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吉林化工学院化工原理课程设计

首届山东省“隆腾-双利杯”大学生 化工过程实验技能竞赛题目

答题须知：

答题时间为3小时，参赛小组应认真阅读题目，讨论解题思路，进行合理分工，注意时间分配，互相协作，完成试题后将结果写在答题纸上限时上交。进入复赛的小组，结合附加题，将结果重新整理成PPT文件进行答辩。

一、设计题

工业中的乙酸丁酯是由醋酸和正丁醇在催化剂存在下酯化而得，根据催化剂不同，可分为硫酸催化法、HZSM-5催化剂催化法、杂多酸催化法、固体氯化物催化法等。硫酸催化法工艺成熟，但副反应较多。

某工厂采用该法生产乙酸丁酯时产生了一股物流，含有乙酸乙酯30%（质量百分数，下同）、乙酸丁酯70%。设计一座常压精馏塔对上述混合物进行分离，要求塔顶馏出液中乙酸乙酯的回收率为95%，釜残液中乙酸丁酯的回收率为97%，该工艺物流的处理量为7200吨/年。产品均需要冷却到40℃。塔釜采用外置再沸器，冷公用工程为循环水（20℃→30℃），热公用工程为饱和水蒸汽，环境温度为20℃。已知的物性图表见附录。 （一） 操作条件

1. 操作压力 常压。

2. 进料热状况 冷液进料，进料温度为60℃。 3. 回流比 6.8。

4. 塔釜加热蒸汽压力 0.4MPa（表压）。 （二） 塔板类型

筛板 （三） 工作日

每年300天，每天24小时连续运行。 （四）设计内容

1. 计算馏出液和釜残液的流量和组成。（10分）

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2. 采用图解法求理论板数并确定进料位置。（15分）

3. 进行筛板式精馏塔的工艺设计，确定塔高、塔径、进料位置等。（30分） 4. 如果采用填料塔，请确定填料层的高度（填料类型自选）。（10分）

5. 根据题意，设计一合理的工艺流程，并绘制带有主要参数控制点的工艺流程图。（10

分）

6. 计算所设计流程的冷热公用工程用量。并对工艺流程中的任1台换热器进行设计计算，

要求采用列管式换热器，计算其主要工艺参数，包括管长、管子规格、壳程直径、管程数、壳程数、管子数目等。画出换热器的简图，标明接管尺寸。（15分）

7. 如果采用离心泵输送原料，试确定适用的离心泵型号，并确定离心泵的安装高度。（10

分）

二、附加题

1. 精馏塔的开车过程要经历哪些步骤？应注意什么问题？

2. 塔釜热负荷大小对精馏塔的操作有什么影响？你认为塔釜加热量主要消耗在何处？与

回流有无关系？

3. 如果将组分中的乙酸丁酯换为乙醇（沸点为78.29℃），该精馏塔是否仍然可以达到上述

的产品要求？如果不能，应该采取什么措施进行改进？

4. 从能量使用效果分析进料热状况参数对精馏的影响，一般以哪种热状况进料是合理的？ 5. 如何利用常见化工模拟流程模拟软件，如Aspen Plus、Hysys、Pro/II等，详细设计流程

细节，并进行灵敏度分析？

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目录

摘 要 ......................................................................................................................................... 错误！未定义书签。 绪 论 ........................................................................................................................................................................... 1 设计方案的选择和论证 ............................................................................................................................................... 3 第一章 塔板的工艺计算 ............................................................................................................................................. 5

1.1基础物性数据 ................................................................................................................................................. 5 1.2精馏塔全塔物料衡算 ..................................................................................................................................... 5

1.2.1已知条件 .............................................................................................................................................. 5 1.2.2物料衡算 .............................................................................................................................................. 5 1.2.3平衡线方程的确定 ............................................................................................ 错误！未定义书签。 1.2.4求精馏塔的气液相负荷 .................................................................................... 错误！未定义书签。 1.2.5操作线方程 .......................................................................................................................................... 7 1.2.6用逐板法算理论板数 ........................................................................................ 错误！未定义书签。 1.2.7实际板数的求取 .................................................................................................................................. 8 1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 .................................................................................................. 9

1.3.1进料温度的计算 .................................................................................................................................. 9 1.3.2操作压力的计算 ................................................................................................ 错误！未定义书签。 1.3.3平均摩尔质量的计算 ........................................................................................ 错误！未定义书签。 1.3.4平均密度计算 .................................................................................................................................... 10 1.3.5液体平均表面张力计算 .................................................................................................................... 11 1.3.6液体平均粘度计算 ............................................................................................................................ 12 1.4 精馏塔工艺尺寸的计算 .............................................................................................................................. 13

