化工原理筛板精馏塔课程设计案例

化工原理筛板精谯

塔课程设计案例

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吉林化工学院.

化工原理课程设计

题目筛板精慎塔分离苯一甲苯工艺设计

教学院化工与材料工程学院

专W班级材化0801

学生姓名

学牛学号08150108

指导教师张福胜

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6月14日

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目录

摘要.............................................................-

绪论.............................................................二

第一章流程及流程说明................................

第二章精储塔工艺的设计.............................

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..........................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..............................

2.3物料衡算3

2.4精憎段和提憎段操作线方程......................

2.4.1求精憎塔的气液相负荷3

2.4.2求操作线方程3

2.5精福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

第三章精福塔主要工艺尺寸的设计计算..............................5

3.1物性数据计算.................................................5

3.2精憎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

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4.1塔顶气体上升的烙4....................................................................................21

4.2回流液的焰°，................................................21

4.3塔顶储出液的焙°。............................................21

4.4冷凝器消耗焰竹..............................................21

4.5进泠伯勺烙媒..................................................21

4.6塔底残液的嬉％..............................................21

4.7再沸器的烙&................................................22

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

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摘要

在此筛板精储塔分离苯•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

进料播出液组成为：与=0.5

塔釜组成：Xw=0.03

加料热状态:q=l

塔顶操作压强:P=10L3kPa（表压）

首先根据精憎塔的物料衡算,求得D和W,经过图解法确定最小回流比;

再根据操作线方程，运用图解法求得精憎塔理论板数，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。

然后进行精憎段和提储段的设计工艺计算，求得各工艺尺寸，确定精储

塔设备结构。继而对筛板的流体力学进行验算，检验是否符合精储塔设备的

要求，作出塔板负荷性能图,对精储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、精储、图解法、负荷性能图、精储塔设备结构塔附属设备

下图为连续精憎过程简图：

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苯蒸汽

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结论

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、而直接在板卜开很多小

直径的孔——筛孔。操作时气体以高速经过小孔上升，液体则经过降液管流

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,适用于真空蒸憎;塔板效率较高，但

稍低于浮阀塔。具白较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。具缺点是小孔径筛

板易堵塞,不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。

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第一章流程及流程说明

本设计任务为分离苯一一甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用

连续精憎流程。设计中采用泡点进料，将原料液经过预热器加热至泡点后送

入精储塔内。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储塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精储

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。

A一聿一出料

苯一一甲苯混W‘回流

------►

,彳

1

—塔底出料》

图1

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第二章精憎塔工艺的设计

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MA=78.11kg/mol甲苯的摩尔质量

MB=92.13kg/mol

产品中苯的质量分数/)二0.98/78.11=0.984

0.98/78.11+0.02/92.13

进料中苯的质量分数与二0.5/78.11=0.54

0.5/78.11+0.5/92.13

残液中苯的质量分数％=0.03/78.11=0.035

0.03/78.11+0.97/92.13

2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF=0.54X78.11+(1-0.54)x92.14=83.989kg/Kmol

MD=0.984x78.11+(1-0.984)x92.14=78.301kg/Kmol

Mw=0.035x78.11+(1-0.035)x92.14=92.114kg/Kmol

苯一一甲苯属于理想物系,可采用图解法求理论板数。

2.2最小回流比的确定

1.查手册绘制苯一一甲苯气液平衡线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

yq=0.745xq=0.54

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最小回流比R.=乜二&=L17

取操作回流比为2倍最小回流比R=2Rmin=2.33

2.3物料衡算

F=85kmol/h

总物料衡算F=W+D85=D+W

苯物料衡算FXF=DXD+WXW85x0.54=0.984xD+0.035xW

联立得D=45.23Kmol/hW=39.77Kmol/h

2.4精储段和提储段操作线方程

2.4.1求精福塔的气液相负荷

L=RD=105.4Kmol/h

V=(R+l)D=150.6Kmol/h

L=L+qF=190.4Kmol/h

V=V=150.6Kmol/h

2.4.2求操作线方程

D105.4

y=­x+—Xd+'上*0.984=0.7x+0.296

精福段V150.6x150.6

L190.439.77

+-=%=1.26x-0.00924

提储段几150.6x—150.6

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2.5精福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精憎段5块提储段7块

