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化工原理课程设计苯-对二甲苯分离


课程设计任务书
2011 ~2012 学年第一学期

学生姓名: 指导教师: 一、 课程设计题目

专业班级: 工作部门: 化工与材料学院 苯和二甲苯物系分离系统的设计

二、课程设计内容(含技术指标) 生产能力:6000 吨/年(每年按 300 天生产日计算) 原料状态:苯含量 45%(wt%) ;温度:25℃;压力:100kPa;泡点进料; 分离要求:塔顶馏出液中苯含量 90%(wt%) ;塔釜苯含量 2%(wt%) 操作压力:100kPa 其它条件:塔板类型:浮阀塔板;塔顶采用全凝器;R=1.6Rm2.具体设计 内容和要求 (1)设计工艺方案的选定 (2)精馏塔的工艺计算 (3)塔板和塔体的设计 (4)水力学验算 (5)塔顶全凝器的设计选型 (6)塔釜再沸器的设计选型 (7)进料泵的选取 (8)绘制流程图 (9)编写设计说明书 (10)答辩 三、进度安排

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时间 10.14—10.21 10.21—11.11 11.11—11.18 11.18—11.25 11.25-12.02 12.02—12.09 12.09—12.16 2012.01.03 2012.1.4—1.5

设计安排 设计动员,下达任务书,查阅资料,拟定设计方案,方案论证, 物性数据计算 工艺计算(物料衡算、确定回流比、计算理论板层数、实际板 层数、实际进料板位置) 塔结构设计(物性数据的计算、塔径计算、塔结构尺寸的计算、 水力学性能校验、负荷性能图及塔高的计算) 热量衡算;附属设备的选型和计算 绘制带控制点的工艺流程图(CAD 图) 绘制带控制点的工艺流程图, (借图板和丁字尺,手工绘制图) 编写设计说明书,答辩要求 将说明书及图纸装订并提交 答辩

四、基本要求
序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 设计内容 设计工艺方案的选定 精馏塔的工艺计算 塔板和塔体的设计 水力学验算 塔顶全凝器的设计选型 塔釜再沸器的设计选型 进料泵的选取 绘图 编写设计说明书 答辩 要求 精馏方式及设备选型等方案的选定和论证 (包括 考虑经济性;工艺要求等)绘制简单流程图 物料衡算,热量衡算,回流比、全塔效率、实际 塔板数、实际进料位置等的确定 设计塔高、塔径、溢流装置及塔板布置等 绘制塔板负荷性能图 计算冷凝器的传热面积和冷却介质的用量 计算再沸器的传热面积和加热介质的用量 选取进料泵的型号 绘制带控制点的流程图(CAD 和手工绘制) 目录,设计任务书,设计计算结果,流程图,参 考资料等 每班数不少于 20 人答辩

教研室主任签名: 2011 年 10 月 14 日

1

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摘要:根据任务要求,本塔在 100KPa 压强下,苯和对二甲苯的分离操作,年处理量 为 6000 吨(按 300 天计),查阅相关资料,初步确定分离方法、流程、以及设备、操作条件, 查阅相关物理数据,制作相关曲线图,由原料组成和塔顶、塔釜组成通过物料衡算来确定 产量、釜液量、最小回流比及回流比,继而得到精馏段,提馏段的操作线方程,并结合经 验值通过计算来确定塔的理论塔板数和实际塔板数,进料板位置,以及全塔效率,进而得 出塔的工艺尺寸,然后根据流体力学验算,来确定各工艺尺寸是否均符合要求,符合要求 之后,再确定本塔的负荷性能图及其附属设备,完成工艺流程图(CAD 图纸,手工图纸各 一份) ,进而完成设计任务。

关键词:精馏塔 精馏段 提馏段 塔板 目录:
第一章绪论 1.1 分离方法的选择-——精馏 1.2 流程设计 1.3 设备初选 1.4 操作条件 第二章 精馏塔工艺计算 2.1 基础数据 2.2 物料衡算 第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计 3.1 塔的工艺条件及物性数据 3.2 精馏塔主要工艺尺寸计算 第四章 附属设备与接管的选取 4.1 原料液预热器的设计 4.2 塔顶冷凝热负荷及冷却水用量 4.3 塔底再沸器热负荷及水蒸气用量 4.4 进料泵的选取 4.5 主要接管尺寸的选取

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第一章绪论
1.1 分离方法的选择-——精馏
蒸馏分简单蒸馏、平衡蒸馏(闪蒸) 、精馏和特殊蒸馏 较易分离的物系或对分离要求不高——简单蒸馏或闪蒸 较难分离——精馏 很难分离的或者用普通精馏方法不能分离——特殊精馏

1.2 流程设计

1.3 设备初选
塔板类型——浮阀塔 泡罩塔板。优点:不易发生液漏现象。有较好操作弹性,塔板不易堵塞 缺点:结构复杂,金属耗量大,造价高;板上夜层厚,气体流经曲折,通 过塔板的压强降大,兼雾沫夹带严重,板效率低。 筛板塔板。优点:造价低廉,气体压降小,板上液面落差小,生产能力及板效率均较 泡罩塔高。
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缺点:操作弹性小,容易堵塞。 浮阀塔板。优点:生产能力大,操作弹性大,塔板效率高,压降液面落差较小,塔板 造价低。 换热器——管壳式换热器 有点:单位体积所具有的传热面积较大及传热效率好,结构简单,制造材料范围较广, 操作弹性较大。 离心泵——油泵 油泵特点:用于易燃、易爆油品。 管路选择——无缝钢管(常压管路)

1.4 操作条件
操作压力——100Kpa(常压) 常压下为气态混合液——加压 沸点较高又是热敏性混合液——减压 进料状态——泡点进料 泡点进料优点:塔内无聊在平衡态下进料不需要进行热交换,计算简便。 塔底加热方式——间接蒸汽加热 优点:方便、便宜,相变潜热放出的热量大。

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第二章 精馏塔工艺计算
2.1 基础数据[1]
2.1.1 苯和二甲苯液体的物性
表 2-1 物性 苯 对二甲苯 表 2-2 T/°C 80 85 90 95 100 105 110 115 120 125 130 135 140 苯 ρ /kg.m-3 815.83 810.31 804.74 799.11 793.42 787.65 781.82 775.91 769.92 763.86 757.71 751.47 747.04 对二甲苯 ρ /kg.m-3 809.68 805.1 800.49 795.84 791.14 786.41 781.63 776.8 771.93 767.01 762.05 757.03 753.48 沸点 T/°C 80.1 138.5 熔点 T/° C 5.51 13.2 密度 ρ /kg/m
3

