《2022年苯—氯苯精馏过程板式塔方案仅供参考》由会员分享，可在线阅读，更多相关《2022年苯—氯苯精馏过程板式塔方案仅供参考（34页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、个人资料整理仅限学习使用化工原理课程设计说明书设计题目： 苯氯苯精馏过程板式塔设计设 计 者：班级姓名日期：指导教师：设计成绩：日期：精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 1 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用目 录设计任务书3 设计计算书4 设计方案的确定4精馏塔物料衡算4 塔板数的确定5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算8 塔体工艺尺寸计算13 塔板主要工艺尺寸15 塔板流体力学验算17 浮阀塔的结构20 精馏塔接管尺寸23 产品冷却器选型25 对设计过程的评述和有关问题的讨论25 附图：生产工艺流程图精馏塔设计流程图精选学
2、习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 2 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用设计任务书一）题目试设计一座苯氯苯连续精馏塔，要求年产纯度99.8%的氯苯 21000吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2% ，原料液中含氯苯45% 以上均为质量分数）。二）操作条件1）塔顶压力 4kPa表压）；2）进料热状况泡点；3）回流比 R=1.4Rmin；4）塔底加热蒸汽压力 0.5Mpa表压）；5）单板压降0.7 kPa ；三）塔板类型浮阀塔板 F1型）四）工作日每年按 300天工作计，每天连续24 小时运行五）厂址厂址为天津地区精选学习资料 - - - -
3、 - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 3 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用设计计算书一、设计方案的确定本任务是分离苯氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，本设计采用板式塔连续精馏。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送进精馏塔内。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，其余部分冷却后送至储物罐。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1.4 倍，且在常压下操作。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储物罐。二、精馏塔物料衡算以轻组分计算）1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率苯的摩尔质量
4、kmol/kg11.78AM氯苯的摩尔质量kmol/kg56.112BM003.056.112/998.011.78/002.011.78/002.0986.056.112/02.011.78/98.011.78/98.0638.056.112/45.011.78/55.011.78/55.0WDFxxx2原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量kmol/kg46.11256.112)003.01(11.78003.0kmol/kg59.7856.112)986.01 (11.78986.0kmol/kg58.9056.112)638.01(11.78638.0WDFMMM3物料衡算原料处理量h/
5、25.93kmol46.11224300100000012W总物料衡算25.93DF苯物料衡算25.93003.0986.0638.0DF精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 4 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用联立解得h/73.24kmolh/47.31kmolFD三、塔板数的确定1理论板数 NT的求取1）由手册查得苯氯苯物系的气液平衡数据，绘出xy 图，见图 1。C/oT80 90 100 110 120 130 131.8 kPa/oAp101.33 136.66 179.99 234.60 299.99 378.65 38
6、6.65 kPa/oBp19.73 27.33 39.07 53.33 72.40 95.86 101.33 oooBABppppx1.000 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0.000 xppyAo1.000 0.913 0.785 0.613 0.376 0.072 0.000 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 5 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用图 1 图解法求最小回流比2）由于泡点进料 q=1，在图上作直线 x=0.986交对角线于 a点，作直线x=0.638交平衡线于 q 点，连接 a、q
