化工原理課程設計---苯和二甲苯物系分離系統(tǒng)的設計

1、<p><b>　　課程設計任務書</b></p><p>　　2011 ～2012學年第一學期</p><p>　　學生姓名： 專業(yè)班級： </p><p>　　指導教師： 工作部門： 化工與材料學院 </p><p>

2、;　　課程設計題目 苯和二甲苯物系分離系統(tǒng)的設計</p><p>　　二、課程設計內(nèi)容（含技術指標）</p><p>　　生產(chǎn)能力：6000噸/年（每年按300天生產(chǎn)日計算）</p><p>　　原料狀態(tài)：苯含量45%（wt%）；溫度：25℃；壓力：100kPa；泡點進料；</p><p>　　分離要求：塔頂餾出液中苯含量90%（wt%）；

3、塔釜苯含量2%（wt%）</p><p>　　操作壓力：100kPa</p><p>　　其它條件：塔板類型：浮閥塔板；塔頂采用全凝器；R=1.6Rm2.具體設計內(nèi)容和要求</p><p>　　（1）設計工藝方案的選定</p><p>　?。?）精餾塔的工藝計算</p><p>　　（3）塔板和塔體的設計</p&

4、gt;<p><b>　　（4）水力學驗算</b></p><p>　?。?）塔頂全凝器的設計選型</p><p>　　（6）塔釜再沸器的設計選型</p><p><b>　?。?）進料泵的選取</b></p><p><b>　　（8）繪制流程圖</b><

5、/p><p>　?。?）編寫設計說明書</p><p><b>　?。?0）答辯</b></p><p><b>　　三、進度安排</b></p><p><b>　　四、基本要求</b></p><p>　　教研室主任簽名： </

6、p><p>　　2011年10 月14 日</p><p>　　摘要：根據(jù)任務要求，本塔在100KPa壓強下，苯和對二甲苯的分離操作，年處理量為6000噸(按300天計)，查閱相關資料，初步確定分離方法、流程、以及設備、操作條件，查閱相關物理數(shù)據(jù)，制作相關曲線圖，由原料組成和塔頂、塔釜組成通過物料衡算來確定產(chǎn)量、釜液量、最小回流比及回流比，繼而得到精餾段，提餾段的操作線方程，并結(jié)合經(jīng)驗值通過計

7、算來確定塔的理論塔板數(shù)和實際塔板數(shù)，進料板位置，以及全塔效率，進而得出塔的工藝尺寸，然后根據(jù)流體力學驗算，來確定各工藝尺寸是否均符合要求，符合要求之后，再確定本塔的負荷性能圖及其附屬設備，完成工藝流程圖（CAD圖紙，手工圖紙各一份），進而完成設計任務。</p><p>　　關鍵詞：精餾塔 精餾段 提餾段 塔板</p><p><b>　　目錄：</b></p&g

8、t;<p><b>　　第一章緒論</b></p><p>　　1.1分離方法的選擇-——精餾</p><p><b>　　1.2流程設計</b></p><p><b>　　1.3設備初選</b></p><p><b>　　1.4操作條件</b

9、></p><p>　　第二章 精餾塔工藝計算</p><p><b>　　2.1基礎數(shù)據(jù)</b></p><p><b>　　2.2 物料衡算</b></p><p>　　第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設計</p><p>　　3.1塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)</p&

10、gt;<p>　　3．2 精餾塔主要工藝尺寸計算</p><p>　　第四章附屬設備與接管的選取</p><p>　　4.1原料液預熱器的設計</p><p>　　4.2塔頂冷凝熱負荷及冷卻水用量</p><p>　　4.3塔底再沸器熱負荷及水蒸氣用量</p><p><b>　　4.4進料泵

11、的選取</b></p><p>　　4.5主要接管尺寸的選取</p><p><b>　　第一章緒論</b></p><p>　　1.1分離方法的選擇-——精餾</p><p>　　蒸餾分簡單蒸餾、平衡蒸餾（閃蒸）、精餾和特殊蒸餾</p><p>　　較易分離的物系或?qū)Ψ蛛x要求不高——

