筛板精馏塔分离苯—甲苯工艺设计

吉林化工学院化工原理课程设计 河河南南 化化工工学学院院 化化 工工 原原 理理 课课 程程 设设 计计 题目题目 筛板精馏塔分离苯筛板精馏塔分离苯甲苯工艺设计甲苯工艺设计 教教 学学 院院 化工与材料工程学院化工与材料工程学院 专业班级专业班级 安安 技技 10011001 学生姓名学生姓名 XXXXXX 学生学号学生学号 XXXXXXXXXXXXXXXXXX 指导教师指导教师 XXXXXX 20112011 年年 1212 月月 2121 日日 吉林化工学院化工原理课程设计 I 目录 摘要.一 绪论.二 第一章 流程及流程说明.1 第二章 精馏塔工艺的设计.2 2.1 产品浓度的计算.2 2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率.2 2.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 2 2.2 最小回流比的确定.3 2.3 物料衡算 3 2.4 精馏段和提馏段操作线方程.3 2.4.1 求精馏塔的气液相负荷3 2.4.2 求操作线方程 3 2.5 精馏塔理论塔板数及理论加料位置 3 2.6 实际板数的计算 3 2.7 实际塔板数及实际加料位置 . 3 第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算.5 3.1 物性数据计算.5 3.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算.9 3.3 筛板流体力学验算.13 3.4 塔板负荷性能图.16 第四章 热量衡算.21 4.1 塔顶气体上升的焓.21 V Q 4.2 回流液的焓.21 R Q 4.3 塔顶馏出液的焓.21 D Q 4.4 冷凝器消耗焓.21 C Q 4.5 进料的焓.21 F Q 4.6 塔底残液的焓.21 W Q 4.7 再沸器的焓.22 B Q 第五章 塔的附属设备的计算.23 5.1 塔顶冷凝器设计计算.23 5.2 泵的选型.24 5.4 塔总体高度的设计.25 结论.27 致谢.28 参考文献.29 主要符号说明 30 吉林化工学院化工原理课程设计 摘 要 在此筛板精馏塔分离苯-甲苯的设计中，给定的条件为： 进料量为 F=85kmol/h 塔顶组成为：0.98 D x 进料馏出液组成为：0.5 F x 塔釜组成: W x =0.03 加料热状态:q=1 塔顶操作压强:(表压)101.3kPaP 首先根据精馏塔的物料衡算，求得 D 和 W，通过图解法确定最小回流比；再根据操作 线方程，运用图解法求得精馏塔理论板数，确定温度奥康奈尔公式求的板效率，继而求得 实际板数，确定加料位置。 然后进行精馏段和提馏段的设计工艺计算，求得各工艺尺寸，确定精馏塔设备结构。 继而对筛板的流体力学进行验算，检验是否符合精馏塔设备的要求，作出塔板负荷性能图， 对精馏塔的工艺条件进行适当的调整，使其处于最佳的工作状态。 第二步进行塔顶换热器的设计计算。先选定换热器的类型，确定物性数据，计算传热 系数和传热面积。然后对进料泵进行设计，确定类型。 关键词： 苯-甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构 塔附属设备 下图为连续精馏过程简图： 出料 回流 苯蒸汽 塔底 吉林化工学院化工原理课程设计 绪论绪论 在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单,造价低。合理的设计和适 当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题，适当控 制漏液。 筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很多小直径的孔 筛孔。操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。分散成泡的气 体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。 相同条件下，筛板塔生产能力比泡罩塔高 10%15%，板效率亦约高 10%15%，而每板 压力降则低 30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操 作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带 固体粒子的料液。 