摩尔分比；Z——板式塔地有效高度 ,m；填料层高度,m.max—最大地；min—最小地；L—— 液相地；V——气相地θ——液体在降液管内停留时间,s；μ——粘度,mPa·s；Φ—开孔率或孔流系数，无因次；σ——表面张力,N/m；ρ——密度,kg/m-4-/35个人收集整理 仅做学习参考二、参考资料：董大勤.化工设备机械基础[M].北京：化学工业出版社，2012.全国化工设备技术中心站.《化工设备图样技术要求》2000版[S]．GB150.1~4-2011.压力容器[S]．郑晓梅.化工工程制图化工制图[M]．北京：化学工业出版社，2002.JB/T4710-2005.钢制塔式容器[S]．天津大学化工原理教研组，化工原理课程设计，天津科学技术出版社，1994[7]《化学工程手册》 编辑委员会，化学工程手册（第13篇）汽液传质设备 .化学工业出版社，1987路秀林，王者相等.塔设备.北京：化学工业出版社，2004陈敏恒，丛德兹等.化工原理(上、下册)(第二版).北京：化学工业出版社，2000[10]柴诚敬、王军等《化工原理课程设计》，天津科学技术出版社2006年.[11]王存文、孙伟《化工原理实验与数据处理》，化工工业出版社2008年[12]陈英南、刘玉兰《常用化工单元设备地设计》，华东理工大学出版社2005年王明辉《化工原理单元过程课程设计》，化学工业出版社2002年任晓光主编化工原理课程设计指导化学工业出版社2009.2中华人民共和国行业标准，HG20583-98《钢制化工容器结构设计规定》，1998中华人民共和国行业标准，HG20593-97《钢制管法兰、垫片、紧固件》，1997《化工工艺制图》周大军、揭嘉化工工业出版社，2006[18] 《化工工艺设计手册》 中国石化集团上海工程有限公司，化学工业出版社 2003.8《化学工程师手册》机械工业出版社，2001.1刘光启,马连湘,刘杰.化学化工物性数据手册(有机卷).北京:化学工业出版社,2002张受谦.化工手册(上卷).济南:山东科学技术出版社,1986张受谦.化工手册(下卷).济南:山东科学技术出版社,1984路秀林，王者相.塔设备.北京：化学工业出版社，2004贺匡国.化工容器及设备简明设计手册.北京：化学工业出版社,2002[25] 北京化工研究院 “板式塔”专题组，浮阀塔 [M]．北京：燃料化学工业出版社， 1975．王松汉主编：《石油化工设计手册》，化学工业出版社，2002卢焕章主编.石油化工基础数据手册.化学工业出版社，2006.时钧，汪家鼎，余国琮，陈敏恒主编.化学工程手册(上卷).北京：化学工业出版社2002.1刘光启,马连湘,刘杰.化学化工物性数据手册(无机卷).北京:化学工业出版社,2002设计条件：5/35个人收集整理 仅做学习参考（三）、设计任务：设计一分离甲苯 -乙苯混合物地连续精馏塔（四）、设计参数：⑴原料液地处理量： 8.0 万t/a⑵：0.35(甲苯质量分数)⑶塔板形式：浮阀原料液组成⑷设计条件：操作压力 4kPa(塔顶产品出料管表压 )；4kPa（釜液出料管表压）；4kPa（进料管表压）进料热状况 泡点回流比 自选单板压降 ≦0.7kPa年工作时间 300天（24小时连续生产）建厂地址 六盘水地区（五）、设计指标：塔顶馏出液组成（质量分数） ：≧0.96塔底釜液组成（质量分数） ：≦0.02（六）、设计项目：1.2.3.4.

