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1、化工原理课程设计题题 目：目：分离苯分离苯-甲苯筛板式精馏塔的设甲苯筛板式精馏塔的设计计专专 业：业：化学工程与工艺化学工程与工艺 班班 级：级： 化工化工 107 姓姓 名：名： 孙茗歆孙茗歆 学学 号：号： 2010800005 指导教师：指导教师： 辛杨辛杨 化工原理课程设计 分离苯-甲苯筛板式精馏塔的设计2完成日期：完成日期：2013.6.092013.6.22 精馏塔设计任务书精馏塔设计任务书专业：化学工程与工艺 班级化工 107 姓名：孙茗歆 学号：2010800005指导教师：辛杨 一、设计题目： 分离苯分离苯- -甲苯筛板式精馏塔的设计甲苯筛板式精馏塔的设计二、设计任务及操作条
2、件1、设计任务生产能力（进料量） 2 2 万万 吨年操作周期 3002430024 = = 72007200 小时年进料组成 25%25% （质量分率，下同）塔顶产品组成 97%97% 塔底产品组成 97% 残夜中：苯含量u4. 23稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。10.9461.661.56.59oowuKu8.48.4 液泛液泛防止发生液泛，降液管内液层高度应服从 关系，取dtwhHH则 0.5,0.50.40.04380.2219TwHhm而 dLdhHhH220.005530.1530.1530.001531.122 0.0493S d WoLhmLh0.0691 0.060.00
3、1530.131dmH故不会发生液泛现象。dTwHHh9. 塔板负荷性能图塔板负荷性能图9.19.1 液漏线液漏线根据气速式2 .min302 3 .min4.40.00560.13801.1654.4 0.840.00560.13 0.0430.61780.00212.8490.622.15422.58LowoLVs sssuChhVLAVL 3,/sL ms0.63101.53103.03104.53103,/sV ms0.8750.971.0041.032化工原理课程设计 分离苯-甲苯筛板式精馏塔的设计179.29.2 液沫夹带线液沫夹带线以为限，0.1/kgvekg液气3.265.7
4、10v TfueHh 0.853s as TfVuVAA2 332 336002.52.52.84 100.08 1.545s fwoww wsLhhhhElL在操作范围内，任取几个数据计算值，列表得sV3,/sL ms0.63101.53103.03104.53103,/sV ms4.71914.57784.3964.2449.39.3 液相负荷下限线液相负荷下限线液相负荷下限线取平堰.堰液层高度=0.006 作为液相下限条件owh取 E=1.0=E（）owh 100084. 2ws lLmin.3600 32得2/3 .min36002.840.006= 1 10001.122sL =0.
5、0003943m /smin. sL9.49.4 液相负荷上限线液相负荷上限线以作液体在降液管中的停留时间下限，由s63 max0.4 0.164L0.00164m /s64Tf sHA化工原理课程设计 分离苯-甲苯筛板式精馏塔的设计189.59.5 液泛线液泛线令 由dwHhTH联立得 dpLdpcllLHhhhhhhhhhLwowhhh；(1)(1)TwowcdHhhhhh则推出32/336002.84 10 ()1.122s owLh2/30.6178owshL再有公式pcLhhhh=Lh02200.051() ()0.051()vsv L looluVhCC A 20.469LhVs2
6、/32/3()0.53(0.0430.8825)0.01950.377LowsowshhhLL=0.0021mh故22/30.00910.11950.3770.0021psshVL= 22/30.02160.00910.377ssVL有公式220.153()50dLshLslwlo将=0.4m 为 0.032mTHwh整理的下式22/3217.85 109.75494.5sssVLL3,/sL ms0.63101.53103.03104.53103,/sV ms5.4915.2314.9854.495化工原理课程设计 分离苯-甲苯筛板式精馏塔的设计19在负荷性能图上，作操作点 A，连接 OA，