吉林化工学院化工原理课程设计 0 第一章 流程及流程说明 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。 设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储 罐。该物系属易分物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用 间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 任务书上规定的生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。贮罐中的原料液用机泵 加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液 部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。简易流程如下，具体流程见附图。 出料 苯甲苯混合液 回流 塔底出料 图 1 吉林化工学院化工原理课程设计 1 第二章 精馏塔工艺的设计 2.1 产品浓度的计算 2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 =78.11kg/mol 甲苯的摩尔质量 =92.13kg/mol A M B M 产品中苯的质量分数=0.984 D x 0.98/78.11 0.98/78.11 0.02/92.13 进料中苯的质量分数=0.54 F x 0.5/78.11 0.5/78.11 0.5/92.13 残液中苯的质量分数=0.035 0.03/78.11 0.03/78.11 0.97/92.13 w x 2.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 D W 0.54 78.11 (1 0.54) 92.1483.989 kg/Kmol M0.984 78.11 (1 0.984) 92.1478.301 kg/Kmol M0.035 78.11 (1 0.035) 92.1492.114 kg/Kmol F M 苯甲苯属于理想物系，可采用图解法求理论板数。 2.2 最小回流比的确定 1.查手册 绘制苯甲苯气液平衡线 x-y 图。 2 求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在图上对角线上，自点 e（0.54，0.54）作垂线 ef 即为进 料线，该线与平衡线的交点坐标为 q= y 0.745 q x =0.54 最小回流比 min R1.17 dq qq xy yx 2 倍最小回流比 取操作回流比为 min R=2R2.33 吉林化工学院化工原理课程设计 2 2.3 物料衡算 F=85kmol/h 总物料衡算 FWD 85=D+W 苯物料衡算 FDW Fx =Dx +Wx85 0.54=0.984 D+0.035 W 联立得 D=45.23 Kmol/h W=39.77 Kmol/h 2.4 精馏段和提馏段操作线方程 2.4.1 求精馏塔的气液相负荷 L=RD=105.4Kmol/h V=(R+1)D=150.6Kmol/h =L+qF=190.4Kmol/hL =V=150.6Kmol/hV 2.4.2 求操作线方程 精馏段 提馏段 2.5 精馏塔理论塔板数及理论加料位置 由图解法的总板数 NT=13 进料板 NF=6 精馏段 5 块 提馏段 7 块 2.6 实际板数的计算 （1）板效率 0.245 0.49() TL E 精馏段平均温度为 86.08 由安托尼方程的精馏段相对挥发度 又有2.560.31 L 求得精馏段板效率为 52.3% 105. 445. 23 xx* 0. 9840. 7x0. 296 150. 6150. 6 d LD yx VV 1 190. 439. 77 1. 260. 00924 150. 6150. 