相对分子 质量 M 78.11 106.17

临界压力 P/MPa 4.92 3.51

水中的溶 解度 g/ml 0.0018 不溶

折射率 1.50108 1.49575

878.6 861

2.1.2 苯和二甲苯液体的密度

ρ /kg.m-3

820 810 800 790 780 770 760 750 740 70 90 110 130 150 苯 ρ /kg.m-3 对二甲苯ρ /kg.m-3

T/°C

图2-1 苯和对二甲苯温度密度曲线

ρ 苯=-1.1643T+909.52 2.1.3 苯和对二甲苯的表面张力

ρ 对二甲苯=-0.9515T+886.09

5

北京理工大学珠海学院 课程设计 表 2-3 T/°C 80 85 90 95 100 105 110 115 120 125 130 135 140 苯 σ /mN/m 21.138 20.514 19.893 19.277 18.664 18.054 17.449 16.848 16.251 15.658 15.069 14.485 13.905 对二甲苯 σ /mN/m 21.939 21.409 20.882 20.358 19.837 19.319 18.804 18.292 17.783 17.277 16.774 16.275 15.778

σ /mN/m

24 22 20 18 16 14 12 70 90 110 130 T/°C 150 苯 σ /mN/m 对二甲苯σ /mN/m

图2-2 苯和对二甲苯温度表面张力关系曲线

σ 对二甲苯=-0.1027T+30.121 2.1.4 苯和对二甲苯的粘度
表 2-4 T/°C 80.1 85 90 95 100 105 110 115 120 125 苯μ /Pa.S 311.8 299 286.6 272.1 260 247.2 235.5 228 219.7 210.4

σ 苯=-0.1206T+30.741

对二甲苯μ /Pa.S 349.5 335 324 310 298.9 289.8 280 268.7 259 249
6

北京理工大学珠海学院 课程设计 130 135 138.5 200 192.8 187.5 240 230 223

μ /mpa.s

400 350 300 250 200 150 70 90 110 130 图2-3 苯和对二甲苯温度粘度关系曲线 150 苯μ /Pa.S 对二甲苯μ /Pa.S T/°C

y



? 0.0129 x 2 ? 4.956 x ? 626.44

y

对二甲苯

? 0.0067 x 2 ? 3.5861x ? 592.08

2.1.5 常压下苯—对二甲苯气液平衡数据 (1) 苯—对二甲苯 Antoine 常数
表 2—5
组分 苯 对二甲苯 A 6.90565 6.99052 B 1211.033 1453.430 C 220.790 215.307

(2)Antoime 公式 表 2—6
T/°C 80.1 85 90 95 100 105 110 115 120 125 130 135 138.5 苯饱和蒸汽 压 101.33 117.55 136.13 156.91 180.06 205.76 234.18 265.49 299.9 337.56 378.68 423.44 472.02

其中 P 为饱和蒸汽压,单位 mmHg,T 单位
对二甲苯饱 和蒸汽压 15.68 18.36 22.64 27.01 32.05 37.83 44.42 51.90 60.37 69.9 80.6 92.56 105.88 x 1 0.836 0.693 0.572 0.468 0.3778 0.300 0.231 0.171 0.107 0.07 0.027 -0.012 y α 6.46 6.40 6.01 5.81 5.62 5.44 5.27 5.12 4.97 4.83 4.7 4.57 4.46
7

0.969 0.931 0.886 0.832 0.767 0.693 0.606 0.506 0.391 0.26 0.111 -0.058

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① 根据列表的数据作图

y
1 0.9 0.8 0.7 0.6 0.5 0.4 0.3 0.2 0.1 0 0 0.2 0.4 0.6 0.8 图2-4 x-y关系曲线图 1

y

x

T/°C

150 140 130 120 110 100 90 80 0 0.2 0.4 0.6 0.8 1 图2-5 t-x-y关系曲线图 x(y) T/°C T/°C 系列1 系列1

y ? ?44.84t 2 ? 9.0853t ? 136.83

x ? 43.599t 2 ? 98.781t ? 136.42

② 计算 ? ? 13 ? 1? 2 ?? 13

=5.32

(2-1)

③ 根据所作的图,算得 t b 的泡点温度为

t

b

? 43.599 x F ? 98.781x F ? 136.42 ? 96.498
2

④ 露点温度为
8

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t

d

? ?44.84 x 2 ? 9.0853x ? 136.83 ? ?44.84 ? 0.52652 ? 9.0853 ? 0.5265 ? 136.83 ? 119.62

2.2 物料衡算[2]
2.2.1 组成 x F

x x
D

w

45% / 78.11 ? 52.65% 45% / 78.11 ? 55% /106.17 90% / 78.11 x D ? 90% / 78.11 ? 10% /106.17 ? 92.44% 2% / 78.11 x w ? 2% / 78.11 ? 98% /106.17 ? 2.7% 平均相对分子量

x

F

?

M M M
F?

F

? 0.5265 ? 78.11 ? 0.4735 ?106.17 ? 91.4 ? 0.027 ? 78.11 ? 0.973 ?106.17 ? 105.41 ? 0.924 ? 78.11 ? 0.076 ?106.17 ? 80.23

w

D

6000 ?103 ? 9.1174kmol / h 300 ? 24 ? 91.4

2.2.2 全塔物料衡算
?D ? W ? F ? D ? 5.0748 ? 代入数据,解得: ? ? ?D x D ? W x w ? F x F ?W ? 4.0426 ?

2.2.3 确定 R min 及 R 值

?原料液为泡点进料

?最小回流比为
R min ?


1 ? x D ? ?1 ? x D ? ? 1 ? 92.44% 5.32 ? ?1 ? 92.44% ? ? ? ? ? ?? ? ? ? 0.2098 ? ?1 ? x F 1 ? x F ? 5.32 ? 1 ? 52.65% 1 ? 52.65% ? ? ?

R ? 1.6 R min ? 1.6 ? 0.2086 ? 0.3357

2.2.4 精馏段操作线方程 R 1 (2-2) y? x? R ?1 R ?1 xD R 1 0.3357 1 y? x? x D ? 0.3357 ? 1 x ? 0.3357 ? 1 ? 92.4% ? 0.2513x ? 0.6921 R ?1 R ?1
提留段操作线方程

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y?

L ? qF W x? L ? qF ? W L ? qF ? W

x

w

(2-3)

? R?

?