7、 两点，过 q点作横轴的平行线交纵轴于一点，读得图 1 x y 图yq=0.896，则最小回流比如下：35.0638.0896.0896.0986.0minR取操作回流比为49.035.04.14.1minRR3）求精馏塔的气、液相负荷h/70.49kmolh/96.42kmol73.2423.18h/70.49kmol47.31) 149. 0() 1(h/23.18kmol47.3149. 0VVFLLDRVRDL0.000 0.200 0.400 0.600 0.800 1.000 0.000 0.200 0.400 0.600 0.800 1.000 yxDxqxqqya精选学习资料
8、- - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 6 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用4）求操作线方程精馏段操作线方程626.0283 .0986.070.4947.3170.4918.23xxxVDxVLyD提馏段操作线方程001.0693 .1003.070.4925.9370.4942.96xxxVWxVLyW5）图解法求理论板层数如附图 1，将 x=0.638 带入精馏段操作线方程，得出y=0.871，在图中找出该点记为d，连接ad 两点即得精馏段操作线；在对角线上找到c 点0.003，0.003），连接 cd两点即得提馏段操作线。自a点开始在操作
9、线和平衡线之间作阶梯线。求解结果为：总理论板层数)(11 包括再沸器TN进料板位置4FN实际板层数的求解 试差法）假设总板效率 ET=0.49 精馏段实际板层数4544.949.0/22精N提馏段实际板层数71-8.1149. 0/4提N不包括再沸器）实际板层数为 26/0.49-1=52不包括再沸器）试差法计算如下：Np=52塔顶压力：105.3KPa43 .101DP塔底压力：139.984Pa52667.03 .105wP已知塔底组成为精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 7 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用四、精馏塔的工艺
10、条件及有关物性数据的计算1操作压力的计算塔顶操作压力kPa33.10543.101DP每层塔板压降kPa7.0P进料板压力1.63kPa1197 .033.105FP精馏段平均压力108.48kPa2/ )33.1051.6311(1mP塔底操作压力1.43kPa12327 .033.105DP提馏段平均压力16.53kPa12/)21.43111.631(2mP2操作温度的计算表 1 苯、氯苯Antoine常数数据表A B C 温度范围 K ）苯6.01907 1204.682 -53.072 279-377 6.06832 1236.034 -48.99 353-422 6.3607 14
11、66.083 -15.44 420-521 氯苯6.10416 1431.83 -55.515 335-405 6.62988 1897.41 5.21 405-597 表 1 苯、氯苯Antoine常数数据表A B C 温度范围 K ）苯6.01907 1204.682 -53.072 279-377 6.06832 1236.034 -48.99 353-422 6.3607 1466.083 -15.44 420-521 氯苯6.10416 1431.83 -55.515 335-405 6.62988 1897.41 5.21 405-597 假设塔顶的泡点温度C2 .83ot，则纯组
12、分的饱和蒸气压为对苯111.53kPa2.0474215.2732.8399.48034.123606832.6lgooAApp对氯苯22.11kPa1.3446415.2732 .83515.5583.143110416. 6lgooBBpp代入泡点方程和露点方程，得精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 8 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用DABABxxppyppppx986.033.105931.053.111931.011.2253.11111.22433.101oooo）（故假设正确，塔顶温度为C2.83oDt假设塔顶的进
13、料板温度C4.49ot，则纯组分的饱和蒸气压为对苯kPa154.2618825.215.2734.4999.48034.123606832.6lgooAApp对氯苯32.77kPa1.5154815.2734.49515.5583.143110416. 6lgooBBpp代入泡点方程和露点方程，得638.02.77354.2612.77323.110oooBABppppx假设正确，故进料板温度为C4.49oFt假设塔底的泡点温度C713ot，则纯组分的饱和蒸气压为对苯kPa51.42415.27313799.48034.123606832.6lgooAApp对氯苯kPa28.15115.273
14、13721.541.189762988.6lgooBBpp代入泡点方程，得003. 00038. 0115.28-442.5128.11553.116oooBABppppx假设正确，故塔顶温度为C137oWt精馏段平均温度C8.882/ )4.492.83(o1mt提馏段平均温度C115.72/ )1374.49(o2mt精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 9 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用全塔平均温度C1 .1102/ )1372.83(omt3平均摩尔质量的计算塔顶：由986.01Dxy，查平衡曲线得920.01xkmol