12、簡單蒸餾或閃蒸</p><p><b>　　較難分離——精餾</b></p><p>　　很難分離的或者用普通精餾方法不能分離——特殊精餾</p><p><b>　　1.2流程設計</b></p><p><b>　　1.3設備初選</b></p><p&

13、gt;<b>　　塔板類型——浮閥塔</b></p><p>　　泡罩塔板。優(yōu)點：不易發(fā)生液漏現(xiàn)象。有較好操作彈性，塔板不易堵塞</p><p>　　缺點：結(jié)構復雜，金屬耗量大，造價高；板上夜層厚，氣體流經(jīng)曲折，通過塔板的壓強降大，兼霧沫夾帶嚴重，板效率低。</p><p>　　篩板塔板。優(yōu)點：造價低廉，氣體壓降小，板上液面落差小，生產(chǎn)能力及板

14、效率均較泡罩塔高。</p><p>　　缺點：操作彈性小，容易堵塞。</p><p>　　浮閥塔板。優(yōu)點：生產(chǎn)能力大，操作彈性大，塔板效率高，壓降液面落差較小，塔板造價低。</p><p>　　換熱器——管殼式換熱器</p><p>　　有點：單位體積所具有的傳熱面積較大及傳熱效率好，結(jié)構簡單，制造材料范圍較廣，操作彈性較大。</p&g

15、t;<p><b>　　離心泵——油泵</b></p><p>　　油泵特點：用于易燃、易爆油品。</p><p>　　管路選擇——無縫鋼管（常壓管路）</p><p><b>　　1.4操作條件</b></p><p>　　操作壓力——100Kpa(常壓)</p>&l

16、t;p>　　常壓下為氣態(tài)混合液——加壓</p><p>　　沸點較高又是熱敏性混合液——減壓</p><p>　　進料狀態(tài)——泡點進料</p><p>　　泡點進料優(yōu)點：塔內(nèi)無聊在平衡態(tài)下進料不需要進行熱交換，計算簡便。</p><p>　　塔底加熱方式——間接蒸汽加熱</p><p>　　優(yōu)點：方便、便宜，相變

17、潛熱放出的熱量大。</p><p><b>　　精餾塔工藝計算</b></p><p>　　2.1基礎數(shù)據(jù)[1]</p><p>　　2.1.1苯和二甲苯液體的物性</p><p><b>　　表2-1 </b></p><p>　　2.1.2苯和二甲苯液體的密度<

18、;/p><p><b>　　表2-2 </b></p><p>　　ρ苯=-1.1643T+909.52 ρ對二甲苯=-0.9515T+886.09 </p><p>　　2.1.3苯和對二甲苯的表面張力</p><p><b>　　表2-3 </b></p><p&

19、gt;　　σ對二甲苯=-0.1027T+30.121 σ苯=-0.1206T+30.741</p><p>　　2.1.4苯和對二甲苯的粘度</p><p><b>　　表2-4</b></p><p>　　2.1.5常壓下苯—對二甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　(1) 苯—對二甲苯Antoine常數(shù)&l

20、t;/p><p><b>　　表2—5 </b></p><p>　　(2)Antoime公式  其中P為飽和蒸汽壓，單位mmHg,T單位</p><p><b>　　表2—6 </b></p><p><b>　　根據(jù)列表的數(shù)據(jù)作圖</b></p>

21、<p>　　計算=5.32 (2-1)</p><p>　　根據(jù)所作的圖，算得的泡點溫度為</p><p><b>　　露點溫度為</b></p><p>　　2.2 物料衡算[2]</p><p><b>　　2.2.1組成 </b></p&

22、gt;<p><b>　　平均相對分子量</b></p><p>　　2.2.2全塔物料衡算</p><p><b>　　代入數(shù)據(jù)，解得：</b></p><p>　　2.2.3確定及R值</p><p><b>　　原料液為泡點進料</b></p>

23、<p><b>　　最小回流比為</b></p><p><b>　　即 </b></p><p>　　2.2.4精餾段操作線方程 </p><p><b>　　(2-2)</b></p><p><b>　　提留段操作線方程</b>&l

24、t;/p><p><b>　　(2-3)</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　2.2.5理論塔板數(shù) 及實際塔板數(shù)</p><p><b>　　（1）簡捷法</b></p><p><b>　　全塔最小理論板數(shù)<

