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毕业设计(苯-甲苯)


目 录 前言....................(7) .................... 第 1 章 精馏方案的说明............ ...........(7) 第 1.1 节 操作压力..............(7) .............. 第 1.2 节 进料状态..............(8) .............. 第 1.3 节 采用强制回流(冷回流).......(8) ........ 第 1.4 节 塔釜加热方式、加热介质.......(8) ....... 第 1.5 节 塔顶冷凝方式、冷却介质.......(8) ....... 第 1.6 节 流程说明..............(8) .............. 第 1.7 节 筛板塔的特性............(9) ............ 第 1.8 节 生产性质及用途...........(9) ........... 第 1.9 节 安全与环保.............(11) ............. 第 2 章 烯烃加氢饱和单元分析......... ........(12) 第 2.1 节 反应机理及影响因素分析 第 2.2 节 物料平衡 第 2.3 节 能量平衡 第 3 章 精馏塔设计计算............ ...........(12) 第 3.1 节塔的工艺计算........... ............(12) 第 3.2 节塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算.. ...(25) 第 4 章 塔的流体力学验算........... ..........(31)

1

第 4.1 节校核................(31) ................ 第 4.2 节负荷性能图计算...........(34) ........... 第 5 章 辅助设备选型计算........... ..........(39) 第 5.1 节换热器的计算选型..........(39) .......... 第 5.2 节 管道尺寸的确定........... ..........(44) 第 5.3 节 原料槽、成品槽的确定........(45) ........ 第 6 章 设计结果概要及分析讨论........ .......(45) 第 6.1 节数据要求..............(45) .............. 第 6.2 节设计特点..............(46) .............. 第 6.3 节 存在的问题............. ............(46) 参考文献..................(47) .................. 符号说明................... ..................(48) 附录 1.................... ...................(52) 附录 2.................... ...................(52) 附录 3.................... ...................(52) 附录 4.................... ...................(52)

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前言
本论文是针对工业生产中苯-甲苯溶液这一二元物系中进行苯的提纯精馏方 案,根据给出的原料性质及组成、产品性质及组成,对精馏塔进行设计和物料衡 算。通过设计核算及试差等计算初步确定精馏塔的进料、塔顶、塔底操作条件及 物料组成。 同时对精馏塔的基本结构包括塔的主要尺寸进行了计算和选型,对塔 顶冷凝器、塔底再沸器、相关管道尺寸及储罐等进行了计算和选型。在计算设计 过程中参考了有关《化工原理》 《化学工程手册》 《冷换设备工艺计算手册》 、 、 、 《炼油设备基础知识》《石油加工单元过程原理》等方面的资料,为精馏塔的设 、 计计算提供了技术支持和保证。 通过对精馏塔进行设计和物料衡算等方面的计算,进一步加深了对化工原 理、石油加工单元过程原理等的理解深度,开阔了视野,提高了计算、绘图、计 算机的使用等方面的知识和能力, 为今后在工作中进一步发挥作用打下了良好的 基础。

第1章

精馏方案的说明

本精馏方案适用于工业生产中苯-甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯。精馏 塔苯塔的产品要求纯度很高,达 99.9%以上,而且要求塔顶、塔底产品同时合 格, 以及两塔顶温度变化很窄(0.02℃),普通的精馏温度控制远远达不到这个要 求。 故在实际生产过程控制中只有采用灵敏板控制才能达到要求。故苯塔采用温 差控制。

第1.1节
3

操作压力

精馏操作在常压下进行, 因为苯沸点低,适合于在常压下操作而不需要进行 减压操作或加压操作。 同时苯物系在高温下不易发生分解、聚合等变质反应且为 液体(不是混合气体) 。所以,不必要用加压减压或减压精馏。另一方面,加压 或减压精馏能量消耗大,在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。

第1.2节

进料状态

进料状态直接影响到进料线(q 线) 、操作线和平衡关系的相对位置,对整 个塔的热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比:若采用冷进料,在分离要求 一定的条件下所需理论板数少,不需预热器,但塔釜热负荷(一般需采用直接蒸 汽加热)从总热量看基本平衡,但进料温度波动较大,操作不易控制;若采用露 点进料,则在分离要求一定的条件下,所需理论板数多,进料前预热器负荷大, 能耗大,同时精馏段与提馏段上升蒸汽量变化较大,操作不易控制,受外界条件 影响大。 泡点进料介于二者之间,最大的优点在于受外界干扰小,塔内精馏段、提馏 段上升蒸汽量变化较小,便于设计、制造和操作控制。

第1.3节

采用强制回流(冷回流)

采用冷回流的目的是为了便于控制回流比,回流方式对回流温度直接影响。

第1.4节

塔釜加热方式、加热介质

塔釜采用列管式换热器作为再沸器间接加热方式,加热介质为水蒸汽。

第1.5节

塔顶冷凝方式、冷却介质

塔顶采用列管式冷凝冷却器,冷却介质用冷却水。

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第1.6节

流程说明

由于上游装置没有后加氢单元, 所以在重整反应过程中生成的烯烃会带到本 装置原料中, 烯烃的存在,会导致苯、甲苯产品的酸洗比色不合格,因此必须 进行烯烃的加氢饱和。 本装置流程包括烯烃加氢反应单元和精馏单元两部分。 烯烃加氢反应单元:原料经过进料泵加压后进入换热器 E101 与反应生成油 交换热量后,进入加热炉 L101 进行加热,再进入反应器 R101,经过烯烃饱和加 氢反应后进入热交换器 E101 冷却后,进入油气分离器 V101,油进入精馏原料中 间罐。 本精馏方案采用节能型强制回流进行流程设计,并附有在恒定进料量、进料 组成和一定分离要求下的自动控制系统以保证正常操作。 精馏过程:30OC 原料液从原料罐经进料泵进入原料换热器 E102 再经原料预 热器进行预热进一步预热至泡点(97.65OC,加热介质为水蒸汽) ,温度升至约 97.65oC,从进料口进入精馏塔 T101 进行精馏, 塔顶气温度为 81.52oC 部分冷凝后 的气液混合物进入塔顶冷却器(冷却介质为冷却水) ,冷凝后的物料进入回流罐 V102,然后再通过回流泵,将料液一部分作为回流也打入塔顶,另一部分作为塔 顶产品经产品冷却器进入产品储罐 V103,再经产品泵 P104/AB 输送产品。塔釜 内液体一部分进入再沸器 E103,经水蒸汽加热后,回流至塔釜,另一部分与原 料换热器换热后排入甲苯储罐。在整个流程中,所有的泵出口都装有压力表,所 有的储槽都装有放空阀,以保证储槽内保持常压。

第 1.7 节

筛板塔的特性

筛板塔是最早使用的板式塔之一,它的主要优点:
(1)结构简单,易于加工,造价为泡罩塔的 60%左右,为浮阀塔的 80%左右; (2)在相同条件下,生产能力比泡罩塔大 20%-40%; (3)塔板效率较高,比泡罩塔高 15%左右,但稍低于浮阀塔; (4)气体压力降较小,每板压力降比泡罩塔约低 30%左右。

筛板塔的缺点是:小孔筛板易堵塞,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1.8节
1.8.1 苯的性质及用途

生产性质及用途

苯是一种易燃、易挥发、有毒的无色透明液体,易燃带有特殊芳香气味的液 体。分子式 C6H6,相对分子量 78.11,相对密度 0.8794(20℃),熔点 5.51℃,沸 点 80.1℃,闪点-10.11℃(闭杯),自燃点 562.22℃,蒸气密度 2.77kg/m3,蒸气 压 13.33kPa(26.1 ℃), 标准比重为 0.829。蒸气与空气混合物爆炸限 1.4%~ 8.0%。不溶于水,与乙醇、氯仿、乙醚、二硫化碳、四氯化碳、冰醋酸、丙酮、 油混溶。遇热、明火易燃烧、爆炸。能与氧化剂,如五氟化溴、氯气、三氧化铬、 高氯酸、硝酰、氧气、臭氧、过氯酸盐、(三氯化铝+过氯酸氟)、(硫酸+高锰酸 盐)、 过氧化钾、 (高氯酸铝+乙酸)、 过氧化钠发生剧烈反应, 不能与乙硼烷共存。 苯是致癌物之一。苯是染料、塑料、合成树脂、合成纤维、药物和农药等的重要 原料,也可用作动力燃料及涂料、橡胶、胶水等溶剂。质量标准:见表 1-1。

表 1-1 项目

纯苯质量标准(GB/T2283-93) 指标

特级 外观

一级

二级

三级

室温(18~25℃)下透明液体,不深于每 1000mL 水中含有 0.003g 重铬酸钾溶液的颜色

密度(20℃)/kg/m3 沸程/℃ 大气压下(80.1℃) 酸洗比色 溴价/(g/100mL) 结晶点/℃ 二 硫 化 碳

876~880

876~880

875~880

874~880

<0.7 <0.15 <0.06 >5.2 <0.005 <0.04

<0.8 <0.20 <0.15 >5.0 <0.006 <0.04

<0.9 <0.30 <0.30 >4.9 -

<1.0 <0.40 <0.40 -

/(gBr/100mL) 噻吩/(g/100mL) 中性实验

中性
6

水分

室温(18~20℃)下目测无可见不溶水

1.8.2 甲苯的性质 甲苯有强烈的芳香气味,无色有折射力的易挥发液体,气味似苯。分子式 C7H8,相对分子质量 92.130,相对密度 0.866(20℃/4℃),熔点-95~-94.5℃, 沸点 110.4℃,闪点 4.44℃(闭杯),自燃点 480℃,蒸气密度 3.14 kg/m3,蒸气 压 4.89kPa(30℃) 比重 D 4℃20℃、 0.866,蒸气与空气混合物的爆炸极限为 1.27%~ , 7%。几乎不溶于水,与乙醇、氯仿、乙醚、丙酮、冰醋酸、二硫化碳混溶。遇 热、明火或氧化剂易着火。遇明火或与(硫酸+硝酸)、四氧化二氮、高氯酸银、 三氟化溴、六氟化铀等物质反应能引起爆炸。流速过快(超过 3m/s)有产生和积 聚静电危险。甲苯可用氯化、硝化、磺化、氧化及还原等方法之前染料、医药、 香料等中间体及炸药、精糖。由于甲苯的结晶点很低,故可用作航空燃料及内燃 机燃料的添加剂。质量标准:见表 1-2。

