化工原理课程设计29

1、山东理工大学化工原理课程设计化工原理课程设计题目：用常规精馏方法常压下分离甲苯和二甲苯（29）进料摩尔组成甲苯90%、二甲苯10%，生产能力5万吨原料/年原料：甲苯 >98%(摩尔分率，下同) 二甲苯 >98%已知：原料距塔约80米，生产能力5万吨原料/年（实际按年生产时间按8000小时计）设计要求：确定输送管径（标准）选泵 确定饱和液体进料的温度 塔板数、进料位置、回流比、回流量（质量流量）（自然回流比无需泵）、塔顶温、度、冷凝器负荷、换热器传热面积、冷却水用量（冷却水进出口温差为10） 塔釜温度、再沸器负荷、换热器传热面积、蒸汽用量（蒸汽与塔釜液相的温差至少为10）设计报告的形

2、式：（表和图要有表序与表名、图序与图名；以1组分为例进行计算）设计目的物料恒算(进料、塔顶产品及塔釜产品的流量/h；浓度mol分率，表格)热量恒算（进料、塔顶产品及塔釜产品温度、焓值，表格）设备一览表（设备名称、型号等）技术参数一览表（进料温度、塔顶温度、塔釜温度、压力等，表格）工艺流程图目录摘要3第一章 前言41.1 精馏及精馏流程41.2 精馏的分类52流程短，设备投资费用少；耗能量低，收率高，操作费用低；51.3 精馏操作的特点51.沸点升高52.物料的工艺特性53.节约能源6第二章 设计方案的确定72.1操作条件的确定72.1.1操作压力72.1.2 进料状态72.1.3加热方式82.

3、1.4冷却剂与出口温度82.2确定设计方案的原则82.2.1满足工艺和操作的要求92.2.2满足经济上的要求9第三章塔的工艺尺寸的计算103.1全塔物料恒算103.1.1原料液及塔顶底产品含邻二甲苯的摩尔分率103.1.2原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量103.1.3料液及塔顶底产品的摩尔流率103.2 塔板数的确定113.2.1甲苯与邻二甲苯的平均相对挥发度的计算113.2.2 最小回流比及操作回流比计算113.2.3 逐板法求塔板数123.2.4实际板层数的求取133.3 精馏塔有关物性数据的计算133.3.1 操作压力计算133.3.2 操作温度的确定143.3.3平均摩尔质量的计算14

4、3.3.4平均密度计算153.3.5液体平均表面张力计算163.3.6液体平均粘度计算163.4气相负荷的计算173.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算183.5.1 塔径的计算183.5.2精馏塔有效高度的计算193.6 塔板工艺结构尺寸的设计与计算203.6.1溢流装置计算203.6.2塔板布置21第四章 热量恒算224.1 热量恒算224.1.1 塔顶冷凝器热负荷234.1.2 塔顶冷凝器热负荷234.2.换热器的求算23第五章流体输送机械及管内流体流动245.1输送设备的选择24附录261、参考文献262主要符号说明263主要符号说明274.物料参数27设计结果一览表29精馏工艺流程图29摘要

5、化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。而在板式精馏

6、塔中，筛板塔有结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右，处理能力大等优点，综合考虑更符合本设计的要求。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。关键字： 板式塔 热量恒算 物料恒算 第一章 前言1.1 精馏及精馏流程精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。因此可是混合物得到几乎完全的分离。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。精馏操作广泛用于分离纯化各种混合物，是化工、医药、食品等工业中尤为常见的单元操作。化工成产中，精馏主要用于以下几种目的:1获得馏出液塔顶的产品；2将溶液多级分离后，收集馏出液，用于获得甲苯等；3脱出杂质获得

7、纯净的溶剂或半成品，如酒精提纯，进行精馏操作的设备叫做精馏塔。精馏过程中采用连续精馏流程，原料液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔顶上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品。根据精馏原理可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，必须同时拥有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还有配原料液，预热器、回流液泵等

8、附属设备，才能实现整个操作。1.2 精馏的分类按操作方式可分为:间歇式和连续式，工业上大多数精馏过程都是采用连续稳定的操作过程。化工中的精馏操作大多数是分离多组分溶液。多组分精馏的特点：1能保证产品质量，满足工艺要求，生产能力大；72流程短，设备投资费用少；耗能量低，收率高，操作费用低；3. 操作管理方便。 1.3 精馏操作的特点 从上述对精馏过程的简单介绍可知，常见的精馏塔的两端分别为汽化成分的冷凝和液体的沸腾的传热过程，精馏塔也就是一种换热器。但和一般的传热过程相比，精馏操作又有如下特点： 1.沸点升高 精馏的溶液中含有沸点不同的溶剂，在相同的压力下溶液的蒸汽压较同温度下纯溶剂的汽化压低，

