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美公网安备……………4 二、设计任务…………………………………………………4 三、设计条件…………………………………………………4 四、设计内容…………………………………………………4第二部分精馏塔的设计一、精馏塔的物料衡算………………………………………6（一） 、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率…………………6 （二） 、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量………………6 （三） 、物料衡算 ………………………………………………6二、塔板数的确定……………………………………………6（一） 、理论板层数的求取……………………………………7 （二） 、实际塔板数的求取……………………………………10三、 塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算 ………………10（一） 、操作压力计算 （二） 、操作温度计算……………………………………… 10 ……………………………………… 10（三） 、平均摩尔质量计算…………………………………… 11 （四） 、平均密度计算…………………………………………12 （五） 液体平均表面张力计算…………………………………14 、 （六） 、液体平均粘度计算 …………………………………16四、精馏塔的气、液相负荷计算………………………………182甲苯-乙苯的精馏工艺设计（一） 、精馏段气、液相负荷计算………………………………18 （二） 、提馏段气、液相负荷计算……………………………18五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算………………………………19（一）塔径的计算…………………………………………… 19 、 (二） 精馏塔有效高度的计算…………………………………20 、六、 塔板主要工艺尺寸的计算…………………………………20（一） 、溢流装置计算…………………………………………20 （二） 、塔板布置………………………………………………23七、 筛板的流体力学验算………………………………………25(一) 、塔板压降 ……………………………………………25 (二) 、液面落差…………………………………………… 27 (三) 、液沫夹带…………………………………………… 27 (四) 、 漏液………………………………………………… 28 (五) 、 液泛………………………………………………… 28八、塔板负荷性能图………………………………………… 29（一） 精馏段塔板负荷性能图…………………………………29 、 （二） 提馏段塔板负荷性能图…………………………………32 、九、精馏塔的设计计算结果汇总一览表………………………37第三部分冷凝器的设计一、确定设计方案 ……………………………………………39 二、确定物性数据…………………………………………… 39 三、计算热负荷……………………………………………… 403甲苯-乙苯的精馏工艺设计1、 壳程液流量…………………………………………………40 2、壳程流体的汽化潜热……………………………………… 40 3、 热负荷………………………………………………………41四、逆流平均温差…………………………………………… 41 五、冷却水用量 ………………………………………………41 六、估算传热面积 ……………………………………………42 七、 换热器的工艺结构尺寸……………………………………42 八、换热器核算 ………………………………………………43 九、换热器主要结构尺寸和计算结果…………………………47第四部分再沸器的设计一、有关物性的确定………………………………………… 48 二、估算传热面积、初选换热器型号…………………………51 三、传热能力核算 ……………………………………………52 四、循环流量的校核 …………………………………………581、 计算循环推动力 ?PD …………………………………………58 2、循环阻力 ?Pf ………………………………………………59 3、 循环推动力 ?PD 与循环阻力 ?Pf 的比值 ………………………60五、再热器主要结构尺寸和计算结果…………………………61第五部分其它设计附图………………………………………………………62 设计评估………………………………………………………67 参考资料………………………………………………………684甲苯-乙苯的精馏工艺设计第一部分 设计任务书一、设计题目：筛板式精馏塔的设计 二、设计任务：完成精馏塔的工艺设计；精馏塔设备设计；有关附 属设备的设计和选用；绘制工艺流程图；塔板结构 简图和塔板负荷性能图；编制设计说明书。 三、设计条件： 1、处理量： 27000 （吨/年） 。 2、进料组成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的质量分数为 30%。 3、进料状态： 泡点进料 4、料液初温 ： 35℃ 5、冷却水的温度： 30℃ 6、饱和蒸汽压强：2.5Kgf/cm2(1Kgf/cm2=98.066)KPa 7、精馏塔塔顶压强: 4 KPa(表压) 8、单板压降不大于 0.7 kPa 9、总塔效率为 0.6 10、分离要求：塔顶的甲苯含量不小于 99%(质量分数),塔底的 甲苯含量不大于 1%(质量分数)。 11、年开工时间： 7200 （小时） 12、完成日期： 2009 年 12 13、厂 月 12 日址：湖北荆门地区（大气压为 760mmHg）四、设计内容5甲苯-乙苯的精馏工艺设计（一） 、工艺设计 1、选择工艺流程和工艺条件（要求画出工艺流程） ①加料方式； ②加料状态； ③塔顶蒸汽冷凝方式； ④塔釜加热方式； ⑤塔顶塔底的出料状态； ⑥塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。 2、精馏工艺计算 ①物料衡算确定各物料流量和组成； ②经济核算确定适宜的回流比； ③精馏塔实际塔板数。 （二） 、精馏塔设备设计 1、选择塔型和板型。采用板式塔，板型为筛板塔， 2、塔和塔板主要工艺结构的设计计算 3、塔内流体力学性能的设计计算； 4、 绘制塔板负荷性能图。 画出精馏段和提馏段某块的负荷性 能图 5、有关具体机械结构和塔体附件的选定。 接管规格、筒体与封头、除沫器、裙座、吊柱、人孔、塔 的顶部空间、塔的底部空间。 接管规格： （1）进料管（2）回流管（3）塔釜出料管（4） 塔顶蒸汽出料管（5）塔釜进气管（6）法兰 6、总塔高的计算：包括上、下封头、裙座高度、塔主体的 高度、塔的顶部空间、塔的底部空间 （三） 、附属设备的设计与选型 1、换热器选型。对原料预热器、塔底再沸器、塔顶产品冷 却器等进行选型。 2、塔顶冷凝器设计选型。根据换热量，回流管内流速，冷 凝器高度，对塔顶进行选型设计。 （四） 、设计结果汇总 （五） 、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 （六） 、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论6甲苯-乙苯的精馏工艺设计第二部分 精馏塔的设计一、精馏塔的物料衡算 (一)、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲苯的摩尔质量 MA=92.13 kg/kmol 乙苯的摩尔质量 MB=106.16 kg/kmolxF ? xD ? xW ?0.3/92.13 ? 0./92.13 ? 0.7/106.16 0.99/92.13 ? 0./92.13 ? 0.01/106.1 6 0.01/92.13 ? 0./92.13 ? 0.99/106.1 6（二） 、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.＋(1－0.3306)×106.16=101.5217 ㎏/kmol MD=0.＋(1－0.9913)×106.16=92.2521 kg/kmol MW=0.＋(1－0.0115)×106.16=105.9987 kg/kmol （三） 、物料衡算 对于甲苯-乙苯双组分的连续精馏塔， 根据总物料衡算及甲苯的 物料衡算可求得馏出液流率 D 及残液流率 W。 进料流量 F=2 /（300 ? 24） ? 36.9379 kmol/h 101.5217?F ? D ? W ? D ? W ? 36 .9379 ? ? ? ?0.9913 ? D ? 0.0115W ? 36 .9379 ? 0.3306 ? FxF ? Dx D ? WxW联立解得 D=12.0299 kmol/h 二、塔板数的确定,W=24.9080 kmol/h7甲苯-乙苯的精馏工艺设计（一） 、理论板层数 NT 的求取 表1 Antoine 方程常数? 物质 甲苯 乙苯 A 6.08 B 4.255 表2 t/℃o PAC 219.482 213.06温度范围℃ 6～137 26～163110.62 101.2 1.0 125 149.0 0.7113 108.1 0.4 128 161.0 0.4116 117.8 0.0 131 174.4 0.0119 127.0 0.0 134 188.0 0.1122 138.3 0.7 136.324 199.1 0.0o PBx y t/℃o PAo PBx y1、甲苯、乙苯的温度-组成 甲苯-乙苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 根据 lgp0 ? A ?B （A、B、C 为 Antoine 方程常数由手册已查得 t ?Co o 如表 1）求得一系列温度下甲苯和乙苯的蒸气压 PA 、 PB 。8甲苯-乙苯的精馏工艺设计再根据泡点方程 x ?P0 x P ? PB0 和露点方程 y ? A 得到各组 t-x(y) 0 P PA ? PB0数据（如表 2） ，绘出甲苯、乙苯的温度-组成图（如图 1）及平衡曲 线（如图 2） 。 图 12、确定操作的回流比 R 因 q=1、xe=xf=0.3306 在 x～y 图上查得 ye=0.4996。故有：Rm ? x D - y e 0.9913 ? 0.4996 ? ? 2.909 47 ye ? xe 0.4996 ? 0.3306而一般情况下 R=(1.1～2)Rm ,考虑到精馏段操作线离平衡线较9甲苯-乙苯的精馏工艺设计近，故取实际操作的回流比为最小回流比的 2 倍。 即：R=2Rm=5.8189 图23、求操作线方程 精馏段操作线方程为： y n ?1 ?R x x n ? D ? 0.8533x n ? 0.1454 R ?1 R ?1L=R×D=5.9=70.0008 kmol/h 提馏段操作线方程为 y m?1 ? 4、图解法求理论板层数10WxW L ? qF xm ? 1.3036x m - 0.0027 L ? qF - W L ? qF - W甲苯-乙苯的精馏工艺设计精馏段操作线为经过点 a(0.3)、c(0,0.1454)的直 线，与 q 线交与点 d,而提留段操作线为经过点 d、b(0.5) 两点的直线。在 x-y 图中绘出精馏段操作线、提留段操作线、q 线， 并绘出梯级（如图 2） 。 图解得总理论塔板数 NT=19..1119 块 （不含再沸器） 。 其中精馏段 NT1=9 块，提馏段 NT2=9.1119 块，第 10 块为加料板位置。 （二） 、实际塔板数 Np 的求取 精馏段：Np1=NT1/0.6=15，取 Np1=15 块； 提留段：NP2=NT2/0.6=15.1865；取 Np2=16 块； 总塔板数：NP=Np1+Np2=31 块。 