2.6实际板数的计算

(1)板效率马=0.49(也)“45

精憎段平均温度为86.08C由安托尼方程的精播段相对挥发度a=2.56又有

4=0.31

求得精憎段板效率为52.3%

提储段平均温度100.63C由安托尼方程的精憎段相对挥发度c=2.63

4=0.289

求得提镯储段板效率为52.4%

(2)实际板数NT的求取

精福段实际板数

NT=5/0.523=9.62^10

提福段实际板数

NT=7/0.524=13.4x14(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

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%实=}+匚12块

精憎段实际板层数修广1°

提憎段实际板层数％=14

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第三章精储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

(2)每层塔板压降旷=0.7Kpa

(3)进料板压力PF=PD+APxN精=105.3+0.7x10=112.3Kpa

(4)精憎段平均压力P=3)+4)/2=(105.3+112.3)/2=108.8即4

(5)塔底操作压力+x;V=105.3+0.7x24=122.1Kpa

(6)提憎段平均压力P=(?+%)/2=119.3Kpa

3.1.2操作温度计算

用比例内插法求得操作温度

92.1-89.4_tf-92.1

*0.489-0.592=0.54-0.489产90.76C

81.2-80.12_f-81.2

D=81.413

8.979-1-0.984-0.979

110.6—106.1_『1106

“-0-8.8—-0.035-0rH=110.5C

精惚段平均温度3=咛上=86.08《

乙

提储段平均温度3=中=100.636

3.1.3平均摩尔质量计算

(1)塔顶平均摩尔质量计算

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y尸勺=0.984,当二0.9599

%=八%+(1.几)^=0.984x78.11+(1-0.984)x92.13=78.33kg/Kmol

吃〃=为.%+(1-为)%=0.9599x78.11+(1-0.9599)x92.13=78.67kg/Kmol

(2)进料板平均摩尔质量计算

%=0.763,%二0.562

MVF-y7VJ+(1-y.).%=0.763x78.11+(1-0.748)x92.13=83.82kg/Kmol

MLF=x7MA+(1-巧),%=0.562x78.11+(1-0.562)x92.13=84.25kg/Kmol

(3)精福段平均摩尔质量计算

MVJ=(MVD+MVF)/2=(78.33+83.82)/2=80.805kg/Kmol

//2=(78.67+84.25)/2=81.46kg/Kmol

(4)塔底平均摩尔质量计算

人二0.035,^18=0..91

九二八%+(1-九)％二°035x78.11+(1-0.035)x92.13=90.85kg/Kmol

材//二/％+(1-3J/=0.091x78.11+(1-0.091)x92.13=91.64kg/Kmol

(5)提储段平均摩尔质量计算

MVt=(.%.+/#)/2=(83.82+90.85)/2=81.065kg/Kmol

%;=(.%+.%)/2=(84.25+91.64)/2=87.945kg/Kmol

3.1.4平均密度计算⑷

(1)气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算

P^.111.25x80.805

v=3Kg/而

R{t.+n-8.314x(81.4+273.15)

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单0_119.03x87.065=2.98KgI而

+D-8.314x(100.63+273.15)

(2)液相平均密度计算

①塔顶液相平均密度计算

由"=81.4C查得

0」=812.5Kg/m二=807.5Kg/m'