表 1-2 项目

甲苯质量标准(GB/T2284-93) 指标 特级 一级 二级

外观

室温(18~25℃)下透明液体,不深于每 1000mL 水中含有 0.003g 重铬酸钾溶液的颜色

密度(20℃) /(kg/m3) 沸程/℃ 大气压下 (110.6℃) 酸洗比色 溴价/(gBr/100mL) 中性实验 水分

863~868

861~868

860~870

<0.7 <0.15 <0.1

<0.9 <0.20 <0.2

<2.0 <0.30 <0.3

中性 室温(18~20℃)下目测无可见不溶水

第 1.9

安全与环保
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1.9.1 安全注意事项 苯类产品是易燃、易爆、有毒的无色透明液体,其蒸汽与空气混合能形成爆 炸性混合物,因此,应特别注意防火,强化安全措施。
(1)不准有明火和火花,设备必须密封,以减少苯蒸汽挥发散发入容器中,设

备的放散管应通入大气, 其管口用细金属网遮蔽,使贮槽或蒸馏设备中的苯类产 品不致因散出蒸汽回火而引起燃烧,厂房应设有良好的通风设备,防止苯类蒸汽 的聚集。
(2) 所有金属结构应按规定在几个地点上接地, 为防止液体自由下落而引起静

电荷的产生, 将引入贮槽中所有管道均应安装到接近贮槽的底部,电动机应放在 单独的厂房内。
(3)应设有泡沫灭火器和蒸汽灭火装置,不能用水灭火。 (4)工人进入贮槽或设备进行清扫或修理前,油必须全部放空,所有管道均需

切断,设备应用水蒸汽彻底清扫后才允许进入并注意通风,检修人员没有动火证 严禁在生产区域内动火。
(5)进入生产区域或生产无关人员,不得乱动设备和计量仪表等。 (6)及时清除设备管线泄漏情况,严防中毒着火、爆炸等事故的发生。 (7)泄漏应急处理迅速撤离泄漏污染区人员至安全区,并进行隔离,严格限

制出入。切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器,穿消防防护服。尽 可能切断泄漏源,防止进入下水道、排洪沟等限制性空间。小量泄漏:用活性炭 或其它惰性材料吸收。 也可以用不燃性分散剂制成的乳液刷洗,洗液稀释后放入 废水系统。大量泄漏:构筑围堤或挖坑收容;用泡沫覆盖,抑制蒸发。用防爆泵 转移至槽车或专用收集器内,回收或运至废物处理场所处置。 1.9.2 环境保护 认真执行环境保护方针、政策、坚持污染防治设施与生产装置同时设计、同 时施工、同时投产。现将“三废”治理措施分析述如下: (1)废水:各设备间接冷却水回收用于炼焦车间熄焦用,工艺产品分离水送 往生化装置进行处理。设备冲洗水经初步沉淀和油水分离后送入生化处理。 (2)废气:水凝气体回收引入列管户前燃烧,产品贮槽加水喷淋装置和氮密 封措施,防止挥发污染大气环境。 (3)废渣:生产过程中生产的废渣送往回收工段作为原料使用。

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定期检测个生产岗位苯含量和生产下水中各污染均含量,严防超标现象的发生。

第2章
2.1 反应机理及影响因素分析 (1)反应机理 单烯烃 双烯烃 环烯烃

烯烃加氢饱和单元分析

CnH2n+H2→CnH2n+2 CnH2n-2+2H2→CnH2n+2
+ H2

烯烃的加氢饱和反应也为耗氢和放热反应。 (2) 烯烃的加氢饱和反应过程的影响因素 烯烃的加氢饱和反应过程的影响因素除催化剂性能外,主要有原料性质、反 应温度、反应压力、氢油比和空速等。 ①原料性质 加工烯烃含量较高的原料时,需要较高的反应苛刻度(即较高的反应压力和 反应温度,较低的反应空速) 。此外一定要注意原料油罐的惰性气体保护,最好 是直接进装置,避免中间与空气接触发生氧化生成胶质,导致催化剂失活加快。 ②反应温度 反应温度通常是指催化剂床层平均温度。 烯烃的加氢饱和反应是一种放热反 应,提高反应温度不利于加氢反应的化学平衡,但能明显提高化学反应速度,提 高精制深度。 过高的反应温度会促进加氢裂化副反应的发生,使产品液体收率下 降,导致催化剂上积炭速率加快,降低催化剂使用寿命;反应温度过低,不能保 证将杂质除净。 在很高温度下, 烯烃饱和度有一个明显的限制,结果使在高温操作比低温操 作的产品中有更多的残存烯烃, 当原料中有明显的轻组分,使用新催化剂时硫化 氢与烯烃反应生成醇,在较低温度下操作可避免硫醇的生成。 根据催化剂活性和原料油中的烯烃含量,一般预加氢的反应温度为 150~ 180℃。随着运转时间的延长,逐步提高反应温度,以补偿催化剂的活性降低。 ③反应压力 当要求一定的产品质量时, 压力的选择主要是考虑催化剂的使用寿命和原料 油中的烯烃含量。一般而言,压力愈高,催化剂操作周期愈长;原料油烯烃含量

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愈高, 选择操作压力也愈高。 提高反应压力将促进加氢反应速度, 增加精制深度, 并可保持催化剂的活性。但压力过高会促进加氢裂解反应,使产品总液收下降, 同时过高的反应压力会增加投资及运转费用。 ④氢油比 所谓氢油比是反映标准状态时, 氢气流量与进料量的比值。 可用 H2/HC 表示。 提高氢油比,不仅有利于加氢反应的进行,并能防止结焦,起到保护催化剂的作 用。但是,在原料油进料一定的情况下,氢油比过大会减少原料油与催化剂接触 时间,反而对加氢反应不利,导致精制深度下降,产品质量下降,同时也增大了 系统压降和压缩机负荷,操作费用增加。 ⑤空速 空速指单位 (质量或体积) 催化剂在单位时间内处理的原料量, 简写为 h-1 。 空速分为质量空速和体积空速。常用体积空速(LHSV) ,它的倒数相当于反应接 触时间, 称为假接触时间。 因此空速的大小意味着原料与催化剂接触时间的长短。 空速过大,即单位催化剂处理的原料量越多,其接触时间应越短,影响了精制深 度;空速过小增加了加氢裂解反应,使产品液收率下降,运转周期缩短,降低了 装置的处理量。 2.2 物料平衡 烯烃加氢反应单元流程示意图见图 2-1。



立稳 稳 稳 加 式定 定 定 热 换分 炉 热馏 器

反 应 器

精馏 进料

芳 烃 精 馏

原料油 甲苯

图 2-1

烯烃加氢反应单元流程示意图

由图可知,虚线方框中为烯烃加氢反应单元。该单元物料数据见下表 2-1。 表 2-1 烯烃加氢反应单元物料数据 单位:吨/日

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入 原料油 氢气

方 43.2 0.52 精馏进料 损失



方 42.32 1.40

合计

43.72

合计

43.72

2.3 能量平衡(以加热炉为例) 2.3.1 原料进出加热炉数据 原料进出加热炉数据见表 2-2。 表 2-2 原料进出加热炉数据 入 单 位 项目 原 料 油 氢气 合计 苯 甲苯 烯烃 540 1.170 0.7 0.3 130 128 16.38 6.912 组成 方(80℃) 数据 m% 焓值 热量 单 位 项目 原 料 油 氢气 苯 甲苯 烯烃 1090 2.362 30.294 0.7 0.3 154 158 19.40 8.532 出 组成 数据 m% 方(160℃) 焓值 Kcal/kg 热量 wkcal

Kcal/kg wkcal

24.462 合计

注:原料中烯烃含量很少在计算过程中可忽略不计。 2.3.2 加热炉热平衡 由表 2-2 可以知道,原料油经过加热炉后,热量增加值为:5.832wkcal/t. 加热炉需要燃烧瓦斯进行提供。加热炉用瓦斯组成见表 2-3。 表 2-3 加热炉用瓦斯组成及焓值计算表
成份组成 体积热值 2650 0 0 分析数据 44.91 11.73 40.56 0.02 3018
11

焓值 1190.115 0 0 0 0

1 2 3 4 5

氢气 氧气 氮气 二氧化 碳 一氧化 碳

0

6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17

甲烷 乙烷 乙烯 丙烷 丙烯 异丁烷 正丁烷 正丁烯 异丁烯 反丁烯 顺丁烯 碳五以 上 合计

8529 15186 14204 21742 20638 26100 28281 27160 27160 27160 27160 34818

1.61 0.48 0.42 0.05 0.07 0.03 0.03 0.02 0.01 0.02 0.01 0.03 100

137.3169 72.8928 59.6568 10.871 14.4466 7.83 8.4843 5.432 2.716 5.432 2.716 10.4454 1528.3548

表 3-2 中单位为 kcal/m3。即瓦斯燃烧后每 m3 可产生 1528.3548kal 热量。 假定加热炉热效率为 80%,每吨进料需要耗用的瓦斯量为: 5.832×10000/(1528.3548×0.80)=47.7m3

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第 3 章 精馏塔设计计算 第 3.1 节 塔的工艺计算
3.1.1 物料横算 操作物质为苯—甲苯混合物,计算各个物性常数见表 2-1 物质 摩尔质量 临界温度 进口质量组 塔釜出口组 塔顶出口组 (Kg/mol) (k) 成(%) 成(%) 成(%) 苯 78.11 562.16 70 0.2 99 甲苯 92.14 591.79 30 99.8 1 已知: D=10000 吨/年

? F ? 0.7

? D ? 0.99

?W ? 0.0 0 2

(1)进料量 F 塔顶馏出液 D 塔底残留液 W 的计算

D?