三、塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算 （一） 、操作压力计算 塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 塔底操作压力 ：PD＝101.3＋4= 105.3 kPa ：取△P＝0.7 kPa ：PF＝105.3＋0.7×15＝115.8 kPa ：PW＝115.8＋0.7×16＝127 kPa精馏段平均压力：Pm1＝（105.3＋115.8）/2＝110.55 kPa 提馏段平均压力：Pm2＝（115.8＋127）/2＝121.4 kPa （二） 、操作温度计算 查温度-组成图可得相应温度如下： 塔顶温度 进料板温度 ：TD＝110.783 ℃ ：TF＝125.817 ℃11甲苯-乙苯的精馏工艺设计塔底温度：TW＝136.983 ℃精馏段平均温度 ： m1＝ T （110.783＋125.817） = 118.301 ℃ /2 提馏段平均温度 ：Tm2＝（125.817＋136.983）/2 = 131.40 ℃ （三） 、平均摩尔质量计算 1、塔顶平均摩尔质量计算 由 y1=xD=0.9913,查平衡曲线得 x1=0.9825M VDm ? 0.9913 ? 92.13 ? (1 ? 0.9913 ) ?106 .16 ? 92.2521 kg/kmolM LDm ? 0.9825 ? 92.13 ? (1 ? 0.9825) ?106 .16 ? 92.3755 kg/kmol2、进料板平均摩尔质量计算 由 xF＝0.3306，查平衡曲线得 yF＝0.4996M VFm ? 0.4996 ? 92.13 ? 1 ? 0.4996） 106 .16 ? 99.1506 kg/kmol （ ?M LFm ? 0.3306 ? 92.13 ? 1 ? 0.3306） 106 .16 ? 101.5217 kg/kmol （ ?3、塔底平均摩尔质量计算 由 xW＝0.0115，查平衡曲线得 yW＝0.01151M VWm ? 0.01151 ? 92.13 ? ?1 ? 0.01151 ??106.16 ? 105.9985 kg/kmolM LWm ? 0.0115 ? 92.13 ? ?1 ? 0.0115 ??106.16 ? 105.9987 kg/kmol4、精馏段平均摩尔质量M Vm1 ? 92.2521 ? 99.1506 ） 2 ? 95.7014 kg/kmol （ /M Lm1 ? 92.3755 ? 101.5217 ） 2 ? 96.9486 kg/kmol （ /5、提馏段平均摩尔质量M Vm2 ? 99.1506 ? 105.9985 ） 2 ? 102.57455 kg/kmol （ /M Lm2 ? 101.5217 ? 105.9987 ） 2 ? 103.7602 kg/kmol （ /12甲苯-乙苯的精馏工艺设计（四） 、平均密度计算 1、气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即? Vm1 ?? Vm2 ?Pm1 M Vm1 110.55 ? 95.7014 ? ? 3.2508 kg/m3 RTm1 8.314 ? 118.301 ? 273.15） （Pm2 M Vm2 121.4 ?102.57455 ? ? 3.7023 kg/m3 RTm2 8.314 ? 131.4 ? 273.15） （2、液相平均密度计算 由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度（如表 3） ， 将其以 T 为 x 轴、ρ 为 y 轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-密度曲线 图（如图 3） 。故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的 密度可用下式求得： 甲苯 ρ A=-1.0245T＋892.00 ， 乙苯 ρ B=-0.9521T＋889.84 而液相平均密度用1?m??AaA??BaB计算（ 式中 a 表示质量分数） 。表3 液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度? 温度 T/℃ ρ kg/m3 甲 乙 苯 苯 60 829.3 831.8 110 苯 苯 780.3 785.8 70 819.7 822.8 120 770 776.2 80 810 813.6 130 759.5 766.6 90 800.2 804.5 140 748.8 756.7 100 790.3 795.2 150 737.8 746.6温度 T/℃ ρ kg/m3 甲 乙13甲苯-乙苯的精馏工艺设计图3①、塔顶液相平均密度的计算 由 TD＝110.783℃ 得： ρ DA=-1.3＋892.00=778.5028 kg/m3 ρ DB=-0.3＋889.84=784.3635 kg/m31? Dm?? DAaDA?? DBaDB?0.99 0.01 ? 778.5? ? Dm ? 778.561kg/ m3②、进料板液相平均密度的计算 由 TF＝125.817℃ 得： ρ FA=-1.7＋892.00=763.1005 kg/m3 ρ FB=-0.7＋889.84=770.0496 kg/m3 进料板液相的质量分率1? Fm?? FAaFA?aFB? FB?0.3 0.7 ? ? ? Fm ? 767.9516 kg/m3 763.6③、塔底液相平均密度的计算 由 TW＝136.983 ℃ 得：14甲苯-乙苯的精馏工艺设计ρ WA=-1.3＋892.00=751.6609 kg/m3 ρ WB=-0.3＋889.84=759.4184 kg/m31? Wm?? WAaWA?? WBaWB?0.01 0.99 ? 751.4? ? Wm? 759.34 kg/m3④、精馏段液相平均密度 ρLm1=(ρ Dm＋ρ Fm)/2=（778.561＋767.9516）=773.2563 kg/m3⑤、精馏段液相平均密度 ρLm2=(ρ Fm＋ρFWm)/2=（767.）=763.6458 kg/m3（五） 、液体平均表面张力计算 由于已查得液相甲苯、 乙苯在某些温度下的表面张力 （如表 4） ， 将其以 T 为 x 轴、σ 为 y 轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-表面张力 曲线图（如图 4） 。故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围 内的表面张力可用下式求得： 甲苯 乙苯nσ A=-0.1053T＋30.095 σ B=-0.1016T＋31.046而液相平均表面张力用 ? Lm ? ? xi? i 计算i ?1表4 甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（σ ）? 温度 T℃ 表面张力 (mN/m) 温度 T℃ 表面张力 甲苯 甲苯 乙苯 60 23.94 25.01 110 18.41 70 22.81 23.96 120 17.34 80 21.69 22.92 130 16.27 90 20.59 21.88 140 15.23 100 19.49 20.85 150 14.1915甲苯-乙苯的精馏工艺设计(mN/m)乙苯19.8318.81 图417.8116.8215.831、塔顶液相平均表面张力的计算 由 TD＝110.783℃ 得： σ DA=-0.3＋30.095=18.4296 mN/m σ DB=-0.3＋31.046=19.7904 mN/m σ Dm=0.6＋(1-0.9825)×19.4mN/m 2、进料板液相平均表面张力的计算 由 TF＝125.817℃ 得： σ FA=-0.7＋30.095=16.8465 mN/m σ FB=-0.7＋31.046=18.2630 mN/m σ Fm=0.5＋ （1－0.3306） ×18.7 mN/m 3、塔底液相平均表面张力的计算 由 TW＝136.983℃ 得： σ WA=-0.3＋30.095=15.6707 mN/m16甲苯-乙苯的精馏工艺设计σ WB=-0.3＋31.046=17.1285 mN/m σ Wm=0.7＋(1-0.0115)×17.8 mN/m 4、精馏段液相平均表面张力 σLm1=(σ Dm＋σ Fm)/2=（18.7)/2=18.1241mN/m5、提馏段液相平均表面张力 σLm2=(σ Fm＋σ Wm)/2=（17.8)/2=17.4532 mN/m（六） 、液体平均粘度计算 表5 甲苯、乙苯在某些温度下的粘度（μ ）④ 温度 T/℃ 粘度 （mPa·s 乙苯 ） 温度 T/℃ 粘度 （mPa·s 乙苯 ） 图5 0.278 0.259 0.242 0.226 0.213 甲苯 110 0.245 120 0.228 130 0.213 140 0.2 150 0.188 0.426 0.388 0.354 0.325 0.3 甲苯 60 0.373 70 0.34 80 0.311 90 0.286 100 0.26417甲苯-乙苯的精馏工艺设计已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的粘度（如表 5） ，将其以 T 为 x 轴 σ 为 y 轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-粘度曲线图（如图 5） 。 故甲苯、 乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的粘度可用 下式算得：甲苯 ：μ =1.2×10-5T2－0.0046T＋0.6010 乙苯 ：μ =1.4×10-5T2－0.0053T＋0.6896 液相平均粘度用 lgμ Lm=Σ xilgμ i 计算 1、塔顶液相平均粘度的计算 由 TD＝110.783℃ 得 ： μ DA=1.2×10-5×110.6×110.783＋0.6010?μDA=0.2387 mPa·sμ DB=1.4×10-5×110.3×110.783＋0.6896?μDB=0.2743 mPa·slgμ Dm=0.9825×lg(0.2387)＋(1-0.9825)×lg(0.2743) 解出 μ Dm=0.2393 mPa·s 2、进料板液相平均粘度的计算18甲苯-乙苯的精馏工艺设计由 TF＝125.817℃ 得 ： μ FA=1.2×10-5×125.6×125.817＋0.6010?μFA= 0.2122 mPa·sμ FB=1.4×10-5×125.3×125.817＋0.6896?μFB= 0.2444 mPa·slgμ Fm=0.3306×lg(0.2122)＋(1-0.3306)×lg(0.2444) 解出 μ Fm= 0.2332 mPa·s 3、塔底液相平均粘度的计算 由 TW＝136.983℃ 得 ： μ WA=1.2×10-5×136.6×136.983＋0.6010?μWA=0.1961 mPa·sμ WB=1.4×10-5×136.3×136.983＋0.6896?μWB=0.2263 mPa·slgμ Wm=0.0115×lg(0.1961)＋(1-0.0115)×lg(0.2263) 解出 μ Wm=0.2259 mPa·s 4、精馏段液相平均粘度 μLm1=(0.2)/2=0.2363 mPa·s5、提馏段液相平均粘度 μLm2=(0.9)/2=0.2296 mPa·s四、精馏塔的气、液相负荷计算 （一） 、精馏段气、液相负荷计算 汽相摩尔流率： V=(R+1)×D=(5.8189+1)×12.7kmol/h19甲苯-乙苯的精馏工艺设计汽相体积流量： Vs1 ?VM vm1 82.0307 ? 95.7014 ? ? 0.6708 m 3 /s 3600 ? Vm1 3600 ? 3.2508汽相体积流量： Vh1 ? 3600Vs1 ?
m3 /h 液相回流摩尔流率：L=R×D=5.9=70.0012 kmol/h 液相体积流量： Ls1 ?LM Lm1 70.0012 ? 96.9486 ? ? 0.00244 m3 /s 3600 ? Lm1 3600 ? 773.2563液相体积流量： L h1 ? 3600 ? Ls1 ? 8.7765 m3 /h （二） 、提馏段气、液相负荷计算 汽相摩尔流率： V ? ? V ? ?1 ? q ?F ? V ? 80.0307 kmol/h 汽相体积流量 Vs 2 ?V ?M Vm 2 80.455 ? ? 0.6159 m 3 /s 3600 ?Vm 2 3600 ? 3.7023汽相体积流量 Vh 2 ? 3600V s2 ?