L D

L ? RD ? 0.3357 ? 5.0748 ? 1.7036



L ? qF W y? x? L ? qF ? W L ? qF ? W

1.7036 ? 9.1174 4.0426 ? 2.7% x w ? 1.7036 ? 9.1174 ? 4.0426 x ? 1.7036 ? 9.1174 ? 4.0426 ? 1.5964 x ? 0.0161

2.2.5 理论塔板数 N min 及实际塔板数 N (1)简捷法 全塔最小理论板数 ?? ?? ? ? 1? lg ?? x D ? ? x w ? ? ? ?? ? ?? 1 ? x D ?? x w ? ? ? ? 3.6424 ? ? N min lg? m 由上可算得
R ? R min R ?1 ? 0.3338 ? 0.2086 ? 0.0943 0.3338 ? 1
N ? N min N ?2 ? 0.5195

(2-4)

根据吉利兰图公式可得:

算得:N =9.73 ? 10 精馏段最小理论板数 ?? ?? 1 ? ?? lg ?? x D ?? x F ? ? ? ?? ? ?? 1 ? x D ?? x F ? ? ? ? ? 1.43 N min ? lg? m 根据吉利兰图公式可得:
N ? N min N ?2 ? 0.5195

算得:N =5.14 ? 6 故进料塔板位置为塔顶往下数第 6 块板。 (2)作图法

10

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1 0.9 0.8 0.7 0.6 0.5 0.4 0.3 0.2 0.1 0 0 0.2 0.4 0.6 0.8 1

图2-6 理论塔板数

由图可得:理论塔板数 N=7(包括再沸器) 2.2.6 全塔效率

? x w =0.027

x

D

=0.9244 可查得

?由图 2-4

苯-对二甲苯混合液的 t-x-y 图 塔顶温度

塔釜温度 t w =135

t

D

=90.73

又?泡点进料 t F =96.498

? t =107.41
可由粘度表查得, t =107.41 时,μ 苯 =241.5606

μ

对二甲苯

=285.0764

则 μ =0.5265 ?241.5606+(1-0.5265) ? 285.0764=262.1653μ Pa

?全塔效率为
E
T

? 0.49 ? ( μ L) ?0.245 α

(2-5)

E

T

? 0.49 ? ( μ L) ?0.245 ? 0.49 ? (5.32 ? 262.1653 ?10?3 ) ?0.245 ? 45.16% α ? 9.73 / 0.4516 ? 21.55 ? 22

2.2.7 实际塔板数

N

P

则进料塔板数 N f ? 5.14 / 0.4516 ? 11.38 ? 12 本章符号说明
11

英文字母 T—温度,°C M─相对分子质量 g/mol M ─平均相对分子质量,g/mol P─压力,Pa x─液相摩尔分数 y─气相摩尔分数 F─原料液摩尔量, kmol/h D─塔顶产品液量, kmol/h W─塔釜产品液量,kmol/h R─回流比 L─塔内下降的液体流量,kmol/h N─理论塔板数

ET─全塔效率 希腊字母 ρ ─密度,kg/m3 σ ─表面张力,mN/m μ ─粘度,Pa.s α ─相对挥发度 下标 F─进料液 D─馏出液 W─釜液 b─泡点 d─沸点 Min─最小或最少

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第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计
3.1 塔的工艺条件及物性数据[3]
3.1.1 塔的工艺条件 1.操作压强

p

D

? 100kpa

2.操作温度

? x F ? 0.5265

x

w

? 0.027

x

D

? 0.924 4

?可由 t-x-y 图查得
塔釜温度 t w =135 °C 即 t 精= t D
?tF 2 ?

塔顶温度

t

D

=90.73 °C

泡点进料 t F =96.498°C

90.78?c ? 96.498?c ? 93.611?c 2

t

=tF 提

+t w 96.498?c +135?c = =115.749?c 2 2

3.1.2 各种物性数据 1.平均分子量 根据平衡关系式 y ? 塔顶:
α x 可得 1 ? ( ? 1) x α

(3-1)

y =x
1

D

=0.924

x

1

=0.6968

M
M

VD

? 0.924 ? 78.11 ? 0.0756 ?106.17 ? 80.2313 g / mol
? 0.6956 ? 78.11 ? 0.3044 ?106.17 ? 86.6178 g / mol

LD

进料塔:

x

F

=0.5265

y

F

=0.8554

M

LF

? 0.5265 ? 78.11 ? 0.4735 ? 106.17 ? 91.3964 g / mol

M

VF

? 0.8534 ? 78.11 ? 0.1446 ? 106.17 ? 82.1675 g / mol

塔釜:

x

w

=0.027

y

w

=0.1286

M

Lw

? 0.027 ? 78.11 ? 0.973 ? 106.17 ? 105.41 24 g / mol

M

vw

? 0.1286 ? 78.11 ? 0.8714 ? 106.17 ? 102.5615 g / mol
1

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① 精馏段的平均分子量

M
M
M

vn

?

M
M
M

VD

? M VF 2
?M 2

?

80.1675 ? 82.2313 ? 81.1993g / mol 2
86.6178 ? 91.3964 ? 89.0071g / mol 2

ln

?

LD

LF

?

② 提留段的平均分子量
vm

?

Vw

? M VF

M

lm

?

2 M Lw ? M LF
2

?

102.5615 ? 82.1675 ? 92.3645 g / mol 2
105.4124 ? 91.3964 98.4044 g/mol ? 2

?

2.平均密度 ① 气相密度 精馏段实际塔板数: N f ? 4.14 / 0.4516 ? 9.17 ? 10 提馏段实际塔板数: N m ? 4.73/ 0.4536 ? 10.43 ? 11 a. 精馏段:塔顶操作压强 进料板压强 平均压强

P

D

=100Kpa

每层塔板的压强降△P=0.7Kpa

P
P
n

F

? 100 ? 0.7 ?10 ? 107kpa

?

100 ? 107 ? 103.5kpa 2

ρ

v

=

pM RT

v

(3-2)

ρ

vn

=

pM RT
n

vn

?

n

103.5 ? 81.1993 ? 2.7573kg ? m?3 8.314 ? (273 ? 93.611)

b. 提馏段: 塔釜操作压强 平均压强

p

W

=107+11? 0.7=114.7 kpa

p
vm

m

?