11

PlD=812.4瓶/加

~x"0+(1_巧)3_0.984/812.5+(1-0.984)/807.5

②进料板液相平均密度计算

由a=90.76C查得

2=805.5Kg/nr',0；=801.5偿/

进料板质量分率

____________0.54X78.11____________=0.521

X7.%+(1-X)必0.54x78.11+(1-0.547)x92.13

----------------=-----------------------——=803.6Kg/1

%/pA十(1一%)/PB0.521/805.0+(1-0.521)/801.5

③精储段液相平均密度计算

夕)二(0〃+Ph.)/2=(812.4+803.6)/2=808Kg/於

④塔底液相平均密度计算

由「110.5C查得

Pf=772.5Kg/m\=765.5Kg/〃/塔底质量分率

0.035x78.11____________

%==0.03

为8%+(1-*18)%0.035x78.11+(1-0.035)x92.13

1

---------------------------------------=765.IKg/勿③

%/PA+a一%)/PB0.035/772.5+(1-0.035)/767.5

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⑤提储段液相平均密度计算

3

p(t=3/+夕〃..)/2=(803.6+765.7)/2=784.65Kg/m

3.1.5液体平均表面张力计算

依式。=Z说算

(1)塔顶液相平均表面张力计算

由£产81.4匕查得

(T,=19.2mN/m,巴=20.5mN/m

b〃=*+(l-x〃)crr{=0.98x19.2+(1-0.984)x20.5=19.221mN/m

(2)进料板液相平均表面张力计算

由%=90.76C查得

<T4,=17.2mN/m7,D%=20.2mN/m

1-^7)=0.54x17.2+(1-0.54)x20.2=18.514mN/m

(3)精憎段液相平均表面张力计算

为•二(心刀+弓/)/2=(19.221+18.514)/2=18.87mN/m

(4)塔底液相平均表面张力计算

由。二110.5匕查得

bi=14.9mN/m,4=17.8mN/m

Gw=/%+(1-/)=0.035x14.9+(1-0.035)x17.8=17.69mN/m

(5)提储段液相平均表面张力计算

%=(a[W+aLF)/2=(17.69+18.514)/2=18.102mN/m

3.1.6液体平均黏度计算⑷

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依式log”邸算

(1)塔顶液相平均黏度计算

由5=81.4C查得

出=0.31mPas,〃尸0.33mPas

bg从尸/log氏+(l-xD)log4=0.984log(0.31)+(1-0.984)log(0.33)

得〃/o=0.310mPas

(2)进料板液相平均粘度计算

由7=90.76C查得

//.=0.29mPas,；/.,=0.31mPas

log〃//=占log”，+(1-七)log〃/0.54log(0.29)+(1-0.54)log(0.31)

得=0.299mPas

(3)精储段液相平均黏度计算

〃//.=(/2=(0.310+0.299)/2=0.3045mPas

(4)塔底液相平均黏度计算

由4=110.5匕查得

//.=0.24mPas,//,?=0.28mPas

If8)〃广。・。35log(0.24)+(1-0.035)log(0.28)

〃”0.278mPas

(5)提储段液相平均黏度计算

劭=(3〃%)〃=(0.299+0.278)/2=0.2885mPas

3.2精储塔主要工艺尺寸的计算

3.2.1精储塔的塔体工艺尺寸计算

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(1)塔径的计算

①精谯段塔径的计算

气、液相体积流率

匕0150.6x80.805/

V.=----—=------------------=0n.123m3/s

SJ

3600p)73600x3.0

生」二1°5"X8L46=0.OO42勿/s

3600p,j3600x808

个，式中费严,由史密斯关联图查取图的横坐

由%XCFQ

标为

4包二4/X3600勺/0.0042x3600xf—1=0.056

口小J"匕-36001电0.123x3600I3J

取板间距〃尸0.4m,板上液层高度力尸0.05m,贝l」〃r-4=0.4.0.05=0.35m,由史

密斯关联图查得

C=0.07,贝!]C=Q(为严=0.07x=0.0692

202020(20)

〃一底J•甲A133s

取安全系数为0.7,则空塔气速为u=0.7〃/0.7x1.13=0.79m/s

MX0.123

V乃x。79=1.37m

按表准塔径圆整后为D=1.4m

塔截面积=>L4F.54”

实际空塔气速为每=J=0.799m/s

②提福段塔径的计算

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/^^=0U9〃/3/s

s,3600prf

£=M=0.0041万八

3600g.

=C\Plt~p,!