m3 /h 液相回流摩尔流率： L? ? L ? qF ? 70.0012 ? 1? 36.9379 ? 106.9391 kmol/h 液相体积流量： Ls 2 ?L?M Lm 2 106.02 ? ? 0.00404 m3 /s 3600 ? Lm 2 3600 ? 763.6458液相体积流量： Lh 2 ? 3600L s2 ? 14.5303 m3 /h 五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 （一） 、塔径的计算 1、 精馏段塔径的计算 取板间距 HT=0.50m，取板上清液层高度 h L ＝0.06m。L ?? 液气动能参数 ： PF1 ? s1 ? Lm1 Vs1 ? ? Vm1 ? ? 2 0.00244 ? ? ? 0.6708 ?1? 773.2563 ? 2 ?? ? ? 0.0561 ? 3.2508 ?1查 Smith 通用关联图得 C20? ? 0.0900 负荷因子： C1 ? C 20? ? ?? ? 20 ?? Lm1 ?0.2? 18.1241 ? ? 0.090 ? ? ? ? 20 ?0.2? 0.08824 m/s20甲苯-乙苯的精馏工艺设计最大允空塔气速：? F1 ? C1 ? Lm1 - ? Vm1 773.2563 - 3.2508 ? 0.08824 ? 1.35805 m/s ? Vm1 3.2508取适宜空塔气速：μ 1=0.7μ F1=0.95064 m/s 估算塔径 ：D1' ?Vs1 0.6708 ? ? 0.9481 m ，按标准塔径 0.785 ? 0.785 ? 0.95064圆整后取塔径 D＝1 m。 塔截面积为 AT1=0.785D2=0.785×12=0.785 m2 2、 提馏段塔径的计算 取板间距 HT=0.50m，取板上清液层高度 h L ＝0.06m。L ?? 液气动能参数 ： PF2 ? s2 ? Lm2 Vs2 ? ? Vm2 ? ? ? ? ?1/2?0.9? 763.6458 ? ?? ? ? 3.7023 ?1/2? 0.09421查 Smith 通用关联图得 C20? ? 0.0863? 负荷因子： C 2 ? C 20? ? Lm2 ? ? ? ? 20 ?0.2? 17.4532 ? ? 0.0863 ? ? ? ? 20 ?0.2? 0.08398 m/s最大允空塔气速：? F2 ? C 2 ? Lm2 - ? Vm2 763.6458 - 3.7023 ? 0.08398 ? 1.20318 m/s ? Vm2 3.7023取适宜空塔气速：μ 2=0.7μ F=0.84223 m/s 估算塔径 ：D 2 ' ?Vs2 ? 0.785 ? 0.6159 ? 0.9652 m ，为加工方 0.785 ? 0.84223便，圆整取 D ? 1m ，即上下塔段直径保持一致. 塔截面积为 AT2=0.785D2=0.785×12=0.785 m2 表6 塔径 D/mm 300～500 板间距与塔径的关系⑤ 500～800 800～～240021甲苯-乙苯的精馏工艺设计板 间 距 200，250， 250，300， 300 ， 350 ， 400 ， 450 ， HT/mm 300 350 400， 450， 500 500， 550， 600（二） 、精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度： 提馏段有效高度：Z 精=( Np1-1)HT=(15-1) ×0.5=7 m Z 提=( Np2-1)HT=(16-1) ×0.5=0.75 m在进料板上方开一人孔 H?T，其高度为 0.5 m 故精馏塔的有效高度 Z =Z 精＋Z 提＋0.5=7＋7.5＋0.5=15 m 六、塔板主要工艺尺寸的计算 (一)、溢流装置计算 1、精馏段溢流装置计算 因塔径 D＝1 m，可选用单溢流弓形降液管平直堰，采用凹形 液盘。各项计算如下： ①、堰长 lW 1 ： 取 lW 1 ? 0.7D ? 0.7 ?1 ? 0.7 m ②、溢流堰高度 hw1 由L h1 lW12.5?l 8.7765 ? 21.4080 ； W1 ? 0.7 ，根据液流收缩系数图可查得液 2.5 0.7 D流收缩系数 E1=1.031，对于平直堰，堰上液层高度 hOW1 可由 Francis 经验公式计算得：h OW1 2.84 ? L h1 ? ? ? E1 ? 1000 ? lW1 ? ? ?2/3? 8.7765 ? ? 0.00284 ? 1.031 ? ? ? ? 0.7 ?2/3? 0.0158 m ? 15.8 mmhOW 应大于 6mm，本设计满足要求，板上清液层高度 h L ＝60mm ， 故 hW 1 ? hL ? hOW 1 ? 60 -15.8 ? 44.2 mm ③、弓形降液管宽度 Wd1 和截面积 Af122甲苯-乙苯的精馏工艺设计由 lW 1 / D ? 0.7 查弓形降液管的参数图得：Wd1 ? 0.11 ? Wd1 ? 1? 0.11 ? 0.11 m DA f1 ? 0.09 ? A f1 ? 0.09 ? 0.785 ? 0.07065 m 2 A T1液体在降液管中停留时间：?1 ?A f1 H T 0.07065 ? 0.5 ? ? 14.4893 s ? 5 s 故降液管设计合理。 Ls1 0.00244④、降液管底隙高度 ho1? 取降液管底隙的流速 ?0 ? 0.10 m/s 则 h o1 ?? lW1?0Ls1?0.00244 ? 0.03486 m 0.7 ? 0.1（ ho 不宜小于 0.02～0.025 m，满足要求） hW1-ho1=44.2-34.86=9.34 mm&6 mm 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度取 h?W =50mm。 2、提馏段溢流装置计算 因塔径 D＝1 m，可选用单溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液 盘。各项计算如下： ①、堰长 lW 2 ： 取 lW 2 ? lW 1 ? 0.7 m ②、溢流堰高度 hw2 由L h2 lW22.5?l 14.5303 ? 35.4429 ； W2 ? 0.7 ，根据液流收缩系数图可查得 2.5 D 0.7液流收缩系数 E2=1.081，对于平直堰，堰上液层高度 hOW2 由 Francis 经验公式计算：h OW2 2.84 ? L h2 ? ? ? E2 ? 1000 ? lW2 ? ? ?2/3? 14.5303 ? ? 0.00284 ? 1.081? ? ? 0.7 ?2/3? 0.023188 mhOW 应大于 6mm，本设计满足要求 ，板上清液层高度 h L ＝60mm ，23甲苯-乙苯的精馏工艺设计故 hW 2 ? hL ? hOW 2 ? 60 - 23.188 ? 36.812 mm ③、弓形降液管宽度 Wd2 和截面积 Af2 因 lW 2 = lW 1 ，塔径 D 相同故 Wd2=Wd1=0.11 m，Af2=Af1=0.07065 m2 液体在降液管中停留时间：? 2 ? 降液管设计合理。 ④、降液管底隙高度 ho2? 取降液管底隙的流速 ?0? ? 0.20 m/s 则A f2 H T 0.07065 ? 0.5 ? ? 8.744 s ? 5 s 故 Ls2 0.00404h o2 ?? lW2 ?0?Ls2?0.00404 ? 0.02886 m 0.7 ? 0.2(满足要求）h W2 - h o2 ? 0.036812 - 0.02886 ? 0.007952 m ? 7.952 mm ? 6 mm故降液管底隙高度设计合理。? 选用凹形受液盘，深度取 h?W =50mm。（二） 、塔板布置 1、精馏段塔板布置 ①、塔板的分块 因 D1≥800mm，故塔板采用分块式。塔板分为 3 块。 表7 塔径 D/mm 塔板分块数 800～1200 3 塔板分块数与塔径的关系
6②、破沫区(安定区)宽度、无效边缘区确定? 取破沫区宽度：Ws1 = Ws1 =0.06 m ； 取无效边缘区： c1=0.05 m。 W③、开孔区面积计算24甲苯-乙苯的精馏工艺设计? ? r 2 arcsin? ?? 计算 开孔区面积 Aa 按 A a ? 2? x r 2 ? x 2 ? 180 ? ?r? ? ? ??x ?其中 x1=D/2-(Wd1＋Ws1 )= 0.5-(0.11+0.06)=0.33 m r1 = D/2-Wc1 =0.5-0.05=0.45 m 故 A a1 ? 2 ? ?0.33 ? 0.45 2 - 0.33 2 ?? ? 3.1416 ? 0.33 ?? 2 ? 0.45 2 ? arcsin? ?? ? 0.5353 m 180 ? ? 0.45 ??④、筛孔计算及其排列 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用δ ＝3 mm（一般的厚度 为 3～4mm）碳钢板，取筛孔直径 d01＝5 mm（工业生产中孔径一般在 3～10mm 之间，4～5mm 居多） ，筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为 t1＝3d01＝3 × 5＝15mm （通常采用 2.5～5 倍孔直径的中心距） 。 筛孔数目： n ? ? ?? 1158 ? 10 3 ? ? 1158 ? 10 3 ? ? Aa ? ? ? ? 0.5353 ? 2755 （个） 2 ? 15 2 ? ? t1 ? ? ? ?开孔率为： ?1 ?A 01 0.907 0.907 ? ? ? 0.100778 ? 10.0778% （开 2 A a1 （t1/d01） (15 / 5) 2孔率一般在 5～15%之间,满足要求） 每层塔板开孔面积： Ao1 ? ?1 Aa1 ? 0.100778 ? 0.5353 ? 0.05395 m 2 气体通过筛孔的气速： uo1 ? Vs1 / Ao1 ? 0.6708 / 0.05395 ? 12.4337 m/s 2、提馏段塔板布置 ①、塔板的分块 因 D2≥800mm，故塔板采用分块式。塔板分为 3 块。 ②、破沫区(安定区)宽度、无效边缘区确定? 取破沫区宽度： Ws2 = Ws2 = Ws1 =0.06 m取无效边缘区：Wc2=Wc1=0.05 m25甲苯-乙苯的精馏工艺设计③、开孔区面积计算 开孔区面积 Aa2=Aa1=0.5353 m2 ④、筛孔计算及其排列 同样选用δ ＝3 mm 碳钢板，筛孔直径 d02=d01＝5 mm，按正三 角形排列，孔中心距 t 为 t2=t1＝3d01＝3 × 5＝15mm。 筛孔数目：n2=n1=2755 个 开孔率为： ? 2 ? ?1 ? 10.0778% （满足要求）每层塔板开孔面积： Ao 2 ? ? 2 Aa 2 ? 0.100778 ? 0.5353 ? 0.05395 m 2u 气体通过筛孔的气速： o 2 ? Vs 2 / Ao 2 ? 0.6159 / 0.05395 ? 11.41613 m/s 表8 塔 D/mm单流型塔板某些参数推荐值 弓形降液管 lW/D 堰 lW/mm 长 堰 bD/mm ， 100 降液管 宽 面 Ad/mm2 0.2 0.4 0.0 0.0 0.1610 积径 塔 截 面 （Ad/AT） 积 AT/m2 /%7.227 800 0. 