15、/kg87.8056.112)920. 01(11.78920. 0kmol/kg60.7856.112)986. 01 (11.78986. 0LDmVDmMM进料板：由图理论板得885.0Fy，查平衡曲线得621.0Fxkmol/kg17.1956.112)621.01(11.78621. 0kmol/82.07kg56.112)885. 01(11.78885. 0LFmVFmMM塔底：由图理论板得300.0ny，查平衡曲线得100.0nxkmol/53kg.11256.112)100. 01(11.78100. 0kmol/kg64 .11256.112)003. 01(11.7830
16、0. 0LWmVWmMM精馏段平均摩尔质量kmol/kg02.862/)17.9187.80(kmol/kg34.802/ )07.8260.78(11LmVmMM提馏段平均摩尔质量kmol/kg85.1012/ )53.11217.91(kmol/kg27.972/ )46.11207.82(22LmVmMM4平均密度的计算1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，得精馏段31111m/kg90.2)15.2738 .88(314.834.8048.108mVmmVmRTMp提馏段32222m/kg51.3)15.2737.115(314.827.9753.116mVmmVmRTMp2）液
17、相平均密度计算iiLmw1塔顶C2 .83oDt时，精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 10 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用333m/kg73.81656.1034/02.024.813/98.01m/kg56.10342.83111.11127m/kg24.8132.83187.1912LDmBA进料板C4.94oFt时，333m/kg28.8947.1025/468.07 .803/532.01532.056.112379.011.78621.011.78621.0m/kg12.10224 .94111.11127m/kg
18、95.79994.4187.1912LFmABAw塔底C137oWt时，333m/kg20.97479.974/998.038.749/002. 01m/kg79.974137111.11127m/kg38.749137187.1912LWmBA精馏段液相平均密度为31m/kg51.8552/ )28.89473.816(Lm提馏段液相平均密度为32m/kg24.9342/)20.97428.894(Lm5液相平均表面张力的计算iiLmx塔顶C2 .83oDt时，查得m/mN82.20Am/mN84.25Bm/mN22.2184.2508.082.20920.0LDm进料板C4 .94oFt时
19、，查得m/mN35.19Am/mN57.24Bm/mN32.2157.24379.035.19621.0LFm塔底C137oWt时，查得m/mN25.14Am/mN48.19Bm/mN47.1948.19999.025.14001.0LWm精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 11 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用精馏段液相平均表面张力为m/mN27.212/)32.2122.21(1m提馏段液相平均表面张力为m/mN40.202/)47.1932.21(2m6.液体平均粘度计算iimxlglg塔顶C2 .83oDt时，smPa2
20、99.0AsmPa303.0B303.0lg08.0299. 0lg920. 0lgLDmsmPa299. 0LDm进料板C4 .94oFt时，smPa268.0AsmPa275.0B.2750lg379.0.2680lg621.0lgLDmsmPa271.0LDm塔底C137oWt时，smPa184.0AsmPa197.0B.1970lg999.0.1840lg001.0lgLDmsmPa197.0LDm精馏段液相平均粘度为m/mN285.02/ )271.0299.0(1m提留段液相平均粘度为m/mN234.02/)197.0271.0(2m全塔液相平均粘度为精选学习资料 - - - -
21、- - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 12 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用smPa248.02/)197. 0299.0(L又塔顶和塔底平均温度为83.2+137）/2=110.1则此温度下的相对挥发度为40.453.3234.7ooBApp根据奥康奈尔关联法，48.0)248.040.4(49.0)(49.0245.0245.0LTE故假设成立，总板效率ET=0.48 五、塔体工艺尺寸计算1塔径的计算1）精馏段s/m0006.01 .855360002.8618.233600s/m542.090.2360034.8049.70360031113111LmL
22、mSVmVmSLMLVMV由VVLCumax式中 C 由公式2 . 02020LCC计算，其中20C可由史密斯关联图查出，图的横坐标为019.090.251.8553600541. 036000006.02121VLhhVL取板间距m42.0TH，板上液层高度m07.0Lh，则m35.007.042.0LThH由史密斯关系图得069.020Cs/m20.190. 290. 251.855070. 0070. 02027.21069.020max2 .02.020uCCL取安全系数为 0.6，则空塔气速为s/m72.06 .0maxu精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结