114.7 ? 107 ? 110.85kpa 2

ρ

vm

=

pM RT
m

?

m

110.85 ? 92.3645 ? 3.1108kg ? m?3 8.314 ? (273 ? 115.734)

② 液相密度

t

F

=96.498° C 可查表 2-2 得
1 = 0.45 0.55 + 797.4035 794.4319

ρ



=797.4053 kg ? m ?3 =795.7664 kg ? m ?3 =803.8617 kg ? m ?3

ρ

对二甲苯

=794.4319 kg ? m ?3

ρ

ρ
ρ

F

F

t

D

=90.78 ° C

可查表 2-2 得



ρ

对二甲苯

=799.7646 kg ? m ?3
2

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1 = 0.9 0.1 + 803.8617 799.7646

ρ

ρ

D

=803.4501 kg ? m ?3

D

t
ρ

w

=135°c
=

可查表 2-2 得

ρ



=751.47 kg ? m ?3

ρ

对二甲苯

=757.03 kg ? m ?3

1
w

0.02 0.98 + 751.47 757.03
?ρ D 2

ρ

w

=756.9180 kg ? m ?3
?3

即ρ L n ?ρ F

? 799.6083 kg ? m

ρ

? ?ρ F ρ w ? 776.3422 Lm 2

kg ? m ?3

3.液体表面张力

t

F

=96.498° C 可查表 2-3 得
? 1


σ σ σ



= 19.0933 mN/m

σ σ σ

对二甲苯

=20.2019 mN/m

1
F

σ σ σ

?

1
对二甲苯

σ σ σ
D

F

=19.6875 mN/m = 19.7969mN/m =20.8003 mN/m

t

D

=90.78 ° C
? 1


可查表 2-3 得
D



对二甲苯

1
D

σ σ σ

?

1
对二甲苯

=19.8929 mN/m =14.485 mN/m =16.275 mN/m

t

w

=135°c
? 1


可查表 2-3 得
1
w



对二甲苯

1
w

σ σ σ

n

?

=16.2349 mN/m

对二甲苯

? σ ?σ 2σ ? σ ?σ σ
F
F m

? 19.7902 mN/m
? 17.9612 mN/m

w

2

4.液体粘度

t

F

=96.498° C 可查表 2-4 得
? 1


μ



=268.4748 Pa.s

μ μ

对二甲苯

=306.6744 Pa.s

1
F

μ μ

?

1
对二甲苯

μ

μ

F

=143.153 Pa.s

t

D

=90.78 ° C
? 1


可查表 2-4 得

μ



=284.338 Pa.s

对二甲苯

=321.816 Pa.s

1
D

μ μ

?

1
对二甲苯

μ

μ

D

=150.9592 Pa.s

t

w

=135°c
? 1


可查表 2-4 得
1

μ



=192.8 Pa.s

μ

对二甲苯

=230 Pa.s

1
w

μ μ


?

μ

μ

w

=104.8817 Pa.s

对二甲苯

μ

n

?μ F

?μ D 2

? 147.056 Pa.s

3

北京理工大学珠海学院 课程设计

μ

m

?μ F

?μ w 2

? 124.0174 Pa.s

5.体积流率 由上可得 R=0.3357 L=RD ① 精馏段 L=RD=0.3357 ? 5.0748=1.7036 kmol/h V =(R+1)D V=(R+1)D=1.3357 ? 5.0748=6.7784kmol/h 已知

(3-3) (3-4)

M
Ln

Ln

=88.975g/mol

M =81.2159 g/mo
vn

ρ


=799.6087 kg ? m ?3
Ln

ρ

vn

=2.7573 kg ? m ?3

L ?M
n

? L ? 1.7036 ? 89.0071 ? 151.6325kg / h

V

n

? M vn ? V ? 6.7784 ? 81.1993 ? 550.4013kg / h
n

?体积流量 L ? L ρ
hn

?

Ln

151.6325 ? 0.1896m3 / h 799.6087

v

hn

?

v ρ

n

?

vn

550.4013 ? 199.6161m3 / h 2.7573

L
v
sn

sn

=0.1896/3600=5.2667 ?10?5 m3 / s

=199.6161/3600=0.0554 m3 / s
L’ L ? qF ? 1.7036 ? 9.1174 ? 10.821 kmol/h =

② 提留段

v' ? v ? (q ? 1) F ? 6.7784

kmol/h

已知

M =98.4044 g/mol
Lm

M =92.3645 g/mol
vm

ρ
则 质量流量

Lm

=776.3426 kg ? m ?3
Lm

ρ

vm

=3.1108 kg ? m ?3

L V

m

?M

? L' ? 10.821? 98.4044 ? 1064.8340kg / h

m

? M vm ? V ' ? 92.3645 ? 6.7784 ? 626.0835kg / h

体积流量

L
V

hm

?

L ρ

m

?

Lm

1064.8340 ? 1.3776m3 / h 776.3422

hm

?

v ρ

m

?

vm

626.0835 ? 201.2613m3 / h 3.1108

L

sm

? 1.3776 / 3600 ? 3.8267 ?10?4 m3 / s

4

北京理工大学珠海学院 课程设计

V
表 3-1 物性数据

sm

? 201.2613/ 3600 ? 0.0559m3 / s

精馏段 93.639 147.0561 19.7902 液相 气相 81.1993 2.7576 0.0554 199.6161 液相 98.4044 766.3426 89.0071 799.6087

提留段 115.739 124.0174 17.9612 气相 92.3645 3.1502 0.0559 201.2613

操作温度 t/°c 液体粘度 Pa.s 液体表面张力 mN/m 平均分子量 g/mol 平均密度 kg ? m 体积流率
?3

m3 / s

5.2667 ?10 0.1896

?5

3.8067 ?10 1.3776

?4

m3 / h

3.2 精馏塔主要工艺尺寸计算[3]
3.2.1 塔径的计算 1. 精馏塔: L sn ?ρ sn ? = 5.2267 ?10 ? ? 799.6087 ? =0.016 ? 0.02 ? ? ? ? 0.0554 ? 2.7576 ? V sn ?ρ vn ? ? ?
?5 1/ 2 1/ 2

取板间距 H T ? 0.4m

h

L

? 0.05m

H ?h
T

L

? 0.35m

查史密斯关联图可知 C20=0.07
? ? C ? c 20 ?σ 20 ? ? 20 ?
? ? ? 19.7902 ? C ? c 20 ?σ 20 ? =0.07 ? ? ? =0.0699 20 ? ? 20 ? ?
0.2 0.2

0.2

(3-5)

u

max

?C

ρ ?ρ ρ
Ln vn

vn

(3-6)

u

max

?C

ρ ?ρ ρ
Ln vn

vn

? 0.0699

799.6087 ? 2.7576 ? 1.1882m / s 2.7576

即 u ? 0.7u max ? 0.8318m / s

D

? n

4V

sn

πu

(3-7)

5

北京理工大学珠海学院 课程设计

D

n

?

4V sn πu

?