9、使溶液的沸点高于醇溶液的沸点，这种现象称为沸点的升高。在加热汽化温度一定的情况下，汽化溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。 2.物料的工艺特性 精馏溶液本身具有某些特性，如某些物料在加入到溶液中时可与溶液中的某一组分或几组分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工艺要求，选择适宜的精流流程和设备是精馏操作彼此需要知道和必须考虑的问题。 3.节约能源 精馏汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸汽。如何充分利用热量提高加热蒸汽的利用率是精馏操作需要考虑的另一个问题。第二章 设计方案的确定 本设计任务为甲苯-邻二甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精

10、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。2.1操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1操作压力 蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降

11、低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。2.1.2 进料状态 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相

12、同，为设计和制造上提供了方便。2.1.3加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。但对有些物系(如酒精与水的二元混合液)，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，

13、故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于酒精水溶液，一般采用0.40.7KPa（表压）。2.1.4冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面

14、而影响传热。2.2确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：2.2.1满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产

15、上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.2.2满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。第三章塔的工艺尺寸的计算3.1全塔物料恒算3.1.1原料液及塔顶底产品含邻二甲苯的摩尔分率已知每小

16、时的进料为6250kg/h,其中摩尔分率甲苯：邻二甲苯=9：1；甲苯的摩尔质量 MA=92.13kg/kmol；邻二甲苯的摩尔质量MB=106.16kg/kmol；物料的摩尔质量为 MF=0.9×92.130.1×106.16=93.53kg/kmol；物料进料的摩尔流量为F=66.82kmol/h;原料液含甲苯的摩尔分率：xF=0.9; 塔顶含甲苯的摩尔分率： xD=0.98;塔底含甲苯的摩尔分率：xw=0.02; 3.1.2原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量原料液的平均摩尔质量：MF 0.9×92.130.1×106.16=93.53kg/kmol塔顶

17、液的平均摩尔质量：MD 0.98×92.13+0.02×106.16=92.41kg/kmol塔底液的平均摩尔质量：MW 0.02×92.13+0.98×106.16=105.88kg/kmol精馏段的平均摩尔质量精馏段平均摩尔质量 ML,M (92.92+93.53)/2=93.23kg/kmol提馏段平均摩尔质量ML,M (105.88+93.53)/2= 99.71kg/kmol3.1.3料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：原料液的处理量6250kg/h，即： F,6250kg/h，全塔物料衡算：进料液摩尔流量： F=66.82kmol/h;总物

18、料恒算： F=D+W苯物料恒算： F×0.9=D×0.98+0.02×W;联立解得： D61.25kmol/h W5.68kmol/h3.2 塔板数的确定3.2.1甲苯与邻二甲苯的平均相对挥发度的计算已知甲苯的沸点为110.63，邻二甲苯的沸点为144.42当温度为110时，lg°=6.95464-1341.8/(110+219.482) °762.41mmHg lg°=6.99891-1474.679/(110+213.686) °=277.34mmHg 当温度为144时，lg°=6.95464-1341.8/(

19、144+219.482) °=1832.83 mmHg lg°=6.99891-1474.679/(144+213.686) °=751.36 mmHg 平均挥发度 3.2.2 最小回流比及操作回流比计算题目要求为饱和液体进料，所以q=1；故，xp=xF=0.9；将代入相平衡方程 yp=·xp1+xp(-1)=2.59×0.91+0.9×（2.59-1）=0.96 Rmin=xD-ypyp-xp=0.98-0.960.96-0.9=0.33因为R=(1.12.0)Rmin；因此，R=2Rmin=0.66；3.2.3 逐板法求塔板数因x

20、F=0.9 xD=0.98 xW=0.02 R=0.66 则相平衡方程 精馏段操作线方程 y=RR+1x+xDR+1=0.661.66x+0.981.66=0.40x+0.59 塔釜气相回流比=(0.66+1)0.9-0.020.98-0.9+0=18.26提馏段操作线方程 y=R'+1R'x-xWR'=19.2618.26x-0.0218.26 =1.05x-1.10×10-3 操作线交点横坐标 xf=R+1xF+(q-1)xDR+q=1.66×0.91.66=0.9理论板数计算：先交替使用相平衡方程与精馏段操作线方程计算如下 Y1=xD=0.98