7、即为操作线，由图可知，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制。 操作弹性为3 s max3 sminVm /sV=0.905m /s，4. 5553 s max 3 sminV4.555m /s V0.905m /s，5. 039.69.6 精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为由于有 27 块塔板，选择 4 个人孔（27-1-4-1）0.4+1 0.8+5 0.8+1.2+1.1=15.5m化工原理课程设计 分离苯-甲苯筛板式精馏塔的设计20工艺计算汇总表：工艺计算汇总表：计算数据 项目符号单位精馏段提馏段各段平均压强mP kPa105.5114.95各段平均温度 mt
8、9195104.2气相 sV/s3m1.8391.693平均流量液相 sL/s3m0.005530.00818实际塔板数 N块1214人孔个4塔顶空间 DHm1.0塔底空间BHm1.1板间距 TH m 0.4塔的有效高度 Z m15.5塔径 D m 1.7空塔气速 u m/s 0.8099塔板液流形式 单流型溢流管型 弓形堰长 wl m 1.122堰高 wh m 0.032溢流堰宽度 dW m 0.21溢流装置管底与授液盘距离 oh m 0.0493板上清液层高度 Lh m 0.06孔径 od mm 5.0孔间距 t mm 15.0孔数 n 个 8543化工原理课程设计 分离苯-甲苯筛板式精馏
9、塔的设计21开孔面积 oA2m1.66筛孔气速 ou m/s 10.946塔板压降 ph kPa 0.543液体在降液管内停留时间 s 11.86降液管内清液层高度dH m 0.131雾沫夹带 ev kg 液/kg 气0.0154负荷上限雾沫夹带控制负荷下限漏液控制气相最大负荷 , max sV/s3m4.555气相最小负荷, min sV/s3m0.905操作弹性 5.0310.精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算10.1 料液预热器料液预热器根据原料液进出预热器的热状况和组成首先计算预热器的热负荷 Q ，然后估算预热器的换热面积 A ，最后按换热器的设计计算程序
10、执行。 10.2 塔顶全凝器塔顶全凝器全凝器的热负荷前已算出，为 1771.45 循环水冷却，进出口水温可根据不同地区的具体情况选定后再按换热器的设计程序做设计计算。 10.3 塔釜再沸器塔釜再沸器因为饱和液体进料，故。即再沸器的热负荷与塔顶全凝VFqVV1器相同。实际上由于存在塔的热损失（一般情况下约为提供总热量的 510%） 。再沸器属于两侧都有相变的恒温差换热设备，故再沸器的设计计算与蒸发器同。10.4 精馏塔的管口直径精馏塔的管口直径(1)进料管进料管6.4.1 塔顶蒸汽出口管径依据流速选取，但塔顶蒸汽出口流速与塔内操作压力有关，常压可取 12-化工原理课程设计 分离苯-甲苯筛板式精馏
11、塔的设计2220m/s。进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T 形进料管。本设计采用直管进料管。F=12500Kg/h , =791.1Kg/ F3m则体积流量 管内流速hmFVFF/80.151 .791125003smu/6 . 1则管径mmmuVdF1 .590591. 06 . 114. 33600/80.1543600/4取塔顶蒸汽出口管规格 603.0 则管内径 d=54mm进料管实际流速smdVuF/38. 1054. 014. 33600/8 .1544226.4.2 回流管回流量前已算出为 138.63kmol/h，回流液的流速范围为 0.2-0.5m/s；若用泵
12、输送回流液，流速可取 1-2.5 m/s。采用直管回流管，回流管的回流量skmolD/97.66塔顶液相平均摩尔质量,平均密度kmolkgM/18.793/5 .802mkg则液体流量hmMDVD/61. 65 .802/ )18.7997.66(3取管内流速smuF/6 . 1则回流管直径muVdd038. 06 . 1 3600/61. 643600/4可取回流管规格 382.5 则管内直径 d=33mm回流管内实际流速smdVuF/5 . 1027. 03600/61. 644226.4.3 塔顶蒸汽接管塔顶蒸汽密度；塔顶汽相平均摩尔质量3/85. 2mkgV顶kmolkgM/48.78则整齐体积流量：hkgVMVV/57.566185. 248.7860.205取管内蒸汽流速smu/30化工原理课程设计 分离苯-甲苯筛板式精馏塔的设计23则muVdv258. 03014. 33600/57.566143600/4可取回流管规格 2737 则实际管径 d=259mm塔顶蒸汽接管实际流速smdVuv/87.2925957.56614/4226.4.4 釜液排出管塔底 w=78.697kmol/h 平均密度3/4 .781mkg平均摩尔质量k