2 2 4 ? 0.0554 ? 0.29m 圆整 D=300mm 横截面积 AT=0.785 ? 0.3 =0.0707m 3.14 ? 0.8318

空塔气速:un’=0.0554/0.0707=0.7836m/s 2. 提馏段: H T’ 0.45m ?
? h ’ 0.05m H ? h
L
T L

? 0.4m
0.2

查史密斯关联图可知 C20=0.079 C ? c ?σ 20 ? =0.07 ? ? 17.9612 ? =0.0773 ? ? ? 20 ?
? 20 ? ? 20 ?
?C

0.2

u

ρ

Lm

max

ρ

? vm ρ
vm

? 0.0773

766.3426 ? 3.1502 ? 1.2032m / s 3.1502

即 u ? 0.7u max ? 0.8422m / s

D

n

?

4V sm πu

4 ? 0.0559 ? 0.29m 3.14 ? 0.8422

圆整 D=300mm 横截面积 AT=0.785 ? 0.32=0.0707m2

空塔气速:um’=0.0559/0.0707=0.7907m/s 3.2.2 浮阀塔的塔板结构与设计 1.堰长 l w

l

w

=0.65D=0.65 ? 0.3=0.195 m

采用平直堰,堰上高度 h ow 按公式

h

ow

=

2.84 L h 2/3 E ( ) 1000 lw

( E ? 1 )计算 (3-8)

h
(1) 精馏段

ow

=

2.84 L h 2/3 E ( ) 1000 lw
ow

h
L

=

2.84 0.1896 2/ 3 ? ( ) =2.7873 ?10?3 m 1000 0.195
ow

h ? h ?h
w

? 0.05 ? 2.7873 ?10?3 ? 0.0472 m

(2) 提馏段

h

’ ow

=

2.84 1.3776 2/ 3 ? ( ) =0.0105 m 1000 0.195

h

’ w

? h L’ h ow’ 0.05 ? 0.0105 ? 0.0395m ? ?

2. 弓形降液管的宽度和横截面积 查弓形降液管的宽度与面积关系图得 A F ? 0.07

W
D

D

A

? 0.125

T



A =A
F

T

? 0.07=0.32 ? 0.785 ? 0.07=4.9455 ?10 ?3

W

D

=0.125D =0.0375

精馏段

6

北京理工大学珠海学院 课程设计

θ=

AH L
F s

T

(3-9)

θ=

AH L
F sn

T

?

4.9455 ? 0.4 ?10?3 =37.56s 5.2667 ?10?5
?3

提馏段 θ = A F H T’ 4.9455 ? 0.45??10 ? 5.84s ? 4

L

sm

3.81?10

3、降液管底隙高度

h
(1)精馏段 则h ? 0

0

?

L lu
s w

(3-10)
0

取液体通过降液管底隙流速 uo=0.13m/s
? 5.2667 ?10-5 ? 0.0021 m 0.195 ? 0.13

L lu
w

sn 0

(2)提馏段 则

取液体通过降液管底隙流速 uo’=0.13m/s
-4 sm

h 0' ?

L ? 3.81 ?10 ? 0.015m l u ' 0.195 ? 0.13
w 0

3.2.3 塔板布置 1.塔板分布 塔径 D=0.3 m 2.浮阀数目与排列

u
(1)精馏段

0=

F0 ρv
12 ? 7.2263m / s 2.7576

(3-11)

取阀孔动能因子 F 0 =12,则孔速 u 0 n = F ?
0

ρ vn

每层塔板上浮阀数目
N= π 4 d 0u 0

V

s

(3-12)

N=

π 4 d 0u 0 n

V

sn

?

0.0554 ? 10.85 0.785 ? 0.032 ? 7.2263

? 11

根据经验值取边缘区宽度 Wc=0.06m、破沫区宽度 Ws=0.1m 计算塔板上的鼓泡区面积,即

A
2

a

π 2 x? ? ? 2 ? x R2 ? x2 ? R arcsin ? 180 R? ?

(3-13)

其中 R= D ? wc ? 0.15 ? 0.06 ? 0.09m m
x? D ?( ? ) ? 0.15 ? 0.1375 ? 0.0125 2 w D ws
7

北京理工大学珠海学院 课程设计

故 Aa ? 4.4855 ? 10

-3

m2

取同一个横排的孔心距 t=75mm 则 排间距 t’= A a = 4.4855 ?10 =5.4 ?10?3 m
?3

N
(2)提馏段

t

11? 0.075

取阀孔动能因子 F 0 =12,则控速 u 0 m = F ?
0

ρ vm

12 ? 6.761m / s 3.1502

N=

π 4 d 0u 0 m

V

sm

?

0.0559 ? 11.86 0.785 ? 0.032 ? 6.761

? 12

根据经验值取边缘区宽度 Wc=0.060m、破沫区宽度 Ws=0.1m 即 取同一个横排的孔心距 t=75mm 则 排间距 t’= A =4.9839 ?10?3 m
a

N

t

3.2.4 塔板的流动性能的校核 1. 气相通过浮阀塔板的压降 (1) 精馏段 ① 干板阻力

u
u
0 cn

0c

? 1.825

73.1

ρ

(3-14)

v

? 1.825

73.1

ρ

? 1.825

vn

73.1 ? 2.9714m / s 2.7576

? u on ? u 0cn

? h
l

? 5.34 ?ρ vnu on ? 0.0491m cn 2 ln g ρ
2

② 板上重启夜层阻力 取 0=0.5 ε

h

? 0.05m



h ?ε h
ln 0

l

? 0.025m

③ 液体表面张力所造成的阻力

h =0.025+0.0529=0.0779
pn



p

pn

= h pn ρ ln g=610.4373Pa

(2) 提馏段 ① 干板阻力

u

0 cm

? 1.825

7.31

ρ

? 1.825

vm

7.31 ? 2.78m / s 3.1502

8

北京理工大学珠海学院 课程设计

? u om ? u 0cm

? h ? 5.34 ?ρ u 2 g ρ
vm cm lm

2

om

? 0.0512m

② 板上重启夜层阻力 取 0=0.5 ε

h

l

? 0.05m



h ? h ε
ln 0

l

? 0.025m

③ 液体表面张力所造成的阻力

h


pm

=0.014+0.0512=0.0762m = h pn ρ ln g=572.2767Pa

p

pn

2. 淹塔 (1) 精馏段 ① 单层气体通过塔板的压降相当液柱高度 h pn =0.0779m ② 液体通过液降管的压头损失 h dn ? 0.153(

L lh
w

sn 0

) 2 ? 2.5308 ?10 ?3

③ 板上液层高度 h l ? 0.05m 则 h dn =0.0779+2.5308 ? 10-3+0.05=0.1304m 取ψ =0.5

H

T

=0.4m

h

w

=0.0472m 则ψ ( H T + h w )=0.2236m

可见 h dn ? ψ ( H T + h w ) 符合要求 (2) 提馏段 ① 单层气体通过塔板的压降相当液柱高度 h pm =0.0762m ② 液体通过液降管的压头损失 h dm ? 0.153(

L ) l h'
sm w 0

2

? 2.5914 ?10 ?3

③ 板上液层高度 h l ? 0.05m 则 h dm =0.0762+ 2.5914 ?10?3 +0.07=0.1288 取ψ =0.5 可见 h


H

T

=0.45m

h

w

=0.0395m 则ψ ( H T + h w )=0.2448m

dn

( H + h ) 符合要求
T
w

3. 雾沫夹带

v
泛点率=

s

ρ ? 1.36 LZ ρ -ρ Kc A
v s L v F b

L

?100%

(3-15)

(1) 精馏段

v
泛点率=

sn

ρ ? 1.36 L Z ρ -ρ Kc A
vn sn Ln vn F b

L

?100% =52.3%

9

北京理工大学珠海学院 课程设计

板上液体流经长度: Z L ? D ? 2W D ? 0.3 ? 2 ? 0.0375 ? 0.225 m 板上液流面积: Ab ?