21、相平衡x1=0.95 Y2=0.97相平衡x2=0.93 y3=0.96相平衡x3=0.90=0.9 由此计算第3板为加料板以下交替使用提馏段操作线方程与相平衡方程计算如下 x3=0.9 y4=0.94相平衡x4=0.86 y5=0.9相平衡x5=0.78 y6=0.81相平衡x6=0.62 y7=0.65相平衡x7=0.42 y8=0.0.278相平衡x8=0.13 y9=0.134相平衡x9=0.057 y10=0.058相平衡x10=0.023 y11=0.023相平衡x11=0.0092<0.02总理论板数为N=11块，精馏段塔板数为2块，第3块板为进料板，提馏段塔板数为8块。3

22、.2.4实际板层数的求取已知甲苯的粘度A=0.675mpa·s；邻二甲苯的粘度B=0.811mpa·s根据Oconnell方法（1946年）在32个工业塔和5个实验塔的基础上，得到计算公式：E0=49-0.25 式中：塔顶、底温度算术算术平均值下， 进料液体平均摩尔粘度； 轻、重关键组分相对挥发度已知 =0.9×0.675+0.1×0.811=0.69 mpa·s =2.59 E0=49-0.25=42.38% 根据公式 E0=N理N实 精馏段塔板数为5块，第6块板为进料板，提馏段塔板数为19块。3.3 精馏塔有关物性数据的计算3.3.1 操作

23、压力计算 假设塔顶表压为0Kpa塔顶表压为0Kpa;塔顶操作压力pD=101.325Kpa;每层塔板压降p=0.7Kpa;进料板压力101.325+0.7×5=104.825kPa;塔釜的操作压力pw=101.325+0.7×26=119.525Kpa;精馏段平均压力 P精(101.325+104.825)2=103.075Kpa;提馏段平均压力P提=(104.825+119.525)2=112.175Kpa;3.3.2 操作温度的确定依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲苯、邻二甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算泡点方程 x=p-pB°pA

24、76;-pB° y=pA°xAp 温度 X y 1100.9950.998 1150.790.91 120 0.63 0.814 125 0.45 0.68 130 0.32 0.54 135 0.19 0.37 140 0.09 0.19 144 0.0076 0.018塔顶温度为 tD=110 进料板温度115 塔底温度=144精馏段平均温度=（ 110+115）/2 =112.5 提馏段平均温度=（115+144）/2 =129.53.3.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.98,查平衡曲线，得x1=0.95 MV,D=0.98×92

25、.13+0.02×106.16=92.41kg/kmol ML,D=0.95×92.13+0.05×109.16=92.92kg/kmol 进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得0.96， 0.9MV,F 0.96×92.130.04×106.16=92.69kg/kmolML,F 0.9×92.130.1×106.16=93.53kg/kmol塔底平均摩尔质量计算由xw= 0.02，yw=0.05ML,W 0.02×92.13+0.98×106.16=105.88kg/kmolMV,W 0.05

26、×92.13+0.99×106.16=105.46kg/kmol精馏段平均摩尔质量 ML,M (92.92+93.53)/2=93.23kg/kmolMV,M (92.41+92.69)/2=92.55 kg/kmol提馏段平均摩尔质量ML,M (105.88+93.53)/2= 99.71kg/kmolMV,M (105.46+92.69)/2= 99.08kg/kmol3.3.4平均密度计算气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即 Pv,mV=nRTmv,m=PmMV,mRTm v,m=92.55×（101.325+104.825）8.

27、314×(273+110+115+273)= 2.98 kg/m3 提馏段的平均气相密度 v,m'=PmMV,mRTm v,m'=99.08×(104.825+119.525)8.314×(115+273+273+144)=3.32kg/m3 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 1LM=AL,A+BL,B塔顶液相平均密度的计算 由tD=110，查手册得 A=780.3kg/m3 B=810kg/m3塔顶液相的质量分率 A=0.977 L,Dm=780.98kg/kmol 进料板液相平均密度由tF=115,查表得A=775.15kg/m3

28、B=805kg/m3 A=0.89 L,Fm=778.43kg/kmol塔底液相平均密度由tW=144,查表得A=742kg/m3 B=771.8kg/m3 A=0.0176L,Wm=771.28 kg/kmol精馏段液相平均密度为 L,m= 780.98+778.432=779.71 kg/kmol提馏段液相平均密度为L,m'=778.43+771.282=774.86 kg/kmol3.3.5液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 Lm=i=1nxii塔顶液相平均表面张力的计算 由tD110，查手册得 A= 18.41 m N/m B=20.90 m N/mLDm=1