由%X,式中c=q。(左严，©由史密斯关联图⑹查取图的横

Pvt

坐标为

0.5/、0.5

L,x3600

4Pit=0.0694

V

stX3600kPvt>

HT-*0.36-0.06=0.3m,由史密斯关联图查得6*20=0.0712

、0.2

19,013

C=（屋>2=0059x=0.0701

202020

%x=CP：—%=L05m/s

Pvt

取安全系数为0.7,则空塔气速为11=0.7%,尸0.7x1.05=0.735m/s

4x0.242i

D=------------=1.33m

4x0.636

按表准塔径圆整后为D=1.4m

塔截面积4二7小二7X(L4)2=I.52加2

实际空塔气速为4==0・778m/s

(2)精福塔有效高度的计算

①精储段有效高度4=(心-1)//,=(10-1)x0.4=4m

②提储段有效高度Z,二(Af-1)/=(14-1)x0.4=5.2m

③在精福塔上开1个人孔,高度为0.8m,

精憎塔的效高度为Z=Zj+4+0.8hl0m

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322塔板主要工艺尺寸的计算

(1)溢流装置计算

塔径D=1.4m,选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘

①堰长L

取6=0.66D=0.63xI.4=0.924m

②堰

选用番号青液层高度%计算如下2

2.84(£力3

二1000石贝方」驮

32=i,U

2.84(0.0042x3600¥

精福段1000\0.9243=0.0183m板上液层高度

h;=0.065m

%-h「hnV=0.065-0.0183=0.047m

提福段%二。.0181m

hs=hf-hnW=0.065-0.0181=0.049m

③弓形降液管宽度%和截面积4

精储段

由4=0.66,查弓形降液管参数图6得3=00722,2二。.124

DArD

贝!]=0.07224=0.111/r,//；=0.124D=0.1736m

验算液体在降液管中停留时间

..3600/4、勺—c[1]

0-------^=11.73s>35s"

故降液管设计合理

提憎段

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由k二0.66,查弓形降液管参数图得2=0.066,区=0.124

DATD

贝[JA/=0.066Ar=0.105m2,叱/=0.124D=0.1721m

验算液体在降液管中停留时间。二驾匹=10.95s>3-5s

La

故降液管设计合理

④降液管底隙高度4

儿丁信，，取u：=0.15m/s⑴

360。4%

精憎段h尸3600x0.0042=003m/s

03600x0.927x0.15

h「h=0.017m>0.013m

提憎段4=0.029m

hv-hn=0.0172m>0.013m

(2)塔板布置

①塔板的分块

塔径D>0.8m,故塔板采用分块式

②边缘区宽度Wc=0.075m,安定区宽度Ws=0.075m

③孔区面积计算

A=2x[X>/R2-x2+-^―I-xsin-1-]

a180R

其中：x=D/2-(Wd-Ws)=1.4/2-(1.736+0.075)=0.4514m

R=D/2—Wc=1.4/2-0.04^0.665m

A=2x[0.1995/0.3152-0.1992+—0.3152xsin-1(-—^)]=0.983m2

a1800.315

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④孔设计及其排列

本设计处理的物系无腐蚀性，可选用8=3mm碳钢板，取筛孔直径

do=5mm0

筛孔按正三角形排列,去孔中心距t为：t=3do=3x5=15mm

筛孔数目n为：

n=xA=5030个

t2a

塔板开孔区的开孔率小为e=0.907(虫］=0.907x(粤=10.1%

tL0*01o)

开孔率在5—15%范围内,符合要求。

气体经过筛孔的气速为

%=幺=0.255

精福段：u。实12.4m/s

Ao帆0.101x0.983

提福段：u实二手=-11.81m/s

Ao

3.3筛板流体力学验算

3.3.1塔板压降

(1)干板阻力he

由do/6=5/3=1.67查图干筛孔的流量系数图得C()=0.772

由h=0.051上文得

精储段：%=0.051|-^±1(^-\=0.048nl液柱

"J\<oUoJ

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111.81丫2.89A

提储段：*0.0510.044m液柱

10.772,

J85.758>

(2)气流经过液层的阻力由计算

由%0.86m/s

AT-A1

u,=——=0.857m/s

立AT-Af

气相动能因数Fo

F=、向=1.49kg^/fs.mA查充气系数关联图得4=0.58

\/

Fo='如^=1.47kg*/s.查充气系数关联图得4=0.56

\/

精精段:牝hL=0.038m液柱

提储段：/=4hL=0.0372m液柱

(3)液体表面张力的阻力力的计算

4o

精福段：h=-------^―=0.0019m液柱

°L,xgxd°

_4o

提憎段：*=----—=0.00197m液柱

°i.txgx4)

气体经过每层塔板的液柱

精储段：h=hci+h.+h.=0.0879m液栏

提憎段%=%+如0-.(fe65m液中主

气体经过每层塔板的压降

精措段:△4=hpjPLjg=0.0879x808x9.81=696.7Pa<700Pa

提福段：APpt=hntPI;g=653.4Pa<700Pa

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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

、3.2

液沫夹带量与=5,7X1Q-hU

［外二i)电

根据设计经验，一般取4=2.5力/=2.5x0.065=0.16m

、3.2

5,7X10bU.