23、 - - - - - - -第 13 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用m979.072.014.3542.044111uVDS统一按照塔板结构参数系列化标准单溢流型）将塔径圆整后取D=1.0m。塔截面积2223.141.00.785m44TAD实际空塔气速s/m690.0785.0542.0u2）提馏段m35.007.042.0087.051.324.9343600543.036000029.0s/m0029.024.934360085.10142.963600s/m543.051.3360027.9749.703600212132223222LTVLhhLmLmSVmVmShHVLM
24、LLMVV查图得068.020Cm00.1672.014.3543. 044s/m67.012. 16 .06.0s/m12.151.351. 324.934068.0068.02040.20068.020222max2max2 . 02. 0220uVDuuuCCSm统 一 按 照 塔 板 结 构 参 数 系 列 化 标 准 单 溢 流 型 ） 将 塔 径 圆 整 后 取D=1000mm。塔截面积222m785.01414.34DAT精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 14 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用实际空塔气速s/m6
25、92.0785.0543.0u2塔高的计算1）精馏塔的有效高度精馏段m36. 342.0)19()1(THNZ精精提馏段m46. 54 .0) 114()1(THNZ提提在进料板上方开一人孔，提馏段中开两个人孔，其高度为0.8m，则有效高度为m2 .114.246.536. 338 .0提精有效ZZZ2）全塔实际高度取进料板板间距为0.8m，人孔处的板间距为0.8m，塔底空间高度为2.0m，塔顶空间高度为0.7m，封头高度为0.6m，裙座高度为2.0m，则全塔高为m06.160.26.00.27. 08.038 .042. 0) 13123()1(21HHHHHnHnHnnnHBDPPFFTP
26、F六、塔板主要工艺尺寸计算根据塔径和液体流量，选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘，塔板采用单流和分块式组装。1溢流装置的计算1）堰长：m66.00 .166.066. 0DlW2）堰高：由OWLWhhh，选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式求得精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 15 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用精馏段：m00626. 066.036000006.0100084.2100084.2323211WhOWlLEh取m07.0Lh，则m06374.000626.007. 011OWLWhhh提馏段：m0018.06
27、6.036000029.0100084.2100084.2323222WhOWlLEhm052. 0018.007.022OWLWhhh3）降液管面积当66.0DlW时，查表得2m057.0785. 00722.00722. 0m124. 00. 1124. 0124. 0fTfddAAAWDW，塔的相对操作面积为%7.85%1000715.0214）液体在降液管里停留的时间精馏段s5s380006.0360040. 0057. 03600360011hTfLHA提馏段s5s86.70029. 0360040.0057. 03600360022hTfLHA故降液管设计合理5）降液管底隙高度0h
28、003600ulLhWh精馏段和提馏段降液管下端与塔板间出口处的液体流速分别取s/m180.0s/m075.00201uu精馏段m012.0075.066.036000006.03600360001101ulLhWh精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 16 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用提馏段m024.0180.066.036000029.03600360002202ulLhWh2塔板布置的计算选用 F1型浮阀，阀孔直径39mm，阀片直径 48mm，阀片厚度 2mm，最大开度 8.5mm，静止开度 2.5mm，阀质量为 323
29、4g。1）阀孔临界速度精馏段s/m86.590.28.728 .72548. 0548. 0110VKpu提馏段s/m27.551.38 .728 .72548. 0548. 0220VKpu上下两段相应的阀孔动能因子为：873.951. 327.5979.990.286.52200211001VKpVKpuFuF均属正常操作范围。取边缘区宽度Wc0.055m,安定区宽度mWs065.0，开孔区面积RxRxRxAa1222sin180221222504.0445.0311.0sin445.0180311.0445.0311.02m其中，mWDRC445.0055.020.12，311.0065
30、.0124.020.12sdWWDx2）提馏段塔板布置取边缘区宽度Wc0.030m,安定区宽度mWs055.0，开孔区面积精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 17 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用RxRxRxAa1222sin180221222552.0470.0321.0sin470.0180321.0470.0321.02m其中，mWDRC470.0030.020.12，321.0055.0124.020.12sdWWDx（3）浮阀数n与开孔率F1 型浮阀的阀孔直径为39mm 阀孔气速VFu00，其中取F0=10 浮阀数目4
