甲苯乙苯的精餾工藝課程設(shè)計(jì)方案

化工原理課程設(shè)計(jì)學(xué)生姓名：XXX學(xué)號(hào)：XXXXXXXXX年級(jí)：XX級(jí)X班專(zhuān)業(yè)：化學(xué)工程與工藝設(shè)計(jì)題目：甲苯-乙苯的精餾工藝2009年12月20日目錄第一部分設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)TOC\o"1-5"\h\z一、 設(shè)計(jì)題目 4二、 設(shè)計(jì)任務(wù) 4三、 設(shè)計(jì)條件 4四、 設(shè)計(jì)內(nèi)容 4第二部分精餾塔的設(shè)計(jì)一、 精餾塔的物料衡算 6＜一）、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 6＜二）、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 6＜三）、物料衡算 6二、 塔板數(shù)的確定 6＜一）、理論板層數(shù)的求取 7＜二）、實(shí)際塔板數(shù)的求取 10三、 塔的操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 10＜一）、操作壓力計(jì)算 10＜二）、操作溫度計(jì)算 10＜三）、平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 11＜四）、平均密度計(jì)算 12＜五）、液體平均表面張力計(jì)算 （六）、液體平均粘度計(jì)算 16四、 精餾塔的氣、液相負(fù)荷計(jì)算 18一）、精餾段氣、液相負(fù)荷計(jì)算 18（二）、提餾段氣、液相負(fù)荷計(jì)算 18五、 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 19一）、塔徑的計(jì)算 19（二）、精餾塔有效高度的計(jì)算 20六、 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 20一）、溢流裝置計(jì)算 20<二）、塔板布置 23七、 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 25（一>、塔板壓降 25（二>、液面落差 27TOC\o"1-5"\h\z（三＞、液沫夾帶 27（四＞、漏液 28（五＞、液泛 28八、 塔板負(fù)荷性能圖 29＜一）、精餾段塔板負(fù)荷性能圖 29＜二）、提餾段塔板負(fù)荷性能圖 32九、 精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總一覽表 37第三部分冷凝器的設(shè)計(jì)一、 確定設(shè)計(jì)方案 39二、 確定物性數(shù)據(jù) 39三、 計(jì)算熱負(fù)荷 401、 殼程液流量 402、 殼程流體的汽化潛熱 403、 熱負(fù)荷 41四、 逆流平均溫差 41五、 冷卻水用量 41六、 估算傳熱面積 42七、 換熱器的工藝結(jié)構(gòu)尺寸 42八、換熱器核算43九、換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計(jì)算結(jié)果 47第四部分再沸器的設(shè)計(jì)一、有關(guān)物性的確定 48二、 估算傳熱面積、初選換熱器型號(hào) 51三、 傳熱能力核算 52四、循環(huán)流量的校核 581、 計(jì)算循環(huán)推動(dòng)力.-：Pd 582、循環(huán)阻力汨 593、 循環(huán)推動(dòng)力-Pd與循環(huán)阻力用的比值 60五、 再熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計(jì)算結(jié)果 61第五部分其它TOC\o"1-5"\h\z設(shè)計(jì)附圖 62設(shè)計(jì)評(píng)估 67\o"CurrentDocument"參考資料 68第一部分設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)一、 設(shè)計(jì)題目：篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)二、 設(shè)計(jì)任務(wù)：完成精餾塔的工藝設(shè)計(jì)；精餾塔設(shè)備設(shè)計(jì)；有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)和選用；繪制工藝流程圖；塔板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)圖和塔板負(fù)荷性能圖；編制設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)。三、 設(shè)計(jì)條件：1、 處理量：27000＜噸/年）。2、 進(jìn)料組成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為30%3、 進(jìn)料狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料4、 料液初溫：35C5、冷卻水的溫度：30C6、 飽和蒸汽壓強(qiáng)：2.5Kgf/cm2（1Kgf/cm2=98.066＞KPa7、精餾塔塔頂壓強(qiáng)：4_KPa（表壓＞8、 單板壓降不大于0.7kPa9、 總塔效率為10、 分離要求：塔頂?shù)募妆胶坎恍∮?9%質(zhì)量分?jǐn)?shù)＞,塔底的甲苯含量不大于1%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)＞。11、年開(kāi)工時(shí)間：7200＜小時(shí)）12、 完成日期：2009年12月12日13、 廠址：湖北荊門(mén)地區(qū)＜大氣壓為760mmHg四、設(shè)計(jì)內(nèi)容<一）、工藝設(shè)計(jì)、選擇工藝流程和工藝條件<要求畫(huà)出工藝流程）①加料方式；②加料狀態(tài)；③塔頂蒸汽冷凝方式；④塔釜加熱方式；⑤塔頂塔底的出料狀態(tài)；⑥塔頂產(chǎn)品由塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻至常溫。、精餾工藝計(jì)算①物料衡算確定各物料流量和組成；②經(jīng)濟(jì)核算確定適宜的回流比；③精餾塔實(shí)際塔板數(shù)。<二）、精餾塔設(shè)備設(shè)計(jì)1、選擇塔型和板型。采用板式塔，板型為篩板塔，2、塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)的設(shè)計(jì)計(jì)算、塔內(nèi)流體力學(xué)性能的設(shè)計(jì)計(jì)算；、繪制塔板負(fù)荷性能圖。畫(huà)出精餾段和提餾段某塊的負(fù)荷性能圖、有關(guān)具體機(jī)械結(jié)構(gòu)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(jìn)料管<2）回流管<3）塔釜出料管<4）塔頂蒸汽出料管<5）塔釜進(jìn)氣管<6）法蘭、總塔高的計(jì)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）、附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)與選型1、換熱器選型。對(duì)原料預(yù)熱器、塔底再沸器、塔頂產(chǎn)品冷卻器等進(jìn)行選型。2、塔頂冷凝器設(shè)計(jì)選型。根據(jù)換熱量，回流管內(nèi)流速，冷凝器高度，對(duì)塔頂進(jìn)行選型設(shè)計(jì)。<四）、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總

＜五）、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖＜六）、對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述或?qū)τ嘘P(guān)問(wèn)題的分析與討論第二部分

精餾塔的設(shè)計(jì)