29、8.47mN/m进料板液相平均表面张力由 tF115，查手册得 A= 17.86m N/m B= 20.39m N/mLFm=18.14mN/m塔底液相平均表面张力由tW144，查手册得 A=14.82m N/m B=17.49 m N/mLWm=17.44mN/m精馏段液相平均表面张力为 Lm=18.47+18.142=18.31mN/m提馏段液相平均表面张力为 Lm'=18.14+17.442=17.79 mN/m3.3.6液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 lgLm=xilgi塔顶液相平均粘度的计算 由tD110，查手册得 A=0.254 mpas B=0.319 mp

30、as lgLDm=0.977lg0.254+0.023lg0.319 解出LDm=0.255mpas 进料板液相平均粘度 由tF115，查手册得 A= 0.241mpas B=0.31 mpas lgLDm=0.89lg0.241+0.11lg0.31 LDm =0.248mpas塔底液相平均粘度由tW144，查手册得 A=0.21mpas B=0.26mpas lgLWm=0.0176lg0.21+0.9824lg0.26 LWm= 0.26mpas精馏段液相平均粘度为 Lm= 0.255+0.2482=0.215 mpas提馏段液相平均粘度为 Lm'=0.248+0.262=0.2

31、54mpas 3.4气相负荷的计算精馏段：V=R+1D=0.66+1×61.25=102.09kmol/h Vs=V×MVm3600vm= 102.09×92.553600×2.98 =0.88m3/s L=RD=0.66×61.52=40.60kmol/h Ls=L×MLm3600Lm=40.6×93.233600×779.71=0.00135m3/s Lh=3600 × 0.00135=4.86m3/h 提馏段： V'=V+q-1F=102.09 Kmol/h VS'=V'&#

32、215;MVm3600vm= 102.09×99.083600×3.32=0.846 m3/s L'=L+qF=40.6+66.82=107.42Kmol/h Ls'=L'×MLm3600Lm=107.42×99.713600×774.86= 0.00384 m3/s Lh'= 3600× 0.00384=13.82m3/h 3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.5.1 塔径的计算塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系

33、选取。塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600精馏段的气、液相体积流率为：Vs=V×MVm3600vm= 102.09×92.553600×2.98 =0.88m3/s Ls=L×MLm3600Lm=40.6×93.233600×779.71=0.00135m3/s提馏段的气、液相体积流率为 VS'=V'×MVm3600vm= 102.09×99.083600×3.32=0.846

34、m3/s Ls'=L'×MLm3600Lm=107.42×99.713600×774.86= 0.00384 m3/s 由式中的C公式计算，其中C20由化工原理课程设计教材的负荷系数图查取，图的横坐标为 LSVSLV12=0.001350.88779.712.9812=0.0248 LS'VS'LV12=0.003840.846774.863.3212=0.0696取板间距HT=0.450m，板上液层高度hL=0.05m，则HT-hL=0.450-0.050=0.40m精馏段查负荷系数图得 c20=0.088C=C20Lm200.2

35、=0.088×18.31200.2=0.0865 max=CL-VV=0.0865×16.14=1.397提馏段查负荷系数图得C20=0.82C=C20Lm200.2=0.082×17.79200.2=0.080max=CL-VV=0.08×15.24=1.220取安全系数为0.8，则空塔气速为 =0.8max=0.8×1.397=1.118m/s=0.8max=0.8×1.220 =0.976m/s D1=4qv,v=4×0.883.14×1.118=1.0mD2=4qv,v=4×0.8463.14&#

36、215;0.976=1.05m按标准塔径圆整后,均取为：D=1.1m塔的截面积为： AT=/4×D2=0.95m2 实际空塔气速为: u=qv,vAT=0.880.95=0.93m/s3.5.2精馏塔有效高度的计算=(25-3-1)*0.45+3*0.45+0.9+2+0.5+3=17.2m式中 -塔高，m；n实际塔板数 -人孔数（按八层塔板设一人孔，需三个人孔）-设人孔处的板间距，m（人孔直径一般为450-600，取600mm）-塔顶空间高度，m（通常取为1.5-2.0，取2.0）-塔底空间高度，m（经验值，取2m）-封头高度，m（经验值，取0.5m）-裙座高度，m（经验值，取3m