精憎段:%=aj

0ljH-h

\Tfr7

5.7X1()-6(0.86r

20.715x10-3[°-4-0.16；=0.018Kg液/Kg气<0.IKg液/Kg气

5.7x10音

提储段:%

n

Lt

5.7x106(0.856

3=0.0178Kg液/Kg气<0.IKg液/Kg气

19.013x10to.4-0.16;

故本设计中液沫夹带量e、,在允许的范围内。

3.3.4漏液

对筛板塔，漏液点气速%而“=4.4CO7(0.0056+0.13hL-hjP,/PV

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精镯段：

Uomin=4.4X0.772X^(0.0056+0.13x0.06-0.0019)x808/3=5.63m/s

实际孔速心二12.4m/s>/…稳定系数/===1.95>1.5

'4min

提憎段：

Uoniin=4.4X0.772X^(0.0056+0.13x0.06-0.00178)x786.54/2.98=5.42m/s

实际孔速曝=U.8m/s>%访，稳定系数小二产==1.890>1.5

min•

故本设计中无明显的漏夜。

3.3.5液泛验算

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应满足/<<P(%+4)

苯一甲苯疑不属「般物系,取(p=0.5,板上不设进口堰，

22

hd=0.153=0.153(u；)=0.153x(0.15)

°=0.0034m液

柱

精福段：年(〃7+4)=0.5x(0.4+0.047)=0.224m

Hd.=hpj+%+hd=0.0879+0.05+0.0034=0.1413m)夜中主<(p(%+%)

提福段：<P(%+4)=0.5x(0.4+0.0468)=0.235m

H4,=%+h,+hd=0,137m<(p(%+%)

故在本设计中不会发生液泛现象

3.4塔板负荷性能图

3.4.1漏液线

由小=4.4C0>.0056+0.B^-hJp./Pv

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_L=皿h=h...+力的，h...=28"£4得

…从，0的。"1000

I284

L=4.4叫{0.056+0.13也+氤£团-ha}P//pv整理后

精储段：

电制=L55xJo.00823+0.106Zj,在操作范围内取几个人币值，计算结果

如下

表2精憎段漏液线数据

3

LS(m/s)0.00060.00100.00150.0020

Vs(m7s)0.1470.1490.1520.154

提福段：

=1.^17x^0.0074+0.1008/1,在操作范围内取几个£.“值，计算结果

如下

表3提储段漏液线数据

Ls(mVs)0.00060.00100.00150.0020

Vs(m7s)0.1320.1350.1370.139

3.4.2液沫夹带线

取液沫夹带极限值ev=0.1kg液/kg气

5.7X1Q6(Ua)3.2

由ev

5HT-ht

式中4=2.773V

0.385-0.0242

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Lw=0.441m,HT=0.36m,近似取E=1

精镯段：

整理得%=0.486-6.59£“3

bjS

在操作范围内取几个Lsj,计算相应Vsj列于下表，据此做提憎段液沫夹带

线。

表4精储段液沫夹带线数据

Ls(m3/s)0.00060.00100.00150.0020

3

Vs(m/s)0.4390.4200.4000.381

提储段:整理得心=0.504-6,534

在操作范围内取几个L。值，计算相应V*值列于下表，据此做提福段

液沫夹带线。

表5精储段液沫夹带线数据

Ls(m3/s)0.00060.00100.00150.0020

Vs(m7s)0.4580.4390.4180.400

3.4.3液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限线的条

件。取E=1.0

h一2E(L)%

精福段：1000、

.L.x3600、/4?,

0.006=2.84x10-3x1.0xZ----------)为L...=5.6x10-4m3/s

0.441-

提憎段Jmin=5.23x10f3/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线

3.4.4液相负荷上限线

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取液体在降液管中的停留时间e=4s为限

_I_4♦Af0.36x0.0242八

-------------------=0.n00n201180m3//s

精储段“4

,_/•A,.