精餾塔的物（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M=106.16kg/kmol0.3/92.13Xf0.3/92.130.7/106.16二0.3306Xd0.99/92.130.99/92.130.01/106.160.9913XW0.01/92.130.01/92.130.99/106.16二0.0115＜二）、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M0.3/92.13Xf0.3/92.130.7/106.16二0.3306Xd0.99/92.130.99/92.130.01/106.160.9913XW0.01/92.130.01/92.130.99/106.16二0.0115＜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(duì)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(jìn)料流量F=2700010/(30024)=36.9379kmol/h101.5217”F=D+W—Fxf_DXd+^WXwDW=36.937909913漢D+0.0115W=36.9379漢0.3306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溫度范圍C甲苯6.079541344.8219.4826?137乙苯6.082081424.255213.0626?163表2t/°C110.62113116119122pA101.3089108.3452117.7550-27.7931138.4878pB48.071251.761156.731862.077067.8163X1.00000.87550.73030.59690.4738y1.00000.93640.84900.75300.6477t/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)Igp0二A-B＜A、B、C為Antoine方程常數(shù)由手冊(cè)已查得t+C如表1）求得一系列溫度下甲苯和乙苯的蒸氣壓 PA、P；。再根據(jù)泡點(diǎn)方程X二社4和露點(diǎn)方程y二得到各組t-x（y＞Pa-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甲苯-乙茉的溫度-組成相圖甲苯-乙茉的溫度-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:RmXdRmXd-yeye—Xe0.9913-0.49962.909470.4996-0.3306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(shí)際操作的回流比為最小回流比的 2倍。即：R=2Rm=5.8189

1.0V)0+8:1.0V)0+8:0.6電40.20q紗x(豺分教)泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，理論培板教的圖解求操作線方精餾段操作線方程為：ym二RX「Xd=0.8533Xn?0.1454R+1 R+1L=RxD=5.8189x12.0299=70.0008kmol/h提餾段操作線方程為 ym1二LqFXm-Wxw=1.3036Xm-0.0027L+qF-W L+qF_W4、圖解法求理論板層數(shù)精餾段操作線為經(jīng)過(guò)點(diǎn) a(0.9913,0.9913＞、c(0,0.1454＞的直線，與q線交與點(diǎn)d,而提留段操作線為經(jīng)過(guò)點(diǎn)d、b(0.0115,0.0115＞兩點(diǎn)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(jí)＜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NT1=9塊，提餾段NT2=9.1119塊，第10塊為加料板位置。＜二）、實(shí)際塔板數(shù)Np的求取精餾段：Np1=NT1/0.6=15，取Np1=15塊；提留段：NP2=NT2/0.6=15.1865；取Np2=16塊；總塔板數(shù)：NP=Np1+Np2=31塊。三、塔的操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算＜一）、操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力 ：Pd=101.3+4=105.3kPa每層塔板壓降 ：取△P= 0.7kPa進(jìn)料板壓力 ：105.3+0.7X15=115.8kPa塔底操作壓力：Pw=115.8+0.7X16=127kPa精餾段平均壓力：Pm1=＜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(jì)算TOC\o"1-5"\h\z查溫度-組成圖可得相應(yīng)溫度如下：塔頂溫度 ：TD=110.783C進(jìn)料板溫度 ：TF=125.817°C塔底溫度 ：Tw=136.983C精餾段平均溫度 ：Tm=＜110.783+125.817）/2=118.301 C提餾段平均溫度：Tm2=＜125.817+136.983）/2 =

131.40C平均摩爾質(zhì)計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)計(jì)算131.40C平均摩爾質(zhì)計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)計(jì)算由yi=XD=0.9913,查平衡曲線得Xi=0.9825MVDm-0.991392.13(1-0.9913)106.16=92.2521kg/kmolMLDm=0.982592.13(1-0.9825)106.16=92.3755kg/kmol 2、進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xf=0.3306，查平衡曲線得yF=0.4996MVFm-0.499692.13-(1-0.4996)106.16=99.1506kg/kmolMLFm=0.330692.13(1-0.3306)106.16=101.5217kg/kmol、塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xp0.0115，查平衡曲線得y嚀0.01151MVWm=0.0115192.131-0.01151106.16=105.9985kg/kmolMLWm=0.011592.131-0.0115106.16=105.9987kg/kmol 4、精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm1(92.252199.1506/2=95.7014kg/kmolMLm1(92.3755101.5217)/2=96.9486kg/kmol5 、提餾段平均摩爾質(zhì)量MVm2(99.1506105.9985/2=102.57455kg/kmolMLm2(101.5217 105.9987)/2=103.7602kg/kmol<四)、平均密、氣相平均密由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即:Vm1PmlM:Vm1PmlMVm1RTml110.55X95.70148.314(118.301 273.15)=3.2508kg/m2常?甞薦篤爲(wèi)廠3.7023kg/m32、液相平均密度計(jì)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(shè)計(jì)所涉及的溫度范圍內(nèi)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二巫?西計(jì)算＜式中a表示質(zhì)量分：'m：'A：'B數(shù)）表3液相甲苯、乙苯在某些溫度下的密度溫度T/C60708090100pkg/m3甲苯829.3819.7810800.2790.3乙苯831.8822.8813.6804.5795.2溫度t/c110120130140150pkg/m3甲苯780.3770759.5748.8737.8乙苯785.8776.2766.6756.7746.6

556o75 859o105 115 125 13o 145loo165556o75 859o105 115 125 13o 145loo165①、塔頂液相平均密度的計(jì)算由Td=110.783°C得:pda=-1.0245X110.783+892.00=778.5028kg/m889.84=784.3635pdb=-0.9521X110.783889.84=784.3635kg/m3—°DmaDAkg/m3—°DmaDA.aDBDADB0.99 0.01778.5028 784.3635rDm=778.561kg/m3進(jìn)料板液相平均密由Tf=125.817C得:pfa=-1.0245X125.817+892.00=763.1005kg/mpfb=-0.9521X125.817+889.84=770.0496kg/m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率需=767.9516kg/m31_aFA aFB_ 0.3需=767.9516kg/m3訂一匚 :>B763.1005770.0496塔底液相平均密度的計(jì)算塔底液相平均密度的計(jì)算由Tw^136.983C得:889.84=759.4184pwa=-1.0245X136.983+892.00=751.6609kg/mpw=-0.9521X136.983