1.4.1塔径的计算 ........................................................................................................................................ 13 1.4.2精馏塔有效高度的计算 .................................................................................... 错误！未定义书签。 1.5 塔板主要工艺尺寸的计算 .......................................................................................................................... 15

1.5.1溢流装置计算 .................................................................................................... 错误！未定义书签。 1.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 ............................................................................... 错误！未定义书签。 1.7塔板流体力学验算 ....................................................................................................................................... 17

1.7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降hf ............................................................. 错误！未定义书签。

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1.7.2计算降液管中清夜层高度Hd ........................................................................... 错误！未定义书签。 1.7.3计算雾沫夹带量eV ............................................................................................ 错误！未定义书签。 1.8塔板负荷性能图 ........................................................................................................................................... 20

1.8.1雾沫夹带线 ........................................................................................................ 错误！未定义书签。 1.8.2液泛线 ................................................................................................................ 错误！未定义书签。 1.8.3 液相负荷上限线 ............................................................................................... 错误！未定义书签。 1.8.4漏液线 ................................................................................................................ 错误！未定义书签。 1.8.5液相负荷下限线 ................................................................................................ 错误！未定义书签。 1.9小结 ............................................................................................................................................................... 25 第二章 热量衡算 ....................................................................................................................................................... 25

2.1相关介质的选择 ........................................................................................................................................... 25

2.1.1加热介质的选择 ................................................................................................................................ 25 2.1.2冷凝剂 ................................................................................................................................................ 26 2.2热量衡算 ....................................................................................................................................................... 26 第三章 辅助设备 ....................................................................................................................................................... 31

3.1冷凝器的选型 ............................................................................................................................................... 31

3.1.1计算冷却水流量 ................................................................................................................................ 32 3.1.2冷凝器的计算与选型 ........................................................................................................................ 32 3.2冷凝器的核算 ............................................................................................................................................... 33

3.2.1管程对流传热系数α1 ....................................................................................................................... 33 3.2.2计算壳程流体对流传热系数α0....................................................................................................... 33 3.2.3污垢热阻 ............................................................................................................................................ 34 3.2.4核算传热面积 .................................................................................................................................... 35 3.2.5核算压力降 ........................................................................................................................................ 35

第四章 塔附件设计 ................................................................................................................................................... 38

4.1接管 ............................................................................................................................................................... 38

4.1.1进料管 ................................................................................................................................................ 38 4.1.2回流管 ................................................................................................................................................ 38 4.1.3塔底出料管 ........................................................................................................................................ 39 4.1.4塔顶蒸气出料管 ................................................................................................................................ 39

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4.1.5塔底进气管 ........................................................................................................ 错误！未定义书签。 4.2筒体与封头 ................................................................................................................................................... 40

4.2.1筒体 .................................................................................................................................................... 40 4.2.2封头 .................................................................................................................................................... 40 4.3除沫器 ........................................................................................................................................................... 40 4.4裙座 ............................................................................................................................................................... 41 4.5人孔 ............................................................................................................................................................... 41 4.6塔总体高度的设计 ....................................................................................................................................... 41

4.6.1塔的顶部空间高度 ............................................................................................................................ 41 4.6.2塔的底部空间高度 ............................................................................................................................ 42 4.6.3塔立体高度 ........................................................................................................................................ 42

设计结果汇总 ............................................................................................................................................................. 43 结束语 ......................................................................................................................................................................... 44 参考文献 ..................................................................................................................................................................... 45 主要符号说明 ............................................................................................................................................................. 47 附 录 ......................................................................................................................................................................... 50

III

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摘 要

化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。

塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。

本设计书对醋酸乙酯和醋酸丁酯的分离设备─筛板精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。

采用筛板精馏塔，塔高13.11米，塔径1.4米，按逐板计算理论板数为25。算得全塔效率为0.534。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为13，提馏段实际板数为12。实际加料位置在第13块板(从上往下数)，操作弹性为3.43。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。

塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用152℃饱和蒸汽加热，用20℃循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。

关键词：醋酸乙酯-醋酸丁酯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构、节能改造

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绪 论

化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。互溶液体混合物的分离有多种方法，蒸馏及精馏是其中最常用的一种。蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用的核心问题，为此而提出了精馏过程。精馏的核心是回流，精馏操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。

筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：

(１) 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。 (２) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。 (３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

(４) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。 筛板塔的缺点是：

(１) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 (２) 操作弹性较小(约2～3)。 (３) 小孔筛板容易堵塞。

2

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第一章 设计方案的选择和论证

1.1 设计流程

本设计任务为分离醋酸乙酯-醋酸丁酯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。设计中采用60℃进料，将原料液送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2 设计思路

在本次设计中，我们进行的是醋酸乙酯-醋酸丁酯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是筛板式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。

塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用分凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。

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图1-2 设计思路流程图

从苯—甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。

塔板工艺计算 流体力学验算 塔负荷性能图 全塔热量衡算 塔附属设备计算 4

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第一章 塔板的工艺设计

1.1基础物性数据

温度(℃) 液相中乙酸乙气相中乙酸乙温度(℃) 液相中乙酸乙气相中乙酸乙酯的摩尔分率 酯的摩尔分率 126.0 120.6 115.9 111.7 107.9 104.6 101.5 98.7 96.2 93.9

0 0.05 0.11 0.16 0.21 0.26 0.32 0.37 0.42 0.47 0 0.19 0.34 0.45 0.54 0.62 0.68 0.73 0.77 0.81 91.7 89.7 87.8 86.0 84.3 82.8 81.3 79.8 78.5 77.2 酯的摩尔分率 酯的摩尔分率 0.53 0.58 0.63 0.68 0.74 0.79 0.84 0.89 0.95 1 0.84 0.87 0.89 0.91 0.93 0.95 0.96 0.98 0.99 1 1.2物料衡算 1.2.1塔的物料衡算 （1）题目已知条件

乙酸乙酯的摩尔质量：MA?88.11kg/kmol 乙酸丁酯的摩尔质量：MB=116.16kg/kmol 原料液的摩尔分数：

xF?wF/MA0.361/88.11??0.361

wF/MA?(1?wF)/MB0.300/88.11?0.600/116.167.2?1061000?3000?70%F??1000kg/h???9.431kmol/h

300?2488.11116.16

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组分液体密度

精馏段平均温度tm?91.12C时

? ?1?810kg/m3,?2?805.25kg/m3 a1?0.545?88.11?0.476

0.545?88.11??1?0.545??116.160.4760.524?)?807.505kg/m3 810805.25?Lm?1/(??111.07?C 提馏段平均温度tm当tD?80.48?C时,用内插法求得下列数据

' ?1'?780.50kg/m3,?2?782.75kg/m3

a1'?0.168?88.11?0.133

0.168?88.11??1?0.168??116.16?Lm?1/(0.1330.867?)?782.451kg/m3 810805.251.3.5液体平均表面张力计算 液体表面张力σM

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?Lm=?xi?i 精馏段平均表面张力： 由tm,1?91.12?C ，查手册得

?1?15.5mN?m-1,?2?16.6mN?m- 1?m?0.545?15.5?(1?0.545)?16.6?16.00mN?m-1

提馏段平均表面张力：

由tm,2?111.38℃，查手册得

' ?1'?13.15mN?m-,1?2?14.56mN?m -'1 ?m 4.32mNm?0.16?813.?15?(10.?168)?14.56-? 11.3.6液体平均粘度计算 精馏段液相平均的黏度的计算

组分液体黏度

由tm,1?91.12?C ，

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?1?0.242mPa?s, ?2?0.360mPa?s

??m?0.296mPa.s

提馏段液相平均的黏度的计算 由tm,2?111.38℃，查手册得

'?1?0.188mPa.s ?B?0.278mPa.s

??'m?0.267mPa.s

1.4 精馏塔工艺尺寸的计算 1.4.1塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为

VS?VMv?(6.8?1)?3.415?92.35?0.217m3/s

3600?v3600?3.143LS?LML16.8?3.415?100.87??0.000806m3/s

3600?L13600?807.505提馏段的气、液相体积流率为

''VM?(6.8?1)?3.415?(1.255?1)?9.431??103.17?0.241m3/s v VS??3600?v'3600?3.453'''LM(6.8?3.415?1.255?9.431)?111.4483L1LS???0.00139m/s '3600?L13600?782.451'

（1）精馏段塔径计算，由

umax?L??V??C? （由式C?C20(L)0.2）

?V20C20由课程手册108页图5-1查图的横坐标为 FL,V?Lh?L120.000806807.50512()??()?0.059 Vh?V0.2173.143选板间距HT?0.35m，取板上液层高度 hL=0.05m ，

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故HT?hL?0.35?0.05?0.30m

C?C20(?L16.000.2)0.2?0.06?()?0.0574 2020umax?0.0547?807.505?3.135?0.918m?s-1

3.135 取安全系数为0.7，则空塔速度为

u?0.7umax?0.7?0.918?0.642m?s-1 塔径 D?