31、/200duVn开孔率Dn220d精馏段smu/87.590.210078039.0039.087.5542.04n%86.111.1039.0039.078提留段smu/34.551.31008614.3039.0039.034.5543.04n%94.1211039.0039.086浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=0.075m ，则排间距t为精馏段mmmntAta2.860862.0075.078504.0提留段mmmntAta6 .860856.0075.086552.0精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 1
32、8 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用考虑到塔的直径较大，故采用分块式塔板，而各分快板的支撑与衔接将占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小于计算值，故取t=80mm=0.08m重新计算孔速及阀数精馏段8408.0075.0504.0t tAnasmdV/53.514.3039.0039.0844542.04/nu20041.990.253.5F0%78.1211039.0039.084提留段9208.0075.0552.0t tAnasmdV/94.414.3039.0039.0924543.04/nu20025. 951. 394.4F0%99.1311039.0039.092由此可知，
33、阀孔动能因数变化不大七、塔板流体力学验算1塔板压降hhhhlcp1）干板阻力精馏段s/m860.590. 2/1.73/1.73825. 1825.1110Vcu液柱则m029. 051.85553.5190.19,175.01175.00111001Lccuhuu提馏段s/m27.551. 3/1 .73/1.73825. 1825. 1220Vcu液柱则m026. 024.93494.4190 .19,175.02175. 00222002Lccuhuu精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 19 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使
34、用2）板上充气液层阻力取充气系数5 . 00，则液柱m035. 007.05.00Llhh3）液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不计。因此，上下两段塔板压降如下精馏段每层压降液柱m064. 0035.0029. 011lcphhhPa700Pa12.53781.951.855064. 0111ghpLpp提馏段每层压降液柱m061. 0035.0026.022lcphhhPa700Pa06.55981.924.934061.0222ghpLpp上下两段单板压降均符合设计任务要求。2液泛为 了 防 止 液 泛 现 象 的 发 生 ， 要 求 控 制 降 液 管 中 清 液 层 高 度)(
35、WTdhHH，而dLpdhhhH1）与气体通过塔板压降所相当的液柱高度精馏段液柱m064. 01ph提馏段液柱m061. 02ph2）液体通过降液管的压头损失精馏段液柱m00088.0012.066.00006.0153.0153.0220111hlLhWSd提馏段液柱m0051.0024.066.00029.0153.0153.0220222hlLhWSd 精馏段液沫夹带量ve的验算fTsaAAVu2 .36107.5fTavhHue气液气液kgkgkgkg/1.0/0094. 007.05. 242.07445. 01027.21107. 52 .336故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。
36、(2 提馏段液沫夹带量ve的验算气液气液kgkgkgkghHuefTav/1.0/0085.007.05.242.07458.01040.20107.5107.52. 3362 .36故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。4漏液的验算(1 精馏段漏液的验算VFu00取 F0=5，则smsm/53.5/94.290.25u0故在设计负荷下不会产生过量漏液。(2 提馏段漏液的验算smsm/94.4/67.251.35u0精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 21 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用故在设计负荷下不会产生过量漏液。八、塔板负
37、荷性能图计算一）精馏段塔板负荷性能图1、漏液线VFu00取 F0=5，又4/200duVn故smnVds/295.094.284039.04u432020min）（据此做出与液体流量无关的水平漏液线1）2液沫夹带线2. 36107 .5fTavhHue其中，SSfTSaVVAAVu746. 0057.0785.0 a）32336001084. 25.25.2WSwowwflLEhhhh近似取 E1.0, mlmhWw66.0,06374.03/232320.2159.066.036000.11084.206374.05.2SSfLLh。3液相负荷下限线取平堰、堰上液层高度mhow006. 0作