6 nnW LW yxxxx VV 吉林化工学院化工原理课程设计 3 提馏段平均温度 100.63 由安托尼方程的精馏段相对挥发度 2.630.289 L 求得提镏馏段板效率为 52.4% （2） T N实际板数的求取 精馏段实际板数 NT=5/0.523=9.6210 提馏段实际板数 NT=7/0.524=13.4 14（包括塔釜） 实际总半数为 10+14=24 块板 总板效率 ET=13/2=54.2% 2.7 实际塔板数及实际加料位置 实际加料板位置 =12 块 实 1 F F T N N E 精馏段实际板层数=10 j N 提馏段实际板层数=14 t N 吉林化工学院化工原理课程设计 4 第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 3.1 物性数据计算 3.1.1 操作压力计算 （1）塔顶操作压力 =101.3+4=105.3Kpa D P （2）每层塔板压降 =0.7 KpaP （3）进料板压力 FD P =P + =105.3+0.7 10=112.3KpaPN 精 （4）精馏段平均压力 ()/2(105.3 112.3)/2108.8 DF PPPKpa （5）塔底操作压力 =+=105.3+0.724=122.1 Kpa W P D PPN （6）提馏段平均压力 Kpa ()/2119.3 FW PPP 3.1.2 操作温度计算 用比例内插法求得操作温度 =90.76 F t 92.1-89.4tf-92.1 0.489-0.5920.54-0.489 F t =81.4 D t 81.281.280.12 8.979 10.9840.979 D t D t =110.5 W t 110.6110.6 106.1 08.80.0350 W t W t 精馏段平均温度 86.08 2 DF M tt t 提馏段平均温度 100.63 2 WF M tt t 3.1.3 平均摩尔质量计算 （1）塔顶平均摩尔质量计算 =0.984，=0.9599 1 y D x 1 x =+（1-）=0.98478.11+（1-0.984）92.13=78.33 kg/Kmol VD M 1 y A M 1 y B M 吉林化工学院化工原理课程设计 5 =+（1-）=0.959978.11+（1-0.9599）92.13=78.67kg/Kmol LD M 1 x A M 1 x B M （2）进料板平均摩尔质量计算 =0.763，=0.562 7 y 7 x =+（1-）=0.76378.11+（1-0.748）92.13=83.82kg/Kmol VF M 7 y A M 7 y B M =+（1-）=0.56278.11+（1-0.562）92.13=84.25kg/Kmol LF M 7 x A M 7 x B M （3）精馏段平均摩尔质量计算 =（+）/2=（78.33+83.82）/2=80.805kg/Kmol Vj M VD M VF M =（+）/2=（78.67+84.25）/2=81.46kg/Kmol Lj M LD M LF M （4）塔底平均摩尔质量计算 =0.035，=0.91 18 y 18 x =+（1-）=0.03578.11+（1-0.035）92.13=90.85kg/Kmol VW M 18 y A M 18 y B M =+（1-）=0.09178.11+（1-0.091）92.13=91.64kg/Kmol LW M 18 x A M 18 x B M （5）提馏段平均摩尔质量计算 =（+）/2=（83.82+90.85）/2=81.065kg/Kmol Vt M VF M VW M =（+）/2=（84.25+91.64）/2=87.945kg/Kmol Lt M LF M LW M 3.1.4 平均密度计算 4 （1）气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算 =3 Vj （） jVj j P M R tT 111. 2580. 805 8. 314 （81. 4273. 15） 3 /Kg m =2.98 Vt （） tVt t PM R tT 119. 0387. 065 8. 314 （100. 63273. 15） 3 /Kg m （2）液相平均密度计算 塔顶液相平均密度计算 由=81.4查得 D t 吉林化工学院化工原理课程设计 6 =812.5，=807.5 A 3 /Kgm B 3 /Kgm =812.4 LD 1 /（1）/ DADB xx 1 0. 984 / 812. 5 （10. 984）/ 807. 5 3 /Kgm 进料板液相平均密度计算 由=90.76查得 F t =805.5，=801.5 A 3 /Kgm B 3 /Kgm 进料板质量分率=0.521 A a 7 77 0. 5478. 11 （1）0. 5478. 11 （10. 547）92. 13 A AB x M x MxM =803.6 1 /（1）/ LF AAAB aa 1 0. 521 / 805. 0 （10. 521 ）/ 801. 