14.2 6.8 4 9.8 14.2 7.22 0 10.2 14.20.661 0.726 0.800 0.650 0.714 0.800 0.661 0.730 0.800529581， 640 125 160 650 714 800 794 876 960 120 150 200 150 290 24026甲苯-乙苯的精馏工艺设计七 、 筛板的流体力学验算 (一) 、塔板压降 1、精馏段的塔板压降 ①、干板阻力 hc1 计算?u ? 1 ? 干板阻力 hc1 由 hc1 ? ? Vm1 ? ? 01 ? 2 g ? Lm1 ? C01 ? ? ?2计算d01/δ ＝5/3＝1.6667，由孔流系数图查得孔流系数 C01＝0.80111 3.2508 ? 12 .4337 ? ? ?? 故 hc1 ? ? ? 0.05 162 m 液柱 2 ? 9.81 773 .2563 ? 0.8011 ?2②、气体通过板上液层的压降 hl1 气体通过有效流通截面积的气速 u a1 ，对单流型塔板有：ua1 ? Vs1 0.6708 ? ? 0.939 m/s AT 1 ? A f 1 0.785 ? 0.07065动能因子： Fa1 ? ua1 ?Vm1 ? 0.939 ? 3.2508 ? 1.6931 查充气系数图得充气系数：?1 ? 0.60（一般可近似取 β ? 0.5 ~ 0.6 ） 。 故 hl1 ? ?1 ?hw1 ? how1 ? ? ?1hL ? 0.60 ? 0.06 ? 0.036 m ③、液体表面张力的阻力 h ? 计算 液体表面张力所产生的阻力 h ? 由 h? ?4? Lm 计算 ? L m gdo4? Lm1 4 ?18. h? 1 ? ? ? 0.0019114 m 液柱 ? L m1 gdo1 773 .2563 ? 9.81 ? 0.005④、气体通过每层塔板的液柱高度 hp 可按下式计算，即hp1 ? hc1 ? hl1 ? h? 1 ? 0.05162 ? 0.036 0 ? 0.0019114 ? 0.0895314 m气体通过每层塔板的压降为 ：?p p1 ? ? Lm1 ghp1/1000 ? 773.2563 ? 9.81 ? 0. ? 0.6791 kPa ? 0.7 kPa （满27甲苯-乙苯的精馏工艺设计足工艺要求） 。 2、提馏段的塔板压降 ①、干板阻力 hc2 计算1 ? 干板阻力 hc2 由 hc 2 ? ? Vm2 2 g ? Lm 2 ?u ? ? ? 02 ? ?C ? ? 02 ?2计算d02／δ ＝5／3＝1.6667，查得孔流系数 C02＝0.8011故 hc 2 ?1 3.7023 ? 2 ? 9.81 763.6458 ? 11.41613 ? ?? ? ? 0.05018 m 液柱 ? 0.8011 ?2②、气体通过板上液层的压降 hl 2 气体通过有效流通截面积的气速 ua 2 ，对单流型塔板有：ua 2 ? Vs 2 0.6159 ? ? 0.8622 m/s AT 2 ? A f 2 0.785 ? 0.07065动能因子： Fa 2 ? ua 2 ?Vm2 ? 0.8622 ? 3.7023 ? 1.65896 查图得充气系数： ? 2 ? 0.60 （一般可近似取 β ? 0.5 ~ 0.6 ） 。 故 hl 2 ? ? 2 ?hw2 ? how2 ? ? ? 2 hL ? 0.60 ? 0.06 ? 0.036 m ③、液体表面张力的阻力 h ? 计算 液体表面张力所产生的阻力 h ? 由 h? ?h? 2 ?4? Lm 计算 ? L m gdo4? Lm2 4 ?17. ? ? 0.001864 m 液柱 ? L m2 gdo 2 763.6458 ? 9.81 ? 0.005④、气体通过每层塔板的液柱高度 hp 可按下式计算，即hp 2 ? hc 2 ? hl 2 ? h? 2 ? 0.05018 ? 0.036 0 ? 0.001864 ? 0.08805 m气体通过每层塔板的压降为 ：?p p 2 ? ? Lm2 ghp 2 /1000 ? 763.6458 ? 9.81 ? 0. ? 0.65958 kPa ? 0.7 kPa（满足工艺要求） 。28甲苯-乙苯的精馏工艺设计(二)、 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。 (三)、 液沫夹带? ua 5.7 ? 10 ?6 ? eV ? 液沫夹带量可用式 ? ? Lm ? H T ? 2.5 hL ? ? ? u a1 5.7 ? 10 ?6 ? 精馏段液沫夹带量 eV 1 ? ? ? Lm1 ? H T ? 2.5 hL ? ?3. 2计算：3 .25.7 ?10 ?6 0.939 ? ? ? ?? ?3 ? 18.1241 ?10 ? 0.5 ? 2.5 ? 0.06 ?3.2? 0.00734 kg液/kg气 ? 0.1kg液/kg气提馏段液沫夹带量: eV 2? ua 2 5.7 ? 10 ?6 ? ? ? ? Lm2 ? H T ? 2.5 hL ? ?3. 2?5.7 ?10 ?6 0.8622 ? ? ?? ?3 ? 17.4532 ?10 ? 0.5 ? 2.5 ? 0.06 ?3.2? 0.005847 kg液/kg气 ? 0.1kg液/kg气（验算结果表明产生的雾沫夹带量在本设计范围内允许） (四) 、漏液 对筛板塔，漏液点气速(下限气速)uOM 可由下式计算，即u OM ? 4.4C 0 （0.0056 ? 0.13h L ? h ?）? Lm? Vmu OM1 ? 4.4C 0（0.0056 ? 0.13h L ? h ? 1）? Lm1 ? Vm1 （0.0056 ? 0.13 ? 0.06 ? 0.0019114 ） 773.2563 ? 3.2508精馏段：? 4.4 ? 0.8011 ? ? 5.82693 m/s实际孔速 uo1＝12.4337 m/s＞uOM129甲苯-乙苯的精馏工艺设计稳定系数为 K1=uo1/uOM1=12.93=2.134&1.5u OM2 ? 4.4C 0 （0.0056 ? 0.13h L ? h ? 2）? Lm2 ? Vm2 （0.0056 ? 0.13 ? 0.06 ? 0.001864） 763.6458 ? 3.7023提馏段：? 4.4 ? 0.8011 ? ? 5.4372 m/s实际孔速 uo2＝11.41613 m/s＞uOM2 稳定系数为 K2=uo2/uOM2=11.2=2.1&1.5 （故在本设计中无明显漏液） 。 (五) 、液泛 为防止塔内发生液泛， 降液管内液层高 Hd 应服从 Hd≤φ (HT+hW) 苯一甲苯物系属一般物系，取φ ＝0.5，则 φ (HT+hW)=0.5×(0.50+0.097 m 而 Hd=hP+hL+Δ +hd，板上不设进口堰，本设计采用平直堰Δ =0，? L ? hd 可由 hd ? 0.153? s ? 计算，即 ?l h ? ? w o?? L ? 0.00 2438 ? 精馏段： hd 1 ? 0.153? s1 ? ? 0.153 ? ? ? ? ? 0.00 1527 m ?l h ? ? 0.7 ? 0.03486 ? ? w1 o1 ?2 22故 Hd1=0.+0..1511 m 液柱 。 提馏段： hd 2? L ? ? 0.00 404 ? ? 0.153? s 2 ? ? 0.153 ? ? ? ? 0.00612 m ?l h ? ? 0.7 ? 0.02886 ? ? w2 o 2 ?2 2故 Hd2=0.+0.2 m 液柱 。 因 Hd1 和 Hd2 都小于φ (HT+hW),故在本设计中不会发生液泛现象。 通过流体力学验算， 可认为精馏段和提馏段塔径及塔板各工艺结构尺 寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选 H T 及 hL ，进行优化设计， 在此不再赘叙。30甲苯-乙苯的精馏工艺设计八、塔板负荷性能图 （一） 、精馏段塔板负荷性能图 1、液相负荷上限线Ls ,max 1 ? HT Af 1??0.5 ? 0.07065 ? 0. /s 5①2、液相负荷下限线 取平堰堰上液层高度 how ? 0.006 m， E ? 1.031 。? 3600 Ls ,min 1 ? ? how1 ? 0.00284 E1 ? ? ? lw1 ? ?2/3? 3600 Ls ,min 1 ? ? ? 0.00284 ? 1.031 ? ? ? ? 0 .7 ? ?2/3? 0.006Ls ,min 1 ? 5. m 3 /s②3、雾沫夹带线5.7 ? 10 ?6 ? u a1 ? ev1 ? ? LM1 ? H T ? h f1 ? ? ?3 .2式中 ua1 ?Vs1 Vs1 ? ? 1.39987 Vs1 AT ? A f 1 0.785 ? 0.07065E ? 1.031hf1 ? 2.5hL1 ? 2.5?hw1 ? how1 ?2/3 ? ? 3600 Ls1 ? ? ? ? ? 2.5?0.0442 ? 0.00284 E ? ? l ? ? w1 ? ? ? ? ? 2/3 ? 2.5 0.04 42 ? 0.8724 LS 1??? 0.1105 ? 2.181 L2 /13 S? ? 1.39987 Vs1 5.7 ? 10 ?6 ?? 代入数据得 e v1 ? ?3 2/3 ? 18.1241 ? 10 ? 0.5 ? 0.1105 ? 2.181 Ls1 ?3 .2? 0 .1简化得： Vs1 ? 1.6843 ? 9. s 在操作范围内，任取几个 L s 值，依上式算出对应的 Vs 值列于下表：L s , m 3 /s ×10 Vs , m 3 /s45.704 1.6220.34.49.70.65 1.3431甲苯-乙苯的精馏工艺设计依据表中数据作出雾沫夹带线 4、液泛线??H T ? hw1 ? ? hp1 ? hw1 ? how1 ? hd 1how1 ? 3600 Ls1 ? ? ? 0.00284 E1 ? ? l ? w1 ? ?22/3③? 3600 Ls1 ? ? 0.00284 ? 1.031 ? ? ? ? 0 .7 ?22/3 / ? 0. s1 ? uo1 ? ? ? hc1 ? 2g ? Co1 ? ? ?? Vs1 ? ? ?Vm1 ? ? ? ? ? ? 0.051? C A ? ? ? ? ? Lm1 ? ? o1 o1 ?2? ?Vm1 ? ? ?? ? ? ? Lm1 ?Vs1 ? ? ? 3.2508 ? ? 0.051? ? ? ? ? 0.8011 ? 0.05395 ? ? 773.2563 ? ? 0.1148 Vs2 1/ hl1 ? ? ?hw1 ? how1 ? ? 0.60 ? 0.04 42 ? 0. s / ? 0.02 65 ? 0.5 s??h? 1 ? 0.0019114 m/ hp1 ? hc1 ? hl1 ? h? 1 ? 0.1148Vs2 ? 0.5 ? 0.0265 ? 0. s? L ? Ls1 ? ? 2 hd 1 ? 0.153? s1 ? ? 0.153? ? ? 256.945 Ls1 ?l h ? 0.7 ? 0.03486 ? ? ? w1 o1 ?22/ 0.5?0.5 ? 0.04 42 ? ? 0.1148Vs2 ? 0.5 ? 0.0284114 ? 0.04 42 1 s / ? 0. ? 256.945 L21 s s/ Vs2 ? 1.7377 ? 12.1 ?