25、/b></p><p><b>　　(2-4)</b></p><p><b>　　由上可算得</b></p><p>　　根據(jù)吉利蘭圖公式可得：</p><p>　　算得：N =9.7310</p><p><b>　　精餾段最小理論板數(shù)</b>

26、</p><p>　　根據(jù)吉利蘭圖公式可得：</p><p>　　算得：N =5.146</p><p>　　故進料塔板位置為塔頂往下數(shù)第6塊板。</p><p><b>　　(2)作圖法</b></p><p>　　由圖可得：理論塔板數(shù)N=7（包括再沸器）</p><p>

27、;<b>　　2.2.6全塔效率</b></p><p>　　=0.027 =0.9244</p><p>　　由圖2-4 苯-對二甲苯混合液的t-x-y圖 可查得</p><p>　　塔釜溫度=135 塔頂溫度 =90.73</p><p>　　又泡點進料=96.498</p><p>

28、<b>　　=107.41</b></p><p>　　可由粘度表查得，=107.41時，=241.5606 =285.0764</p><p>　　則 μ=0.5265</p><p><b>　　全塔效率為 </b></p><p><b>　　(2-5)</b>&l

29、t;/p><p>　　2.2.7實際塔板數(shù)</p><p><b>　　則進料塔板數(shù)</b></p><p><b>　　本章符號說明</b></p><p><b>　　英文字母</b></p><p><b>　　T—溫度，°C<

30、;/b></p><p>　　M─相對分子質(zhì)量g/mol</p><p>　　─平均相對分子質(zhì)量,g/mol</p><p><b>　　P─壓力,Pa</b></p><p><b>　　x─液相摩爾分數(shù)</b></p><p><b>　　y─氣相摩爾分數(shù)

31、</b></p><p>　　F─原料液摩爾量, kmol/h</p><p>　　D─塔頂產(chǎn)品液量, kmol/h</p><p>　　W─塔釜產(chǎn)品液量,kmol/h</p><p><b>　　R─回流比</b></p><p>　　L─塔內(nèi)下降的液體流量,kmol/h</p

32、><p><b>　　N─理論塔板數(shù)</b></p><p><b>　　ET─全塔效率</b></p><p><b>　　希臘字母</b></p><p>　　ρ─密度,kg/m3</p><p>　　σ─表面張力,mN/m</p><

33、;p><b>　　μ─粘度，Pa.s</b></p><p><b>　　α─相對揮發(fā)度</b></p><p><b>　　下標</b></p><p><b>　　F─進料液</b></p><p><b>　　D─餾出液</b&

34、gt;</p><p><b>　　W─釜液</b></p><p><b>　　b─泡點</b></p><p><b>　　d─沸點</b></p><p><b>　　Min─最小或最少</b></p><p>　　精餾塔主要

35、工藝尺寸的設計</p><p>　　3.1塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)[3]</p><p>　　3.1.1塔的工藝條件</p><p><b>　　1.操作壓強</b></p><p><b>　　2.操作溫度</b></p><p><b>　　4</b>

36、</p><p>　　可由t-x-y圖查得</p><p>　　塔釜溫度=135 °C 塔頂溫度 =90.73 °C 泡點進料=96.498°C</p><p><b>　　即</b></p><p>　　3.1.2 各種物性數(shù)據(jù)</p><p><

37、b>　　1.平均分子量</b></p><p>　　根據(jù)平衡關系式可得 (3-1)</p><p><b>　　塔頂：</b></p><p>　　==0.924 =0.6968</p><p><b>　　進料塔：&l

38、t;/b></p><p>　　=0.5265 =0.8554</p><p><b>　　塔釜：</b></p><p>　　=0.027 =0.1286</p><p><b>　　24</b></p><p><b>　　精餾段的平均分子量<

39、;/b></p><p><b>　　提留段的平均分子量</b></p><p>　　98.4044 g/mol</p><p><b>　　2.平均密度</b></p><p><b>　　氣相密度</b></p><p><b>　　

40、精餾段實際塔板數(shù)：</b></p><p><b>　　提餾段實際塔板數(shù)：</b></p><p>　　精餾段：塔頂操作壓強 =100Kpa 每層塔板的壓強降△P=0.7Kpa</p><p><b>　　進料板壓強 </b></p><p><b>　　平均壓強