设计方案简介：对确定地工艺流程、塔及塔板类型进行简要论述；精馏塔塔径、塔高及塔板主要工艺尺寸地计算；辅助设备地计算及选型；绘制精馏工艺流程图（ 2号）及精馏塔工艺条件图 (2号)；对本设计地评述.第二章 精馏塔地工艺计算一、精馏塔地物料衡算(一)、原料液及塔顶、塔底产品地摩尔分率甲苯地摩尔质量 MA=92.13kg/kmol乙苯地摩尔质量 MB=106.16kg/kmolXF0.35/92.130.35/92.130.3830.65/106.166/35个人收集整理 仅做学习参考0.96/92.13xD0.9640.96/92.103.04/106.10.02/92.13xW2.0.022980.02/9103.98/106.1（二）、物料衡算对于甲苯-乙苯双组分地连续精馏塔，根据总物料衡算及甲苯地物料衡算可求得馏出液流率D及残液流率W.30.65/106.16）72.22kmol/h进料流量F=8000010（0.35/92.13300*24FDWDW72.22FxFDxDWxW0.964D0.02298W27.66联立解得D=35.55kmol/h , W=37.67kmol/h二、塔板数地确定（一）、理论板层数 NT地求取表1 按托尼方程常数Antoine物质ABC温度范围℃甲苯6.079541344.8219.4826～137乙苯6.082081424.255213.0626～163表2甲苯乙苯气液平衡相对挥发度相对挥发度由文献[1]中苯与甲苯地汽-液平衡组成可以找出m10算出12107/35个人收集整理 仅做学习参考t/℃110.62113116119122PAo101.3089108.3452117.7550127.7931138.4878PBo48.071251.761156.731862.077067.8163x1.00000.87550.73030.59690.4738y1.00000.93640.84900.75300.6477t/℃125128131134136.324PAo149.8675161.9614174.7988188.4096199.5043PBo73.970080.559087.604495.1280101.2991x0.36010.25480.15710.06620.0000y0.53270.40740.27100.12310.00001=pA可得PB123456789102.10742.09322.07562.05862.04212.02612.01051.99531.98061.9695从而推出 m 2.035（二）、确定操作地回流比 R因q=1、xe=xf=0.383yeXF=0.5581故有：1)XF1(xD-ye0.9640.5581Rmin0.55812.318yexe0.383而一般情况下 R=(1.1～2)Rm,考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作地回流比为最小回流比地 2倍.资料个人收集整理，勿做商业用途即：R=2Rm=4.636所以平衡线方程 y

x 2.305x1 ( 1)x 1 1.305x（三）.求精馏塔地气液相负荷8/35个人收集整理 仅做学习参考L R D 4.636 35.55 164.81kmol/hV (R 1)D (4.636 1) 35.55 200.36kmol/hL' L F 164.81 72.22 237.03kmol/hV'V200.36kmol/h（四）、操作线方程精馏段操作线方程为：yn1RxnxD4.636xn0.964R1R14.63614.6361yn1 0.823xn 0.171提馏段操作线方程为：yn1L'Wxw237.0337.67xn-V'xn-0.022981.183xn-0.0043V'200.36200.36y1xDy1x12.035x1x1y10.9640.9291(1)x1(1)xD2.0351.03511.035x10.964y20.8230.9290.1710.936x2y20.9360.878(1)y22.0351.0350.936同理可算出如下值：9/35个人收集整理仅做学习参考y30.894x30.805y40.833;x40.711y50.756;x50.603y60.667;x60.495y70.578;x70.402y80.501x80.330xf0.383所以第8块板上进料，以后将数据代入提馏段方程中。y91.1830.3300.00430.386;x80.3860.2351.0352.0350.386y100.273;x100.155y110.179;x110.096y120.109;x120.056y130.061;x130.030y140.031,；x140.0154xw0.02298（五）、所以总理论板数为NT14块（包括再沸器），第8块板上进料.