（2）提馏段塔径计算

4Vs4?0.217?749?0.65 6m?u3.141?60.642C20由课程手册108页图5-1查图的横坐标为 FL,V'Lh'?L'120.00139782.45112?'(')??()?0.057 Vh?V0.2543.283选板间距HT?0.35m，取板上液层高度 hL=0.05m ， 故HT?hL?0.35?0.05?0.30m

C?C20(''?L'14.320.2)0.2?0.057?()?0.0533 2020umax?0.0533?782.451?3.453?0.801m?s-1

3.453 取安全系数为0.7，则空塔速度为

u?0.7umax?0.7?0.801?0.561m?s-1

4Vs'4?0.241塔径 D???0.740m'?u3.141?60.561

' 精馏段提馏段都按标准塔径圆整为 D?0.7m

塔截面积为AT??4D2?0.3848 VsVs'-1' 实际空塔气速为 u??0.566m?s，u??0.631m?s-1

ATAT14

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精馏塔有效高度的计算

Z?HP?(N?2?S)HT?SHT?HF?HW

HP--塔顶空间（不包括头盖部分） HT--板间距 N---实际板数 S---人孔数

HF--进料板出板间距

Hw--塔底空间（不包括底盖部分） 已知实际塔板数为N=11块，板间距为0.35m 精馏段提馏段各开一人孔，则人孔的数目S为2个

取人孔两板之间的间距为0.8m，则塔顶空间HP?0.65m，塔底空间HW?1.5m，进料板空间高度

HF?0.7m，那么，全塔高度：

Z?0.65?(11?2?2)?0.35?2?0.8?0.65?1.5?6.85m

1.5 塔板主要工艺尺寸的计算 5.精馏塔的工艺尺寸计算 5.1 溢流装置计算

因塔径D=0.7m可采用单溢流、弓形降液管、平直堰，不设进口堰。 （1）溢流堰长lw

取堰长lw为0.7D，即lw?0.7?0.7?0.49m （2）溢流堰堰高hw

hw?hL?how

查1－10[1]图得，取E=1.0，则

hOW?2.84?10?3?E(Lh233600?0.00080623)?2.84?10?3?1?()?0.00903m lW0.4915

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?6由 e5.7?10v???(uaH)3.2

mT?hfusa?VA?A?Vs?2.859Vs

Tf0.3848?0.035hf?2.5hL?2.5?(hw?how) hw?0.0407

3600L22h2.84sow??1?()3?1.073Ls310000.49

22故 hf?2.5hL?2.5?(0.0407?1.073Ls3)?0.1018?2.683Ls3

22HT?hf?0.35?0.1018?2.683Ls3?0.2482?2.683Ls3

2HT?hf??0.27?3.30Ls3

5.7?10?6e2.859Vsv?16.00?10?3[2]3.2?0.1

0.2482?2.683Ls32整理得 Vs?0.5054?5.464Ls3

液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how?0.006m作为最小液体负荷标准。由式得2.843600L2hsow?1000E(l)3?0.006m

w取 E=1，则 L0.00?6103000.493s,min?(2.84)236?000.0004m18s /据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 液相负荷上限线

以??5s作为液体在降液管中停留时间的下限：

??Af?HTL?5

s故LAf?HT0.35s,min??0.035?5?0.00245m3/s 据此可分别作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。

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液泛线

令 Hd??(HT?hw)

由 Hd?hp?hL?hd；hp?hc?h1?h?；h1?0.045；hL?hw?how 联立得 ?HT?(??1)hw?how?hc?hd?h??0.045

忽略h?，将how与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代入上式，并整理得

aVs?b?cLs?dLs?0.045 式中 a'?0.0512(?V1)