41、</b></p><p><b>　　(3-2)</b></p><p>　　提餾段： 塔釜操作壓強 </p><p>　　平均壓強 </p><p><b>　　液相密度</b></p><p>　　=96.498° C 可查表2-2得

42、 =797.4053 =794.4319</p><p><b>　　=795.7664</b></p><p>　　=90.78 ° C 可查表2-2得 =803.8617 =799.7646 </p><p>　　=803.4501 </p><p>　　=135°c 可查表2-2得

43、 =751.47 =757.03 </p><p>　　=756.9180 </p><p><b>　　即 </b></p><p><b>　　3.液體表面張力</b></p><p>　　=96.498° C 可查表2-3得 = 19.0933 mN/m =20.2019

44、 mN/m</p><p>　　=19.6875 mN/m</p><p>　　=90.78 ° C 可查表2-3得 = 19.7969mN/m =20.8003 mN/m </p><p>　　=19.8929 mN/m</p><p>　　=135°c 可查表2-3得 =14.485 mN/m =

45、16.275 mN/m</p><p>　　=16.2349 mN/m</p><p><b>　　即 mN/m</b></p><p><b>　　mN/m</b></p><p><b>　　4．液體粘度</b></p><p>　　=96.49

46、8° C 可查表2-4得 =268.4748 Pa.s =306.6744 Pa.s</p><p>　　=143.153 Pa.s</p><p>　　=90.78 ° C 可查表2-4得 =284.338 Pa.s =321.816 Pa.s</p><p>　　=150.9592 Pa.s</p><p>

47、　　=135°c 可查表2-4得 =192.8 Pa.s =230 Pa.s</p><p>　　=104.8817 Pa.s</p><p><b>　　即 Pa.s</b></p><p><b>　　Pa.s</b></p><p><b>　　5.體積流率&

48、lt;/b></p><p>　　由上可得 R=0.3357 L=RD (3-3)</p><p>　　精餾段 L=RD=0.33575.0748=1.7036 kmol/h</p><p>　　V =(R+1)D (3-4)</

49、p><p>　　V=(R+1)D=1.33575.0748=6.7784kmol/h</p><p>　　已知 =88.975g/mol =81.2159 g/mo</p><p>　　=799.6087 =2.7573</p><p><b>　　則 </b></p><p>&

50、lt;b>　　體積流量 </b></p><p>　　=0.1896/3600=5.2667 </p><p>　　=199.6161/3600=0.0554 </p><p>　　提留段 kmol/h </p><p><b>　　kmol/h</b></p><p>　

51、　已知 =98.4044 g/mol =92.3645 g/mol</p><p>　　=776.3426 =3.1108 </p><p><b>　　則 質(zhì)量流量 </b></p><p><b>　　體積流量 </b></p><p><b>　　表

52、3-1</b></p><p>　　3．2 精餾塔主要工藝尺寸計算[3]</p><p>　　3.2.1 塔徑的計算</p><p><b>　　精餾塔：</b></p><p><b>　　取板間距 </b></p><p>　　查史密斯關聯(lián)圖可知 C20=0

53、.07 </p><p><b>　　(3-5)</b></p><p><b>　　(3-6)</b></p><p><b>　　即</b></p><p><b>　　(3-7)</b></p><p>　　圓整 D=300

54、mm橫截面積AT=0.7850.32=0.0707m2</p><p>　　空塔氣速：un’=0.0554/0.0707=0.7836m/s </p><p><b>　　提餾段： </b></p><p>　　查史密斯關聯(lián)圖可知 C20=0.079 </p><p><b>　　即</b>&l

55、t;/p><p>　　圓整 D=300mm橫截面積AT=0.7850.32=0.0707m2</p><p>　　空塔氣速：um’=0.0559/0.0707=0.7907m/s </p><p>　　3.2.2浮閥塔的塔板結(jié)構與設計</p><p><b>　　1．堰長</b></p><p>　　

56、=0.65D=0.650.3=0.195 m</p><p>　　采用平直堰，堰上高度按公式 ()計算 </p><p><b>　　(3-8)</b></p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　m</b></p>&