A

T

? 2 ? AF ? 0.0608 m2

取物性系数 K=1,泛点负荷系数 c F =0.103 (2) 提馏段 取物性系数 K=1,泛点负荷系数 c F =0.103
vm

v
泛点率=

sm

ρ Lm ?ρ vm

ρ

? 1.36 L sm Z L

K c F Ab

?100% =57.53%

4. 塔板负荷性能图 (1) 雾沫夹带线

v
泛点率=

s

ρ ? 1.36 LZ ρ -ρ Kc A
v s L v F b

L

?100%

据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率 80%计算。 ① 精馏段 0.8= vs 799.6087 ? 2.7576 整理得:V sn ? 0.0852 ? 5.2041L sn
2.7576 ? 1.36 ? 0.225 L s ?100%

K c F Ab

② 提馏段 0.8=

v

s

3.1502 ? 1.36 ? 0.225 L s 766.3426 ? 3.1502 ?100% K c F Ab

整理得:V sm ? 0.0852 ? 4.7664 L sm (2) 液泛线
ψ ( H ? h ) ? 5.34 ?ρ u 2 g ρ
v 0 T w L 2

? 0.153 ? (

L ) l h
s W 0

2

? 2.84 3600 L s 2/ 3 ? ? (1 ? 0)h w ? ) ? ε ? 1000 ( ? ? lW ? ?



u

0

?

π 2 N 4d0

v

s

① 精馏段 ② 提馏段

V
V

2 sn
2 sm

? 0.129 ? 770084.8386 L sn ? 2.5116 L sn
2

2/3

? 0.1433 ? 13813.5113L sn ? 2.2985 L sn
2

2/3

(3) 液相负荷上限 以θ =5s 作为液体在降液管内停留时间的下限,则
10

北京理工大学珠海学院 课程设计

( L Sn) max ? ( L Sm) max

4.9455 ?10?3 ? 0.4 ? 3.9564 ?10?4 5 4.9455 ?10?3 ? 0.45 ? ? 4.451?10?4 5

(4) 漏夜线 F 0 ? 5 ① 精馏段 (V )min ? π ? 0.032 ?11? sn ② 提馏段 (V )min sm
5 ? 0.035m3 / s 4 1.25 π 5 ? ? 0.032 ?12 ? ? 0.038m3 / s 4 1.25

(5) 液相负荷下限线 精馏段取堰上液层高度 how=0.002m 作为液相负荷下限条件
( L S ) min ? ( 0.002 ?1000 3/ 2 l w ) ? 3.2011?10?5 2.84 3600 0.006 ?1000 3/ 2 l w 3 ) ? 1.6633 ?10?4 m / s 2.84 3600

提馏段取堰上夜层高度 how=0.006m 作为液相负荷下限条件
( L S ) min ? (

3.2.5 塔板负荷性能图
Vsn/m3/s-1
0.4 0.35 0.3 0.25 0.2 0.15 0.1 0.05 0 0 0.00005 0.0001 0.00015 0.0002 0.00025 0.0003 0.00035 0.0004 0.00045

Lsn/m3.s-1

图3-1 精馏段负荷性能图

11

北京理工大学珠海学院 课程设计

Vsm/m3.s-1

0.2

0.1

Lsm/m3.s-1
0 0.0001 0.00015 0.0002 0.00025 0.0003 0.00035 0.0004 0.00045 0.0005

图3-2 提留段负荷性能图

呦塔板负荷性能图可看出: (1)在任务规定的气液负荷下的操作点处在适宜操作区内的适中位置; (2)塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制,操作下限由液漏控制; ( 3 ) 按 固 定 的 液 气 比 , 由 图 可 查 出 塔 板 的 气 相 负 荷 上 限 ( Vsn ) max=0.0849m3/s (Vsm)max=0.0834m3/s 气相负荷下限(Vsn)min=0.035m3/s (Vsm)min=0.036m3/s 故:精馏段操作弹性=0.0849/0.035=2.4257 提馏段操作弹性=0.0834/0.038=2.1947 表 3-2 浮阀塔工艺设计计算结果
项目 塔径 板间距 塔板类型 空塔气速 堰长 堰高 板上液层高 度 降液管低隙 高 浮阀数 阀孔气速 浮阀动能因 子 临界阀孔气 速 孔心距 符号 D HT u lw hw hL h0 N u0 F0 uoc t 单位 m m m/s m m m m 计算数据 精馏段 提馏段 0.3 0.3 0.4 0.45 单溢流弓形降液管 0.7836 0.7907 0.195 0.195 0.0472 0.0395 0.05 0.05 0.0021 11 7.2263 12 0.015 12 6.761 12 等腰三角叉排 备注

分块式塔板

m/s

m/s m 0.075 0.075 同一横排孔心
12

北京理工大学珠海学院 课程设计 距 相邻横排中心 距离

排间距 单板压强 降液管内清 夜层高度 泛点率 气相负荷上 限 气相负荷下 限 操作弹性

t’ △Pp Hd

M Pa m % 3 m /s m /s
3

5.410-3 610.4373 0.1304 52.3% 0.0849 0.035 2.4257

4.9839 ? 10 572.2767 0.1288 57.53% 0.0834 0.038 2.1947

-3

(Vs)max (Vs)min

雾沫夹带控制 液漏控制

3.2.6 塔高 (1)设塔顶空间高度为 2HT=0.8m (2)全塔 N P =22 故设人孔 n=2 人孔处板间距为 h=0.6m (3)设釜液在塔釜停留时间为 2min 塔底液面至最下层塔板之间留 1.5m 的间距
?W ? 4.0426kmol / h
? 105.41 g/mol