提储段.$3一"1二。…

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线

3.4.5液泛线

H

a=9+hw)

令Hd=hp+h,+hd,hp=hc+h,+ha,h,=PhL,h,=

得0%+3-8-1)、=(8+l)h”+%+hd+%

忽略小将h°w与Ls；hd与Ls；h与乂的关系式代入上式，并整理得:

a72=br-cT2-d'L「3

S5S

,0.051(P/

cL--(-A-°--C/"gJ

b'=+(0一B-Dhw

<,0.153

c=-------

3

z\2/3

cf=2.84x10-3E(1+3)

_________0.051'3、

a.i0.083

(0.101x0.932x0.772y

耳0.5x0.4+(0.5-0.61-1)x0.047=0.148

0.153

cj390.1

(0.66x0.032)2

-3

42.84x10x1.0x(1+0.61)xI理工1.43

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精憎以2=0.171-31764：-3.16AS7

在操作范围内取几个Lsj,依上式计算相应Vsj列于下表，据此做精储

段液泛线。

表6精憎段液泛线数据

3

Ls(m/s)0.00060.00100.00150.0020

3

Vs(m/s)0.376C.3590.3380.303

提福段勺2=148-860.27-825£/八

在操作范围内取几个L*依上式计算相应V*于下表，据此做提福段液

泛线。

表7提储段液泛线数据

Ls(m3/s)0.0006C.00100.00150.0020

3

Vs(m/s)0.3550.3450.3280.316

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由精福段负荷性能图知，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为液相负

荷下限控制。并查得

Vs,min=O.142加/sVs.max=0.43疗/s

精储段操作弹性为：畀==3.028>2

由提福段负荷性能图知，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为液

相负荷下限控制。并查得

Vs,min=0.13my/sVs,max=0.43wVs

提储段操作弹性为：R=精=3.308>2

■JLJ

<?rmin

由上知设计合理。

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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

温度CpAQ/（左〃"•℃））CpB{KJ/（伤,”.℃））4（幻/Kg）Q（4//Kg]

性(℃)

数

据

tD81.499.81125.03394.8379.4

tF90.76103.25128.23390.23372.5

tw110.5107.31134.43387.62368.53

4.1塔顶气体上升的嬉

Q=型/+勺M

=6.1X106KJ/h

4.2回流液的焰外

%=Cpp，=，

0尸也/懿=0.98xio6KJ/h

4.3塔顶储出液的焙°，

Q,）=D%DCP储=0.87x106KJ/h

4.4冷凝器消耗焙生

6

Qc—Q\.-QR-Qo=42510KJ/h

4.5进料的焰4

4、=0.89Xio6KJ/h

4.6塔底残液的烙％

Q9二%=0.59xio6KJ/h

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4.7再沸器的焰

全塔范围列衡算式

塔釜热损失为10%,贝[]〃=。9设再沸器损失能量%:=0.必

%+%=4+。*损+。〃

加热器实际热负荷

0.9。广％+4+。厂4

得Q,=4.82xIO。勿/力

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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：热流体为饱和苯一一甲苯温度

为：81.4;引用松花江水做冷凝水，夏季冷流体进口温度为20C,出口温度

为38C,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,因此应使冷却水走管程,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

定性温度密度黏度比热容导热系数

流体物性

(℃)(Kg/m3)(mPa,s)(kj/kg•K)(W/m・K)

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:

Ti=80.36CT2=81.4C

t=20℃r2=38C

Ati=Ti-t2=60.3610,At2=T2-ti=23.4C

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7；=51.39。

(2)选K值并估算传热面积

查文献初选K=700w/m2•K,

_Q=283.611x103

A24.4m2

则"KAtm_700x55.16

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-C4),性能参

数如下：

实际面积A/m2245管程/m，0.0618

管子数NT700折流板总数N,27

管长/m6圆缺高21.6%

5.2泵的选型

⑴进料泵的实际流速叩=L53m/s

_u；_1.532

提升压头一至一2X9.81=0.113m

设料液面至加料孔为6m,4=0.6取90。弯头

lc/dF=35le=35dF=35x0.02=0.7m

料液4=8084g/杯与=0.31xIO_3Pa•s

ndpU..P..0.02X1.53X808

Re=-=-