10000?103 ? 1250 / h kg 8000

F ? D ? WF xF ? DxD ? WxW F ? D(? D ? ? W ) /(? F ? ? W ) ? 1250 0.99 ? 0.002) /(0.7 ? 0.002) ( ? 176.341 / h kg
. kg 则: W ? F ? D ? 1769341? 1250? 519.341 / h

(2)计算 x D 、 xW 、 x F 根据公式 x ?

?A M A ?A M A ? ?B M B

xD ?

99 78.11 ? 0.9915 ol km 99 78.11? 1 92.14 0.2 78.11 ? 0.00236 ol km 0.2 78.11? 99.8 92.14 70 78.11 ? 0.73348 ol km 70 78.11? 30 92.14

xW ?

xF ?

(3)原料液及塔顶、塔釜产品的品均摩尔质量 摩尔流率:
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MF ? ?

1 (? F / M 苯 ? (1 ? ? F ) / M 甲苯 ) 1

0.7 1 ? 0.7 ? 78.11 92.14 ? 81.849kg / k m o l

同理:

MD ? ?

1 (? D / M 苯 ? (1 ? ? D ) / M 甲苯 )

1 0.99/78.11 1 ? 0.99)92.14 ? ( / ? 78.229 / k m o l kg

MW ? ?

1 (? W / M 苯 ? (1 ? ? W ) / M 甲苯 )

1 0.002/ 78.11? (1 ? 0.002) / 92.14 ? 92.107kg / k m o l

F ? F / M F ? 1769341/ 81.849 ? 21.617kmol/ h .
同理: D ? D / M D ? 1250/ 78.229 ? 15.979kmol/ h

W ? W / MW ? 519.34/ 92.8102? 5.638kmol/ h
3.1.2 精馏塔塔顶、塔底、进料板温度计算 因纯苯塔操作属于常压操作, 两组分的物理化学性质特别是两组分的化学结 构比较接近,所以该混合物为完全理想体系。 相平衡常数: Ki=

y i pi ? xi p

0

式中 p—系统的压力,mmHg pi0 组分的饱和蒸气压,mmHg 已知:塔顶操作绝对压强:P 顶=763mmHg 塔釜操作绝对压强:P 釜=933mmHg 查常压下两组分的沸点,苯:TA=80.10℃; 甲苯:TB=110.63℃。 (1)塔顶温度的求取 已知: xDA ? 0.9915

xDB ? 1 ? 0.9 9 1 ? 0.0 0 8,塔顶采用全凝器, 5 5
14

P 顶=763mmHg; 根据 InPi0=Ai-

P 底=933mmHg

Bi Antoine 公式 T ? Ci

查得:苯和甲苯的基础物性数据见表 2-2 表 2-2 苯和甲苯的基础物性数据 A 苯 甲苯 采用试差法求塔顶温度: 15.9008 16.0173 B 2788.51 3096.52 C -52.36 -53.67

a>设塔顶温度为 80.10℃(353.25K)试差:
ln PAS ? 15.9008? 2788 51 . 353.25 ? ?? 52.36?

PAS=759.96mmHg
ln PBS ? 16.0173? 3096 52 . 353.25 ? ?? 53.67?

PBS=293.27mmHg KA=PAS/P=759.96/763=0.9960 KB=PBS/P=293.27/763=0.3844 与塔顶气相相平衡的液相组成:

x A ? xDA / K A ? 0.9915/ 0.9960? 0.9955 xB ? xDB / K B ? 0.0085/ 0.3844? 0.02211
则:

?x

i

? x A ? xB ? 0.9955? 0.02211? 1.01176? 1

该温度不符合要求, ? xi ? 1 ? 0.01176 ? 0.001不合格 , ? xi >1 所设温度偏低。 b>设塔顶温度为 81.4℃(354.55K)试差:
ln PAS ? 15.9008? 2788 51 . 354.55 ? ?? 52.36?

PAS=790.84mmHg
ln PBS ? 16.0173? 3096 52 . 354.55 ? ?? 53.67?

PBS=306.679mmHg
15

KA=PAS/P=790.84/763=1.0365 KB=PBS/P=306.67/763=0.4019 与塔顶气相相平衡的液相组成:

x A ? xDA / K A ? 0.9915/ 1.0365? 0.9566 xB ? xDB / K B ? 0.0085/ 0.4019? 0.02115
则:

?x

i

? xA ? xB ? 0.9566? 0.02115? 0.97775? 1

该温度不符合要求, ? xi ? 1 ? ?0.02225 ? 0.001不合格 ,? xi >1 所设温度偏高。 c>设塔顶温度为 80.65℃(353.8K)试差:
ln PAS ? 15.9008? 2788 51 . 353.8 ? ?? 52.36?

PAS=772.9155mmHg
ln PBS ? 16.0173? 3096 52 . 353.8 ? ?? 53.67?

PBS=298.8786mmHg KA=PAS/P=772.9915/763=1.0130 KB=PBS/P=298.8786/763=0.3917 与塔顶气相相平衡的液相组成:

x A ? xDA / K A ? 0.9915/ 1.0130? 0.9788 xB ? xDB / K B ? 0.0085/ 0.3917? 0.0217
则:

?x

i

? xA ? xB ? 0.9788? 0.0217? 1.0005? 1

该温度不符合要求, ? xi ? 1 ? 0.0005 ? 0.001合格 。 因此,塔顶温度 TD ? 353.8K (2)塔釜温度的求取 已知: xWA ? 0.00236 根据 InPio=Ai-

xWB ? 1 ? 0.0 0 2 3 6 .9 9 7 6 4 ?0

Bi Antoine 公式 T ? Ci
PBS=911.0642mmHg

a> 设塔釜温度为 117.00℃(390.15K)试差 PAS=2091.51mmHg KA= PAS /P=2091.51/933=2.2417 KB= PBS /P=911.0642/933=0.9765 与塔釜液相相平衡的气相组成:
16

y A ? K A xWA ? 2.2417? 0.00236? 0.00529 y B ? K B xWB ? 0.9765? 0.99764? 0.9742
则: ? yi ? y A ? yB ? 0.00529? 0.9742? 0.9742? 1

?y

i

? 1 ? ?0.0205 ? 0.001不合格 该温度不符合要求,∑yi〈1 所设温度偏低。

b> 设塔釜温度为 120℃(393.15K)试差 PAS=2249.1604mmHg PBS=988.2522mmHg KA= PAS /P=2249160/933=2.4107 KB= PBS /P=988.2522/933=1.0592 与塔釜液相相平衡的气相组成:

y A ? K A xWA ? 2.4107? 0.00236? 0.005689 y B ? K B xWB ? 1.0592 0.99764? 1.05672 ?
则: ? yi ? y A ? yB ? 0.005689 1.05672? 1.062409? 1 ?

?y

i

? 1 ? 0.062409 ? 0.001不合格 该温度不符合要求,∑yi>1 所设温度偏高。

c> 设塔釜温度为 117.77℃(390.92K)试差 PAS=2131.1489mmHg PBS=930.4094mmHg KA= PAS /P=2131.1489/933=2.28419 KB= PBS /P=930.4094/933=0.99722 与塔釜液相相平衡的气相组成:

y A ? K A xWA ? 2.28419 0.00236? 0.0054 ? y B ? K B xWB ? 0.99722 0.99764? 0.9949 ?
则: ? yi ? y A ? yB ? 0.0054? 0.9949? 1.0003? 1

?y

i

? 1 ? 0.0003 ? 0.001合格 该温度符合要求。

所以塔釜温度 TW ? 390.92K (3)进料板温度的确定 已知:P 顶=763mmHg ; P 底=933mmHg P 进料=(P 顶+P 底)/2=(763+933)/2=848mmHg

x FA ? 0.73348
根椐 InPio=Ai-

xFB ? 1 ? 0.7 3 3 4 8 .2 6 6 5 2 ?0

Bi Antoine 公式 T ? Ci
17

a>设进料板温度为 97℃(370.15K)试差: PAS=1244.023mmHg KA=PAS/P=1244.023/848=1.4670 KB=PBS/P=509.3056/848=0.6606 泡点进料,与液相相平衡的气相组成: PBS=509.3056mmHg

y A ? K A xFA ? 1.4670? 0.73348? 1.07602 y B ? K B xFB ? 0.6006? 0.26652? 0.160071
则: ? yi ? y A ? yB ? 1.07602? 0.160071 1.236091 1 ? ?