M

w

tw=135°C



w

=756.918kg.m-3

故 塔釜液层高度 HB’= wθ =0.2656 m

ρ

w

π 2 d 4

(4)塔高 H ? 0.4 ?11 ? 2 ? 0.4 ? 2 ? 0.4 ? 0.6 ? 2 ? 10 ? 0.45 ? 0.2656 ? 1.5 ? 13.4656m 本章符号说明 WD─降液管宽度,m 英文字母 H0─降液管低隙高度,m P─压强,Kpa F0─阀孔动能因子 x─液相摩尔分数 N─每层塔板上浮阀数 y─气相摩尔分数 Wc─边缘区宽度,m t─温度,°C Ws─破抹区宽度,m M─平均相对分子量,g/mol Aa─鼓泡区面积,m2 L─塔内下降液体流量,kmol/h hcn─干板阻力,m(n=1、2) V─塔内上升气体流量,kmol/h hln─板上重启液层阻力,m HT─板间距,m hpn─液体表面张力所造成的阻力,m hL─板及堰上总高,m hdn─单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度, C20─物系表面张力为 20mN/m 的负荷系数 m u─流体流量,m/s ZL─板上液体流经长度,m D─塔内径,m 2 Ab─板上液流面积,m2 A─塔内横截面积,m CF─泛点负荷系数 lw─堰长 希腊字母 how─堰上高度,m ρ ─密度,kg/m3 hw─板高,m σ ─表面张力,mN/m AF─降液管横截面积,m2
13

北京理工大学珠海学院 课程设计 μ ─粘度,Pa.s ε 0─阻力系数 上标 ’ ─提馏段 _ ─平均 下标 F─原料液 D─馏出液 W─釜残液 L─液相 V─气相 n─精馏段 m─提馏段 max─最大 min─最小

1

北京理工大学珠海学院 课程设计

第四章 附属设备与接管的选取
4.1 原料液预热器的设计[4]
采用压强为 200KPa、 温度为 120°C 的饱和水蒸气加热, 水蒸气离开时为饱和液体; 原 料液由 25°C 加热到泡点温度 96.498°C。 蒸汽走壳层,原料液走管层,逆流操作。 25 ? 96.498 定性温度 t ? ? 60.749 0C 2 查表得 故

C
C
p

p苯

=1.942kj/(kg.°c)

C

p对二甲苯

=1.845kj/(kg.°c)

=1.942 ? 0.45+1.845 ? 1-0.45) ( =1.4387 kj/(kg.°c)

m ? M F ? F ? 91.3964 ? 2.53 ? 10?3 ? 0.2365kg ? s ?1

热负荷

Q
Q
Q
L

L

=mC p (t b ? t F )

(4-1)

=mC p (t b ? t F ) ? 0.2365 ?1.4387 ? (96.498 ? 25) ? 24.3274kw

预计热损失为 2%


=1.02Q =1.02 ? 31.25=31.2822 kw
L

热流体 T 120°C 120°C ? 冷流体 t 96.498°C ? 25°C 23.502 °C 95°C ?t 23.502 ? 95 故 ?t m ? ? 51.19 0C 23.502 ln 95 平均温差
?t m ? ?t 1 ? ?t 2 ? ln t 1 ?t 2

(4-2)

总产热系数 k0 取 300W/(m2.°c) 故 总传热面积为
S? Q K ?t m
(4-3)

Q 24.3274 ? 103 S? ? ? 1.5841m 2 K ?t m 300 ? 51.19

4.1.1 物性数据[1]
1

北京理工大学珠海学院 课程设计 表 4-1 ρ /kg.m 苯 对二甲苯 原料液 839.15 826.43 795.999
-3

μ /mpa.s 0.4334 0.4173 0.2867

Cp/ kj/(kg.° γ /kJ/kg

λ /W/(m.k) 0.151 0.155 0.1241

c)
1.942 1.845 1.3348 31.19 40.00

4.1.2、计算热负荷 Q 及蒸汽用量 由上可知 根据公式

Q
Q




=31.2822 kw C p =1.4387 kj/(kg.°c) 可得

? w sc p ?t b ? t F ?

w

c

?

Q 31.2822 ? ? 0.3579 kg/s ? t ? 1.4387 ? 60.749 c ?t
总 p b F

查得 120°C 下饱和水蒸气 2205.2kJ/kg 4.1.3 计算平均温度 ? t m 4.1.4 初选换热器规格[3]
表 4-2 管程数 管子总根数

可得 w

s

?

Q ? 31.2822 / 2205.2 ? 0.0142kg / s r

?t m ?

23.502 ? 95 ? 51.19 0C 23.502 ln 95

中心排管数

公 称 直 径
/mm φ 25 325 4
0

管程流通面 2 积/m

计算的换热 3 器面积/m 管子长度 3000

管子尺寸 φ 19 4 φ 19 ? 2 0.0023 φ 25 6.4 28

排管数按正方形旋转 45 排列 4.1.5 核算总传热系数 表 4-3 1200C 水蒸气物性数据
ρ /kg.m
-3

μ /mpa.s
3

Cp/ kj/(kg. °

γ /kJ/kg 2205.2

λ /W/(m.k) 0.3931

c)
1.1273 ? 10 0.2373
i

4.26

(1)管程对流传热系数α
p

μ 1.4387 ? 0.2867 Re ? 19250 Pr ? c ? 0.1241 ? 3.3977 λ
i
i

α
α
i

i

? 0.023

λ

d

Re0.8 Pr 0.4
i

(4-4)

? 0.023

λ

d

Re0.8 Pr 0.4 ? 0.023 ?
i

0.1241 ?192500.8 ? 3.39770.4 ? 830.667W /(m2 . 0C ) 0.015

(2)壳程对流传热系数α

0

2

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? λ ? ? d eu ρ ? α 0 ? 0.36 ? ? ? μ o ? ? ? ? ? d e ??

0.55

μ ?cp ? ? λ ?

? ? ? ?

1/ 3

?μ ? ? ? ? ? ?μ w ?

0.14

(4-5)
? μ ? =0.95 ? ? ? ? ?μ w ?

取换热器列管之中心距 t=32mm 折留挡板间距 h=0.15m 流体通过管间最大截面积为
? ? ? 0.019 ? 2 A ? hD ?1 ? d 0 ? ? 0.15 ? 0.325 ? ?1 ? ? ? 0.0198m t ? ? 0.032 ? ?

u

0

6000000 ?V s ? ? 0.0104m / s A 3600 ? 24 ? 300 ?1127.3 ? 0.0198

π π 2? ? ? ? 4 ? t 2 ? d 0 ? 4 ? 0.0322 ? ? 0.019 2 ? 4 4 ? ?? ? ? ? 0.05m de? 0.019 π π d0

R

e0

ρ 0.05 ? 0.0104 ?1127.3 ? d eu 0 ? ? 2470.27 μ 0.2373 ?10?3

p
α

ro

?


p

λ

?