求实际踏板数查地ET=0.6精馏段：Np1=NT1/0.6=14，取Np1=14块；提留段：NP2=NT2/0.6=10；取Np2=10块；总塔板数：NP=Np1+Np2=24块三、塔地操作工艺条件及相关物性数据地计算（一）、操作压力计算塔顶操作压力：PD＝101.325+4=105.325kPa每层塔板压降：取△P＝0.7kPa进料板压力：PF＝101.325+4＋0.7×14＝115.325kPa资料个人收集整理，勿做商业用途塔底操作压力：PW＝105.325＋0.7×24＝122.12kPa精馏段平均压力： Pm1＝（105.325＋115.325）/2＝110.325kPa资料个人收集整理，勿做商业用途提馏段平均压力：Pm2＝（115.325＋122.325）/2＝118.825kPa（二）、操作温度计算10/35个人收集整理 仅做学习参考查温度-组成图可得相应温度如下：塔顶温度：TD＝112.4℃进料板温度：TF＝122.5℃资料个人收集整理，勿做商业用途塔底温度：TW＝134.83℃精馏段平均温度：Tm1＝（112.4＋122.5）/2=117.45℃资料个人收集整理，勿做商业用途提馏段平均温度：Tm2＝（122.4＋134.83）/2=128.61℃（三）、平均摩尔质量计算精馏段摩尔质量:由拉格朗日插入法得：气相组成：x1:119116117.45116,x10.6870.59690.7303x10.7303液相组成：y1:119116117.35116,y10.8180.75300.8490y10.849011/35个人收集整理 仅做学习参考MM

VDmLDm

0.686292.13(10.6862)106.1695.544kg/kmo0.817392.13(10.8173)106.1694.692kg/kmo提馏段平均摩尔质量:气相组成：x2:131128128.61128,x20.1880.15710.2548x20.2548液相组成：y2:131128128.61.61128,y20.3130.27160.4074y20.4074MVm20.188*92.13(1-0.188)*106.16103.5534kg/kmoMLm20.313*92.13(10.313)*106.16101.7753kg/kmo（四）、平均密度计算由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下地密度（如表 3），液相平均密度用 1 aA aB计算（式中a表示质量分数）.m A B气相平均密度用 V T0PM 计算22.4TP0表3 液相甲苯、乙苯在某些温度下地密度 ?液相甲苯、乙苯在某些温度下地密度?温度T/℃60708090100ρkg/m3甲苯829.3819.7810800.2790.3乙苯831.8822.8813.6804.5795.2温度T/℃110120130140150ρkg/m3甲苯780.3770759.5748.8737.8乙苯785.8776.2766.6756.7746.6求得在平均温度下甲苯和乙苯地密度Tm1=117.45℃，120110117.45110，甲苯773.19kg/m3770780.3甲苯780.3120110117.45110，乙苯776.08816kg/m3776.2758.8乙苯758.812/35个人收集整理仅做学习参考同理：Tm2=128.61℃，`755.36kg/m3，甲苯`764.25kg/m3乙苯精馏段液相平均密度:气相平均密度计算273.15*95.5442.7846kg/m3V22.4*(273.15116.9915)液相平均密度计算10.8173*92.13/[0.8173*92.13106.16(10.8173)]10.795176L1773.19779.08816`775.34kg/m3L1提馏段液相平均密度:气相平均密度计算273.15*103.540782.89kg/m3V130.0915)22.4*(273.15液相平均密度计算10.313*92.13/[0.313*92.13106.16(10.313)]10.283096L2755.36764.25`762.33kg/m3L2（五）、液体平均表面张力计算由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下地表面张力（如表4），将其以T为x轴、σ为y轴分别绘制出甲苯、乙苯地温度-表面张力曲线图（如图4）.故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及地温度范围内地表面张力可用下式求得：甲苯σA=-0.1053T＋30.095资料个人收集整理，勿做商业用途乙苯σB=-0.1016T＋31.046n而液相平均表面张力用Lmxii计算1表4甲苯、乙苯在某些温度下地表面张力甲苯、乙苯在某些温度下地表面张力（σ温度T℃60708090100表面张力(mN/m)甲苯23.9422.8121.6920.5919.4925.0123.9622.9221.8820.85乙苯温度T℃110120130140150表面张力(mN/m)甲苯18.4117.3416.2715.2314.1913/35个人收集整理 仅做学习参考乙苯19.8318.8117.8116.8215.831、塔顶液相平均表面张力地计算由TD＝112.4℃得：σDA=-0.1053112×.4＋30.095=18.229mN/m 资料个人收集整理，勿做商业用途DB=-0.1016112×.4＋31.046=18.676mN/mσDm=0.9945×18.229＋(1-0.9945) 19×.7904=17.42mN/m2、进料板液相平均表面张力地计算由TF＝122.5℃得：资料个人收集整理，勿做商业用途FA=-0.1053122×.5＋30.095=17.23mN/mFB=-0.1016122×.5＋31.046=18.74mN/mFm=0.4344×17.