38、为液相负荷下限条件，取0.1E则3/2min,)3600(100084.2wSowlLEh32min,66. 036000. 1100084.2006. 0SL整理上式得smLs/00056.03min,依此值在 VSLS图中作线即为液相负荷下限线3）。4液相负荷上限线s/m006.0442.0057.04)(3maxTfSHAL依此值在 VSLS图中作线即为液相负荷上限线4）5液泛线令)(WTdhHH由owLLcpdLpdhhhhhhhhhhhhHW;11联立整理得3222dLscLbaVss式中029.0)51.85590.2()772.0100.0(051.0)()(051.022Lvo
39、ocAa140. 006374.0) 160.05 .0(42.05. 0) 1(WThHb2439)012.066.0(153.0)/(153.022oWhlc40.1)66.03600)(60.01 (1084.2)3600)(1 (1084.2323323wlEd故322240.1243914.0029.0sssLLV精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 23 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用在操作范围内任取几个SL，计算出SV的值列于表中。smLs/,30.0006 0.0015 0.0030 0.0045 smVs/,3
40、4.79 4.01 3.07 1.81 依此值在 VSLS图中作线即为液泛线 5）将以上 5 条线标绘于SSLV图中，即为精馏段负荷性能图。5 条线包围区域为精馏段塔板操作区，A 为操作点， OA 为操作线。 OA 线与2）线的交点相应相负荷为max,SV，OA 线与气相负荷下限线1）的交点相应气相负荷为min,sV。图见坐标纸。可知本设计塔板上限由液沫夹带控制，下限由漏液控制。读图，精馏段的操作弹性442.068.1min,max,SSVV二、提馏段塔板负荷性能图1、液沫夹带线1）2. 36107 .5fTavhHue式中SSfTSaVVAAVu374.1057.0785.0 a）32336
41、001084.25. 25. 2WSwowwflLEhhhh近似取 E 1.0, mlmhWw66.0,052.0故3/23232 .213.066.036000.11084.2052.05.2SSfLLh 。2、液泛线 2）由)(wTddLpdhHHhhhH和得dowwpwThhhhhH，近似取1E.0，mlw66.03232332388.066.036000.11084.236001084.2sSwSowLLlLEhhhhhlCp22200200032. 024.93451. 3100.0772.0051. 0051.0051.0SSLvSLvcVVACVCh3/23/2206424.00
42、38.088.0052.073. 0SowwlLLhhhmh0018.0已算出），故0398.06424.0032.00018.06424.0038.0032.03/22322SSSSpLVLVh222079.609024.066.0153.0153.0SSwSdLLhlLh将THm42.0，5. 0,052.0mhW及以上各式代入得23/23/2279.60988.0052.06424.00398.0032.0052.042.05.0SSSSLLLV精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 25 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用整理
43、得23/220.1905658.4751.4SSSLLV在操作范围内任取几个SL 值，依上式计算Vs值列于下表中LS，m3/s 0.0006 0.0015 0.003 0.0045 VS, m3/s 2.04 1.97 1.83 1.68 依表中数据在VSLS图中作出液泛线2）。3、液相负荷上限线3）取液体在降液管中停留时间为4 秒，由下式smAHLfTS/00599.04057. 042.03max液相负荷上限线3）在 VSLS图中为与气相流量sV无关的垂线。4、漏液线 气相负荷下限线）4）VFu00取 F0=5，又4/200duVn故smnVds/293.067.292039.04u432
44、020min）（据此做出与液体流量无关的水平漏液线1）5、液相负荷下限线5）取平堰、堰上液层高度mhow006.0作为液相负荷下限条件，取0 .1E则3/2min,)3600(100084. 2wSowlLEh32min,66. 036000. 1100084.2006. 0SL整理上式得smLs/1063.534min,依此值在 VSLS图中作线即为液相负荷下限线5）。将以上5 条线标绘于SSLV图中，即为提馏段负荷性能图。5 条线包围区域为提馏段塔板操作区，P 为操作点， OP 为操作线。 OP 线与 2）线的交点相应相负荷为max,SV，OP 线与气相负荷下限线 黏度：=0.80310P
45、as 热负荷计算 : Q MDr=78.11 47.31393.9310/3600=4.04 510W 冷却水耗量 : 11.1225-3310174.41004.4t-t3512pc）（）（CQWCkg/s 确定流体的流径该设计任务的热流体为苯，冷流体为水，为使苯能通过壳壁面向空气中散热，提高冷却效果，令苯走壳程，水走管程.计算平均温度 : 暂按单壳程、双管程考虑，先求逆流时平均温度差苯 T 83.2 -83.2 冷却水 t 33 - 25 _ t 50.2 58.2 10.542.502.58ln2.50-2 .58ttlnt-tt1212m计算 R和 P: 0t-t1221TTR，P13
46、7.0tt-t1112T查表得：1t，因, 8 .0t选单壳程可行。10.54tmmtt选择换热器型号由于两流体温差 50, 壳选用固定管板式换热器的系列标准 25mm1.2410.543101004. 4tKQS安全系数：%1 .89%1000.230.235.43，传热面积的裕度可满足工艺要求。采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：17210.545.431004.4t5m00SQK W/(2m 验算：15.180. 1172310oKK，符合实际标准十一、设计结果一览表物料衡算结果序号工程符号单位数值备注1 塔顶摩尔分数Dx10.986 2 塔顶平均摩尔质量DMkg/kmol