4.26 ? 0.2373 ? 2.57 0.3931

所以
0

?λ ? 0.55 =0.36 ? ? R e0 ? ? ?de?

p

1/ 3 ro

? 0.3931 ? 0.55 1/ 3 2 0 ? 0.95=0.36 ? ? ? 2470.27 ? 2.57 ? 0.95=270.5285W / ? m ? C ? ? 0.05 ?

(3)污垢热阻

R

si

? 1.7197 ?10?4 m2 . 0C / W

R

s0

=0.8598 ?10?4 m2 . 0C / W

(4)总传热系数 K0 (壁热阻忽略)

K
1 1
0

0

=

1 1
0

(4-6)

α
K 0= α
+ R s 0 + R si d 0 ?

+ R s 0 + R si d 0 ?

d

i

d dα
i

0 i

d

i

d dα
i

?
i

1 1 0.019 0.019 ? 0.8598 ? 10?4 ? 1.7197 ? 10?4 ? ? 270.5285 0.015 830.667 ? 0.015

? 180.99W / ? m 2 ? 0C ?

由前

0

面计算可知,选用选用该型号换热器时要求过程的总传热系数为 300 W / ? m2 ? 0C ? 计算出的 Ko 为 180.99 W / ? m2 ? 0C ? ,故所选择的换热器是合适的,安全系数为
300 ? 180.99 =0.3967 300

设计结果为:选用浮头式换热器,型号为 FB325Ⅱ----2.5---23 4.2 塔顶冷凝热负荷及冷却水用量 塔顶采用全凝器,即 y1=xd=0.9244 查 t-x-y 图得 td=91.56°C 查得该温度下 苯的汽化热 r 苯=395.38kJ/kg 对二甲苯的汽化热 r 对二甲苯=341.19 kJ/kg 故塔顶汽化热为 rD=0.9244 ? 395.38+(1-0.9244) ? 341.19=391.28 kJ/kg 塔顶冷凝热负荷 QD=Qh=WhrD=Vsnρ vnrD=0.05581 ? 2.7386 ? 391.28=59.8037kw
3

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水的定性温度为 t ? t 1 又?QD=WcCpc(t2-t1)

?t2 2

?

25 ? 45 ? 35 0 c 可查得 Cpc=4.174kJ/(kg.°c) 2

?冷却水用量

Wc=59.8037/4.174 ? 20=0.7164kg/s

4.3 塔底再沸器热负荷及水蒸气用量 查得 1200C 时 I v =2709.2 kJ/kg
B sm v w L

I

w

=493.71 kJ/kg

Q =V ? I ? I ? ? Q =0.056 ? (2709.2-493.71)+0.5% Q
解得

B

Q =124.6909 kw
B

故 水蒸气用量

W

h

? Q /γ =124.6909/2205.2=0.0565kg/s
B

4.4 进料泵的选取 进料板的高度为 H=13 ? 0.45+0.15=5.99 查得在 25°C 时, ρ
苯=

874kg/m3ρ

对二甲苯=

857kg/m3

ρ

F

=

1 0.45

ρ
V
S

+

0.55
对二甲苯

=864.57kg/m3



ρ

设原料液在管路的流速 u=0.25m/s
= WF ?

其体积流量为 m3/s

ρ

F

6000 ?1000 ? 2.6774 ? 10?4 300 ? 24 ? 864.57 ? 3600

?4 故 d= 2 4V S ? 4 ? 2.6774 ?10 ? 0.0369m

πu

3.14 ? 0.25

圆整 d=40mm

设λ =0.037 所以其杨程

?h
H
e

f

? 40 ?

u 2 40 ? 2.52 ? ? 12.7551m 2g 2 ? 9.8

=5.99+

105.6-101.33 +12.1551=18.1456m 864.57 ? 9.8

选用 IS50-32-125 型号的离心泵 符合要求 扬程 H=18.5m 流量为 7.5m3/h 4.5 主要接管尺寸的选取 4.5.1.进料管 由上可得进料管直径 4.5.2.回流管 圆整 d=40mm 流量为 7.5m3/h 选取φ 40 ? 0.5nn

d

R

?

4 Ln L sn ρ πu D ρ

?

4 ? 799.6083 ? 5.2667 ?10 ? 5 ? 0.0163 m 3.14 ? 0.25 ? 803.4501

圆整 d =17mm
R

选取φ 17 ? 0.25nn

4.5.3.塔顶蒸汽管

4

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d

n

?

4 vnV sn ρ πu D ρ

?

4 ? 2.7386 ? 0.05581 ? 0.0311m 0.25 ? 803.4501? 3.14

圆整 d n =32mm
4 Lm L sm ρ πu w ρ

选取φ 32 ? 0.5nn

4.5.4.塔釜出料管

d

W

?

?

4 ? 776.3422 ? 3.81?10?4 ? 0.0446m 3.14 ? 0.25 ? 756.918

圆整 d =45mm
W

选取φ 45 ? 1.5nn 本章符号说明 x─液相摩尔分数 y─气相摩尔分数 Re─雷诺指数 Pr─普兰特数 d─管径,m H(h) ─高度,m A─截面积,m2 D─塔径,m 上标 ─平均 下标 F─原料液 o─管外 i─管内 m─平均 c─冷流体 h─热流体 n─塔顶 w─塔釜

英文字母 T(t) ─温度,°C C─比热容,KJ/(kg.°C) m─原料液质量流量,kg/s Q─热负荷,J/S 或者 w W─流体的质量流量,kg/h K─传热系数,w/(m2.°c) S─传热面积,m2 u─流体流量,m/s R─阻力,c/w I─焓,kJ/kg.c V─体积流量,m3/s Hf─压头损失,m He─杨程,m 希腊字母 ρ ─密度,kg/m3 μ ─粘度,pa.s γ ─汽化热,KJ/kg λ ─导热系数,w/(m.k) 参考文献: [1] 刘光启,马连湘 邢志有.化学化工物性算图手册.有机卷[M]. 北京. 化学工业出版 社, 1996 [2] 姚玉英 黄凤廉 陈长贵 柴诚敬,化工原理(下册)[M],天津,天津科学技术出版社, 2009 [3] 王国胜,化工原理课程设计(第二版)[M],大连,大连理工大学出版社,2006 年 8 月 [4] 姚玉英 黄凤廉 陈长贵 柴诚敬,化工原理(上册)[M],天津,天津科学技术出版社, 2009

5


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