?y

i

? 1 ? 0.236091 ? 0.001不合格 该温度不符合要求,∑yi>1 所设温度偏高。

b>进料板温度为 88℃(361.15K)试差: PAS=963.2939mmHg KA=PAS/P=963.2939/848=1.136 KB=PBS/P=382.4742/848=0.451 泡点进料,与液相相平衡的气相组成: PBS=382.4742mmHg

y A ? K A xFA ? 1.136? 0.73348? 0.833 y B ? K B xFB ? 0.451? 0.26652? 0.12
则: ? yi ? y A ? yB ? 0.833? 0.12 ? 0.953? 1

?y

i

? 1 ? ?0.047 ? 0.001不合格 该温度不符合要求,∑yi<1 所设温度偏低。

c>设进料板温度为 89.63℃(362.78K)试差: PAS=1010.0721mmHg KA=PAS/P=1010.0721/848=1.1911228 KB=PBS/P=403.3343/848=0.47563 泡点进料,与液相相平衡的气相组成: PBS=403.3343mmHg

y A ? K A xFA ? 1.1911228 0.73348? 0.87366 ? y B ? K B xFB ? 0.47563 0.26652? 0.12676 ?
则: ? yi ? y A ? yB ? 0.87366? 0.12676? 1.00042? 1

?y

i

? 1 ? 0.00042 ? 0.001合格 该温度符合要求。

所以进料板温度 TF ? 362.78K 3.1.3 密度、流量的计算
18

D 由密度公式 ?L ? A / B?1?(1?T / C ) ? 计算

查得:苯和甲苯的 ? L 常数见表 2-3 表 2-3 苯和甲苯的 ? L 常数 A 苯 甲苯 a>塔顶 TD ? 353.8K 时 0.97619 0.88257 B 0.26071 0.27108 C 562.16 591.79 D 0.27357 0.29889

?1 0.26071??1-353.8/562.16 ? ? 10.3365 ol/ m 3 km
?甲苯 ?
0.8825

?苯 ?

0.96719

0.27357

?

? 10.3365? 78.11 ? 807.3871 / m 3 kg

?1 0.27108 ??1-353.8/591.79 ?

0.29889

?

? 8.7983 ol/ m 3 km ? 8.7983? 92.14 ? 810.675kg / m 3
根据
n 1 ?i ? ?i (i ? 1,2......,n) 计算 ?m l ? i ?1

1 ?

?D

?

? D 1-? D ? ? 苯 ?甲苯

0.99 1 - 0.99 ? 807.3871 810.675 ? 0.00123851 2

? D ? 807.421 / m3 kg
VD ? D

?D

?

1250 ? 1.54814 3 / h m 807.421

气体:由 x D ? 0.9915故平均摩尔质量
? 0.9915? 78.11? ?1 ? 0.9915? ? 92.14 ? 78.229kg / km ol M 平均 ? ? M i xi

P顶 ? 763mmHg? 101.325? 763/ 760 ? 101.73Kpa
19

气相密度由 ? g =
PM RT 101.73? 78.229 ? 8.314? 353.8 ? 2.70551 / m 3 kg

PM 计算 RT

?V ?

b> 塔釜 TW ? 390.92K 时

?苯 ?

?1 0.26071??1-390.92/562.16?

0.96719

0.27357

?

? 9.79731 ol/ m 3 km ? 9.79731 78.11 ? 765.268kg / m 3 ?

?甲苯 ?

?1 0.27108??1-390.92/591.79?

0.8825

0.29889

?

? 8.377 ol/ m 3 km ? 8.377? 92.14 ? 771.857 / m 3 kg
1 ?

? W 1-? W ?W ? ? ? ? 苯 甲苯

0.002 1 - 0.002 ? 765.268 771.857 ? 0.00129559 8

? W ? 771.844 / m3 kg
VW ? W

?W

?

519.34 ? 0.6729 3 / h m 771.84

气体:气相密度
PM RT 101.73? 78.229 ? 8.314? 390.92 ? 2.449kg / m 3

?V ?

c> 进料 TF ? 362.78K

20

?苯 ?

?1 0.26071??1-362.78/562.16?

0.96719

0.27357

?

? 10.241317km ol/ m3 ? 10.2413171 78.11 ? 779.95kg / m3 ?

?甲苯 ?

?1 0.27108??1-362.78/591.79?

0.8825

0.29889

?

? 8.6996km ol/ m3 ? 8.6996? 92.14 ? 801.58kg / m3
1 ?

? F 1-? F ?F ? ? ? ? 苯 甲苯

0.7 1 - 0.7 ? 799.95 801.51 ? 0.0012494

? F ? 800.3842 / m3 kg
VF ? F

?F

?

1769 341 . ? 2.211 3 / h m 800.3842

表 2-4 进料、塔顶、塔釜流量 物料 单位 kg/h kmol/h m3/h 3.1.4 回流比的确定 1769.34 21.617 2.211 1250 15.979 1.54814 519.34 5.638 0.6729 F D W

精馏塔操作是在某一适宜回流比下进行的, 适宜回流比的数值在全回流与最 小回流比的数值之间,一般取 R=(1.1~2)Rmin,H 此取 R=1.8Rmin 已知: TD ? 353.8K

TW ? 390.92K

0 PA 挥发度由公式 a ? 0 求取: PB

则: ? 顶 ? 772.915/29 8.8786? 2.586

?釜 ? 2 1 3 1 . 1 9 3 0 ./ 4 0 9 4 2 9 1 489 ?2 .

?2 ? 均 ? ?? 顶 ? ? 釜 ? 2 ? ?2 . 5 8? 2 . 2 9 1 ? 2 . 4 3 4 6
1 1

21

泡点进料, q ? 1
yq ?

xq ? xF ? 0.7 3 3 4 m o l k8

?x 2.434? 0.73348 ? ? 0.87 1 ? ?? ? 1?x 1 ? ?2.434? 1? ? 0.73348
xD ? yq y q ? xq ? 0.9915? 0.87 ? 1.2588 0.87 ? 0.77348

最小回流比: Rmin ?

R ? 1.8Rmin ? 1.8 ?1.2588? 2.266
xD 0.9915 ? ? 0.304 R ? 1 2.266 ? 1

3.1.5 操作线方程 a>精馏段操作线方程

yn ? 1 ?

L D xn ? xD V V
xD ? 0.9 9 1 5 ? 均 ? 2 . 4 3 4

R ? 2.266

L ? R ? D ? 2.266 ?15.979 ? 36.208kmol /h

V ? ?R ? 1?D ? ?2.266? 1??15.979 ? 52.187kmol/ h
Y ? 0.725 x ? 0.268 以第一块塔板作为计算依据

因为 Y1 ? xD ? 0.9915

? 所以 x1 ? Y1 /?Y1 ? ? 均 ?1 - Y1 ?? ? 0.9915/0.9915? 2.434? ?1 - 0.9915? ? 0.98 ?
甲苯和甲苯温度-组成图得 t ? 80.7 ?C 气相密度 ?v ? 2.70551 / m3 kg

M L ? 0.98? 78.11? ?1 ? 0.98?? 92.14 ? 78.3906 / kmol kg

? M v ? 0.9915? 78.11? ?1 ? 0.9915 ? 92.14 ? 78.2293 / kmol kg
? L ? 0.99

?苯 ? 807.3871 / m3 kg
?甲苯 ? 810.675 / m3 kg

22

1 ?

? L 1-? L ?L ? ? ? ? 苯 甲苯

0.99 1 - 0.99 ? 807.3871 810.675 ? 0.00123851 2

? L ? 807.421 / m3 kg
V ? 52.187? 78.2293 ? 4082 55kg / h . ? 4082 55 / 2.70551? 1508 976m 3 / h ? 0.42m 3 / s . . L ? 36.208? 78.3906 ? 2838 367kg / h . ? 2838 367/ 807.421? 3.515m 3 / h ? 0.000976 3 / s . m
b>提留段操作线方程

ym+1=

L? W xm ? xw V? V?

泡点进料 q ? 1

L/ ? L ? F ? 36.208? 21.617 ? 57.825km ol/ h V / ? V ? 52.187km ol/ h Y ? 1.35x ? 0.004
以塔釜作为计算依据 因为 : xW ? 0.00236 所以 :

? YW ? ? 均 xW /?1 ? ?? 均 - 1?xW ? ? 2.434? 0.00236/?1 ? ?2.434? 1?? 0.00236
? 0.005725

已知塔釜气相密度 ?v ? 2.45612 / m3 kg

? M L ? 0.00236 78.11? ?1 ? 0.00236 ? 92.14 ? 92.1068 / kmol ? kg

? M v ? 0.005725 78.11? ?1 ? 0.005725? 92.14 ? 92.0597 / kmol ? kg
? L ? 0.002

?苯 ? 765.268kg / m3

?甲苯 ? 771.857kg / m3
23

1 ?

? L 1-? L ?L ? ? ? ? 苯 甲苯

0.002 1 - 0.002 ? 765.268 771.857 ? 0.00129559 8

? L ? 771.844 / m3 kg
V / ? 52.187? 92.0597 ? 4804 32kg / h . ? 4808 32 / 2.45612? 1956 061 3 / h ? 0.5434 3 / h . . m m L / ? 57.825? 92.1068 ? 53260757kg / h . ? 53260757/ 771.844 ? 6.9m3 / h ? 0.00192 3 / s . m
表 2-5 精馏段、提馏段物性数据
物 单 位

精馏段


提馏段 L 36.208 2838.367 3.515 0.000976
V/
L/

V 52.187 4082.55 1508.976 0.42 度

kmol / h

52.187 4804.32 1956.061 0.5434

57.825 5326.0757 6.9 0.00192

kg / h

m3 / h
m3 / s
单位 密

?v
2.70551 10?3 ?