57、lt;p><b>　　提餾段 m</b></p><p>　　2. 弓形降液管的寬度和橫截面積</p><p>　　查弓形降液管的寬度與面積關系圖得 </p><p><b>　　則 </b></p><p><b>　　精餾段 </b></p>

58、<p><b>　　(3-9)</b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p><b>　　3、降液管底隙高度</b></p><p><b>　　(3-10)</b></p><p>　?。?）精餾段 取液體通過降

59、液管底隙流速uo=0.13m/s</p><p><b>　　則m</b></p><p>　?。?）提餾段 取液體通過降液管底隙流速uo’=0.13m/s</p><p><b>　　則 </b></p><p><b>　　3.2.3塔板布置</b></p&g

60、t;<p>　　1.塔板分布 塔徑D=0.3 m</p><p><b>　　2.浮閥數(shù)目與排列</b></p><p><b>　　(3-11)</b></p><p><b>　　（1）精餾段</b></p><p>　　取閥孔動能因子=12，則孔速<

61、/p><p><b>　　每層塔板上浮閥數(shù)目</b></p><p><b>　　(3-12)</b></p><p><b>　　11</b></p><p>　　根據(jù)經(jīng)驗值取邊緣區(qū)寬度Wc=0.06m、破沫區(qū)寬度Ws=0.1m</p><p>　　計算塔

62、板上的鼓泡區(qū)面積，即</p><p><b>　　(3-13)</b></p><p><b>　　其中 m</b></p><p>　　故4.485510-3 </p><p>　　取同一個橫排的孔心距t=75mm</p><p>　　則 排間距 t’= ==5.4m<

63、;/p><p><b>　　(2)提餾段</b></p><p>　　取閥孔動能因子=12，則控速</p><p><b>　　12</b></p><p>　　根據(jù)經(jīng)驗值取邊緣區(qū)寬度Wc=0.060m、破沫區(qū)寬度Ws=0.1m 即</p><p>　　取同一個橫排的孔心距t=7

64、5mm</p><p>　　則 排間距 t’= =4.9839m</p><p>　　3.2.4塔板的流動性能的校核</p><p>　　氣相通過浮閥塔板的壓降</p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　干板阻力 </b></p>

65、<p><b>　　(3-14)</b></p><p><b>　　板上重啟夜層阻力</b></p><p><b>　　取 則 </b></p><p>　　液體表面張力所造成的阻力</p><p>　　=0.025+0.0529=0.0779</p&

66、gt;<p>　　△=g=610.4373Pa</p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　干板阻力 </b></p><p><b>　　板上重啟夜層阻力</b></p><p><b>　　取 則 </b&

67、gt;</p><p>　　液體表面張力所造成的阻力</p><p>　　=0.014+0.0512=0.0762m</p><p>　　△=g=572.2767Pa</p><p><b>　　淹塔</b></p><p><b>　　精餾段</b></p>

68、<p>　　單層氣體通過塔板的壓降相當液柱高度=0.0779m</p><p>　　液體通過液降管的壓頭損失</p><p>　　板上液層高度 則=0.0779+2.530810-3+0.05=0.1304m</p><p>　　取ψ=0.5 =0.4m =0.0472m則ψ（+）=0.2236m </p><p>　　可見ψ（+）

69、 符合要求</p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　單層氣體通過塔板的壓降相當液柱高度=0.0762m</p><p>　　液體通過液降管的壓頭損失</p><p>　　板上液層高度 則=0.0762++0.07=0.1288</p><p>　　取ψ=0.5 =0.45m

70、 =0.0395m則ψ（+）=0.2448m </p><p>　　可見ψ（+） 符合要求</p><p><b>　　霧沫夾帶</b></p><p><b>　　(3-15)</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p><

71、;b>　　=52.3%</b></p><p>　　板上液體流經(jīng)長度：m</p><p><b>　　板上液流面積：</b></p><p>　　取物性系數(shù)K=1，泛點負荷系數(shù)=0.103</p><p>　　提餾段 取物性系數(shù)K=1，泛點負荷系數(shù)=0.103</p><p>