47、78.60 80.87 气相液相3 塔顶流量Dkmol/h45.07 4 进料摩尔分数Fx10.638 5 进料液平均摩尔质量FMkg/kmol82.07 91.17 气相液相6 进料流量Fkmol/h73.24 7 塔釜摩尔分数Wx10.003 8 塔釜平均摩尔质量WMkmol/h112.46 气相精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 30 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用112.53 液相9 塔釜产品流量W25.93 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果序号工程符号单位精馏段提馏段备注1 每层塔板压降pkPa0.7 48.0T
48、E2 平均压力mpkPa108.48 116.53 3 平均温度mtCo88.8 115.7 4 平均粘度msmPa0.286 0.235 5 液相平均摩尔质量LmMkg/kmol86.02 101.85 6 气相平均摩尔质量VmMkg/kmol80.34 97.27 7 液相平均密度Lm3kg/m855.51 934.24 8 气相平均密度Vm3kg/m2.9 3.51 9 平均表面张力LmmN/m21.27 20.24 浮阀塔板工艺设计结果序号工程符号单位数值备注1 堰长Wlm0.792 精馏段和提 馏 段 塔径、堰高、降液管底隙高度进行统一圆整，以便加工。2 堰高Whm0.064 0.0
49、52 3 弓形降液管界面积fAm0.057 4 弓形降液管宽度dWm0.124 5 降液管底隙高度0hm0.012 0.024 6 横排孔心距tm0.075 7 排间距tm0.080 8 浮阀数0N1 84 92 9 开孔率%12.78 13.99 接管尺寸计算结果序号工程规格材料精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 31 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用1 塔顶蒸气出口管5.6245热轧无缝钢管2 塔顶回流液管0.245冷拔无缝钢管3 进料管0 .242冷拔无缝钢管4 塔釜出料管0.283冷拔无缝钢管5 加热蒸气进口管0 .12
50、245热轧无缝钢管十二、对设计过程的评述1. 浮阀塔的优点是结构简单，制造维修方便，造价低。2. 作图和读数会有人为误差，计算时保留小数位数不同，采用近似计算等都会造成一定误差，但作为工程上的初步计算，可认为基本准确合理。3. 由于理论知识不够，在选材设计上参考了大量资料、手册等，故计算结果可能近似或雷同。4. 精馏段和提馏段塔径、堰高、降液管底隙高度进行统一圆整，以便加工。5. 本设计为常规练习设计，还有很多不足之处，望老师多多批评指正。符号说明fA降液管面积，2m；TA塔截面积，2m；C计算maxV时负荷系数，量纲为一；20C液体表面张力为mmN /20时的负荷因子，量纲为一；D塔顶馏出液
51、流量，hkmol /；D塔径，m；0d筛孔直径，mm；E液流收缩系数，量纲为一；F进料流量，hkmol /；g重力加速度，2/ sm；H塔高，m或mm；Th板间距，m；ch与干板压强相当的液相高度th与气相穿过板上液层高度压强降相当的液柱高度，m；Lh板上液层高度，m；0h降液管底隙高度，m；owh堰上液层高度，m；ph与单板压强降相当液层高度，m；wh溢流堰高度，m；h与克服液体表面张力的压强降相当的液柱高度，m；L塔内下降液体的流量，hkmol /；精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 32 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用h
52、L液体流量，hm /3；sL塔内下降液体流量，sm /3；wl溢流堰长度，m；N塔板数；N实际塔板数；TN理论塔板数；n筛孔数，个；P操作压强，Pa或kPa；P压强降，Pa或kPa；q进料热状况参数；R回流比；t筛板中心距，mm；u空塔气速，sm/；0u降液管底隙处液体流速，sm/；au按开孔流通面积计算气速，sm/；0u筛板气速，sm/；owu漏液点气速，sm/；V塔内上升蒸气流量，hkmol /；sV塔内上升蒸气流量，sm /3；W釜残液 塔底产品）流量，sm /3；cW无效区边缘宽度，m；dW弓形降液管宽度，m；sW安定区宽度，m；x液相中易挥发组分的摩尔分数；y气相中易挥发组分的摩尔分
53、数；Z塔有效高度，m；n塔板序号；精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 33 页，共 34 页个人资料整理仅限学习使用相对挥发度，量纲为一；筛孔流量系数的修正系数筛板厚度，mm；0板上液层充气系数，量纲为一；A易挥发组分；B难挥发组分；D馏出液；F原料液；h小时；L液相密度，3/ mKg；V气相密度，3/ mKg；液体表面张力，mN /或mmN /；时间，s；开孔率；液体密度校正系数；i组分序号；L液相；m平均；min最小；max最大；参考资料1. 化工流体流动与传热，化学工业出版社，柴诚敬、张国亮，2004年2. 化工传质与分离过程，化学工业出版社，贾绍义、柴诚敬，2005年3. 化工原理课程设计，天津大学出版社，贾绍义、柴诚敬，2002年4化工原理 下），天津大学出版社，夏清、陈常贵，2005年5石油化工基础数据手册，化学工业出版社，卢焕章，1982年精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 34 页，共 34 页