?L
0.807421 807.421

?v
2.449?10?3

?L
0.771844 771.844

g / cm3 kg / m3

2.70551

2.449

3.1.6 理论塔板数的确定 由附图(1) ,查得 N理 ? 16 -1 ? 15块 其中精馏段 6 块,提留段 10 块(包括 1 个再沸器) 3.1.7 板效率与实际板数的计算
o 定性温度, t实 ? 80.65? 117.77 /2 ? 99.21 C ( )
o T 在 99.21 C 时纯组分的粘度查得:

24

? 苯 ? 0.26Cp ?甲苯 ? 0.28Cp
? ? ? ? i xi ? 0.26 ? 0.73348? 0.28? (1 ? 0.73348 ? 0.2656 ) Cp
ET ? 0.49(? 均 ? ? ) -0.245 ? 0.49? 2.434? 0.2656 -0.245 ? 0.5453 ( ) (泡罩塔)

对于筛板塔 E = .1E T ? 1.1? 0.5453? 0.5998 T 1

N 实 ? N 理 / ET ? 15 / 0.5998? 25.01 N 实 ? 26块

第 3.2 节

塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算

3.2.1 求取泛点气速 精馏段 预选 取: 板间距 HT=340mm=0.34m HL=0.06m=60mm HT-HL=340-60=280mm

TD ? 80.65o C ,查液体表面张力共线图得:

? 笨? 0.0212 ? 甲苯 ? 0.0216 ? ? ?? i xi ? 0.0212? 0.9915? 0.0216? (1 ? 0.9915 ? 0.0212 )
FLV ? Ls Vs

? L 0.000976 ? ?V 0.42

807 .421 ? 0.040 2.70551

查筛板塔泛点关联图: C20 ? 0.07

C?

C20 0.07 ? ? 0.071 0.2 (0.020/ ? ) (0.020/ 0.0212 0.2 )

?F ? C ?

? L ? ?V 807.421? 2.70551 ? 0.071? ? 1.224m / s ?V 2.70551

提留段 预选 取: 板间距 HT=340mm=0.34m HL=60mm =0.06mm HT-HL=340-60=280mm=0.28m

TW ? 117.77oC ,查液体表面张力共线图得:

25

? 笨 ? 0.0162 ? 甲苯 ? 0.0173 ? ? ? ? i xi ? 0.0162? 0.00236? 0.00173? (1 ? 0.00236 ? 0.0018 )
FLV Ls ? s V

? L 0.00192 ? ?V 0.5434

771 .844 ? 0.063 2.449

查筛板塔泛点关联图: C20 ? 0.068
C? C 20 0.068 ? ? 0.042m / s 0. 2 (0.020/ ? ) ?0.020/ 0.0018?0.2

?F ? C ?

? L ? ?V 771.844 ? 2.449 ? 0.042? ? 0.744m / s ?V 2.449

3.2.2 塔径计算

U 实 ? 0.65 ~ 0.85U F 这里取 U 实 ? 0.7U F
精馏段 U ? 0.7 ? 1.224 ? 0.8568 则塔径 D ?

4Vg

?u

?

4 ? 0.42 ? 0.79m 3.14 ? 0.8568

根据标准塔径圆整为:D=0.8m=800mm 查表得,当塔径为 0.8m 时,所设 H T 可用,塔横截面积 AT
AT ?

?
4

D2 ?

3.14 2 ? ?0.8? ? 0.5024 m 2 4

空塔气速: U? ? Vg AT ? 0.42 / 0.5024? 0.836m / s 提馏段

U 实 ? 0.7U F
U ? 0.7 ? 0.744 ? 0.5208

则塔径 D ?

4Vg

?u

?

4 ? 0.5435 ? 1.15m 3.14 ? 0.5208

根据标准塔径圆整为:D=1.2m=1200mm 查表得,当塔径为 1.2m 时,板间距 H T 可取 400mm,则所设 H T 可用。 塔横截面积 AT ?

?
4

D2 ?

3.14 2 ? ?1.2? ? 1.1304 m 2 4

空塔气速: U? ? Vg AT ? 0.5434/ 1.1304? 0.481 / s m 3.2.3 塔板结构尺寸的设计计算
26

(1)板结构尺寸 精馏段 ①堰长 l w

l w ? (0.6 ~ 0.8) D 取 l w D ? 0.7 l w ? 0.7D ? 0.7 ? 800 ? 560mm ? 0.56m
②堰高 hw

hL ? hw ? how
how ?L 2.84 ? ? E? h 1000 ? l w ? ? ? ? ?
2/3

查液流收缩系数图得:E=1.046
how ?L 2.84 ? ? E? h 1000 ? l w ? ? ? ? ?
2/3

2.84 ? 3.515? ? ? 1.046? ? ? 1000 ? 0.56 ?

2/3

? 0.010m ?

how ? 10m m

对常压塔, hL 在50 ~ 100mm之间,所以取 hL ? 60mm 则堰高 hw ? hL ? how ? 60 ? 10 ? 50mm ? 0.05m ③降液管下沿到塔板间距离 ho

hw ? ho ? 6 ~ 12mm 所以取 hw ? ho ? 10mm h o ? 50 ? 10 ? 40mm ? 0.04m
④降液管横截面积 A f

AT ? 0.5024 2 根据 l w / D ? 0.7 ,查弓形的宽度与面积图得 A f / AT ? 0.085 m
即: Af ? 0.085AT ? 0.085? 0.5024? 0.043 2 m

An ? AT ? Af ? 0.5024? 0.043 ? 0.4594 2 m
⑤塔板板面的布置 a. 安定宽度 Ws 当 D〈1.5m 时 Ws ? 60 ~ 75mm,取 Ws ? 70mm b.边缘区宽度 Wc 小塔在 30~50mm,取 Wc ? 50mm,根据 l w / D ? 0.7 ,
27

根据弓形降液管高度查得 Wd / D ? 0.143

Wd ? 0.143? 0.8 ? 0.1144 m
由于选用的塔径不大,因此,设计为单溢流塔板。 c.对于单溢流塔板,鼓泡区面积 x Aa ? 2( x ? r 2 ? x 2 ? r 2 arcsin ) r

x ? D / 2 ? (Wd ? Ws ) ? 0.8 / 2 ? (0.1144? 0.07) ? 0.2156 m r ? D / 2 ? Wc ? 0.8 / 2 ? 0.05 ? 0.35m
Aa ? 2 ? (0.2156? (0.35) 2 ? (0.2156 2 ? (0.35) 2 arcsin ) ? 2 ? (0.016389187 0.071355794 ? ) ? 0.1755 2 m 0.2156 ) 0.35

⑥筛孔数目与排列 规定塔板上筛孔为正三角形排列

t / D ? (2.5 ~ 5)d o 取孔径 d o ? 5mm
孔间距 t ? 2.8d o ? 14mm ? 0.014m 开孔率: ? ? 0.907(d o / t ) 2 ? 0.907? (5 / 14) 2 ? 11.57% ? 0.1157 开孔数: n ? 1.15Aa / t 2 ? 1.15? 提留段 ①堰长 l w
0.1755 ? 1029 72 ? 1030 . (0.014) 2

l w ? (0.6 ~ 0.8) D 取 l w D ? 0.7 l w ? 0.7D ? 0.7 ?1200? 840mm ? 0.84m
②堰高 hw

hL ? hw ? how
how ?L 2.84 ? ? E? h 1000 ? l w ? ? ? ? ?
2/3

查液流收缩系数图得:E=1.06

28

how

?L 2.84 ? ? E? h 1000 ? l w ?

? ? ? ?

2/3

2.84 ? 6.9 ? ? ? 1.06 ? ? ? 1000 ? 0.84 ?

2/3

? 0.012m ?

how ? 12m m

对常压塔, hL 在50 ~ 100mm之间,所以取 hL ? 60mm 则堰高 hw ? hL ? how ? 60 ? 12 ? 48mm ? 0.048m ③降液管下沿到塔板间距离 ho

hw ? ho ? 6 ~ 12mm 所以取 hw ? ho ? 10mm h o ? 48 ? 10 ? 38mm ? 0.038m
④降液管横截面积 A f

AT ? 1.1304 2 根据 l w / D ? 0.7 ,查弓形的宽度与面积图得 A f / AT ? 0.085 m
即: Af ? 0.085AT ? 0.085?1.1304? 0.096m2

An ? AT ? Af ? 1.1304? 0.096 ? 1.0344 2 m
⑤塔板板面的布置 a. 安定宽度 Ws 当 D〈1.5m 时 Ws ? 60 ~ 75mm,取 Ws ? 70mm b.边缘区宽度 Wc 大塔在 50~75mm,取 Wc ? 50mm,根据 l w / D ? 0.7 , 根据弓形降液管高度查得 Wd / D ? 0.143

Wd ? 0.143?1.2 ? 0.1716 ? 171.6mm m
由于选用的塔径不大,因此,设计为单溢流塔板。 c.鼓泡区面积 x Aa ? 2( x ? r 2 ? x 2 ? r 2 arcsin ) r

x ? D / 2 ? (Wd ? Ws ) ? 1.2 / 2 ? (0.1716? 0.07) ? 0.3584 m r ? D / 2 ? Wc ? 1.2 / 2 ? 0.05 ? 0.55m

29

Aa ? 2 ? (0.3584? (0.55) 2 ? (0.3584 2 ? (0.55) 2 arcsin ) ? 2 ? (0.14952173 0.185310229 ? ) ? 0.670m 2

0.3584 ) 0.55

⑥筛孔数目与排列 规定塔板上筛孔为正三角形排列

t / D ? (2.5 ~ 5)d o 取孔径 d o ? 5mm
孔间距 t ? 2.8d o ? 14mm ? 0.014m 开孔率: ? ? 0.907(d o / t ) 2 ? 0.907? (5 / 14) 2 ? 11.57% ? 0.1157 开孔数: n ? 1.15Aa / t 2 ? 1.15? (2)塔高的计算: 已知:进料板温度为 89.63o C
0.670 ? 3931 (0.014) 2

? 进料 ? 1010.0721/ 403.3343? 2.504 ? 顶 ? 772.9155/ 298.8786 ? 2.586
1 ? 均 ? ? 顶 ? ? 进料)/ 2 ? (2.586? 2.504)1 / 2 ? 2.545 (

N min

?? x ?? 1 ? x F 1g ?? D ?? ? ?? ?? 1 ? x D ?? x F ? 1ga均

?? ?? ? ??