889.84=759.4184kg/m3丄=匹.業(yè)B 0.99 =.Pwm Pwa Pwbkg/m3丄=匹.業(yè)B 0.99 =.Pwm Pwa Pwb 751.6609759.4184匚皿二759.34kg/m3④、精餾段液相平均密度pLm=(pDm+pFn>/2―<778.561+767.9516)=773.2563kg/m3⑤、精餾段液相平均密度pLm2=(pFm+pfw>/2=<767.9516+759.34)=763.6458kg/m3＜五)、液體平均表面張力計(jì)算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、(T為y軸分別繪制出甲苯、乙苯的溫度-表面張力曲線圖＜如圖4)。故甲苯、乙苯純組分在本設(shè)計(jì)所涉及的溫度范圍內(nèi)的表面張力可用下式求得:甲苯 度范圍內(nèi)的表面張力可用下式求得:甲苯 ta=-0.1053T+30.095乙苯tb=-0.1016T+31.046n而液相平均表面張力用二Lm=1XQi計(jì)算im表4甲苯、乙苯在某些溫度下的表面張力＜t)溫度TC60708090100表面張力(mN/m＞甲苯23.9422.8121.6920.5919.49乙苯25.0123.9622.9221.8820.85溫度TC110120130140150表面張力(mN/m＞甲苯18.4117.3416.2715.2314.19乙苯19.8318.8117.8116.8215.83圖4表面張力與溫度的關(guān)系宀灌就瀘1255 65758595105115 125T1351451551651 、塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由 Td=110.783°C 得(r?=-0.1053X110.783 +30.095=18.4296mN/m(Tdb=-0.1016X110.783+31.046=19.7904mN/m(TDm=0.9825X18.4296+(1-0.9825>X19.7904=18.4534mN/m、進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由Tf=125.817C得：(Tfa=-0.1053X125.817+30.095=16.8465mN/m(Tfb=-0.1016X125.817+31.046=18.2630mN/m(Tfh=0.3306X16.8465+<1-0.3306)X18.2630=17.7947mN/m、塔底液相平均表面張力的計(jì)算由 Tw=136.983C得： (Tw=-0.1053X136.983+30.095=15.6707mN/m(Tw=-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張力

(TLm=((TDm+(TFm>/2二<18.4534+17.7947>/2=18.1241mN/m、提餾段液相平均表面張力TLm=(TFm+tw>/2=<17.7947+17.1118>/2=17.4532mN/m<六)、液體平均粘度計(jì)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(guān)系 y=小證憑芻嚴(yán)關(guān)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t為y軸分別繪制出甲苯、乙苯的溫度-粘度曲線圖＜如圖5）。故甲苯、乙苯純組分在本設(shè)計(jì)所涉及的溫度范圍內(nèi)的粘度可

用下式算得：甲苯：卩=1.2X10-5T2-0.0046T+0.6010乙苯：卩=1.4X10-5!2-0.0053T+用下式算得：甲苯：卩=1.2X10-5T2-0.0046T+0.6010乙苯：卩=1.4X10-5!2-0.0053T+0.6896液相平均粘度用lg(1Lm=藝Xilg(1i計(jì)算1 、塔頂液相平均粘度的計(jì)算5 2由Td=110.783C得：1da=1.2X10-X110.783—0.0046X110.783+0.60101da=0.2387mPa-s1dB=1.4X10-5X110.7832—0.0053X110.783+0.68961db=0.2743mPa-slgidh=0.9825Xlg(0.2387>+ (1-0.9825>Xlg(0.2743>1Dr=0.2393mPas2 、進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由Tf=125.817C得：1fa=1.2X10-5X125.8172—0.0046X125.817+0.60101fa=0.2122mPa-s1fb=1.4X105X125.8172—0.0053X125.817+0.6896afb_0.2444mPaslg1fh=0.3306Xlg(0.2122>+ (1-0.3306>Xlg(0.2444>解出1fh=0.2332mPa-s塔底液相平均粘度的5 2由Tw^136.983C得：1w=1.2X10-X136.983—0.0046X136.983+0.6010

aw=0.1961mPa，saw=1.4x105x136.9832—0.0053x136.983+0.6896lgaw=0.0115xlg(0.1961>+(1-0.0115>xlg(0.2263>解出aw=0.2259mPa-s4、 精 餾 段液相 平 均 粘 度aw=0.2263mPa-saLm=(0.2393+0.2332>/2=0.2363mPa-s5、提餾段液相平均粘度aLm=（0.2332+0.2259＞/2=0.2296mPa-s四、精餾塔的氣、液相負(fù)荷計(jì)算＜一）、精餾段氣、液相負(fù)荷計(jì)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：VM向嚴(yán).。307 95.7014=0.6708口％3600?Vm1 36003.2508汽相體積流量：Vh1=3600Vs1=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：L卄LMLm1J。0012 96.9486=0.00244口彳怡3600：［m1 3600773.2563液相體積流量：Lh1=3600Ls1=8.7765m3/h＜二）、提餾段氣、液相負(fù)荷計(jì)算汽相摩爾流率：V=V-1-qF=V=80.0307kmol/h汽相體積流量“船加%曾汽相體積流量Vh2=3600Vs2=2217.3009m3/h液相回流摩爾流率：LJLqF=70.0012136.9379=106.9391kmol/h液相體積流量：LMLm2=106.9391103.7602=0.00404m3/s3600；-Lm2 3600763.6458液相體積流量：Lh2=3600Ls2=14.5303m3/h五、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算＜一)、塔徑的計(jì)算、精餾段塔徑的計(jì)算取板間距HT=0.50m,取板上清液層高度 hL=0.06m。液氣動(dòng)能參數(shù)：pF； =0.00244j'773.2563F=0.0561Vsi(Pvmi丿0.6708I3.2508丿查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得c」=0.0900負(fù)荷因子：Ci=C2(?沁丨=0.090乂18.1241]=0.08824m/sI20丿 i20丿最大允空塔氣速：..cIPLm1-PVm1ccccc,；773.2563-3.2508…“廠/嗒二G.'—Lm1Vm1=0.08824 1.35805m/s詁 3.2508取適宜空塔氣速：卩1=0.7卩f1=0.95064m/s估算塔徑：Dr..Vs1 0.6708 =0.9481m，按標(biāo)準(zhǔn)塔”0.785卩\0.785漢0.95064徑圓整后取塔徑D=1m。222塔截面積為At1=0.785D=0.785X1=0.785m、提餾段塔徑的計(jì)算取板間距HT=0.50m,取板上清液層高度 hL=0.06m。液氣動(dòng)能參數(shù)：噸 二空0404763.6458化=0.09421Vs2lPVm2丿 0.6159I3.7023丿查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得c2o一=0.0863負(fù)荷因子:C2=C20.20負(fù)荷因子:C2=C20.20=0.0863‘17.4532嚴(yán),20丿=0.08398m/s最大允空塔氣速:Lm2-\m2?Vm2-0.08398763.6458-3.7023Lm2-\m2?Vm2-0.08398763.6458-3.7023X3.7023-1.20318m/s取適宜空塔氣速：卩2=0.7卩f=0.84223m/s估算塔徑D2Vs2估算塔徑D2Vs2- 0.6159——=0.9652m，',0.785」 \0.7850.84223為加工方便，圓整取D=1m，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(guān)系塔徑D/mm300?500500?800800?16001600?2400板間距200,250,250,300,300,350,400,450,HT/mm300350400,450,500,550,500600<二）精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度：Z精=(Nh-1>HT=(15-1>X0.5=7m提餾段有效高度：Z提=(Np2-1>HT=(16-1>X0.5=0.75m在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔H't,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(jì)算(一>、溢流裝置計(jì)算1、 精餾 段 溢 流 裝 置 計(jì)算因塔徑D-1m,可選用單溢流弓形降液管平直堰，采用凹形