37、）3.6 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 3.6.1溢流装置计算因塔径D=1.1m，可选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘。1.溢流堰长取 Lw=0.66D=0.73m2.出口堰高对平直堰 how=0.00284Eqh'Lw23 ,hw=hL-how查化工原理课程设计图得，于是： how=0.00284E3600×0.003840.7323=0.02m取板上清液层高度hL=50mmhw=hL-how=0.05-0.02=0.03m3.降液管的宽度 和降液管的面积由LWD=0.66，查图得wdD=0.124,AfAT=0.0722 即：wd=0.124D=0.124×1.1

38、=0.136m Af=0.0722AT=0.0722×0.95=0.069m液体在降液管中停留时间,即:=3600AfHTLh=3600×0.069×0.453600×0.00348=8.92>5s故降液管设计合理。4.降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：h0=LhLWUO'=3600×0.003840.73×3600×0.2=0.0064mhw-ho=0.03-0.0064=0.0232>0.006m 降液管底隙高度设计合理。3.6.2

39、塔板布置取阀空动能因数,用公式求空速即： 求每层塔板上的浮阀数1.边缘区宽度的确定取破沫区宽度和边缘区宽度分别为：边缘区宽度：一般为5075mm，D >2m时，可达100mm。安定区宽度：规定 m时，ws=70mm2.开孔区面积 3.筛孔计算及其排列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=75mm,则可按下式估算排间距t, 由于各分块的支撑与衔接要占去一部分鼓泡区故取t=60mm按t=75mm,t=40mm以等腰三角形叉排方式作图如下图所示，得N=123个按重新核算空速及阀孔动能因数：阀孔动能因数变化不大，仍在9到12范围内塔板开孔率=。第四章 热量恒算4.1 热量恒算物质

40、沸点0C汽化热KJ/Kg临界温度TC/K甲苯二甲苯110.63144.4363 347318.57621.8甲苯二甲苯的蒸发潜热与临界温度4.1.1 塔顶冷凝器热负荷 根据 QC=Vrc，rc为组成为xD的混合液汽化热 已知塔顶xD=0.98，温度为110，V=V'=102.09kmol/h QC=0.98×363×92.13+0.02×347×106.16×102.09 =3.42×106kj/h 4.1.2 塔顶冷凝器热负荷根据 QB=V'rb，rc为组成为xw的混合液汽化热 已知塔顶xw=0.02，温度为144，

41、V=V'=102.09kmol/h QB=0.98×347×106.16+0.02×363×92.13×102.09 =3.75×106kj/h4.2.换热器的求算 塔顶换热器 已知塔顶的温度t为110，冷却水的进出口温差为t=10， QC=3.42×106kjh，假设常温下水t1=25,t2=35,甲苯T1=T2=110 t1=75,t2=85tm=80 对于列管式换热器，有机物-水0.51mpa·s，K的取值范围为200500W/(m2k) QC=KAtm=350×A×80+273&

42、#215;3600=3.42×109 A=7.69m2 根据 QC=3600qm1cpt,得冷却水的用量为qm1=0.023kg/s塔釜换热器已知塔釜的温度t为144，进出口蒸汽的进出口温差为t20， QB=3.75×106kj/h在绝对压力为792.59kpa下，水T1=170,r= 2054kj/kg,甲苯t1=144 tm=26 对于列管式换热器，有机物-水0.51mpa·s，K的取值范围为200500W/(m2k) QC=KAtm=350×A×26+273×3600=3.75×109 A=9.95m2 根据 QC=q

43、m1r,得冷却水的用量为qm2=0.51kg/s第五章流体输送机械及管内流体流动5.1输送设备的选择 已知物料在管内流速进口=0.5出口=1，qm=6.25t/h,=778.43kg/m3，因而qv=8.05m3/h,取管内流速u=1m/s,d=54mm,选择 60mm×3mm无缝钢管Re=du=0.054×1×778.43÷0.248×1000=169496查表可知无缝钢管=0.10.2，d=0.2÷54=0.004，=0.029根据能量守恒列伯努力方程式，以原料塔为1-1截面，精馏塔为2-2截面， z1g+p1+u122+W=z2g+p2+u222+hf u1=u2=0,p1=0,p2=3.5kpa,z1=0,z2=13.5m hf=l+led+u22=29.0J/kg W=13.5g+3500778.43+hf=166J/kg扬程H=17m选择泵的型号IS50-32-125,流量为15m3h，杨程为H=18.5m,转速n=2900r/min,气蚀余量Hr=2.0m，=0.6，p=