＋23（1－0.4344）×18.5289=17.71mN/m3、塔底液相平均表面张力地计算由TW＝134.83℃得：σWA=-0.1053134×.83＋30.095=15.47mN/m资料个人收集整理，勿做商业用途WB=-0.1016134×.83＋31.046=17.035mN/mWm=0.02298×15.6707＋(1-0.02298)17×.0355=17.103mN/m4、精馏段液相平均表面张力σLm1=(σDm＋σFm)/2=（17.42＋17.71/2=17.56mN/m 资料个人收集整理，勿做商业用途5、提馏段液相平均表面张力Lm2=(σFm＋σWm)/2=（17.42＋17.103)/2=17.26mN/m资料个人收集整理，勿做商业用途（六）、液体平均粘度计算表5甲苯、乙苯在某些温度下地粘度甲苯、乙苯在某些温度下地粘度（μ）④温度T/℃60708090100甲苯0.3730.340.3110.2860.264粘度（mPa·s）0.4260.3880.3540.3250.3乙苯温度T/℃110120130140150甲苯0.2450.2280.2130.20.188粘度（mPa·s）0.2780.2590.2420.2260.213乙苯120110117.45110Tm1=117.45℃，0.245,A0.228A0.245120110117.451100.2590.278,BB0.278

0.24210.2662

mPa·smPa·s同理;Tm2=138.61℃时，A0.21375·，0.24253·精馏段液相平均粘度：14/35个人收集整理仅做学习参考1Ay1B(1y1)0.242*10.81730.266*20.18270.2436mPa·s（七）提馏段液相平均粘度：2Ay2B(1y2)0.21288*0.3127250.24185*0.6872750.23279mPa·s精馏段质量流量：L1ML1L94.692*164.814.33kg/sV1MV1V95.544*200.365.31kg/s体积流量:LS1L14.330.00553m3/sL1775.34VS1V15.311.906m3/sV12.7846提馏段质量流量：L2ML2L101.7733*164.814.65kg/sV2MV2V103.55*200.365.67kg/s体积流量:LS2L24.650.0099m3/sL2762.33VS2V25.311.93m3/sV22.89四．精馏塔地塔体工艺尺寸计算15/35个人收集整理 仅做学习参考史密斯图1、精馏段塔径地计算取板间距 HT=0.45m，取板上清液层高度 hL＝0.07m.1Ls12液气动能参数：PF1Lm1Vs1Vm1

0.00553 775.341.906 2.784

120.04838查Smith通用关联图得 C20 0.081000.217.560.2负荷因子：C1C20Lm10.0810.0886m/s2020最大允空塔气速：C1Lm1-Vm10.0886775.34-2.784F11.476m/sVm12.78410.7F11.033m/s估算塔径'Vs11.9061.846m，：D10.7850.7850.1.033圆整取D2.2m，上下塔径一致塔截面积：AT1=0.785D2=0.785×2.22=3.7994m2空塔气速：11.906/3.0790.636m/s2、提馏段塔径地计算取板间距HT=0.45m，取板上清液层高度hL＝0.07m.16/35个人收集整理仅做学习参考Ls21/20.0099762.331/2液气动能参数：PF2Lm20.0831Vs221.932.89Vm2查Smith通用关联图得C200.0730.217.260.2负荷因子：C2C20Lm20.0730.0645m/s2020最大允空塔气速：F2C2Lm2-Vm20.0645762.33-2.981.029m/s2.98Vm2取适宜空塔气速：μ2=0.7μF=0.7203m/s估算塔径：D'Vs21.932.003m，为加工方便，圆整取D2.2m.20.7850.7850.7203塔截面积：AT2=0.785D2=0.7852×.22=3.7994m2空塔气速：21.93/3.79940.51m/s表6板间距与塔径地关系⑤塔径D/mm300～500500～800800～16001600～2400板间距200，250，300250，300，350300，350，400，400，450，500，HT/mm450，500550，600（二）、精馏塔有效高度地计算精馏段有效高度：Z精=(Np1-1)HT=(14-1)0.45=6×m提馏段有效高度：Z提=(Np2-1)HT=(10-1)0.45=4×m在进料板上方开一人孔H′T，其高度为0.5m故精馏塔地有效高度Z=Z精＋Z提＋0.5=6＋4＋0.5=10.5m资料个人收集整理，勿做商业用途五、塔板主要工艺尺寸地计算(一)、溢流装置计算1、精馏段溢流装置计算因塔径D＝2.2m，可选用单溢流弓形降液管平直堰.