72、;<b>　　=57.53%</b></p><p><b>　　塔板負荷性能圖</b></p><p><b>　　霧沫夾帶線</b></p><p>　　據(jù)此可作出負荷性能圖中的霧沫夾帶線。按泛點率80%計算。</p><p><b>　　精餾段</b>

73、;</p><p><b>　　整理得：</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　整理得：</b></p><p><b>　　液泛線</b></p><p><b>　　而<

74、/b></p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p><b>　　液相負荷上限</b></p><p>　　以θ=5s作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，則</p><p><b

75、>　　漏夜線</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　液相負荷下限線</b></p><p>　　精餾段取堰上液層高度how=0.002m作為液相負荷下限條件</p>

76、;<p>　　提餾段取堰上夜層高度how=0.006m 作為液相負荷下限條件</p><p>　　3.2.5塔板負荷性能圖</p><p>　　呦塔板負荷性能圖可看出：</p><p>　　（1）在任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置；</p><p>　　（2）塔板的氣相負荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限由

77、液漏控制；</p><p>　　（3）按固定的液氣比，由圖可查出塔板的氣相負荷上限（Vsn）max=0.0849m3/s (Vsm)max=0.0834m3/s 氣相負荷下限（Vsn）min=0.035m3/s (Vsm)min=0.036m3/s </p><p>　　故：精餾段操作彈性=0.0849/0.035=2.4257 </p><p>　　提餾段操作彈

78、性=0.0834/0.038=2.1947</p><p>　　表3-2 浮閥塔工藝設計計算結(jié)果</p><p><b>　　3.2.6 塔高</b></p><p>　　(1)設塔頂空間高度為2HT=0.8m </p><p>　　(2)全塔=22 故設人孔n=2 人孔處板間距為h=0.6m </p>&

79、lt;p>　　(3)設釜液在塔釜停留時間為2min 塔底液面至最下層塔板之間留1.5m的間距</p><p>　　g/mol tw=135°C </p><p>　　故 塔釜液層高度 HB’==0.2656 m</p><p><b>　　(4)塔高</b></p><p><b>　　本章符

80、號說明</b></p><p><b>　　英文字母</b></p><p><b>　　P─壓強，Kpa</b></p><p><b>　　x─液相摩爾分數(shù)</b></p><p><b>　　y─氣相摩爾分數(shù)</b></p>

81、<p><b>　　t─溫度，°C</b></p><p>　　M─平均相對分子量，g/mol</p><p>　　L─塔內(nèi)下降液體流量，kmol/h</p><p>　　V─塔內(nèi)上升氣體流量，kmol/h</p><p><b>　　HT─板間距，m</b></p>

82、;<p>　　hL─板及堰上總高，m</p><p>　　C20─物系表面張力為20mN/m的負荷系數(shù)</p><p>　　u─流體流量，m/s</p><p><b>　　D─塔內(nèi)徑，m</b></p><p>　　A─塔內(nèi)橫截面積，m2</p><p><b>　　lw

83、─堰長</b></p><p>　　how─堰上高度，m</p><p><b>　　hw─板高，m</b></p><p>　　AF─降液管橫截面積，m2</p><p>　　WD─降液管寬度，m</p><p>　　H0─降液管低隙高度，m</p><p>

84、<b>　　F0─閥孔動能因子</b></p><p>　　N─每層塔板上浮閥數(shù)</p><p>　　Wc─邊緣區(qū)寬度，m</p><p>　　Ws─破抹區(qū)寬度，m</p><p>　　Aa─鼓泡區(qū)面積，m2</p><p>　　hcn─干板阻力，m（n=1、2）</p><p

85、>　　hln─板上重啟液層阻力，m</p><p>　　hpn─液體表面張力所造成的阻力，m</p><p>　　hdn─單層氣體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐叨龋琺</p><p>　　ZL─板上液體流經(jīng)長度，m</p><p>　　Ab─板上液流面積，m2</p><p><b>　　CF─泛點負荷系數(shù)

86、</b></p><p><b>　　希臘字母</b></p><p>　　ρ─密度，kg/m3</p><p>　　σ─表面張力，mN/m</p><p><b>　　μ─粘度，Pa.s</b></p><p><b>　　ε0─阻力系數(shù)</b&