L21 1 s s??在操作范围内，任取几个 L s 值，依上式算出对应的 Vs 值列于下表：L s , m 3 /s ×10 Vs , m 3 /s45.704 1.2920.34.49.70.65 1.09 ④依据表中数据作出液泛线 5、漏液线（气相负荷下限线）/ hL ? hw1 ? how1 ? 0.0442 ? 0. s漏液点气速32甲苯-乙苯的精馏工艺设计u OM1 ? 4.4C 0 （0.0056 ? 0.13h L ? h ? 1）? Lm1? Vm1? 4.4 ? 0.8011 ? 0.0056 ? 0.13 ? 0.0442 ? 0.8724L s1 ） 0.0019114 ? （ ?2/3??773.8Vs ,min 1 ? Ao1uom1 ，整理得：/ Vs2min 1 ? 0.9 ? 0.081156 , s在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式算出对应的 Vs，min 值列于下表：L s ，m3/s×1045.704 0.29620.34.49.70.65 0.342 ⑤Vs 了，min，m3/s依据表中数据作出漏液线 6、操作弹性 操作气液比Vs1 / Ls1 ? 0.6708 / 0.00244 ? 274.92操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷 Vs1,m ax与 气相允许最小负荷 Vs1,min 之比，即： 操作弹性=Vs1,m ax Vs1,m in ? 1.17347 ? 3.88 0.30246将所得上述五个方程绘制成精馏段塔板负荷性能图（如图 6） （二） 、提馏段塔板负荷性能图 1、液相负荷上限线Ls ,max 2 ? H T Af 2??0.5 ? 0.07065 ? 0. /s 5①2、液相负荷下限线 取平堰堰上液层高度 how ? 0.006 m， E ? 1.031 。33甲苯-乙苯的精馏工艺设计? 3600 Ls ,min 2 ? ? ? 0.00284 E2 ? ? ? lw 2 ? ?2/3how2? 3600 Ls ,min 2 ? ? ? 0.0 ? ? ? ? 0.7 ? ? ? 0.006Ls ,min 2 ? 5. m3 /s2/3②3、雾沫夹带线5.7 ? 10 ?6 ? u a 2 ? ev 2 ? ? LM2 ? H T ? h f2 ? ? ?3 .2式中 ua 2 ?Vs 2 Vs 2 ? ? 1.39987 Vs 2 AT ? A f 2 0.785 ? 0.07065E 2 ? 1.081hf2 ? 2.5hL 2 ? 2.5?hw 2 ? how2 ?2/3 ? ? 3600 Ls 2 ? ? ? ? ? 2.5?0.0368 ? 0.00284 E2 ? ? l ? ? w2 ? ? ? ? ? 2/3 ? 2.5 0.0368 ? 0.9147 LS 2??? 0.092 ? 2.2 S? ? 1.39987 Vs 2 5.7 ? 10 ?6 ?? 代入数据得 e v2 ? ?3 2/3 ? 17.4532 ? 10 ? 0.5 ? 0.092 ? 2.28676 Ls 2 ?/ 简化得： Vs 2 ? 1.7436 ? 9.7 s3. 2? 0 .1在操作范围内，任取几个 L s 值，依上式算出对应的 Vs 值列于下表：L s , m 3 /s ×10 Vs , m 3 /s45.19.34.48.70.65 1.38 ③依据表中数据作出雾沫夹带线 4、液泛线??H T ? hw 2 ? ? h p 2 ? hw 2 ? how2 ? hd 2how2? 3600 Ls 2 ? ? ? 0.00284 E2 ? ? l ? w2 ? ?2/3? 3600 Ls 2 ? ? 0.00284 ? 1.081 ? ? ? ? 0 .7 ?2/3 / ? 0. s34甲苯-乙苯的精馏工艺设计1 ? uo 2 ? ? ? hc 2 ? 2g ? Co 2 ? ? ?2? ?Vm2 ? ?? ? Lm2? V ? ? ? ? 0.051? s 2 ? ? ?C A ? ? ? o2 o2 ?22? ?Vm2 ? ?? ? Lm2? ? ? ?Vs 2 ? ? ? 3.7023 ? ? 0.051? ? ? ? ? 0.8011 ? 0.05395 ? ? 763.6458 ? ? 0.13237 Vs2 2/ / hl 2 ? ? ?hw2 ? how2 ? ? 0.60 ? 0.0368 ? 0. ? 0.02208 ? 0.5 s s??h? 2 ? 0.00 1864 m/ hp 2 ? hc 2 ? hl 2 ? h? 2 ? 0.13237 Vs2 ? 0.5 ? 0.02208 ? 0.001 864 2 shd 2? L ? Ls 2 ? ? 2 ? 0.153? s 2 ? ? 0.153? ? ? 374.889 Ls 2 ?l h ? 0.7 ? 0.02886 ? ? ? w2 o 2 ?22/ / 0.5?0.5 ? 0.0368 ? ? 0.13237 Vs2 ? 0.5 ? 0.023944 ? 0.0368 ? 0. ? 374.889 L2 2 2 s s s / Vs2 ? 1.5688 ? 11. ?