各项计算如下：①、堰长lW1：取lW10.62D0.622.21.364m②、溢流堰高度hw1根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E1=1.031，对于平直堰，堰上液层高度hOW1可由Francis经验公式计算得：资料个人收集整理，勿做商业用途2.84E12/32/3精馏段：hOWLS10.002841.0310.0053*36002.0346mm1000lW11.364hWhLhOW4536mm17/35个人收集整理仅做学习参考2.84LS22/30.0099*36002/3提留段：hOW0.002842.9831mmE1lW11.03110001.364hWhLhOW3.725mm③、弓形降液管宽度 Wd1和截面积 Af1由lW1/D0.65查弓形降液管地参数图得：资料个人收集整理，勿做商业用途Wd10.124Wd12.20.1240.271m8DAf10.0721Af13.79940.07210.2728m2AT1验算液体在降液管中停留时间：精馏段：提留段：

Af1HT0.27280.4515.023s5s10.0053Ls1Af1HT0.27280.458.531s5s20.0099Ls2故降液管设计合理 .④、降液管底隙高度精馏段： 取提留段： 取

0.14m/sLs10.005530则ho1.430.03mlW100.140.14m/sLs20.00990则ho1.430.05mlW200.14（ho不宜小于0.02～0.025m，满足要求）故降液管底隙高度设计合理 .（二）、塔板布置及浮阀数目与排列1）塔板分布本设计塔径 2.2m,采用分块式塔板，以便通过人工装拆塔板 .2）浮阀数目与排列精馏段：取阀孔动能因子F012F012,则孔速u017.19m/sV12.784每层塔板上浮阀数目：VS11.906334块N0.785*0.03920.785d02u01*7.177918/35个人收集整理仅做学习参考取边缘区宽度WC0.07m,破沫区宽度WS0.12m计算塔板上地鼓泡区面积，即：Aa2[xR2x2R2arcsinx]D180R其中RWC1.10.071.03m2xD(WdWS)1.1(0.27280.12)0.7172m2R2arcsinx]所以Aa2[xR2x22.503m2180R浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排地孔心距t=72mm则排间距：t1Aa2.503103mmNt3340.072因塔地直径较大， 必须采用分块式塔板， 而各分块地支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小些，取 t1 88mm，按 t=73mm, t1 88mm，以等腰三角形叉排方式作图，得排阀数380个.资料个人收集整理，勿做商业用途按N=380重新计算：011.9064.23m/s0.7850.0392380F04.232.7847.05塔板开孔率：u10.747u0117.6%4.23提留段：取阀孔动能因子F0127.05m/sF012,则孔速u022.89V219/35个人收集整理仅做学习参考每层塔板上浮阀数目：VS22.784350块N02u0220.785d0.785*0.039*4.23浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排地孔心距t=75mm则排间距：t1Aa2.50395mmNt3500.075六、塔板地流体力学计算（一）、气相通过浮阀塔板地压降可根据 hp hc h1 h计算精馏段：干板阻力：uoc11.82573.11.82573.15.98m/s2.784v1因u01uoc1，故hc15.34v1u0122.7846.09682L1g5.340.035654m22775.349.8板上充气液层阻力：取00.5，hL10hL0.50.070.035m液面表面张力及所造成地阻力：此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板地压降相当地高度为：hP1 0.035654 0.035 0.070654mPP1hp1L1g0.071554774.3189.8542.974Pa提留段：干板阻力：uoc21.82573.11.82573.15.453m/sv22.98因u02uoc2，故hc25.34v2u0222.986.782L2g5.340.0625m22755.369.8板上充气液层阻力：取00.5，hL10hL0.50.070.035m液面表面张力及所造成地阻力：此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板地压降相当地高度为：hP2 