①、堰長(zhǎng)1w1:取IW1=0.7D=0.71=0.7m②、溢流堰高度hwi由汁=帶處080；器°7，根據(jù)液流收縮系數(shù)圖可查得液流收縮系數(shù)E=1.031，對(duì)于平直堰，堰上液層高度 how可由Francis經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算得:h2.84ELh2.84ELh1hOW1 E1■1000JW1丿2/3=0.002841.031'8.7765"I0.7丿2/3=0.0158m=15.8mmhow應(yīng)大于6mm本設(shè)計(jì)滿足要求，板上清液層高度hL=60mm,故h^=n「hoW1=60-15.8=44.2mm③、弓形降液管寬度W③、弓形降液管寬度W和截面積 Af1由IwjD=0.7查弓形降液管的參數(shù)圖得:Afi等0.7=1Afi—2=0.09二Af1=0.090.785=0.07065mAT1液體在降液管中停留時(shí)間:0.070650.514.4893s5s0.070650.514.4893s5s0.00244故降液管設(shè)計(jì)合理。耳二0.00244耳二0.00244=0.03486m加0 0.70.1取降液管底隙的流速％=0.10m/s則ho1.r<ho不宜小于0.02?0.025m，滿足要求）hw-hoi=44.2-34.86=9.34 mm>6mm故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合選用凹形受液盤(pán)，深度取hw=50mm2、提餾段溢流裝置計(jì)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(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下：、堰長(zhǎng)lW2: 取G2=Gi=0.7m②、溢流堰高度hw2TOC\o"1-5"\h\z由丄罷二145303二35.4429；皿=0.7，根據(jù)液流收縮系數(shù)圖可查lw22 0.7 D得液流收縮系數(shù) 巳=1.081，對(duì)于平直堰，堰上液層高度 howz由Francis經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算：/皆 、2/32.84Lh2 〔14.5303)how2=E2 =0.00284X1.081 i=0.023188m1000 |Jw2, <0.7丿how應(yīng)大于6mm本設(shè)計(jì)滿足要求 ，板上清液層高度 hL=60mm,故hw2=n-ho^=60-23.188=36.812mm③、弓形降液管寬度 W2和截面積 Af2因Iw2=iw1，塔徑D相同故W2二W=0.11m,Af2=Af1=0.07065m2液體在降液管中停留時(shí)間：，2Af2HT0.070650.5=8.744s5sLs20.00404故 降 液 管設(shè)計(jì)合理 。④、 降 液管底隙 高度 ho取降液管底隙的流速％、0.20m/s則ho2 Ls2 0.00404=0.02886m （滿足要求）G%0.70.2hW2-ho2=0.036812-0.02886=0.007952m=7.952mm6mm故降液管底隙高度選用凹形受液盤(pán)，深度取hw=50mm設(shè)計(jì)合理。<二）、塔板布置1 、精 餾段 塔板布置① 、 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(guān)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(wú)效邊緣區(qū)確定取破沫區(qū)寬度：Wsi=Wsi=0.06m;取無(wú)效邊緣區(qū)：W=0.05m 。③、開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積A按Aa=2|x（r2-x2+71r2arcsin"X『計(jì)算1 180°Vr丿」其中 Xi=D/2-（Wdi+W>=0.5-（0.11+0.06>=0.33mri= D/2-W =0.5-0.05=0.45 m故Aa1=20.33、O.4&-O.332314160.4弓arcsin"033=0.5353m2『 180 S.45.丿」④、篩孔計(jì)算及其排列本設(shè)計(jì)所處理的物系無(wú)腐蝕性，可選用5=3mm一般的厚度為3~4mr）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倍孔直徑的中心篩孔數(shù)目：nJ11582"Aa='1158JO''0.5353=2755(個(gè))<b 丿i15」開(kāi)孔率為：:冷=A01 0.907 0.9072=0.100778=10.0778%<開(kāi)Aa1 (t1/d01) (15/5)孔率一般在5?15%>間,滿足要求）每層塔板開(kāi)孔面積： Ao1="Aa1=0.1007780.5353=0.05395m2氣體通過(guò)篩孔的氣速： uo1二也/每=0.6708/0.05395=：12.4337m/s2 、提餾段塔板布置①、 塔 板 的 分 塊因D>800mm故塔板采用分塊式。塔板分為3塊。、破沫區(qū)（安定區(qū)>寬度、無(wú)效邊緣區(qū)確定取破沫區(qū)寬度：Ws2=Ws2=Ws1=0.06m取無(wú)效邊緣區(qū)： W2=VV=0.05 m、開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積A2二A1=0.5353m④、篩孔計(jì)算及其排列同樣選用8=3mm碳鋼板，篩孔直徑d。2二ck=5mm按正三角形排列，孔中心距t為12=t1=3d°1=3x5=15mm篩孔數(shù)目： n2=n1=2755 個(gè)開(kāi)孔率為：叮」2=匕=10.0778% <滿足要求）每層塔板開(kāi)孔面積： A^^^A,^0.1007780.5353=0.05395m2氣體通過(guò)篩孔的氣速： uo2二V/A^=0.6159/0.05395=11.41613m/s表8單流型塔板某些參數(shù)推薦值

塔徑D/mm塔截面積Ai/m<A/At)/%lv/D弓形降液管降液管面積2Ad/mm堰長(zhǎng)lv/mm堰寬bJmm7.2270.661529 ,1000.03638000.052710.00.726581 ,1250.050214.20.8006401600.07176.80.6506501200.053410000.78549.80.7147141500.077014.20.8008002000.11207.220.6617941500.081612001.131010.20.7308762900.115014.20.8009602400.1610七、 篩七、 篩板的(—。、塔板壓降1、 精餾段① 、 干板干板阻力hc1由流體力學(xué)驗(yàn)算的塔板壓降阻力hc1計(jì)算hc1=1 ?Vm1/、,U012計(jì)算2g°Lm1lC01)doi/S=5/3=1.6667，由孔流系數(shù)圖查得孔流系數(shù) C0i=0.8011故“僉T773225詁篙卜呵詼液柱②、氣體通過(guò)板上液層的壓降hM氣體通過(guò)有效流通截面積的氣速Uai，對(duì)單流型塔板有:動(dòng)能因子：1Fa1=ua1JiVm1=0.939 3.2508二1.6931VsiAti一Afi0.67080.785-0.07065=0.939m/s查充氣系數(shù)圖得充氣系數(shù)：S".60<一般可近似取B二0.5~0.6)