2 2 s s??在操作范围内，任取几个 L s 值，依上式算出对应的 Vs 值列于下表：L s , m 3 /s ×10 Vs , m 3 /s45.19.34.6 1.13 1.0970.65 1.01 ④依据表中数据作出液泛线 5、漏液线（气相负荷下限线）/ hL ? hw2 ? how2 ? 0.0368 ? 0. s漏液点气速u OM2 ? 4.4C 0 （0.0056 ? 0.13h L ? h ? 2）? Lm2? Vm2? 4.4 ? 0.8011 ? 0.0056 ? 0.13 ? 0.0368 ? 0.9147L s2 ） 0.001864 ? （ ?2/3??763.3Vs ,min 2 ? Ao 2uom 2 ，整理得：/ Vs2min 2 ? 0.8 ? 0.06355 , s35甲苯-乙苯的精馏工艺设计在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式算出对应的 Vs，min 值列于下表：L s , m 3 /s ×1045.19.6 48. 0.289 0.29870.65 0.310 ⑤Vs 了，min，m3/s依据表中数据作出漏液线将所得上述五个方程绘制成提馏段塔板负荷性能图（如图 7） 6、操作弹性 操作气液比Vs 2 / Ls 2 ? 0.6159 / 0.00404 ? 152.45操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷 Vs 2 ,max 与气相允许最小负荷 Vs 2 , min 之比，即：操作弹性= 图 6Vs 2,m ax Vs 2,m in ? 1.0235 ? 3.70 0.277136甲苯-乙苯的精馏工艺设计图 737甲苯-乙苯的精馏工艺设计九、精馏塔的设计计算结果汇总一览表38甲苯-乙苯的精馏工艺设计表 9 符 项 平均压强 平均温度 气相 平均密度 液相 气相 平均流量 液相 实际塔板数 板间距 塔段的有效高度 塔径 空塔气速 塔板液流型式 溢流管型式 溢 堰长 流 堰高 装 溢流堰宽度 置 底隙高度 板上清液层高度 孔径 hL d0 m m mm 0. 5 0. 539计 算 结 果 单 位 精馏段 kPa ℃ kg/m m3/s m3/s 块 m m m m/s3目 号P提馏段 121.4 131.40 3.8 0.04 16 0.5 7.5 1 0.84223 单流型110.55 118.301 3.2508T ρ Vs Ls 31 HT E D μ773.8 0..5 7 1 0.95064 单流型lWm m m0.7 0.04420.7 0.0368hW ho甲苯-乙苯的精馏工艺设计孔间距 孔数 开孔面积 筛孔气速 塔板压降 液体在降液管中的停t nmm 个 m2 m/s kPa s m kg 液/kg 气15 3 12.1 14.1 0.93 0...46 3.8815 3 11.6 8.744 0.847 5.7E-4 5..1 3.70Aauo Δ Pp θ留时间 降液管内清液层高度 液(雾)沫夹带量 漏液点气速 负荷上限 负荷下限 气相最大负荷 气相最小负荷 操作弹性 HduOMLs.max Ls.minVs ,maxVs , minm/s m3/s m3/s m3/s m3/s第三部分40甲苯-乙苯的精馏工艺设计冷凝器的设计一、确定设计方案 1、选择换热器的类型 两流体温度变化情况：热流体进口温度 110.783℃，以饱和温度 流出换热管；冷流体进口温度 30℃，出口温度 70℃。估计该换热器 的管壁温和壳体壁温之差较大， 因此初步确定选用带膨胀节的固定管 板式式换热器。 2、流动空间及流速的确定 为便于水垢清洗，应使循环水走管程，油品走壳程。选用 ф 25×2.5 的碳钢管，管内流速取 u=0.5m/ｓ。 二、确定物性数据 1、定性温度：可取流体进、出口温度的平均值。 壳程流体的定性温度为 ： Tm ? 110.783 ?C 管程水的定性温度为 ： tm ?30 ? 70 ? 50 ?C 2根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 2、壳程流体在 110.783℃下的有关物性数据如下： 密 度 ： ρ 1= 778.561 kg/m3定压比热容 ： cp1= 2.02345 kJ/(kg·℃) 导热系数 粘 度 ： λ 1= 0.113119 W/(m·℃) ： μ 1=μ Dm=0.0002393 Pa·s3、循环冷却水在 50℃下的物性数据： 密 度 ：ρ =988.1 kg/m341甲苯-乙苯的精馏工艺设计定压比热容 ：cp=4.174 kJ/(kg·℃) 导热系数 粘 度 ：λ =0.648 W/(m·℃) ：μ =0.000549 Pa·s三、热计算负荷 1、壳程液流量 由精馏塔的设计计算可知： 汽相摩尔流率：V=82.0307 kmol/h 塔顶汽相平均摩尔质量：MVDM=92.25 kg/kmol 壳程液流量 ：ms1=V×MVDM= kg/h =2.1021 kg/s 2、壳程流体的汽化潜热 根据已查得的汽相甲苯、 乙苯在某些温度下的汽化潜热 （如表） ， 将其以 T 为 x 轴、r 为 y 轴绘制出温度-汽化潜热两条曲线（如图） 。 故甲苯、 乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的汽化潜热可用下 式算得： 表 10 汽化潜热与温度的关系 温度 T℃ 甲苯 KJ/kg 乙苯 390.1 380.3 370 359.3 347.9 图 8 335.9 323.2 309.5 40 60 80 379 100 120 140 340.3 160 325.5 180 309.4402.1 391367.1 354.242甲苯-乙苯的精馏工艺设计甲苯 ：r=-0.001T2－0.4373T＋420.92 乙苯 ：r=0..3999T＋407.22 由 T=110.783 ℃可计算出相应的汽化潜热：rA ? -0.001 ?110.783 2 - 0.3 ? 420.92 ? 360.2017 KJ/kg rB ? -0.3 2 - 0.3 ? 407.22 ? 353.0996 KJ/kgrm ? 0.9913 ? 360.2017 ? 1 - 0.9913） 353.0996 ? 360.1399 KJ/kg （ ?3、热负荷 热负荷：Q=ms1×rm=2.99=757.0501 KW（忽略热损失） 四、逆流平均温差?t m ? (T1 ? t 2 ) ? (T2 ? t1 ) (110.783 ? 70) ? (110.783 ? 30) ? ? 58.5222 ?C T ?t 110.783 ? 70 ln 1 2 ln T2 ? t1 110.783 ? 30五、冷却水用量43甲苯-乙苯的精馏工艺设计根据热量衡算 Q ? ms c p (t 2 ? t1 ) ? 冷却水用量：ms ? 757 .0501 ? 4.5343 kg/s 4.174 ? 70 ? 30） （六、估算传热面积 由于管程走水， 壳程走冷凝液， 总传热系数 K=467～814 W/ 2· ， （m ℃） 现取 K=600 W/（m2·℃） 传热面积： S? ?Q 757. ? ? 21.5602 m 2 K?t m 600 ? 58.5222考虑 15％的面积裕度，S=1.15×S′=1.15×21.2 m2。 七、换热器的工艺结构尺寸 1、换热管及管内流速的选择 根据我国目前的系列标准，本设计固定管板式式换热器选用管径 为ф 25mm×2.5mm 的碳钢管，管内流速取 u=0.5 m/s。 2、管程数和传热管数 依据传热管内径和流速确定单程传热管数n? 4Vs 4m 4 ? 4.5343 ? 2 s ? ? 30 根 2 2 ?d u ?d u? 0.02 ? 0.5 ? 988.1?按单程管计算，所需的传热管长度为 L? ?S 24.7942 ? ? 10.523 m ? d o n 0.025 ? 30?（do 为管外径） 。显然传热管过长，宜采用多管程结构，现取传热管 长 L=6 m， 则该换热器管程数为 N p ? ×2=60(根) 3、传热管排列和分程方法 采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正44L? 10.523 ? ?2 ， 传热管总根数 N=30 L 6甲苯-乙苯的精馏工艺设计方形排列。取管心距 t=1.25 do，则 t=1.25×25=31.25≈32(mm) 横过管束中心线的管数 n c ? 1.19 N ? 1.19 ? 60 ? 10（根） 4、壳体内径 采用单管程结构，取管板利用率η ＝0.7，则壳体内径为D ? 1.05t N?? 1.05 ? 32 ?10 -3 ?60 ? 0.311 m 圆整可取 D＝400 mm 0.75、折流板 采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25％， 则切去的圆缺高度为 h＝0.25×400＝100 mm； 取折流板间距 B＝0.3D， 则 B＝0.3×400＝120 mm，可取板间距 B=150 mm；折流板数NB ? L - 0.1 25.9 ? ? 40 块 ，折流板圆缺面水平装配。 B 0.156、接管 壳程流体进出口接管：取接管内流体流速为 u＝2 m/s，则接管 内径为： d? ?4Vs1 4m s1 4 ? 2.1021 ? ? ? 0.0415 m ?u ?u?1 778.561 ? 2 ? ?取标准管径为 45 mm。 管程流体进出口接管：取接管内循环水流速 u＝2 m/s，则接管 内径为： d?? ?4Vs 4 ? 4.5343 ? ? 0.07644 m ?u 988.1 ?1? ?取标准管径为 800 mm 八、换热器核算 1、热量核算 ①壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用凯恩公式45甲苯-乙苯的精馏工艺设计?1 ? 0.36?1deR e10.55Pr1/3 （? 0.14 ） ?w因是正三角形排列所以当量直径：de ? 4 3 2 π 2 4 3 π （ t - do ） ? （ ? 0.032 2 - ? 0.025 2） 0.0202 m ? πdo 2 4 π ? 0.025 2 4壳程流通截面积：So1 ? BD（ 1 do 0.025 ） 0.15 ? 0.4 ? 1 ? （ ） 0.013125 m 2 ? t 0.032壳程流体流速及其雷诺数分别：u1 ? Vs1 m 2.1021 ? s1 ? ? 0.2057 m/s So1 So1?1 0.013125 ? 778.561Re1 ??1d e u1 778.561 ? 0.0202 ? 0.2057 ? ?
? 10000 (湍流) ?1 0.C p1?1普兰特准数： Pr ?? ? ? 粘度校正： ? ? ?? ? ? W??10.14?2.0 ?0. ? 4.281 0.113119?1?1 ? 0.36 ?0.519. ? 4. ? 612.3945 W/(m2 ? ?C) 0.0202②管程对流传热系数? ? 0.023 ?d Re 0.8Pr 0.4管程流通截面积 So ? d 2 ? 30 ? 0.785 ? 0.02 2 ? 30 ? 0.00942 m 24?管程流体流速及其雷诺数分别u? Vs m s 4.5343 ? ? ? 0.4871 m/s So So ? 0.00942 ? 988.1Re ??du 988.1 ? 0.02 ? 0.4871 ? ?
? 10000 (湍流) ? 0.000725Cp ? ? 4.174 ?10 3 ?0.725 ?10 -3 ? 4.67 0.648普兰特准数 Pr ??46甲苯-乙苯的精馏工艺设计? ? 0.023 ?0.648 ?.8 ? 4.67 0.4 ?
W/(m2 ? ?C) 0.02③传热系数 K 污垢热阻 Rs=0.·℃/W , Rs1=0.·℃/W；管壁 的导热系数 λ =48 W/(m·℃)； d m ?K? 1 do d bd 1 ? Rs o ? o ? Rs1 ? ?d d ?d m ?1 1d ? do ? 0.0225 m 。 2?0.025 0.344 0.025 0.0025 ? 0.025 0.172 1 ? ? ? ? ?
48 ? 0.2.3945 2 ? 363.872 W/(m ? ?C)④传热面积 SS? Q 757. ? ? 35.5513 m 2 K?t m 363.872 ? 58.5222该换热器的实际传热面积 SpS?p ? ?d olN ? 3.14 ? 0.025 ? 6 - 0.06） 60 - 10） 23.31 m 2 ,因 S?p&S 所以此 （ ? （ ?串联一个壳程，因此 Sp=46.62 m2 该换热器的面积裕度为： H ?Sp - S S ? 46.62 - 35.5513 ? 32.32% 故传热 35.5513面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 2、换热器内流体的流动阻力 ①管程流动阻力（ F 管 程 总 压 力 降 ? ?P ? ?P1 ? ?P2）t N s N p ， 其 中 污 垢 校 正 系 数 取Ft=1.4；管程数 Np=2；串联壳程数 Ns=2。 由 Re＝，传热管相对粗糙度 0.01/20＝0.005，查莫狄 图得λ ＝0.032 W/m·℃。47甲苯-乙苯的精馏工艺设计直管阻力 ?P1 ? ? 局部阻力 ?P2 ? ?l ?u 2 6 988.1 ? 0.5 2 ? 0.032 ? ? ? 1185.72 Pa d 2 0.02 2?u 22? 3?988.1 ? 0.5 2 ? 370.5375 Pa 2（ ? ? ?P ? 1185.72 ? 370.5375 ） 1.4 ? 2 ? 2 ?