0.0625 0.035 0.0975mPP2 hp2 L2g 0.0975 755.36 9.8 721.4Pa（二）、淹塔为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清夜高度 .20/35个人收集整理 仅做学习参考Hd (HT hW),即Hd hp hL hd（1）精馏段：单层气体通过塔板压降所相当地液柱高度： hP1 0.07654m液体通过液体降液管地压头损失：hd10.153(LS1)20.153(0.00553)20.011m6lWh011.430.02板上液层高度：hLm，则Hd10.076540.01160.070.158m0.07取0.5，已选定HTmhm0.45,w10.42162则(HThw)10.5(0.450.42162)0.4358m可见Hd1(HThw)1，所以符合要求.提留段：单层气体通过塔板压降所相当地液柱高度： hP2 0.0863m液体通过液体降液管地压头损失：hd20.153(LS2)20.153(0.014)20.0058m66lWh021.430.05板上液层高度：hL0.07m，则Hd20.08630.0058660.070.1622m取0.5，已选定HT0.45mhm,w20.38524则(HThw)20.5(0.450.38524)0.41762m可见Hd1(HThw)1，所以符合要求.（三）、物沫夹带VS1V11.36LS1ZL（1）精馏段：泛点率L1V1100%KCFAbVS1V1泛点率L1V1100%0.78KCFAT板上液体流经长度：ZDWmL2d2.220.27181.656421/35个人收集整理仅做学习参考板上液流面积：AbAT2Af3.799420.27283.2512m2查物性系数K=1.0,泛点负荷因数图，得CF0.127VS1V11.36LS1ZL2.83912.7841.360.0081431.6564泛点率L1V1100%775.342.784100%46.24%KCFAb0.1273.2512VS1V11.9062.784L1V1775.342.784泛点率100%46.40%0.78KC100%0.780.1273.7994FAT对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过 80%.由以上计算可知，物沫夹带能满足ev0.1（kg液/kg气）地要求.资料个人收集整理，勿做商业用途（2）提留段：查物性系数K=1.0,泛点负荷因数图，得CF0.128qeVS2V21.36LS2ZL1.932.981.360.0099*/1.6544泛点率L2V2100%762.332.84100%49.735%KCFAb0.1283.2516VS2V21.932.98L2V2100%762.332.784100%47.36%泛点率0.78KCFAT0.780.1283.7994对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过 80%.由以上计算可知，物沫夹带能满足ev 0.1（kg液/kg气）地要求.资料个人收集整理，勿做商业用途物沫夹带线VSV1.36LSZL泛点率LVKCFAb据此可作出负荷性能图中地物沫夹带线，按泛点率 80%计算：2.981.36LS1.6544VS精馏段：0.8772.332.980.1273.2516整理得：VS5.44537.3365LS由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值算出VS2.981.36LS1.6544VS提留段：0.8762.333.13110.1283.251622/35个人收集整理仅做学习参考整理得：VS5.10535.236LS表6物沫夹带线上地气液体积流量精馏段LS/(m3/s)0.0020.01VS/(m3/s)5.4145.1150提留段LS/(m3/s)0.0020.01VS/(m3/s)5.13274.8514（四）、液泛线(HThw)hphLhdhehlhhLhd由此确定液泛线，忽略式中h(HThw)5.34vu020.153(L)2(10)[hw2.843600L2/3]2LgSE(lwS)lwh01000u0VS02N4d精馏段：0.435814.9248VS1221.5[0.048732.843600LS2/3772.339.81(0.7852390)239.0LS()]20.03910001.43整理得：VS2180.1098607.37L2S1173.991L2S1/3提留段：0.4176216.72VS2213.1956LS21.5[0.03952.84(3600LS)2/3]764.48392390)229.81(0.7850.03910001.43整理得：VS2269.716982566.6589L2S2153.3658L2S/23在操作范围内任取若干个LS值，算出地VS值.