87、gt;</p><p><b>　　上標</b></p><p><b>　　’ ─提餾段</b></p><p><b>　　_─平均</b></p><p><b>　　下標</b></p><p><b>　　F─原

88、料液</b></p><p><b>　　D─餾出液</b></p><p><b>　　W─釜殘液</b></p><p><b>　　L─液相</b></p><p><b>　　V─氣相</b></p><p>&

89、lt;b>　　n─精餾段</b></p><p><b>　　m─提餾段</b></p><p><b>　　max─最大</b></p><p><b>　　min─最小</b></p><p>　　附屬設備與接管的選取</p><p&g

90、t;　　4.1原料液預熱器的設計[4]</p><p>　　采用壓強為200KPa、溫度為120°C的飽和水蒸氣加熱，水蒸氣離開時為飽和液體； 原料液由25°C加熱到泡點溫度96.498°C。 蒸汽走殼層，原料液走管層，逆流操作。</p><p><b>　　定性溫度 </b></p><p>　　查表得 =1

91、.942kj/(kg.°c) =1.845kj/(kg.°c)</p><p>　　故 kj/(kg.°c)</p><p><b>　　熱負荷</b></p><p><b>　　（4-1）</b></p><p><b>　　預計熱損失為2%&

92、lt;/b></p><p>　　熱流體 T 120°C 120°C</p><p>　　冷流體 t 96.498°C 25°C</p><p>　　23.502 °C 95°C</p><p><b>　　故 </b>

93、</p><p><b>　　平均溫差 </b></p><p><b>　?。?-2）</b></p><p>　　總產(chǎn)熱系數(shù)k0取300W/(m2.°c)</p><p>　　故 總傳熱面積為 </p><p><b>　?。?-3）<

94、/b></p><p>　　4.1.1 物性數(shù)據(jù)[1]</p><p><b>　　表4-1</b></p><p>　　4.1.2、計算熱負荷Q及蒸汽用量</p><p>　　由上可知 =31.2822 kw =1.4387 kj/(kg.°c)</p><p>　　根據(jù)公式

95、 可得kg/s </p><p>　　查得120°C下飽和水蒸氣2205.2kJ/kg 可得 </p><p>　　4.1.3 計算平均溫度 </p><p>　　4.1.4初選換熱器規(guī)格[3]</p><p><b>　　表4-2</b></p><p>　　排管數(shù)

96、按正方形旋轉(zhuǎn)450排列</p><p>　　4.1.5核算總傳熱系數(shù)</p><p>　　表4-3 1200C水蒸氣物性數(shù)據(jù)</p><p>　　(1)管程對流傳熱系數(shù)αi</p><p><b>　?。?-4）</b></p><p>　　(2)殼程對流傳熱

97、系數(shù)α0</p><p><b>　?。?-5）</b></p><p>　　取換熱器列管之中心距t=32mm 折留擋板間距h=0.15m =0.95</p><p>　　流體通過管間最大截面積為</p><p><b>　　所以 </b></p><p>　　（3）污垢熱

98、阻 </p><p>　　(4)總傳熱系數(shù)K0 （壁熱阻忽略）</p><p><b>　　（4-6）</b></p><p>　　由前面計算可知，選用選用該型號換熱器時要求過程的總傳熱系數(shù)為300計算出的Ko為180.99，故所選擇的換熱器是合適的，安全系數(shù)為</p><p>　　設計結(jié)果為：選用浮頭式換熱器，

99、型號為FB325Ⅱ----2.5---23</p><p>　　4.2塔頂冷凝熱負荷及冷卻水用量</p><p>　　塔頂采用全凝器，即y1=xd=0.9244 查t-x-y圖得 td=91.56°C</p><p>　　查得該溫度下 苯的汽化熱r苯=395.38kJ/kg 對二甲苯的汽化熱r對二甲苯=341.19 kJ/kg</p><

100、;p>　　故塔頂汽化熱為rD=0.9244 395.38+（1-0.9244）341.19=391.28 kJ/kg</p><p>　　塔頂冷凝熱負荷QD=Qh=WhrD=VsnρvnrD=0.055812.7386391.28=59.8037kw</p><p>　　水的定性溫度為 可查得Cpc=4.174kJ/（kg.°c）</p><p>　