故=冷hw「howl二m=0.600.06=0.036m③、液體表面張力的阻 力 h匚 計(jì) 算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h._由h._=^Lm計(jì)算° 匚%gd。h 4'Lmi 418.124110 0.0019114m液柱④、氣體通過(guò)每層- ?Lm1gdo1 773.25639.810.005塔板的液柱高度 hp可按下式計(jì)算，即hp1=hc1hl1“=0.051620.03600.0019114=0.0895314m氣體通過(guò)每層塔板的壓降為：Pp1=lm1ghp1/1000=773.25639.810.08953/100B0.6791kPa：：0.7kPa<滿足工藝要求）2 、 提 餾 段 的 塔板壓 降①、 干 板 阻 力hc2計(jì) 算彳0/'2干板阻力 hc2由 hc^1■Vm2■U02計(jì)算2g%<C02丿d°2/S=5/3=1.6667,查得孔流系數(shù)C02=0.8011故hc2=—1一漢3.7023X11.41613]=0.05018m液柱②、氣體通過(guò)27.81763.6458 0.8011丿板上液層的壓降hl2氣體通過(guò)有效流通截面積的氣速Ua2，對(duì)單流型塔板有：Ua2At2-AfUa2At2-Af20.61590.785-0.07065-0.8622m/s動(dòng)能因子：Fa2二ua2?匚m2二0.8622一3.7023二1.65896查圖得充氣系數(shù)：：2-0.60< 般可近似取p-0.5~0.6）。故hl2 hW2how2二phL=0.600.06=0.036m③、液體表面張力

的 阻 力 - 計(jì) 算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h._由忙?4；「Lm計(jì)算▽a%gdoh2二上匹417.453210 0.001864m液柱④、氣體通過(guò)每層02 PLm2gd°2 763.6458漢9.81漢0.005塔板的液柱高度hp可按下式計(jì)算，即hp2=入2hl2h.2=0.050180.03600.001864二0.08805m氣體通過(guò)每層塔板的壓降為：pp2二:?Lm2ghp2/100^763.64589.810.08805/1000=0.65958kPa：0.7kPa<液沫夾帶量可用式精餾段液沫夾帶量5.7匯10液沫夾帶量可用式精餾段液沫夾帶量5.7匯10氣 UaeV-%m [Ht-2.5%一5.7"0」；Ua1I3'2eV1二°Lm1-Ht—2.5hL.Ua3.2計(jì)算:滿足工 藝要求 ) 。(二>、液面 落 差對(duì)于篩板塔,液面落差很小，且本設(shè)計(jì)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_6 — 325.710 0.93918.124110； 110.5-2.50.06=0.00734kg液/kg氣::0.1kg液/kg氣提餾段液沫夾帶量：巳提餾段液沫夾帶量：巳2Ua2I3'5.710^°Lm2 T—2.5九一--65.71017.453210；- 32漢 0.8622 IL0.5-2.50.06-0.005847kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣

＜驗(yàn)算結(jié)果表明產(chǎn)生的霧沫夾帶量在本設(shè)計(jì)范圍內(nèi)允許）對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速（下限氣速＞UOM可由下式計(jì)算，即UomUom-4.4Cq(0.00560.13九-h；)LmUOM1=4.4Cq(UOM1=4.4Cql' ?Vm13.2508精餾段：=4牛0.8011((O.0056?.13".06—。.001911)773.25633.2508=5.82693m/s實(shí)際孑L速Uo1= 12.4337m/s>UOM1穩(wěn)定系數(shù)為Ki實(shí)際孑L速Uo1= 12.4337m/s>UOM1穩(wěn)定系數(shù)為Ki=Uoi/Uom=12.4337/5.82693=2.134>1.5(0.00560.13h.-“)仏UOM2-4?4c)心2提餾段： =4.40.8011：(0.005爭(zhēng)0.130.0?0.00186)763.64583.7023=5.4372m/s實(shí)際孑L速Uo2= 11.41613m/sUOM2穩(wěn)定系數(shù)為K2=Uo2/Uom=11.41613/5.4372=2.1>1.5故在本設(shè)計(jì)中無(wú)顯漏液為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高H故在本設(shè)計(jì)中無(wú)顯漏液為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從(HT+hv>苯一甲苯物系屬般物系，=0.5(HT+hW>=0.5苯一甲苯物系屬般物系，=0.5(HT+hW>=0.5X(0.50+0.04394>=0.27197Hd=hP+hL+△+hd,板上不設(shè)進(jìn)口堰，本設(shè)計(jì)采用平直堰=0 , hdhd=0.153Ls=0 , hdhd=0.153LsIWhoJ精餾段：hdi=0.1531-=0.153010.002438\0.001527m0.70.03486故1^1=0.08953+0.06+0.001527=0.1511m液柱。提餾段：m2=0.153=提餾段：m2=0.153=0.1530.004040.70.028860.00612m故壓=0.08805+0.06+0.00612=0.1542m液柱因Hn和Hi2都小于?（HT+hv>,故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。通過(guò)流體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段和提餾段塔徑及塔板各工藝結(jié)構(gòu)尺寸合適，若要做出最合理的設(shè)計(jì)，還需重選 Ht及hL，進(jìn)行優(yōu)化設(shè)計(jì)，在此不再贅敘。八、塔板負(fù)荷性能圖<一）、精餾段塔板負(fù)荷性能圖1、液相負(fù)荷上限線Ls,max1HTLs,max1HTAf10.50.070655=0.007065m3/s① 2、液相負(fù)荷下限線取平堰堰上液層高度how=0.006mE1.031ow1=0.00284E13600Ls,min1low1=0.00284E13600Ls,min1lw12/3=0.002841.0313600Ls,min10.7二0.006Ls,min1=5.7037x10“m3/s②3、霧沫夾帶線5.710“°LM13.2| 5.710“°LM13.2| ua1-Ht—hf1-式中Uai= Vsi = Vs1 -1.39987VsiAr—Afi0.785—0.07065=2.5hwi'dwihf1=2.5hwi'dwi-=2.50.0442+0.00284EE=1.031/ \2/313600LsiE=1.031/ \2/313600Lsi<lw1)J代入數(shù)據(jù)得％5.710-618.124110"1.39987Vsi0.5-0.1105-2.181L；13代入數(shù)據(jù)得％5.710-618.124110"1.39987Vsi0.5-0.1105-2.181L；133.2簡(jiǎn)化得：2/3Vsi=1.6843—9.4311Lsi在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式算出對(duì)應(yīng)的Vs值列于下表:Ls,m3/sX1045.70420.167734.631749.095770.65Vs,m3/s1.621.531.471.411.34依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線 ③4、液泛線:-：JHt?hwiAhpi-hwi'howi hdi2/3howi-0.00284Eihci3600Ls11wi=0.002841.031‘3600L2/3howi-0.00284Eihci3600Ls11wi=0.002841.031‘3600Ls1廠'、、0.7.丿2/3=0.8724Ls12—11uoij1吒mi2glCoi丿^Lmi)-0.051=0.051VsilCo1Aoi丿(PLm1卄3.25080.80110.05395773.2563=0.1148Vs：hii八hwi-howi=0.600.04420.8724L?3=0.0265+0.52344L?3h；-i二0.0019114mhpi二hcinh-^0.1148Vs10.52344L?30.02650.0019114