表7液泛值精馏段LS1/(m3/s)0.0010.0030.0040.007VS1/(m3/s)8.8487968.7380258.6906668.559268提留段LS1/(m3/s)0.0010.0030.0040.007VS1/(m3/s)8.2571768.150088.1124497.998738（五）、液相负荷上限液体地最大流量应保证降液管中停留时间不低于3~5s.液体降液管内停留时间AfHT3~5sLS23/35个人收集整理 仅做学习参考以5s作为液体在降液管内停留时间地下限，则：(LS)maxAfHT0.27340.450.02447m3/s55（六、漏液线对于F1型重阀，依F05作为规定气体最小负荷地标准，则VS0.785d02Nu0精馏段：(VS1)min0.7850.039238051.4023m3/s2.7636提留段：(VS2)min0.7850.039238051.2354m3/s2.98（七）、液相负荷下限取堰上液层高度 how 0.005作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关地竖直线.2.843600(LS)min]2/30.005E[lw1000取E=1.0，则(LS)min(0.0051000)3/2lw0.00130m3/s2.8413600由以上(1)~(5)作出塔板负荷性能图七、精馏塔地设计计算结果汇总一览表表9项目符号单计算结果位提馏段精馏段平均压强PkPa110.325118.825平均温度T℃117.45128.61平均密度气相ρ2.7842.89液相kg/m3764.25775.36平均流量气相Vskg/s1.9062.7476液相Lskg/s0.0081430.014实际塔板数31块1113板间距HTm0.450.45塔径Dm2.22.2塔板液流型式单流型单流型溢流堰堰长lWm1.364堰高hWmm2.034631.36424/35个人收集整理仅做学习参考板上清液层高溢流堰宽度hom0.27282.9830度底隙高度m0.030.2728hLm0.070.070.05孔径d0mm3.93.9孔数n个380380孔气速uom/s6.09685.90塔板压降PpkPa0.70.7液体在降液管中地停留时间θs15.1368.804泛点率%45.4046.45漏液点气速uOMm/s1.40231.2354负荷上限(Ls)maxm3/s0.024470.02447负荷下限(Ls)minm3/s0.001300.00130气相最大负荷(Vs)maxm3/s5.25.1气相最小负荷(Vs)minm3/s1.41.3八、冷凝器地设计一、确定设计方案1、选择换热器地类型两流体温度变化情况： 热流体进口温度 112.4℃，以饱和温度流出换热管； 冷流体进口温度35℃，出口温度80℃.估计该换热器地管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀节地固定管板式式换热器.2、流动空间及流速地确定为便于水垢清洗，应使循环水走管程，油品走壳程.选用ф25×2地.5碳钢管，管内流速取u=0.5m/ｓ.资料个人收集整理，勿做商业用途二、确定物性数据1、定性温度：可取流体进、出口温度地平均值.壳程流体地定性温度为：Tm112.4C管程水地定性温度为357550C：tm2根据定性温度，分别查取壳程和管程流体地有关物性数据.2、壳程流体在110.783℃下地有关物性数据如下：密度：ρ1=780.3kg/m3定压比热容：cp1=2.08kJ/(kg℃)·25/35个人收集整理仅做学习参考导热系数：λ1=0.113119W/(m℃)·粘度：μ1=μDm=00.02379Pas·3、循环冷却水在50℃下地物性数据：密度：ρ=1000kg/m3定压比热容：cp=4.2kJ/(kg℃·)导热系数：λ=0.648W/(m℃·)粘度：μ=0.00055Pa·s三、热计算负荷1、壳程液流量 资料个人收集整理，勿做商业用途由精馏塔地设计计算可知：汽相摩尔流率： V=200.036kmol/h塔顶汽相平均摩尔质量： MVDM=103.533kg/kmol壳程液流量 ：ms1=V×MVDM=20743.78kg/h=5.76kg/s2、壳程流体地汽化潜热根据已查得地汽相甲苯、乙苯在某些温度下地汽化潜热（如表） ，将其以 T为x轴、r为y轴绘制出温度-汽化潜热两条曲线（如图）.