Pa 管程流动阻力在允许范围之内。 ②壳程阻力? ?P0? ? ? ( ?P1 ? ?P2 )Fs N s2 ?u1流体流经管束的阻力用 ?P1? ? Ff1n c ( N B ? 1) F=0.5，nc=10，NB=40，u1=0.20572计算：摩擦系数 f1 ? 5.0 Re1?0.228 ? 5 ? ?0.228 ? 0.5716778.561 ? 0.2057 ? ?P1 ? 0.5 ? 0.5716 ?10 ? (40 ? 1) ? ? 1930.09 Pa 22流体流过折流板缺口的阻力2B ?u ? ?P2 ? N B (3.5 - ) 1 D 22B=0.15，D=0.4，Fs=1.152 ? 0.15 778.561 ? 0.2057 ? ?P2 ? 40 ? (3.5 )? ?
Pa 0.4 22（ ? 壳程流动阻力也能 ? ?P ? 1930.09 ?
） 1.15 ? 2 ?
Pa ，接受。48甲苯-乙苯的精馏工艺设计九、换热器主要结构尺寸和计算结果 表 11 换热器形式：固定管板式 工艺参数 名称 物料名称 定压比热容 操作温度，℃ 流量，kg/h 流体密度，kg/m3 流速，m/s 传热量，kW 总传热系数，W/m2·K 传热系数，W/m2·K 污垢系数，m2·K/W 阻力降，MPa 程数 管子规格 管间距，mm 折流板型式 壳体内径，mm ф 25×2.5 32 上下 400 ..00173 2 管数 60 排列方式 间距 mm 150 管程 循环水 4.174kJ/(kg·℃) 30/70 .1 0.1 757. 612.172 0.00184 1 管长 mm:6000 正三角形 切口高度 25% 46.62 壳程 甲苯 2.02345kJ/(kg·℃) 110.783 .561 0.2057换热面积（m2）49甲苯-乙苯的精馏工艺设计第四部分 再沸器的设计一、有关物性的确定 若把再沸器当作一层理论板，且认为压降与压力损失近视相等则 其操作压力 P=127 kPa（与塔釜相等） ，在此温度下乙苯的液态与气 态的物性基本数据如下 计算此温度下的乙苯的物性： 液态密度ρ L=ρ Wm= 759.34 Kg/m3 蒸汽密度ρ V=ρVm2=3.7023 Kg/m3液态粘度μ L=μ Wm= 0.2259 mPa·s 蒸汽粘度μ V=0.＋5.5 mPa·s 液态比热容 CpL=0.+1.24 KJ/(kg·℃) 液态导热系数λ L=-0.+136.88=0.1020 W/(m·℃) 表面张力σ =-0.＋31.046=17.2081 mN/m 液体蒸气压曲线的斜率 ? ?? ?t ? 43.8 ? ? ? 136.2 ? 0.3216 ? ?p ? s比气化焓Δ hV≈r=-0.＋414.13=338.6071KJ/kg 液体的临界压力 Pc= Kpa 因为 618.28Kpa 下加热用的水蒸汽的饱和温度为 ts=160℃，此温 度下水蒸汽的物性数据如下： 液态粘度为μL水=0.173 mPa·s汽化潜热为 r=2087.1 KJ·kg 液态密度ρL水=907.4 kg/m350甲苯-乙苯的精馏工艺设计蒸汽密度ρV水=3.252 kg/m3L水液态导热率λ=0.683 W/(m·℃) 有关物性数据计算来历如下 液态乙苯的蒸气压与温度温度 ℃ 蒸气压 Kpa60 7.39480 16.77100 34.25120 64.21140160112.1 184.4气态乙苯的粘度与温度的关系 温度 ℃ 粘度 μ 0 5.777 50 7.037 100 8.243 150 9.405 200 10.5351甲苯-乙苯的精馏工艺设计液态乙苯的比热容与温度的关系 温度 ℃ 乙苯 CpL 60 1.859 80 1.934 100 2.008 120 2.083液态乙苯的导热率与温度的关系 温度 ℃ 导热率 λ 80 116.7 100 111.3 120 105.9 140 100.8 160 95.8 180 91.2乙苯的汽化热与温度的关系 温度℃ 60 80 370 100 359.3 120 347.9 140 335.9汽化热 r（KJ/Kg） 380.352甲苯-乙苯的精馏工艺设计二、估算传热面积、初选换热器型号 1、热负荷 Q ?显热加热段热负荷 Q1 蒸发量 ms2 ? V ? M WM ? 80.030 ?105.9985 ?
kg/h ? 2.35643 kg/s 设出口气化率 x=0.1（有机液体一般在 0.1～0.25 左右） ；由于 压力变化引起液体沸点温度的变化，设为Δ t=2℃Q1 ? ms2 2.35643 c pL ? ?t ? ? 2.13924 ? 2 ? 100.8163 KW x 0.1?蒸发段热负荷 Q2Q2 ? ms2 ? ?h V ? 2.35643 ? 338.6071 ? 797.904 KW?热负荷 Q=Q1+Q2=898.7203 KW 2、传热温差 ?Tm ? t s - t b ? 160 -136.2 ? 23.8 ?C 3、假设 K 值，估算传热面积 ?假设 K 值： 因有机物走管程且μ L= 0.2259 mPa·s&0.5 mPa·s，水蒸汽走 壳程， 其传热系数由经验值可知其传热系数 K 在 582～1193 W/(m2/K),53甲苯-乙苯的精馏工艺设计现假设 K=1000 W/(m2/K)。 ?估算传热面积Q 898. S? ? ? 37.7614 m 2 K?Tm 1000 ? 23.84、初选再沸器 管规格 …………φ 25×2 管长 ………… L=3 mS 37.7614 ? ? 161 根 ?d o L 0.025 ? 3?计算管数 ……… N T ?中心距 ………… t=32 mm 采用正方角形排列，中心线管束： n c ? 1.19 N T ? 16 根 计算壳径……… Ds ? t (n c -1) ? 3d o ? 0.032 ? (16 -1) ? 3 ? 0.025 ? 0.555 m 圆整……………取 D=600 mm (长径比 L/D=5 在 4～6 之间,合理) 管程流体进、出口接管：取接管内流体流速 u＝1 m/s，则接管 内径为： Di ?4Vs 4m s2 4 ? 2.35643 ? ? ? 0.063 m ，取标准管径 70 mm。 ?u ?u? L 759 .34 ?1? ?三、传热能力核算 1、确定显热段传热系数 KL ?计算显热段管内传热系数α 釜液循环质量流量： WT ??4ims2 2.35643 ? ? 23.5643 kg/s x 0.1管内流通截面积： St ? d i2 N T ? ? 0.02 2 ?161 ? 0.05058 m 24?管内总质量流速： G T ? 管内流体流速： u ?GTWT 23.5643 ? ? 465.8818 kg/m2 ? s St 0.18 ? 0.61354 m/s 759.34?L?54甲苯-乙苯的精馏工艺设计(在 0.5～1.5 m/s 内说明假设气化率合理)Re i ? diG T?L?0.02 ? 465.8818 ?
? 10000( 湍流) 0.Pri ?C pL ? L?L2.1 ? 0. ? ? 4.42 ?10 -3? i ? 0.023 ?? 0.023 ??LdiRe i0.8Pri0.40.102 ?
W/(m2 ? ?C)0.8? 4.?壳程对流传热系数α 整个过程由热量衡算 Q=msr 得 水蒸汽用量: ms ? 冷凝负荷： M ? 雷诺数： Re ?Q 898.7203 ? ? 0.4306 kg/s r 2087.1ms 0.4306 ? ? 0.03405 kg/m ? s ?d o N T 0.025 ?161?? 4 ? 0.03405 ? 787 .2832 ? 1800 (层流) 0.173 ?10 -34M?1/4? r? 2 g?3 ? ? ? 1.13 ? ? ?L?T ? ? m ? ?? 2087.1 ? 907.4 2 ? 9.81 ? 0.683 3 ? ? ? 1.13 ? ? ? 0.173 ? 10 -3 ? 3 ? 23.8 ? ? 2 ? 917.6147 W/(m ? ?C)1/4?计算显热段传热系数 KL 查得管金属的导热系数λ ′=45 W/(m·K) 乙苯液体的污垢热阻 Rs1=1. m2·K/W 水蒸汽的污垢热阻 Rs2=0. m2·K/WKL ? 1 do d bd 1 ? Rs1 o ? o ? Rs 2 ? ? i di d i ? ?d m ?55甲苯-乙苯的精馏工艺设计? 1 0.025 1. 0.0025 ? 0.025 0.8598 1 ? ? ? ? ?
45 ? 0. 917.6147W/(m2 ? ?C)? 382.52472、蒸发段传热系数 KE 的计算 将蒸发段分为两部分即两相对流曲和核状沸腾区 ?两相区传热系数 K1 的计算 a.两相区平均密度 ? 1 的计算 两相区的平均密度以出口气化率的三分之一计算x? ? x 0.1 ? ? 0.0.875? 1 ? x? ? X tt ? ? ? ? x? ?? ?V ? ? ? ?? ? ? L?0.8750.5? ?L ? ?? ? V? ? ? ?0.125? 1 ? 0.0333 ? ?? ? ? 0.0333 ? ? 0.8388RL ?? 3.7023 ? ? 0.2259 ? ? ? ? ? ? 759.34 ? ? 9.0515 ?0.50.125X tt 0.8388 ? ? 0.191 0.5 2 (X tt ? 21X tt ? 1) (0.8388 ? 21 ? 0.8388 ? 1) 0.52? 1 ? ? V (1 ? RL ) ? ? L RL? 3.7023 ? (1 ? 0.191) ? 759 .34 ? 0.191 ? 148 .0291 kg/m3b.核状沸腾给热系数 ? nbP 127 ? ? 0.031 Pc ?P? F( P) ? 1.8? ? ?P ? ? c?0.17?P? ?P? ? 4? ? ? 10? ? ?P ? ?P ? ? c? ? c?1.210? 1.8 ? 0.031 0.17 ? 4 ? 0.0311.2 ? 10 ? 0.03110 ? 1.05956甲苯-乙苯的精馏工艺设计? nb ? 3.596 ?10 -5 Pc0.69 ?1 F( P)? 3.596 ?10 -5 ? .69 ?148. ?1.059 ? 0.392 W/(m2 ? ?C)0.7c.液相对流给热系数 ? LRe?L ? G T (1 ? x?)d i?L?465.8818 ? (1 - 0.0333/2) ? 0.02 ?