?? 0.9915 ?? 1 ? 0.73348?? lg ?? ?? ?? ?? 1 ? 0.9915?? 0.73348 ?? ? lg 2.545 N min ? 4.011
R ? R min 2.266 ? 1.2588 ? ? 0.3084 R ?1 2.266 ? 1 查图吉利兰关联图

查得:

N ? N min ? 0.38 N ?2

N=7.70(不包括再沸器,查附图 1,N=8)

N实精 ? NT / ET ? 7.70/ 0.5998? 12.84 ? 13块
N实提 ? N ? N实精 ? 26 ? 13 ? 13块
第 14 块板进料
30

HD—1.0~2.0m 取 1.5m

NP 取 4 个

H 1 ? H 2 ? ( N 实精 ? 1)H T ? N 实提 ?2)H T ( ? 13 ? 1) 0.38 ? 13 ? 2) 0.38 ( ? ( ? ? 8.74
取 H D ? 1.3m

H 裙带 ? 1.4m
? ? D ? 0.025 4 1.2 ? 0.025 ? 1.34m 4

HB ? ?

?VL / 60
0.785D
2 T

0.785? ?1.2?

10 ? 6.9 / 60
2

H1 ? H 2 ? H D ? H B ? H 裙带 ? N P H P ? 1.3 ? 1.34 ? 1.4 ? 4 ? 0.6 ? 15.18

第四章 塔的流体力学验 第 4.1 节
4.1.1 板压降 精馏段

校核

H d ? 1/ 2( H T ? hw )
(1)干板压降
1 ?V ? u 0 ? hd ? ? ?? ? 2 g ? L ? C0 ? ? ?
2

uo ? n

Vg

?
4

?

d o2

0.42 ? 20.778m / s 3.14 2 ?0.005? 1030? 4

一般塔板厚度 ? ? (0.4 ~ 0.6)d o , 因此取 ? / d o ? 0.6 , 查干板孔流系数图 Co ? 0.75

1 ?V ? u 0 ? hd ? ? ?? ? 2 g ? L ? C0 ? ? ?

2

1 2.70551 ? 20.778? ? ? ?? ? 2 ? 9.8 807.421 ? 0.75 ? ? 0.1312m
(2)气体通过塔板的压降

2

h p ? hd ? h1

h1 ? ? ?hw ? how ?
31

Fa ? ua ? ?v0.5 ? 0.836? (2.705510.5 ? 2.48 )

? ? 0.971? 0.355Fa ? 0.0757Fa
? 0.971? 0.355? 2.48 ? 0.0757? 2.48 ? 0.278

h1 ? 0.278? (0.05 ? 0.01) ? 0.01668 h p ? 0.1312? 0.01668? 0.14788
(3)液体通过降液管的压降 hr

hr ? 0.153(

VL 2 0.000976 2 ) ? 0.153? ( ) ? 0.00029? 2.9 ? 10?4 m l w ho 0.56 ? 0.04

H f ? h p ? hd ? hr ? 0.14788? 0.1312? 0.00029? 0.27937 1 ( H T ? hw ) ? 0.5 ? (0.34 ? 0.05) ? 0.195 2 1 H d ? 0.120 ? ( H T ? hw ) ? 0.195 2 Hd ?

核对通过 提馏段

H d ? 1/ 2( H T ? hw )
(1)干板压降
1 ?V ? u 0 ? hd ? ? ?? ? 2 g ? L ? C0 ? ? ?
2

uo ? n

Vg

?
4

?

d o2

0.5434 ? 11.53m / s 3.14 2 ?0.005? 3931? 4

一般塔板厚度 ? ? (0.4 ~ 0.6)d o , 因此取 ? / d o ? 0.6 , 查干板孔流系数图 Co ? 0.75

1 ?V ? u 0 ? hd ? ? ?? ? 2g ? L ? C0 ? ? ?

2

1 2.449 ? 11.53 ? ? ? ?? ? 2 ? 9.8 771.844 ? 0.75 ? ? 0.03826 m
(2)气体通过塔板的压降

2

h p ? hd ? h1

h1 ? ? ?hw ? how ?
32

Fa ? ua ? ?v0.5 ? 0.481? (2.449) 0.5 ? 0.753

? ? 0.971? 0.355Fa ? 0.0757Fa
? 0.971? 0.355? 0.753? 0.0757? 0.753 ? 0.761

h1 ? 0.761? (0.048 ? 0.012) ? 0.04566 h p ? 0.03826? 0.04566? 0.08392
(3)液体通过降液管的压降 hr

hr ? 0.153(

VL 2 0.00192 2 ) ? 0.153? ( ) ? 0.000554? 5.54 ? 10?4 m l w ho 0.84 ? 0.038

H f ? h p ? hd ? hr ? 0.08392? 0.03826? 0.000554? 0.1227 1 ( H T ? hw ) ? 0.5 ? (0.40 ? 0.048) ? 0.224 2 1 H d ? 0.1514? ( H T ? hw ) ? 0.224 2 Hd ?

核对通过 4.1.2 降液管液体停留时间 ? 精馏段

??

Af ? H d Ls

?

0.043? 0.195 ? 8.59( s) 0.000976

? ? 8.59s ? (3 ~ 5) s
提馏段

??

Af ? H d Ls

?

0.096? 0.224 ? 11.2( s) 0.00192

? ? 11.2s ? (3 ~ 5) s
4.1.3 雾沫夹带量验算 精馏段

h f ? 2.5hL ? 2.5 ? 0.06 ? 0.15m u? Vs 0.42 ? ? 0.91m / s AT ? A f 0.5024? 0.043 5.7 ? 10?6 u 5.7 ? 10?6 0.91 3.2 ( ) ? ( ) 3.2 ? 0.04 ? 0.1(kg液体 / kg干气体) HT ? hf 0.0212 0.34 ? 0.15

? ? 0.0212
ev ?

?

校核通过 提留段
33

h f ? 2.5h L ? 2.5 ? 0.06 ? 0.15m u? Vs 0.5434 ? ? 0.53m / s AT ? A f 1.1304? 0.096 5.7 ? 10? 6 u 5.7 ? 10? 6 0.53 ) 3.2 ? ( ) 3.2 ? 0.08 ? 0.1(kg液体 / kg干气体) HT ? hf 0.0018 0.40 ? 0.15

? ? 0.0018
ev ?

?

(

校核通过 4.1.4 塔板严重泄漏的校核 精馏段

h? ?

4? 4 ? 0.0212 ? ? 0.0021 m 9.81 ? ? L ? d o 9.81? 807.421? 0.005

u ow ? 4.4C o ? 4.4 ? 0.75 ? ? 6.06 K?

?0.0056? 0.13hL ? h? ? ? ? L
?V

?0.0056? 0.13 ? 0.06 ? 0.0021? ? 807.421
2.70551

uo 20.778 ? ? 3.42 ? 1.5 ~ 2 u ow 6.06

校核通过 提馏段

h? ?

4? 4 ? 0.0018 ? ? 0.0002m 9.81? ? L ? d o 9.81? 771.844? 0.005

u ow ? 4.4C o ? 4.4 ? 0.75?

?0.0056? 0.13hL ? h? ?? ? L
?V

?0.0056? 0.13? 0.06 ? 0.002?? 771.844
2.449

? 6.732 u 11.53 K? o ? ? 1.71 ? 1.5 ~ 2 u ow 6.732
校核通过

第 4.2 节 负荷性能图计算
4.2.1 液体流量下限线 精馏段
how ?V ? 2.84 ? 10 ? E ? L ?l ? w
?3

? ? ? ?

2/3

? 0.006

E=1.046

l w ? 0.56

34

则: VL ? 1.61(m 3 / h) 提馏段
how ?V ? 2.84 ? 10 ? E ? L ?l ? w
?3

? ? ? ?

2/3

? 0.006

E=1.06

l w ? 0.84

则: VL ? 2.36(m 3 / h) 4.2.2 液体流量上限线 精馏段
5? H T Af VL ? 0.34 ? 0.043 VL

VL ?

0.34 ? 0.043? 3600 ? 10.5264(m3 / h) 5 ?5

提馏段
H T Af VL VL ?

0.4 ? 0.096? 3600 ? 27.648(m3 / h) 5

4.2.3 漏液线 精馏段
how ?V ? 2.84 ? 10 ? E ? L ?l ? w
?3

? ? ? ?