5 3 /Kgm 精馏段液相平均密度计算 =（+）/2=（812.4+803.6）/2=808 Lj LD LF 3 /Kgm 塔底液相平均密度计算 由=110.5查得 w t =772.5，=765.5塔底质量分率 A 3 /Kgm B 3 /Kgm =0.03 18 1818 0. 03578. 11 （1）0. 03578. 11 （10. 035）92. 13 A A AB x M a x MxM 3 11 765. 7/ /（1）/0. 035 / 772. 5 （10. 035）/ 767. 5 LW AAAB Kgm aa 提馏段液相平均密度计算 3.1.5 液体平均表面张力计算 依式 计算 （1） 塔顶液相平均表面张力计算 由=81.4查得 D t 3 () / 2（803. 6+765. 7)/ 2=784. 65Kg/ m LtLWLF ii X 吉林化工学院化工原理课程设计 7 =19.2mN/m，=20.5mN/m A B =+（1-）=0.9819.2+（1-0.984）20.5=19.221mN/m LD D x A D x B （2） 进料板液相平均表面张力计算 由=90.76查得 F t =17.2 mN/m，=20.2 mN/m A B =+（1-）=0.5417.2+（1-0.54）20.2=18.514mN/m LF 7 x A 7 x B （3） 精馏段液相平均表面张力计算 =（+）/2=（19.221+18.514）/2=18.87mN/m Lj LD LF (4)塔底液相平均表面张力计算 由=110.5查得 w t =14.9mN/m，=17.8 mN/m A B =+（1-）=0.03514.9+（1-0.035）17.8=17.69mN/m LW 18 x A 18 x B (5)提馏段液相平均表面张力计算 =（+）/2=（17.69+18.514）/2=18.102mN/m Lt LW LF 3.1.6 液体平均黏度计算 4 依式 计算 （1）塔顶液相平均黏度计算 由=81.4查得 D t =0.31mPa s，=0.33 mPa s A B =+（1-）=0.984（0.31）+（1-0.984）（0.33） LD D x A D x B 得=0.310mPa s LD （2）进料板液相平均黏度计算 由=90.76查得 F t =0.29mPa s，=0.31mPa s A B ii x 吉林化工学院化工原理课程设计 8 =+（1-）=0.54（0.29）+（1-0.54）（0.31） LF 7 x A 7 x B 得=0.299mPa s LF （3）精馏段液相平均黏度计算 =（+）/2=（0.310+0.299）/2=0.3045mPa s Lj LD LF （4）塔底液相平均黏度计算 由=110.5查得 w t =0.24mPa s，=0.28mPa s A B =+（1-）=0.035（0.24）+（1-0.035）（0.28） LW 18 x A 18 x B =0.278mPa s LW (5)提馏段液相平均黏度计算 =（+）/2=（0.299+0.278）/2=0.2885mPa s Lt LW LF 3.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算 3.2.1 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 （1）塔径的计算 精馏段塔径的计算 气、液相体积流率 =0.123 sj V 3600 Vj Vj VM 150. 680. 805 36003. 0 3 /ms =0.0042 sj L 3600 Lj Lj LM 105. 481. 46 3600808 3 /ms 由，式中 C=，由史密斯关联图查取，图的横坐标为 m ax LjVj Vj uC 0. 2Lj 20 （） 20 C 20 C =0.056 0. 50. 5 0. 5 3600 0. 00423600808 36000. 12336003 LjsjLj h hVjsjVj LL VV 取板间距=0.4m，板上液层高度=0.05m，则-=0.4-0.05=0.35m，由史密斯关联 T H L h T H L h 图查得 吉林化工学院化工原理课程设计 9 =0.07，则 C=0.07=0.0692 20 C 0. 2Lj 20 （） 20 C 0. 2 18. 87 20 =1.13m/s m ax LjVj Vj uC 8083 0. 07 3 取安全系数为 0.7，则空塔气速为 u=0.7=0.71.13=0.79 m/s m ax u D=1.37m 440. 123 0. 79 S V u 按表准塔径圆整后为 D=1.4 m 塔截面积=1.54 22 （1. 