< L 彳=0.153 s1 I=256.945L：10.7x0.03486丿0.5(0.5+0.0442)=(0.1148/；+0.52344L?3+0.0284114片0.0442+0.8724L?3+256.945L：Vs1=1.7377-12.15889L；13-2238.1969L：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式算出對(duì)應(yīng)的Vs值列于下表:3 4Ls,m3/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＜?xì)庀嘭?fù)荷下限線）九=hw1+how1=0.0442+0.8724L?3(0.00560.13hL Lm1u(0.00560.13hL Lm1uom1=4.4Co?Vm1=4八0.8。11討0.。056+。.13(O.^^O.8724—。.。。⑼口^^Vs,min1整理得:Vs,min1整理得:Vs2min1=0.97556L213+0.081156在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè) Ls值，依上式算出對(duì)應(yīng)的Vs,min值列于下表：3 4Ls,m/sX105.70420.167734.631749.095770.65Vs了，min,m/s0.2960.3110.3210.3300.342依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線 ⑤6、操作彈性操作氣液比 Vs1/Ls廠0.6708/0.00244二274.92操作彈性定義為操作線與界限曲線交點(diǎn)的氣相最大負(fù)荷 Vs1,max與氣相

允許最小負(fù)荷Vsi,min之比，即：＜如圖6)操作彈性=匕1^二1.17347二3.88Vsi,min 0.＜如圖6)將所得上述五個(gè)方程繪制成精餾段塔板負(fù)荷性能圖＜二)、提餾段塔板負(fù)荷性能圖1、液相負(fù)荷上限線Ls,max2HTLs,max2HTAf20.50.07065=0.007065m3/s①22、液相負(fù)荷下限線取平堰堰上液層咼度h°w=0.006m，E:1.031how2=0.00284E23600Ls,minhow2=0.00284E23600Ls,min22/3=0.002841.081lw23600Ls,min22/30.7二二0.006Ls,min2Ls,min2=5.3126 10/m3/s②33、霧沫夾帶線ev25.710上ev25.710上Ua23.2二二LM2式中Ua2Vs2Ar-式中Ua2Vs2Ar-Af2 0.785-0.07065-1.39987Vs2hf2=2?5hL2=2.5hw2how2-=2.50.0368+0.00284E23600Ls2E2=1.081屮3]lw2-2.50.03680.9147L2s?-2.50.03680.9147L2s?1-0.0922.28676L22在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式算出對(duì)應(yīng)的Vs值列于下表: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 ③1.39987Vs2代入數(shù)據(jù)得e=灑F1.39987Vs2代入數(shù)據(jù)得e=灑F訝 0.5-0.092-2.28676L2233\o.i簡(jiǎn)化得:=1.7436-9.77255L2/3s24、液泛線hw2 h°w2 hdHthw2-hp2hh2/3)0.051=0.051hw2 h°w2 hdHthw2-hp2hh2/3)0.051=0.051〔世——；0.80110.05395=0.002841.081^Vm2jCo2Ao2 Lm2Vs2'3.7023(763.6458r3600Ls20.70.9147L2/3s2=0.13237Vs；hl2=0(^2+l%w2)=060況(0.0368+0.9147L：3)=0.02208+0.54882L；：h.^=0.001864m; 2/3hp2=hc2+hi2 =0.13237Vs2+0.54882Ls2+0.02208+0.001864hd2=0.153kjw2ho2丿=hd2=0.153kjw2ho2丿=0.153Ls20.70.02886=374.889L；2O.5(0.5+O.O368)=(O.13237/s；+0.54882L；；3+0.023944片0.0368+0.9147LS23+374.889LS2Vs；=1.5688—11.0563L；；3—2832.13L22在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式算出對(duì)應(yīng)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5、漏液線＜?xì)庀嘭?fù)荷下限線)hL二hw2how2=0.03680.9147L；23漏液點(diǎn)氣速UOM2M4C。(°.0056。.^心認(rèn)=4.40.80110.00560.13(0.03680.9147Ls22")-0.001864丨763.6458=4.40.80113.7023Vs,min2=Ao2Uom2，整理得:Vs2min2=0.88696L；23+0.06355在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè) Ls值，依上式算出對(duì)應(yīng)的Vs,min值列于下表：3 4Ls,m/sX105.312619.830634.348648.866670.65Vs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(gè)方程繪制成提餾段塔板負(fù)荷性能圖 ＜如圖7)6、操作彈性操作氣液比 Vs2/Ls2二0.6159/0.00404=152.45操作彈性定義為操作線與界限曲線交點(diǎn)的氣相最大負(fù)荷 Vs2,與氣相允許最小負(fù)荷Vs2,min之比，即：操作彈性=Vs2,maxVs2,min1.02350.2771=3.70精憎塔精憎段負(fù)荷性能圖37/68精餡塔提鐳段負(fù)荷性能圖九、精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總一覽表

表9項(xiàng) 目符號(hào)單 位計(jì)算結(jié)果精餾段提餾段平均壓強(qiáng)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(shí)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(zhǎng)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(gè)27552755開(kāi)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(shí)間0s14.48938.744降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.15110.1542液（霧＞沫夾帶量kg液/kg氣0.007340.005847漏液點(diǎn)氣速LIomm/s5.826935.4372負(fù)荷上限Ls.maxn^/s0.0070655.7037E-4負(fù)荷下限Ls.minm/s0.0070655.3126E-4氣相最大負(fù)荷Vs,maxm/s1.173471.0235

