化工原理筛板精馏塔.课程设计

1、吉吉林林化化工工学学院院 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 学生姓名学生姓名 学生学号学生学号 指导教师指导教师 20102010 年年 6 6 月月 1414 日日 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

2、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

3、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 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

4、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 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

5、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。 第一章 流程及流程说

6、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

7、 苯甲苯混合液 回流 塔底出料 图 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

8、 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

9、R1.17 dq qq xy yx 2 倍最小回流比 取操作回流比为 min R=2R2.33 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

10、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 提馏段平均温度 100.63 由安托尼方程的精馏段相对挥发度 2.63

11、0.289 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 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

12、 =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 10.9840.97

13、9 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 =+（1-）=0.959978.11+（1-0.9599）92.13=78.67kg/Kmol LD M 1 x A M 1 x B

14、 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

15、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

16、 （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 =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 /

17、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，

18、=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 =19.2mN

19、/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

20、 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 =0.29m

21、Pa s，=0.31mPa s A B ii x =+（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.

22、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. 0042360

23、0808 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 =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

24、.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

25、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 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

26、）=（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=0.01

27、81m 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 精馏段 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 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

28、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

29、 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 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. 01

30、5 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.

31、 199+0. 315si n () = 0. 983m 1800. 315 a 2 1. 155 n =A= 5030个 t 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.

32、 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

33、. 81 = 696. 7Pa 700Pa PtC tLtt hhhh 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 0. 1Kg液/ Kg气 0. 4 - 0. 1619. 0131

34、0 故本设计中液沫夹带量 ev在允许的范围内。 3.3.4 漏液 对筛板塔，漏液点气速 o,m i n0LLV u= 4. 4C (0. 0056 + 0. 13h - h ) 精馏段： 3. 2 -6 aj vj LjTf u 5. 710 e= H - h 3. 2 -6 -3 5. 7100. 86 = 0. 018Kg液/ Kg气2 ,m ax ,m i n 0. 43 3. 028 0. 142 s s V V 由提馏段负荷性能图知，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 =0.13/s Vs，max =0.43/s 3 m 3 m 提馏段操作

35、弹性为：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 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

36、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 4.7 再沸

37、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 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

38、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

39、 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 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

40、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 =

41、 (+)= 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 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

42、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 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 t