101、　又QD=WcCpc(t2-t1)</p><p>　　冷卻水用量 Wc=59.8037/4.17420=0.7164kg/s</p><p>　　4.3塔底再沸器熱負荷及水蒸氣用量</p><p>　　查得 1200C時=2709.2 kJ/kg =493.71 kJ/kg </p><p>　　=0.056(2709.2-493.7

102、1)+0.5% </p><p>　　解得 =124.6909 kw 故 水蒸氣用量</p><p><b>　　4.4進料泵的選取</b></p><p>　　進料板的高度為H=130.45+0.15=5.99 查得在25°C時，ρ苯=874kg/m3ρ對二甲苯=857kg/m3 </p><p>

103、　　設原料液在管路的流速u=0.25m/s 其體積流量為</p><p><b>　　m3/s</b></p><p>　　故 圓整d=40mm</p><p>　　設λ=0.037 </p><p><b>　　所以其楊程 </b></p><p>　　選用IS50

104、-32-125型號的離心泵 符合要求 揚程H=18.5m流量為7.5m3/h</p><p>　　4.5主要接管尺寸的選取</p><p><b>　　4.5.1.進料管</b></p><p>　　由上可得進料管直徑 圓整d=40mm 流量為7.5m3/h 選取φ400.5nn</p><p><b>

105、　　4.5.2.回流管</b></p><p><b>　　m</b></p><p>　　圓整=17mm 選取φ170.25nn </p><p>　　4.5.3.塔頂蒸汽管</p><p>　　圓整=32mm 選取φ320.5nn</p><p>　　4.5.4.塔釜出料管&

106、lt;/p><p>　　圓整=45mm 選取φ451.5nn </p><p><b>　　本章符號說明</b></p><p><b>　　英文字母</b></p><p>　　T(t) ─溫度，°C</p><p>　　C─比熱容，KJ/(kg.°C)&

107、lt;/p><p>　　m─原料液質(zhì)量流量，kg/s</p><p>　　Q─熱負荷，J/S或者w</p><p>　　W─流體的質(zhì)量流量，kg/h</p><p>　　K─傳熱系數(shù)，w/(m2.°c)</p><p><b>　　S─傳熱面積，m2</b></p><p

108、><b>　　x─液相摩爾分數(shù)</b></p><p><b>　　y─氣相摩爾分數(shù)</b></p><p><b>　　Re─雷諾指數(shù)</b></p><p><b>　　Pr─普蘭特數(shù)</b></p><p><b>　　d─管徑，m&

109、lt;/b></p><p>　　H(h) ─高度，m</p><p><b>　　A─截面積，m2</b></p><p><b>　　D─塔徑，m</b></p><p>　　u─流體流量，m/s</p><p><b>　　R─阻力，c/w</b&

110、gt;</p><p>　　I─焓，kJ/kg.c</p><p>　　V─體積流量，m3/s</p><p><b>　　Hf─壓頭損失，m</b></p><p><b>　　He─楊程，m</b></p><p><b>　　希臘字母</b><

111、;/p><p>　　ρ─密度，kg/m3</p><p><b>　　μ─粘度，pa.s</b></p><p>　　γ─汽化熱，KJ/kg</p><p>　　λ─導熱系數(shù)，w/(m.k)</p><p><b>　　上標</b></p><p><

112、;b>　　-─平均</b></p><p><b>　　下標</b></p><p><b>　　F─原料液</b></p><p><b>　　o─管外</b></p><p><b>　　i─管內(nèi)</b></p><

113、;p><b>　　m─平均</b></p><p><b>　　c─冷流體</b></p><p><b>　　h─熱流體</b></p><p><b>　　n─塔頂</b></p><p><b>　　w─塔釜</b><

114、;/p><p><b>　　參考文獻：</b></p><p>　　[1] 劉光啟，馬連湘 邢志有．化學化工物性算圖手冊.有機卷[M]. 北京. 化學工業(yè)出版社, 1996</p><p>　　[2] 姚玉英 黃鳳廉 陳長貴 柴誠敬，化工原理（下冊）[M]，天津，天津科學技術出版社，2009</p><p>　　[3] 王國