0.? L ? 0.2926R e?L 0.8 ? 0.2926 ?
W/(m2 ? ?C)d.计算强制对流修正因子? 1 ? F ? 2.35 ? ? X ? 0.213 ? ? ? tt ?0.736? 1 ? ? 2.35? ? 0.213 ? ? 0.8388 ?0.736? 3.01855e.核状沸腾抑制因子 S 两相流 Re tp ? Re L F1.25 ?
? 3. ? S? ? 1 1.17 1 ? 2.53 ? 10 -6 Re tp-61 1 ? 2.53 ? 10 ?
1.17 ? 4.13545f.两相区沸腾给热系数?1 ? S? nb ? F? L? 4.13545 ? 0.392 ? 3.01855 ?
W/(m2 ? ?C)g.校核两相区的热流密度q ? ?1?Tm ?
6 W/m2计算允许最大热流密度为q max ?d ? ? 23600 ? i ? ?L?0.35Pc0.61?P? ? ? ?P ? ? c?0.25? P? ?1 ? ? ? P? c ? ?? 0.02 ? 0.25 0.61 ? 23600 ? ? ? ?
? ?0.031 ? ? ?1 ? 0.031 ? 3 ? ? ?
9 W/m2 ? q (合理)0.3557甲苯-乙苯的精馏工艺设计h.两相区传热系数 K1 的计算 因传热系数与给热系数相差不大为计算方便此设计取：K1 ? ?1 ?
W/(m2 ? ?C)?核状沸腾区传热系数 K2 的计算 a.核状沸腾区平均密度 ? 2 的计算x?? ? x ? 0.1? 1 ? x?? ? X tt ? ? ? ? x?? ?0.875? ?V ? ? ?? ? ? ? L?0.5? ?L ? ?? ? V0.5? ? ? ?0.125? 1 ? 0.1 ? ?? ? ? 0.1 ? ? 0.301RL ?0.875? 3.7023 ? ? 0.2259 ? ? ? ? ? ? 759.34 ? ? 9.0515 ?0.125X tt 0.301 ? ? 0. 2 (X tt ? 21X tt ? 1) (0.0.301 ? 21 ? 0.301 ? 1) 0.52? 2 ? ? V (1 ? RL ) ? ? L RL? 3.7023 ? (1 ? 0.1106 ) ? 759 .34 ? 0.1106 ? 87.2477 kg/m3b.核状沸腾给热系数 ? nbP 127 ? ? 0.031 Pc ?P? ?P? ?P? F( P) ? 1.8? ? ? 4? ? ? 10? ? ?P ? ?P ? ?P ? ? c? ? c? ? c? 0.17 1.2 ? 1.8 ? 0.031 ? 4 ? 0.031 ? 10 ? 0.03110 ? 1.0590.171.210? nb ? 3.596 ?10 -5 Pc0.69 ?1 F( P)? 3.596 ?10 -5 ? .69 ? 87. ?1.059 ? 0.2708 W/(m2 ? ?C)0.7c.液相对流给热系数 ? L? Re?L ? G T (1 ? x??)d i?L?465.8818 ? (1 - 0.1/2) ? 0.02 ?
0.58甲苯-乙苯的精馏工艺设计? ? L ? 0.2926R e?L 0.8 ? 0.2926 ?
W/(m2 ? ?C)d.计算强制对流修正因子? 1 ? F ? 2.35 ? ? X ? 0.213 ? ? ? tt ?0.736? 1 ? ? 2.35? ? 0.213 ? ? 0.301 ?0.736? 5.9526e.核状沸腾抑制因子 S 两相流 Re tp ? Re L F1.25 ?
3S? ? 1 1.17 1 ? 2.53 ?10 -6 Re tp-61 1 ? 2.53 ?10 ?
31.17 ? 0.1095f.两相区沸腾给热系数? 2 ? S? nb ? F? L? 0.1095 ? 0.2708 ? 5.9526 ?
W/(m2 ? ?C)g.校核两相区的热流密度q ? ? 2 ?Tm ?
5 W/m2计算允许最大热流密度为q max ?d ? ? 23600 ? i ? ?L?0.35Pc0.61?P? ? ? ?P ? ? c?0.25? P? ?1 ? ? ? P? c ? ?? 0.02 ? 0.25 0.61 ? 23600 ? ? ? ?
? ?0.031 ? ? ?1 ? 0.031 ? ? 3 ? ?
9 W/m2 ? q (合理)0.35h.两相区传热系数 K2 的计算 因传热系数与给热系数相差不大为计算方便此设计取：K 2 ? ? 2 ?
W/(m2 ? ?C)?蒸发段传热系数 KE59甲苯-乙苯的精馏工艺设计KE=(K1+K2)/2=(1.1.9665 W/(m2·℃) 3、计算显热段、蒸发段的高度? ?t ? ? ? ? ?p ? L BC ? ?s ? L ? ?t ? ?d i N T K L ?Tm ? ? ? ? ?p ? C pL ? LWT g ? ?s 0. ?161 ? 382.5247 ? 23.8? 0.3216 ? 2.13924 ? 759.34 ? 23.5643 ? 9.81 ? 0.56734 ? ? L BC ? 3 ? 0.56734 ? 1.702 m L CD ? 3 - 1.702 ? 1.298 m ? L BC /di ? 50 (合理)4、计算平均传热系数 KcKc ? K L L BC ? K E L CD L 382. ?
?1.298 ? 3 ?
? 假设值（合理）5、面积裕度核算 该再沸器的实际传热面积 SpSp ? ?d olN ? 3.14 ? 0.025 ? 3 - 0.06） 161 ? 16） 33.4815 m 2 （ ? （ ?Q 898. Sc ? ? ? 4.3013 m 2 K c ?Tm
? 23.8 H? S p - Sc S ? 100% ? 33.4815 ? 4.3013 ? 100% ? 77.3% ? 30% (合理) 37 .7614四、循环流量的校核 1、计算循环推动力 ?PD 液体气化后产生密度差为推动力60甲苯-乙苯的精馏工艺设计? ? ? ? ?2 ?PD ? ?L CD ( ? L ? 1 ) - l? V ? g 2 ? ? 148.0291 ? 87.2477 ? ? ? ?1.298 ? (759.34 ) - 2 ? 3.7023 ? ? 9.81 2 ? ? ?
J/kg2、循环阻力 ?Pf ?管程出口阻力 ? P1Re ? Di u? L?L?0.07 ?1? 759.34 ?
4 0.0.7543 ? 0..550 20.38?i ? 0.01227 ?出口管长取 Li=4 m?P1 ? ?i Li G 2 4 465.8818 2 ? 0.0191 ? ? ? 155.9842 J/kg Di 2 ? L 0.07 2 ? 759.34?传热管显热段阻力 ?P2? ? 0.01227 ?0.3 ? 0.01227 ? ? 0. Re i
0.382L BC G T 1.702 465.8818 2 ?P2 ? ? ? 0.0256 ? ? ? 310.9314 J/kg di 2?L 0.02 2 ? 759.34?传热管蒸发段阻力 ? P3 Ⅰ、汽相阻力G V ? x??G T ? 0.1 ? 465.8818 ? 23.2941 kg/m2 ? s 2 ? Re? ? Re?L
Re V ? L ? ?
2 20.7543 ? 0..?V ? 0.01227 ??PV3 ? ?V2 L CD GV 1.298 23.2941 2 ? 0.0257 ? ? ? 97.9248 J/kg d i 2 ?V 0.025 2 ? 3.7023Ⅱ、液相阻力61甲苯-乙苯的精馏工艺设计?L ? ?V ? 0.0257G L ? G T ? GV ? 442 .5877 kg/m2 ? s2 L CD GL 1.298 442.5877 2 ?PL3 ? ?L ? ? 0.0257 ? ? ? 172.1077 J/kg di 2?L 0.025 2 ? 759.34Ⅲ、传热管蒸发段阻力 ? P31/4 1/4 ?P3 ? (?PV3 ? ?PL3 ) 4 ? (97. ? 172 . ) 4 ?
J/kg④管内动量变化产生的阻力 ?P4 动量变化引起的阻力系数：M? ? (1 ? x) 2 ? L x2 ? ?1 RL ?V (1 ? RL )(1 ? 0.1) 2 759.34 0.12 ? ? ?1 0.3 (1 ? 0.1106 ) ? 8.6297?P4 ? GT M2?L?465 .8818 2 ? 8.6297 ?
J/kg 759 .34⑤管程出口段阻力 ? P5Re ? d i GV?V?0.02 ? 23.2941 ? 51.5 ?10 -3 0.7543 ? 0.181 Re 0.38 V?V ? 0.01227 ?G V ? x??G T ?0.1 ? 465.8818 ? 23.2941 kg/m2 ? s 22 L i GV 4 23.2941 2 ?PV5 ? ?V ? ? 0.181 ? ? ?
J/kg d i 2 ?V 0.02 2 ? 3.7023⑥循环阻力 ?Pf 计算?Pf ? ?P1 ? ?P2 ? ?P3 ? ?P4 ? ?P5 ? 155.9842 ? 310.9314 ?
J/kg3、循环推动力 ?PD 与循环阻力 ?Pf 的比值62甲苯-乙苯的精馏工艺设计?PD ? ?Pf
? ? 0.0486 ?PD 正常工作时，亮相数值相等，设计时推动力应略大于阻力(安全 设计)?PD ? ?Pf ? 0.01～0.05 (比值太大应降低 x， 反之亦然) （满足传热 ?PD和流体力学验证。 五、再热器主要结构尺寸和计算结果 表 12 再沸器形式：立式热虹吸式 工艺参数 名称 物料名称 操作温度 ℃ 流量 kg/h 传热量，kW 总传热系数，W/m2·K 传热系数，W/m2·K 污垢系数，m2·K/W 管子规格 管间距，mm 壳体内径，mm . 管数 161 排列方式 换热面积（m2） 管程 乙苯 136.2 2.3 363.872 612.8×10-4 管长 3m 正三角形 33.4815 壳程 水蒸汽 160 0.4306ф 25×2.5 32 60063
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