2/3

h? ? 0.0021 m Ao ? ?Aa ? 0.1157? 0.1755? 0.02
u ow ? 4.4C o ? 4.4 ? 0.75 ? (0.0056? 0.13hL ? h? ) ? L

?s
(0.0056? 0.13hL ? 0.0021 ? 807.421 ) 2.70551

V g ? u ow ? Ao ? 3600? u ow ? 0.02 ? 3600? 72u ow how ? 0.00437 L2 / 3 V hL ? 0.05 ? 0.00437 L2 / 3 V

35

表 3-1 漏液线作图数据 序号 ① ② ③ ④ VL (m3/h) 1.61 4 8 10 Uow (m/s) 5.92 6.09 6.30 6.4 Vg (m3/h) 426.24 438.48 453.6 460.8

提馏段
how ?V ? 2.84 ? 10 ? E ? L ?l ? w
?3

? ? ? ?

2/3

h? ? 0.0002 m Ao ? ?Aa ? 0.1157? 0.3584? 0.041
u ow ? 4.4C o ? 4.4 ? 0.75 ? (0.0056? 0.13hL ? h? ) ? L

?s
(0.0056? 0.13hL ? 0.0002) ? 771.844 2.449

V g ? u ow ? Ao ? 3600? u ow ? 0.041? 3600? 147.6u ow how ? 0.00334 L2 / 3 V hL ? 0.048 ? 0.00334 L2 / 3 V

表 3-2 漏液线作图数据 序号 ① ② ③ ④ VL (m3/h) 2.36 8 16 27 Uow (m/s) 6.53 6.76 7.02 16.16 Vg (m3/h) 963.828 997.776 1036.152 2385.216

4.2.4 过量雾沫夹带线 精馏段
36

5.7 ? 10?6 ? u ? ev ? ?H ?h ? f ? T

? ? ? ?

3.2

? 0.1

u?

Vg 3600An

?

Vg 3600? 0.4594

how ? 0.00437 L2 / 3 V H T ? 0.34m

h f ? 2.5?hw ? how ?

? ? 0.0212
V g ? 1314 23502? 262847004how . .
表 3-3 过量雾沫夹带线作图数据 序号 ① ② ③ ④
提馏段

VL (m3/h) 1.61 4 8 10

HL (m) 0.006 0.11 0.17 0.02

Vg (m3/h) 1471.94 1603.37 1761.07 1839.93

5.7 ? 10?6 ? u ? ev ? ?H ?h ? f ? T

? ? ? ?

3.2

? 0.1

u?

Vg 3600An

?

Vg 3600? 1.0344

how ? 0.00334 L2 / 3 V H T ? 0.40m

h f ? 2.5?hw ? how ?

? ? 0.0018
V g ? 3066.979252? 2738374333 ow . h
表 3-4 过量雾沫夹带线作图数据

37

序号 ① ② ③ ④ 4.2.5 液泛线
精馏段

VL (m3/h) 2.36 8 16 27

HL (m) 0.006 0.013 0.021 0.03

Vg (m3/h) 3231.28 3422.97 3642.04 3888.49

1 ?V ? u0 ? ? ? hd ? 2 g ? L ? C0 ? ? ?

2

hp ? hd ? hL hL ? hw ? how how ? 2.84?10?3 E ( VWL ) 2 / 3 l hr ? 0.153(VL /(lW ? h0 ))2

H d ? h p ? hr ? 0.5(H r ? H w ) ? 0.195

u ? (? / Vgnd 2 4)
0

F ? uo ? v

0.5

? ? 0.971? 0.355Fa ? 0.075Fa2
how ? 0.00437 L2 / 3 V hL ? hw ? how ? 0.05 ? 0.00437 L2 / 3 V
H d ? 2.033? 10?6 V g ? 4.055? 10?4 V g ? 4.25 ? 10?3 VL2 / 3 ? 3.546? 10?6 V g VL
2 2/3

? 1.72 ? 10?7 V g VL
2

2/3

? 0.0486? 0.195
表 3-5 液泛线作图数据 序号 ① ② VL (m3/h) 8 15 20 HL (m) 0.067 0.076 0.082 Vg (m3/h) 2378.3 2202.7 2053.6

提馏段



38

1 ?V ? u0 ? ? ? hd ? 2 g ? L ? C0 ? ? ?

2

hp ? hd ? hL hL ? hw ? how how ? 2.84?10?3 E ( VWL ) 2 / 3 l hr ? 0.153(VL /(lW ? h0 ))2

H d ? h p ? hr ? 0.5(H r ? H w ) ? 0.225

u ? (? / Vgnd 2 4)
0

F ? uo ? v

0.5

? ? 0.971? 0.355Fa ? 0.075Fa2
how ? 0.00334 L2 / 3 V hL ? hw ? how ? 0.05 ? 0.00334 L2 / 3 V
H d ? 4.4 ? 10?7 V g ? 1.888592? 10?4 V g ? 3.24314? 10?3 VL2 / 3 ? 1.2597? 10?5 V g VL
2 2/3

? 2.8 ? 10?8 V g VL
2

2/3

? 0.04855? 0.225
表 3-6 液泛线作图数据 序号 ① ② ③ VL (m3/h) 16 25 30 HL (m) 0.071 0.079 0.082 Vg (m3/h) 2304 2173 2055

第五章 辅助设备选型计算 第 5.1 节 换热器的计算选型

5.1.1 加热蒸汽用量与冷却水量的计算 加热蒸汽用量 (1)工艺条件
P顶 ? 763mmHg P底 ? 933mmHg P进料 ? 848mmHg

原料及回流温度 T1 ? 30o C(303.15K)
39

R ? 2.266 D ? 1250Kg/h ? 15.979(kmol/h) F ? 1769.34Kg/h ? 21.617(kmol/h) W ? 519.34Kg/h ? 5.638(kmol/h)
(2)热量衡算 ① 塔顶苯蒸汽带出热量 Q1

Q1 ? VH 1
. 已知: V ? 408255kg / h

H 1 塔顶苯汽热焓查得: H 1 ? 132(kcal / kg)
则: Q1 ? 408255 ? 132 ? 5388966(kcal / h) . . ② 塔底残液带出热量 Q2 (以甲苯为计算依据)

H 2 ? 53(kcal / kg)

Q2 ? WH 2 ? 519.34 ? 53 ? 2752502(kcal / h) .
③ 塔体散热量 Q3

Q3 ? At f t ?t D ? t C ? At 联合给热系数 At ? 5.3 ? 3.6W
W 为风速,所以 W ? 2.5m / s ,则 At ? 5.3 ? 3.6 ? 2.5 ? 14.3kcal / mh2 o C

f1 为塔外表面积,,所以取 f 1 ? 30m 2

t b 为塔外表温度,所以取 t b ? 30o C t c 室外空气温度,按冬季室外采暖计算温度 t c ? ?10o C
则 Q3 ? 14.3 ? 30 ? ?30 ? ?? 10?? ? 17160 kcal / h ④ 总输出热量 QT

QT ? Q1 ? Q2 ? Q3 ? 5388966 ? 2752502 ? 17160? 58358162kcal / h . . .
⑤ 原料带入热量 Q4

40

H 4 ? 12kcal / kg Q4 ? FH 4 ? 1769 34 ? 12 ? 2123208kcal / h . .
⑥ 回流带入热量 Q5

H 5 ? 12kcal / kg
. 已知: L ? 2838 367kg / h

Q5 ? LH 5 ? 2838367? 12 ? 34060404kcal / h . .
⑦ 塔底再沸器供热量 Q6

Q6 ? QT ? (Q4 ? Q5 ) ? 58358162 ? (2123208 ? 34060404) ? 528289136kcal / h . . . .
间接蒸汽压力取 0.78MPa (绝对压强) ,查得相应饱和水蒸汽温度为 169o C
kJ 饱和蒸气的比汽化焓为 2055 / kg

蒸汽消耗量? 528289136? 4.187/ 2055? 107637kg / h . .

冷却水量的计算 (1)工艺条件
t D ? 80.65o C ? TD ? 353.8K tW ? 117.77o C ? TW ? 390.92K t F ? 89.63o C ? TF ? 362.78K

冷凝液出口温度 t1 ? 30o C 苯蒸汽进口温度 t 2 ? 80.650 C 冷却水进口温度 t 3 ? 15o C 冷却水出口温度 t 4 ? 35o C (2)热量衡算 由于塔顶馏出液主要是纯苯, 因此计算时以苯的有关参数为准, 焓的基准为 0 o C 。 冷凝液量 Vg ? 408255kg / h . ① 苯蒸汽在冷凝段放出热量

Q1 ? Vg ro
查得: 30o C 时, H1 ? 12kcal / kg
41

80.65o C 时, H 2 ? 33kcal / kg

查苯蒸汽的汽化焓 ro ? 94kcal / kg 则: Q1 ? Vg ro ? 408255 ? 94 ? 3837597kcal / h . . 苯在冷却段放出热量 Q2

Q2 ? Vg (H 2 ? H1 ) ? 408255? (33 ? 12) ? 8573355kcal / h . .
② 冷却水耗量 G

C ? 1kcal / kg o C
G? Q ?3837597 ? 8573355? ? 2347466kg / h . . ? . C ?T4 ? T3 ? 1 ? ?35 ? 15?

③ 水在冷却段内温升 ?t
?t ? Q2 /(G ? C ) ? 15 ? 3.7 ? 18.7 o C 8573355 . ? 3.7 o C 2347466 ? 1 .

④ 平均温差 a> 冷凝段温差 ?t1 苯蒸汽 o C 冷却水 o C
80.650C 350C 80.650C 18.70C

?t1 ? ?45.65 ? 61.95? / 2 ? 53.8o C
b> 冷却段温差 ?t 2 苯蒸汽 o C 冷却水 o C
80.650C 18.70C 300C 150C

则 t 2 取对数平均值
?t 2 ? 61 .95 ? 15 ? 33 .1o C 61 .95 ln 15

5.1.2 换热器的确定 换热面积的计算
42

tW ? 117.77o C
则: ?t ? 169 ? 117.77 ? 51.23o C 换热面积
A? Q6 ?tK

取总转热系数 K ? 420kcal / mh2 o C

A?