4） 44 T AD 2 m 实际空塔气速为0.799 m/s 实 S T V u A 提馏段塔径的计算 =0.119 st V 3600 Vt Vt VM 3 /ms =0.0041 st L 3600 Lt Lt LM 3 /ms 由，式中 C=，由史密斯关联图查取，图的横坐标为 m ax LtVt Vt uC 0. 2 Lt 20 （） 20 C 20 C 6 0.0694 0. 50. 5 3600 3600 hLtstLt hVtstVt LL VV -=0.36-0.06=0.3m，由史密斯关联图查得=0.0712 T H L h 20 C C=0.059=0.0701 0. 2 Lt 20 （） 20 C 0. 2 19. 013 20 =1.05m/s m ax LtVt Vt uC 取安全系数为 0.7，则空塔气速为 u=0.7=0.71.05 =0.735 m/s m ax u 吉林化工学院化工原理课程设计 10 D=1.33 m 440. 242 0. 636 S V u 按表准塔径圆整后为 D=1.4 m 塔截面积=1.52 22 （1.4） 44 T AD 2 m 实际空塔气速为0.778 m/s 实 S T V u A （2）精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度=（-1）=（10-1）0.4=4 m j Z j N T H 提馏段有效高度=（-1）=（14-1）0.4=5.2m t Z t N T H 在精馏塔上开 1 个人孔，高度为 0.8m， 精馏塔的效高度为 Z=+0.8=10m j Z t Z 3.2.2 塔板主要工艺尺寸的计算 （1）溢流装置计算 塔径 D=1.4 m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘 堰长 W l 取=0.66D=0.631.4=0.924m W l 堰高 W h 选用平直堰，堰上液层高度计算如下 oW h = oW h取，则 =1E oW h 精馏段 =0.0183m 板上液层高度=0.065m oW h L h =-=0.065-0.0183=0.047m W h L h oW h 提馏段=0.0181m oW h =-=0.065-0.0181=0.049m W h L h oW h 弓形降液管宽度和截面积 d W f A 2 3 2. 84 1000 h W L E l 2 3 2. 84 1000 h W L l 2 3 2. 840. 00423600 10000. 924 吉林化工学院化工原理课程设计 11 精馏段 由=0.66，查弓形降液管参数图得=0.0722，=0.124 W l D 6 f T A A d W D 则=0.0722=0.111，=0.124D=0.1736m f A T A 2 m d W 验算液体在降液管中停留时间 =11.73s35s 3600 fT h A H L 1 故降液管设计合理 提馏段 由=0.66，查弓形降液管参数图得=0.066，=0.124 W l D f T A A d W D 则=0.066=0.105，=0.124D=0.1721m f A T A 2 m d W 验算液体在降液管中停留时间=10.95s35s 3600 fT h A H L 故降液管设计合理 降液管底隙高度 o h =，取=0.15m/s o h 3600 h W o L l u o u 1 精馏段=0.03m/s o h 36000. 0042 36000. 9270. 15 -=0.017m0.013m W h o h 提馏段=0.029m o h -=0.0172m0.013m W h o h （2）塔板布置 塔板的分块 塔径 D0.8m，故塔板采用分块式 边缘区宽度 WC=0.075 m，安定区宽度 WS=0.075 m 吉林化工学院化工原理课程设计 12 孔区面积计算 其中：x=D/2（Wd+WS）=1.4/2-（1.736+0.075）=0.4514m R=D/2WC=1.4/2-0.04=0.665 m 孔设计及其排列 本设计处理的物系无腐蚀性，可选用 =3mm 碳钢板，取筛孔直径 do=5mm。 筛孔按正三角形排列，去孔中心距 t 为：t=3do=35=15mm 筛孔数目 n 为： 塔板开孔区的开孔率为 22 o d0. 005 = 0. 907= 0. 907= 10. 1% t0. 015 开孔率在 515%范围内，符合要求。 气体通过筛孔的气速为 精馏段： SjSj o实 0 VV 0. 