氣相最小負(fù)何Vs,minm/s0.302460.2771操作彈性3.883.70第三部分冷凝器的設(shè)計(jì)確定設(shè)計(jì)方案1、選擇換熱器的類(lèi)型兩流體溫度變化情況：熱流體進(jìn)口溫度 110.783C,以飽和溫度流管壁溫和殼體壁溫之差較大，因此初步確定選用帶膨脹的固定管式換執(zhí)八、、器的動(dòng)空及流速出換熱管；冷流體進(jìn)口溫度30C，出口溫度70C。估計(jì)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的固定管式換執(zhí)八、、器的動(dòng)空及流速為便于水垢清洗，應(yīng)使循環(huán)水走管程，油品走殼程。選用巾25X2.5的碳鋼管，管內(nèi)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(jìn)、出口溫度的平均值 。殼程流體的定性溫度為：Tm=110.783C管程水的定性溫度為：tm二一=5。C根據(jù)定性溫度，分別查取殼程和管程流體2的有關(guān)物性數(shù)據(jù)。2、殼程流體在110.783C下的有關(guān)物性數(shù)據(jù)如下：密度：p1=778.561kg/m3定壓比熱容：Cpi=2.02345kJ/(kg ? C >導(dǎo)熱系數(shù) ：入1= 0.113119W/(m?C>粘度：卩1二卩dh=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?C>導(dǎo)熱系數(shù): 入=0.648 W/(m?C>粘度卩 =0.000549 Pas三、熱計(jì)算負(fù)荷1、殼程液流量由精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算可知：汽相摩爾流率：V=82.0307kmol/h塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量：Md薩92.25kg/kmol殼程液流量：nsi=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(shè)計(jì)所涉及的溫度范圍內(nèi)的汽化潛熱可用下式算得：表10汽化潛熱與溫度的關(guān)系

溫度TC406080100120140160180甲苯KJ/kg402.1391379367.1354.2340.3325.5309.4乙苯390.1380.3370359.3347.9335.9323.2309.5ooO109ooO109443y=-0.OOlOi2-0.4373)f+420.92R"2=0.9999y=-0.0006k2-0.39091+407.22=1.0000ooOooO21033360O60O5O4O3甲苯：r=-0.001T—0.4373T+420.92乙苯：r=0.0008T2—0.3999T+407.22由T=110.783C可計(jì)算出相應(yīng)的汽化潛熱：r^-0.001110.783^-0.4373110.783420.92=360.2017KJ/kgrB=-0.0008110.783^-0.3999110.783407.22=353.0996KJ/kgrm=0.9913360.2017(1-0.9913)353.0996=360.1399KJ/kg3、熱負(fù)荷熱負(fù)荷：Q=mxrm=2.1021x360.1399=757.0501KW＜忽略熱損失)四、逆流平均溫差:t(Ti「t?)—(T2~"tjInT2—li(110.783-70)-(110.783-30),110.783—70In110.783—30=58.5222C五、冷卻水用量根據(jù)熱量衡算Q=m；Cp（t2-tjU冷卻水用量:757.05014.174冷卻水用量:757.05014.174(70-30=4.5343kg/s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/vm?C)，現(xiàn)取K=600W/<m?C)傳熱面積：S=Q嚴(yán)7.0501103=21.5602m2Ktm60058.5222考慮15%的面積裕度,S=1.15XS'=1.15X21.5346=24.7942m七、換熱器的工藝結(jié)構(gòu)尺寸1、換熱管及管內(nèi)流速的選擇根據(jù)我國(guó)目前的系列標(biāo)準(zhǔn)，本設(shè)計(jì)固定管板式式換熱器選用管徑為巾25mrX2.5mm的碳鋼管，管內(nèi)流速取u=0.5m/s。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)依據(jù)傳熱管內(nèi)徑和流速確定單程傳熱管數(shù)n=n=4匕=4ms二d2u二d2u‘0.0224：蔦3爲(wèi).1打30根按單程管計(jì)算’所需的傳熱管長(zhǎng)度為.送二說(shuō)計(jì)。卻曲為管外徑）。顯然傳熱管過(guò)長(zhǎng)，宜采用多管程結(jié)構(gòu)，現(xiàn)取傳熱管長(zhǎng) L=6m,則該換熱器管程數(shù)為Np*〔字、2，傳熱管總根數(shù)BOX2=60（根〉

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=1.25d。，則t=1.25x25=31.25?32（mm>橫過(guò)管束中心線的管數(shù)nc=1.19.N=1.1960=10（根）4、殼體內(nèi)徑采用單管程結(jié)構(gòu)，取管板利用率n=0.7，則殼體內(nèi)徑為D=1.05tN=1.053210-3.600.311m圓整可取D=400mm\n X0.75、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)N L10^=2519^0塊，折流板圓缺面水平裝配。 6、接管B0.15殼程流體進(jìn)出口接管：取接管內(nèi)流體流速為 u=2m/s，則接管內(nèi)徑為:4ms1■u::14為:4ms1■u::1.778.5612二取標(biāo)準(zhǔn)管徑為45mm。管程流體進(jìn)出口接管：取接管內(nèi)循環(huán)水流速u(mài)管程流體進(jìn)出口接管：取接管內(nèi)循環(huán)水流速u(mài)=2m/s，貝卩接管內(nèi)徑為:44.5343為:44.5343988.11二=0.07644m取標(biāo)準(zhǔn)管徑為800mm八、換熱器核算1 、 熱 量 核①殼程對(duì)流傳熱系數(shù)對(duì)圓缺形折流板，可采用凱恩公式

：—0.36丄r/55P嚴(yán) ）0.14 因是正三角形排列所以當(dāng)量直徑：de %de二上■（蟲(chóng)t2-nd。2）： 4一（—0.0322-n0.0252）0.0202m殼程流通nd2 4n0.0252 4截面積：S°i=BD（仁屯）0.150.4（仁竺5）0.013125m2殼程流體流速及其雷t 0.032諾數(shù)分別：Vsi msiu1:So1 So1卩12.10210.013125778.561Vsi msiu1:So1 So1卩12.10210.013125778.561=0.2057m/sRe1778.5610.02020.205730.239310--13519.5654 10000（湍流）普蘭特準(zhǔn)數(shù):PrCpd2.023451030.239310-30.113119=4.281粘度校正:亠“?0.11311913519.56540.554.281”31=612.3945W/（m2C）②管程對(duì)0.0202流傳熱系數(shù)“0.023—Re0.8Pr0.4 管程流通截面積dSod230=0.7850.02230=0.00942m2管程流體流速及其雷諾數(shù)分別4VsSoms_ 4.5343S。廠VsSoms_ 4.5343S。廠0.00942988.1=0.4871m/sRe988.10.020.48710.000725=13278.571 10000（湍流）普蘭特準(zhǔn)數(shù)PrCpJ3 34.17410 0.725100.648-4.67a=0.023減沢13278.5710"漢4.670.4=2744.765W/（m2弋）③傳熱系數(shù)K0.022 2污垢熱阻Rs=0.000344m?C/W,禺=0.000172m?C/W;管壁的導(dǎo)熱系數(shù)入=48W/（m-C>;dm=d2*=0.0225m。