故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及地温度范围内地汽化潜热可用下式算得：资料个人收集整理，勿做商业用途表10汽化潜热与温度地关系温度T℃406080100120140160180甲苯402.1391379367.1354.2340.3325.5309.4KJ/kg390.1380.3370359.3347.9335.9323.2309.5乙苯图826/35个人收集整理 仅做学习参考甲苯 ：r=-0.001T2－0.4373T＋420.92乙苯 ：r=0.0008T2－0.3999T＋407.22由T=112.4℃可计算出相应地汽化潜热：rA -0.001112.42-0.4373112.4 420.92 359.17KJ/kgrB -0.0008112.42-0.3999112.4 407.22 352.32KJ/kgrm 0.9913359.17（1-0.9913）352.32 359.105KJ/kg3、热负荷热负荷：Q=ms1×rm=2.1021×359.105=754.87KW（忽略热损失）3）逆流平均温差(T1t2)(T2t1)(112.475)(112.435)tmln112.454.7C9lnT1t275T2t1112.435（四）、冷却水用量27/35个人收集整理 仅做学习参考根据热量衡算Q mscp(t2 t1)冷却水用量：ms754.87）4.521kg/s4.174（7535（五）、估算传热面积由于管程走水，壳程走冷凝液，总传热系数 K=467～814W/（m2·℃），现取K=650W/（m2·℃）资料个人收集整理，勿做商业用途传热面积：SQ754.8710320.67m2Ktm65054.79考虑15％地面积裕度，S=1.15×S′=1.15×20.67=23.77m2.（六）、换热器地工艺结构尺寸1、换热管及管内流速地选择根据我国目前地系列标准，本设计固定管板式式换热器选用管径为ф25mm×2.5mm地碳钢管，管内流速取u=0.5m/s.资料个人收集整理，勿做商业用途2、管程数和传热管数依据传热管内径和流速确定单程传热管数4Vs4ms44.521根n2ud2u0.02228d0.51000按单程管计算，所需地传热管长度为S23.7710.093m（do为管外Ldon0.02530径）.显然传热管过长，宜采用多管程结构，现取传热管长L=5m，则该换热器管程数为L10.093N=28×2=58(根)资料个人收集整理，勿做商业用途Np62，传热管总根数L3、传热管排列和分程方法采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列， 隔板两侧采用正方形排列 .取管心距t=1.25do，则t=1.25 ×25=31.25≈32(mm)横过管束中心线地管数 nc 1.19N 1.19 58 10（根）4、壳体内径采用单管程结构，取管板利用率 η＝0.7，则壳体内径为D1.05tN1.053210-3580.305m圆整可取D＝400mm0.728/35个人收集整理 仅做学习参考5、折流板采用弓形折流板， 取弓形折流板圆缺高度为壳体内径地 25％，则切去地圆缺高度为 h＝0.25×400＝100mm；取折流板间距 B＝0.3D，则B＝0.3×400＝120mm，可取板间距 B=150mm；折流板数NBL-0.125.940块，折流板圆缺面水平装配.B0.156、接管壳程流体进出口接管：取接管内流体流速为u＝2m/s，则接管内径为：4Vs14ms141.906du10.039mu780.32取标准管径为45mm.管程流体进出口接管：取接管内循环水流速u＝2m/s，则接管内径为：4Vs44.5210.07588m资料个人收集整理，勿做商业用途d10001u取标准管径为 800mm（七）、换热器核算1、热量核算①壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用凯恩公式0.3610.551/30.141Re1Pr（）dew因是正三角形排列所以当量直径：de4（32π24（32π20.020m2t-do）0.032-40.02）5πdo24π0.0252壳程流通截面积：So1BD（1-do）0.150.4（1-0.025）0.013125m2t0.032壳程流体流速及其雷诺数分别：u1Vs1ms11.9060.18m6/sSo1So110.013127580.3Re11deu1780.30.02020.186湍流)0.239310-31213.00291000(0129/35个人收集整理仅做学习参考Cp112.023451030.239310-3普兰特准数：Pr4.28110.1131190.14粘度校正：1W0.360.11311912130.0290.554.2811/31611.32W/(m2C)0.0202②管程对流传热系数0.0230.80.4RePrd管程流通截面积Sod2300.7850.022300.00942m24管程流体流速及其雷诺数分别Vsms4.5210.479m9/suSo0.009412000SoRedu10000.020.48710.0072514255.14000湍0流()Cp4.1741030.72510-34.67普兰特准数Pr0.6480.0230.64814255.40.84.670.42745.445W/(m2C)0.02③传热系数K污垢热阻Rs=0.000344m2·℃/W,Rs1=0.000172m2·℃/W；管壁地导热系数λ=48W/(m·℃)；dmddo0.0225m.资料个人收集整理，勿做商业用途2K1dobdo1doRs1dRsddm110.0250.3440.0250