255 u= 12. 4m/ s A0. 1010. 983 a A 提馏段： StSt o实 0 VV u= 11. 81m/ s A a A 3.3 筛板流体力学验算 3.3.1 塔板压降 （1）干板阻力 hc 由 do/=5/3=1.67 查图干筛孔的流量系数图 得 C0=0.772 由得 2 0V c 0L u h= 0. 051 c 222-1 a x A = 2 x R - x+Rsi n 180R 222-12 a 0. 199 A= 2 0. 199 0. 315 - 0. 199+0. 315si n () = 0. 983m 1800. 315 a 2 1. 155 n =A= 5030个 t 吉林化工学院化工原理课程设计 13 精馏段： 2 cj 12. 43 h= 0. 051= 0. 048m 液柱 0. 772808 提馏段： 2 ct 11. 812. 89 h= 0. 051= 0. 044m 液柱 0. 772785. 758 （2）气流通过液层的阻力计算 1 h 由 Sj aj Tf V u= 0. 86m/ s A - A St at Tf V u= 0. 857m/ s A - A 气相动能因数 Fo 查充气系数关联图得 =0.58 11 22 ojVj F = u= 1. 49kg/s. m j 查充气系数关联图得=0.56 11 22 otVt F = u= 1. 47kg/s. m t 精馏段：=hL=0.038m 液柱 1j h j 提馏段：=hL=0.0372 m 液柱 1t h t （3）液体表面张力的阻力的计算h 精馏段： Lj j Li0 4 h= 0. 0019m 液柱 gd 提馏段： Lt Lt0 4 h= 0. 00197m 液柱 gd t 气体通过每层塔板的液柱 精馏段：0.0879m 液柱 PjC jLjj hhhh 提馏段： 0.0865m 液柱 气体通过每层塔板的压降 精馏段： PjpjLj P= h g = 0. 08798089. 81 = 696. 7Pa 700Pa PtC tLtt hhhh 吉林化工学院化工原理课程设计 14 提馏段： PtptLt P= h g = 653. 4Pa 700Pa 符合设计要求。 3.3.2 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差 的影响。 3.3.3 液沫夹带 液沫夹带量 3. 2 6 5. 710 a V LTf u e Hh 根据设计经验，一般取=2.50.065=0.16m2. 5 fL hh 精馏段： 提馏段： 3. 2 -6 -3 5. 7100. 856 = 0. 0178Kg液/ Kg气2 ,m ax ,m i n 0. 43 3. 308 0. 13 s s V V 由上知设计合理。 222/ 3 0. 148860. 272. 825 ststst VLL 吉林化工学院化工原理课程设计 20 第四章 热量衡算 表 8 不同温度下苯-甲苯的比热容及汽化潜热 物性 数据 温度（） （ PA C ）/（）KJKm ol （ PB C ）/（.)KJKm ol / A rKJKg/ B rKJKg tD81.499.81125.03394.8379.4 tF90.76103.25128.23390.23372.5 tW110.5107.31134.43387.62368.53 4.1 塔顶气体上升的焓 V Q = V Q VDP DDD VM CTVr M =6.1 6 10/KJh 4.2 回流液的焓 R Q ， PDPDDD CCTT =0.98 R Q LDPD D LM C T 6 10/KJh 4.3 塔顶馏出液的焓 D Q =0.87 D Q LDPD D D M C T 6 10/KJh 4.4 冷凝器消耗焓 C Q =-=4.25 C Q V Q R Q D Q 6 10/KJh 4.5 进料的焓 F Q =0.89 F Q LFPF F FM C T 6 10/KJh 4.6 塔底残液的焓 W Q =0.59 W Q LWPW W W M C T 6 10/KJh 吉林化工学院化工原理课程设计 21 4.7 再沸器的焓 B Q 全塔范围列衡算式 塔釜热损失为 10%，则=0.9，设再沸器损失能量 损 0. 1 B QQ +=+ B Q F Q C Q W Q 损 Q D Q 加热器实际热负荷 0.9=+- B Q C Q W Q D Q F Q 得 =4.82 B Q 6 10/KJh 吉林化工学院化工原理课程设计 22 第五章 塔的附属设备的计算 5.1 塔顶冷凝器设计计算 5.1.1 1.