Q6 528289136 . ? ? 24.55m 2 ?tK (51.23 ? 420)

按 20%的裕量考虑,实际需换热面积:

A实 ? 24.55? 120% ? 29.46m2
选用再沸器规格为: 其型号为: 即 FA-500-80-16-2 表 4-1 外壳直径 DN 公称面积 A 公称压强 PN 管子尺寸 d 管子 L 管程数 NP 管数 NT 中心排管数 计算换热面积 管子排列方式 换热面积的计算 (1)冷凝段换热面积 A1 ? 500mm 80m2 1.6MPa

? 19 ? 2
6m 2 228 16 29.46m2 正方形

Q1 ?t1 K1

取冷凝段总传热系数 K1 ? 280kcal / mh2 o C

A1 ?

Q1 3837597 . ? ? 25.48m 2 ?t1 K 1 ?53.8 ? 280?

43

(2)冷却段换热面积 冷却器选用单壳程,温度修正系数 ?

R? P?

T1 ? T2 80.65 ? 30 ? ? 14 t1 ? t 2 18.7 ? 15 t 2 ? t1 T1 ? t1 ? 18.7 ? 15 ? 0.056 80.65 ? 15

查得, ? ? 0.98 ,则 t 2 ? ? ? ?t 2 ? 0.98 ? 33.1 ? 32.44o C 换热面积 A2 ?
Q2 ? ?t2 K 2

取冷却段总传热系数 K 2 ? 70kcal / mh2 o C 则: A2 ?

Q2 8573355 . ? ? 37.75m 2 ? ?t 2 K 2 32.44 ? 70

则总传热面积: A ? A1 ? A2 ? 25.48 ? 37.75 ? 63.23m 2 按 25%的裕量考虑,实际需换热面积: A实 ? 63.23? 125% ? 79.04m2 选用冷凝却器的规格为: 其型号为: 即 FB-600-95-16-2 表 4-2 外壳直径 DN 公称面积 A 公称压强 PN 管子尺寸 d 管子 L 管程数 NP 管数 NT 中心排管数 计算换热面积 管子排列方式 600mm 95 m2 1.6MPa

? 19 ? 2
6m 2 208 24 79.0m2 正方形

第 5.2 节

管道尺寸的确定
44

d?

V

?
4

u

5.2.1 原料入口管 取 u ? 2m / s

d?

2.211 ? 0.028(m) ? 28(m m) 0.785? 2 ? 3600

5.2.2 塔顶蒸汽管 取 u ? 30m / s

d?

1508976 . ? 0.133(m) ? 133(m m) 0.785? 2 ? 3600

5.2.3 再沸器升气管 取 u ? 35m / s

d?

1956061 . ? 0.141 m) ? 141 m m) ( ( 0.785? 2 ? 3600

第 5.3 节
5.3.1 原料槽

原料槽、成品槽的确定

? ? 8hr
V槽 ?

? ? 0.8

?VF 8 ? 2.211 ? ? 22.11m2 ? 0.8

取 H=1.5D, V ? 0.785D 2 H ? 0.785? 1.5D 3 ? 22.11 D=2.658(m) H=3.987(m)

5.3.2 成品槽 按 8 天存量时间设计 D=1.54814m3/h V=1.54814 ? 24 ? 8=297.243m3

每个贮槽按 65m3 设计,n=297.243/65=4.6(个) 因此,按 5 个贮槽布置。

第六章

设计结果概要及分析讨论

本精馏设计方案从整体上看,设计趋于准确,一般情况下操作安全,操作弹 性也比较大, 可以完成生产任务的要求。流程中设有自动控制系统可以保证一定 的塔效率,辅助设备充分满足要求,并且在设计中选用了节能型工艺流程,具有

45

一定的优越性。

第 6.1 节

数据要求

在计算过程中,数据比较精确,大多数据采用 Excel 计算,其中以精馏塔塔 顶、塔釜、进料板及进料温度为代表的试差计算以及第一块板、塔釜物料流量等 重要数据的求取。

第 6.2 节

设计的特点

在本设计中考虑了能量的综合利用和能量合理的利用,用塔顶蒸汽预热 原料,一方面为原料的预热提供了热量,节约了水蒸汽的用量,另一方面, 本产品本身得到一部分的冷凝,节约了冷凝水的用量,按每没 m3 水为 1 元, 每吨水蒸汽为 50 元算,每年节约近 5 万元。同时,在整个流程中用气动阀控 制,在操作过程中某一关键步骤出现非正常时,自动装置就会及时反应并自 动调节,避免人为的失误。在整个操作过程中,主要控制进料版、进料、塔 顶、塔釜的回流温度及压力。

第 6.3 节

存在的问题

在设计中,由于设计时间较短,只计算了原料泵、再沸器、塔顶冷凝冷 却器。其他的辅助设备泵和换热器都只是估算。 在选取冷凝器时,用塔顶蒸汽预热原料的换热器没有算,但从热量衡算 中可看出,其热量很小,所需的换热器应是一个小型换热器。

46

第七章

参考文献

1 陈敏恒等.《化工原理》上下册.化学工业出版社.2006 年 5 月第 3 版 2 冯伯华.《化学工程手册》第 1、2、3、6 卷.化学工业出版社.1989 年 10 月第 1 版 3 包丕琴.《华工原理课程设计指导书》.北京化工大学化工原理教研室.1997 年 4 月 4 陈洪钫.《化工分离过程》 ,化学工业出版社,1995 年 5 月第 1 版 5 陈钟秀.《化工热力学》.化学工业出版社.1993 年 11 月第 1 版 6 沈复等.《石油加工单元过程原理》上下册.中国石化出版社.2004 年 8 月第 1 版 7.刘巍等.《冷换设备工艺计算手册》.中国石化出版社.2003 年 9 月第 1 版 8.马秉骞主编.《炼油设备基础知识》中国石化出版社.2003 年 1 月第 1 版 9.周志成等.《石油化工仪表自动化》中国石化出版社.1994 年 5 月第 1 版 10.田顾慧.《化工设备》中国石化出版社.1996 年 6 月第 1 版 11.沈复 李阳初.《石油加工单元过程原理》中国石化出版社.2004 年 8 月第 1 版 12.陆美娟.《化工原理》化学工业出版社. 2006 年 1 月第 10 版

47

符号说明
A Aa Af An Ao AT A C CP D Dg DT D d1 do dm E ET ev F H 换热面积 鼓泡区面积 降液管横截面积 有效传质区面积 筛孔面积 塔横截面积 质量分率 负荷系数 比热 塔顶产品流率 公称直径 塔径 管内径 管外径 孔径 管平均直径 液流收缩系数 全塔板效率 雾沫夹带量 进料流率 塔高 m2 m2 m2 m2 m2 m2 KJ/Kg.OC(KJ/Kg.K) Kmol/h(Kg/h) m m mm mm mm mm Kg 液体/Kg 气体 Kmol/h(Kg/h) m

48

HL HT Hd HD HB hd ho how hp hr hw hσ Ko K L lW ms N NT Nt N Q R Rmim Rsi r Tc T Tp ua uf

板上清夜层高度 板间距 降液管内清夜层高度 塔顶空间高度 塔底空间高度 气体通过干板压降 降液管下沿到塔板间距离 溢流堰上液头高 气体通过塔扳压降 液体通过降液管的压降 溢流堰高度 液体表面张力引起的压降 以内壁为基准的总传热系数 稳定系数 液体流量 溢流堰堰长 冷却剂质量流量 实际塔板数 理论塔板数 换热器总管数 开孔数 换热器热负荷 回流比 最小回流比 换热管内垢阻系数 气化潜热 临界温度 孔间距 板厚度 以鼓泡区面积为基准的气速 液泛气速

mm m m m m m m m m m m m Kcal/m2.H.oC

Kmol/h(Kg/h,m3/h)

Kg/h -

W m2?h?oC/Kcal KJ/Kg K mm mm m/s m/s

49

un uo uow V W Wc Wd Ws Ws’ X Y A Ai Ao β σ ρ L ρ v(g) μ
?

空塔气速 以筛孔面积为基准的气速 漏液点气速 塔内上升气体流量 塔釜采出液体量 边缘区宽度 降液管宽度 塔板入口安定区宽度 塔板出口安定区宽度 液相摩尔分率 气相摩尔分率 相对挥发度 以内壁为基准的传热膜系数 以外壁为基准的传热膜系数 充气系数 表面张力 液相密度 气相密度 粘度 开孔率 装料系数 停留时间 摩擦因子

m/s m/s m/s Kmol/h(Kg/h,m3/h) Kmol/h(Kg/h) m(mm) m(mm) m(mm) m(mm) Kcal/m2?h?oC Kcal/m2?h?oC dyn/cm2 Kg/m3 Kg/m3 Cp s -

Ф τ λ

50

致谢:
衷心感谢老师给予的精心教导,使我能够顺利完满正确地完成此次毕业设 计; 感谢各位授课老师和工作人员二年多的辛勤教育和培养,使我顺利的完成此 次毕业设计,带给了我一次再学习的机会!

附录 1 X-Y 图 附录 2 苯甲苯分离工艺流程图 附录 3 精馏塔装配图 附录 4 塔板负荷性能图

51

.2011 年 5 月 30 日

52


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