TOC\o"1-5"\h\zdo dobd° 1亠Rs」 -■Rs1■:d d dm :-11—0.025 0.344 0.025 0.0025x0.025 0.172 1 ④ + x + + + 2744.7650.020 1000 0.020 480.0225 1000 612.39452二363.872W/(mC)傳熱面積S3S 757.°50110 =35.5513m2該換熱器的實(shí)際傳熱面積SK：tm363.87258.5222Spfd°IN=3.140.025(6-0.06)(60-10)=23.31m2,因S'p<S所以此串聯(lián)一個(gè)殼程，因此Sp=46.62m該換熱器的面積裕度為：Sp-S46.62-35.551335.5513=32.32%Sp-S46.62-35.551335.5513=32.32%故傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠器內(nèi)流體的流動(dòng)阻力①管程流動(dòng)阻力管程總壓力降瓦也管程總壓力降瓦也P(R+AR)FtNsNp,其中污垢校正系數(shù)取Re=13278.571，傳熱管=0.032W/mY。Ft=1.4;管程數(shù)Np=2;串聯(lián)殼程數(shù)NS=2。由相對(duì)粗糙度0.01/20Re=13278.571，傳熱管=0.032W/mY。22直管阻力》/皿2僉遜嚴(yán)=1185.72Ra局部阻力心乎=39881嚴(yán)=370.5375pa、P(1185.72370.53751.422=8715.042Pa管程流動(dòng)阻力在允

' ：F0=（：R ：P2）Fs' ：F0=（：R ：P2）FsNs流體流經(jīng)管束的阻力用?iR二FfjJNb1):-u2算:F=0.5,nc=10,NB=40,Ui=0.2057摩擦系數(shù)f^5.0Re113'22^513519.5654亠22*=0.57162△R‘=0.5x0.5716x10x(40+1)x778.561；0.2057=1930.09Pa流體流過(guò)折流板缺口的阻力' 2BPu2.P2-Nb(3.5- ) 1D2B=0.15，D=0.4，F(xiàn)s=1.15P2=40(3.5-20.15P2=40(3.5-20.150.4778.5610.205722=1811.857Pa'R(1930.091811.857)1.152=8606.4781Pa，殼程流動(dòng)阻力也能接九、換熱器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計(jì)算結(jié)果表11換熱器形式：固定管板式工藝參數(shù)名稱(chēng)管程殼程物料名稱(chēng)循環(huán)水甲苯定壓比熱容4.174kJ/(kg?C>2.02345kJ/(kg?C>操作溫度，c30/70110.783流量，kg/h16323.487567.504流體密度，kg/m3988.1778.561流速，m/s0.10.2057傳熱量，kW757.0501總傳熱系數(shù)，W/m，K363.872傳熱系數(shù)，W/rh?K2744.765612.3945污垢系數(shù)，m?K/W0.0003440.000172阻力降，MPa0.001730.00184程數(shù)21管子規(guī)格巾25X2.5 管數(shù)60管長(zhǎng)mm:6000管間距，mm32排列方式正三角形折流板型式上下間距mm 150切口高度25%殼體內(nèi)徑，mm400換熱面積<m)46.62第四部分

再沸器的設(shè)計(jì)、有關(guān)物性的確定若把再沸器當(dāng)作一層理論板，且認(rèn)為壓降與壓力損失近視相等則其操作壓力P=127kPa<W塔釜相等)，在此溫度下乙苯的液態(tài)與氣態(tài)的物性基本數(shù)據(jù)如下計(jì)算此溫度下的乙苯的物性：液態(tài)密度pl=pwm=759.34Kg/m3蒸汽密度pv=pvm=3.7023Kg/m液態(tài)粘度al=□w=0.2259mPa?s蒸汽粘度av=0.0237x136.2+5.8236=9.0515mPa?s液態(tài)比熱容Gl=0.0037x136.2+1.6353=2.13924KJ/(kg?C>液態(tài)導(dǎo)熱系數(shù)入l=-0.2559x136.2+136.88=0.1020W/(m?C>表面張力(T=-0.1016x136.2+31.046=17.2081mN/m液體蒸氣壓曲線的斜率‘生、=亡竺=0.3216如s136.2比氣化焓△hv?r=-0.5545x136.2+414.13=338.6071KJ/kg液體的臨界壓力R=4107.715Kpa因?yàn)?18.28Kpa下加熱用的水蒸汽的飽和溫度為 ts=160C，此溫度下水蒸汽的物性數(shù)據(jù)如下：液態(tài)粘度為卩l(xiāng)水=0.173mPa?s汽化潛熱為r=2087.1KJ?kg液態(tài)密度pl水=907.4kg/m3蒸汽密度pv水=3.252kg/m液態(tài)導(dǎo)熱率入l水=0.683W/(m?C>有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算來(lái)歷如下液態(tài)乙苯的蒸氣壓與溫度溫度C6080100120140160蒸氣壓Kpa7.39416.7734.2564.21112.1184.400080000000000080000000076-1321098765氣態(tài)乙苯的粘度與溫度的關(guān)系溫度C050100150200粘度a5.7777.0378.2439.40510.53

氣態(tài)乙苯的粘度與溫度的關(guān)系液態(tài)乙苯的比熱容與溫度的關(guān)系溫度c6080100120乙苯CpL1.8591.9342.0082.083液態(tài)乙苯的比熱容與溫度的關(guān)系液態(tài)乙苯的導(dǎo)熱率與溫度的關(guān)系溫度c80100120140160180導(dǎo)熱率入116.7111.3105.9100.895.891.2液態(tài)乙苯的導(dǎo)熱率與溫度的關(guān)系乙苯的汽化熱與溫度的關(guān)系溫度C6080100120140汽化熱rvKJ/Kg)380.3370359.3347.9335.9乙苯的汽化熱與溫度的關(guān)系二、估算傳熱面積、初選換熱器型號(hào)1、熱負(fù)荷Q顯熱加熱段熱負(fù)荷Q蒸發(fā)量mS2二VMwm=80.030105.9985=8483.1342kg/h=2.3564