选择换热器的类型 ：两流体温度变化情况：热流体为饱和苯甲苯温度为：81.4；引 用松花江水做冷凝水，夏季冷流体进口温度为 20，出口温度为 38，该冷却水用冷却 水冷却，冷热流体温差不大，而冬天温度降低冷热流体温差较大 考虑到此因素，故采用 浮头式管壳换热器 2.流程安排：由于循环冷却水较易结垢，其流速太低，将会加快污垢 增长速度，使换热器的热流量下降，所以应使冷却水走管程，被冷凝液（热流体）走壳 程，以便排出冷凝液。 5.1.2 确定物性数据 表 9 两流体在定性温度下的物性数据表 流体物性 定性温度 （） 密度 （Kg/m3） 黏度 （mPas） 比热容（ kJ/kgK） 导热系数 （W/mK） 苯和甲苯 80.362.950.3071.9550.130 冷却水 299960.8944.1790.605 5.1.3 传热面积的计算 （1）计算逆流平均温度: 对于逆流传热： =80.36 =81.41T2T =20 =38 1 t 2 t =-=60.36， =-=23.41t1T2t2t2T1t m 51.39T （2）选 K 值并估算传热面积 查文献初选 K=700w/m2K, 则 A= 3 2 m Q283. 61110 = 24. 4m Kt70055. 16 吉林化工学院化工原理课程设计 23 5.1.5 初选换热器型号 采用 FA 系列的浮头列管换热器，初选用 FA-800-245-25-（4） ，性能参数如下： 实际面积 A/m2 245 管程/m2 0.0618 管子数 NT 700 折流板总数 Nb 27 管长/m 6 圆缺高 21.6% 5.2 泵的选型 (1) 进料泵的实际流速 1. 53/ F um s 提升压头=0.113m 设料液面至加料孔为 6m，=0.6 取 90弯头 le/dF=35 le=35dF=350.02=0.7m 料液 3 808./ F kgm -3 F = 0. 3110 Pas =79757.45为湍流 4 10 -0. 25 = 0. 316R e= 0. 0189 jD P = P - P = 105. 13 - 101. 3 = 4KPa 在在料液面与进料孔面之间列柏努利方程 = 所以油泵型号为 : IS50-32-200 22 1. 53 229. 81 F u h g FFF -3 F d u0. 021. 53808 R e = 0. 3110 2 F F F ul + l e H = (+)= 2. 39m d2g 2 2 FF f F uP H ezH gg 808 23 1. 534 10 6+2. 39=9. 013m 2 9. 819. 81 吉林化工学院化工原理课程设计 24 表 11 离心泵性能表 型号 IS50-32-200 流量（m3/h） 7.5 扬程 m 12.5 配带 5.5 功率 （Kw）轴 3.54 转速 2900 效率 48% 结构单级 5.5 塔总体高度的设计 （1）塔的顶层空间的高度 取 =0.6m D H （2）塔的底层空间的高度 塔釜釜液停留时间取 5min，塔径 D=1.4m 塔底空间高度 2 2514. 76600. 15 1. 42 1. 540. 65 LW B LW W M H D （3）塔顶的封头高度 =3.73m 1 H （4）裙座高度 =3.82m （5）隔 8 块板设一个人孔共 26 块板设 3 个人孔孔径 450mm 塔体总高度 =（24-12-3-1）0.4+120.6+30.45+0.6+1.42+3+0.49=19.66m 12 (1) FpTFFpPDB HNNnHN Hn HHHHH 2 H 吉林化工学院化工原理课程设计 25 结论 计算数据 项 目符号单位 精馏段提馏段 各段平均压强 Pkpa108.8119.3 各段平均温度 t 0C 86.08100.63 气相 Vsm3/s0.1230.121 平均流量 液相 LSm3/s0.00420.0045 实际塔板数 N 块 1014 板间距 HTm0.40.4 塔的有效高度 Zm4.05.2 塔径 Dm1.41.4 空塔气速 um/s12.411.92 塔板液流型式单流型单流型 溢流管型式弓形弓形 堰长 LWm0.9240.922 堰高 hwm0.0470.044 溢 流 装 置 溢流堰宽度 Wdm0.0750.075 板上清液层高度 hLm0.0650.065 孔径 d0mm55 项 目符号单位 精馏段提馏段 孔间距 tmm1515 孔数 n5030 开孔面积 m20.9830.985 塔板压降 p0KPa0.70.7 液体在降液管停留时间 s13.9277.07 吉林化工学院化工原理课程设计 2