(A0c0)'2''2'23?L1b'??HT?(??1)hw

c'?0.153/(lwh0)2 36002d?2.84?10E()3

lw'?3将有关的数据代入，得

a'?0.0513.143?()?0.5865

(0.1009?0.2431?0.75)2807.505b'?0.5?0.35?(0.5?1)0.0407?0.1547

c'?'?30.153?396.288 2(0.49?0.0401)36002d?2.84?10?1?()3?1.073

0.49故 0.5865Vs?0.1997?396.288Ls?1.073Ls 1.8提馏段塔板负荷性能图 漏液线

??'2.84?''?'0.0056?0.13h?L0.49?h?W????Lh?1000???? '?V2223 V'Smin?4.4?C0A0

??22

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?2.84??'?''0.0056?0.130.0407?3600L0.49???h???LS?1000????4.4?0.75?0.1009?0.2431?'?V???1.2970.009891?0.1395L'2S3 液沫夹带线

以 e'v?0.1kg/kg为限，求V''s?Ls关系如下： 由 e'?10?6v?5.7?(u'a?'mH)3.2 T?hfu'V'sV'sa?A??2.859V's

T?Af0.3848?0.035h'f?2.5h'L?2.5?(h'w?h'ow) h'w?0.0407

h'?2.843600L'22sow1000?1?(0.49)3?1.073L's3 22故 h'''f?2.5hL?2.5?(0.0407?1.073Ls3)?0.0915?2.683L's3

22H'T?hf?0.35?0.1018?2.683L's3?0.2585?2.683L's3

'?5.7?10?6e2.859Vsv14.32?10?3[2]3.2?0.1

0.2585?2.683Ls32整理得 V's?0.5085?5.277Ls3 液相负荷下限线

2整理得 V''s?0.5054?5.464Ls3

对于平直堰，取堰上液层高度h'ow?0.006m作为最小液体负荷标准。由式得h'2.84ow1000E(3600L'2?sl')3?0.006m w3取 E=1，则 L'?(0.006?1000s,min2.84)20.493600?0.000418m3/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。

23

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液相负荷上限线

以??5s作为液体在降液管中停留时间的下限：

??Af?HTLs?5

故L's,minAf?HT??0.035?0.35?0.00245m3/s 5据此可分别作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 液泛线

令 Hd'??(H'T?h'w)

由 Hd'?hp'?h'L?hd'；h'p?hc'?h'1?h'?；h1'?0.045；hL'?hw'?how' 联立得 ?HT'?(??1)h'w?h'ow?h'c?hd'?h'??0.045

忽略h?'，将how'与Ls'，hd'与Ls'，hc'与Vs'的关系式代入上式，并整理得

aVs?b?cLs?dL?0.045

'?0.051V1式中 a?()

(A0c0)2?L1'''''2''''22'''3sb''??H'T?(??1)h'w c''?0.153/(lw'h0')2 36002d?2.84?10E(')3

lw''?3将有关的数据代入，得

a''?0.0513.453?()?0.655 2(0.1009?0.2431?0.75)3.283b''?0.5?0.35?(0.5?1)0.0366?0.1567

c''?''?30.153?491.693 2(0.49?0.0360)36002d?2.84?10?1?()3?1.073

0.49故 0.665Vs?0.2017?491.693Ls?1.073L

2'22'3s24

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1.9小结

1. 从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。

2. 因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。

3. 按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限Vsmax =1.58 m3/s,气相负荷下限 Vsmin≤0.46 m3/s，所以可得

操作弹性?Vsmax1.58??3.43 Vsmin0.46塔板的这一操作弹性在合理的范围(3～5)之内，由此也可表明塔板设计是合理的。

第二章 热量衡算

2.1相关介质的选择 2.1.1加热介质的选择

选用饱和水蒸气，温度140℃,工程大气压为3.69atm。

原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减少，但水蒸气压力不宜太高。

25

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2.1.2冷凝剂

选冷却水，温度20℃，温升15℃。

原因：冷却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越小，但平均温差小，传热面积大，综合考虑选择15℃。 2.2蒸发潜热衡算

表2—1苯—甲苯的蒸发潜热与临界温度

物质

沸点0C

80.1 110.63

蒸发潜热KJ/Kg

394 363

临界温度TC/K

288.5 318.57

苯 甲苯

2.2.1 塔顶热量

QC?(R?1)?D?(IVD?ILD)

其中 IVD?ILD?XD ??HVA(1??X)D??H1?Tr20.38 ?HV2??HV1?()

1?Tr1VB则: tD?80.40C8 苯:

Tr2?(80.48?273.15)/288.5?1.23Tr1?(80.1?273.15)/288.5?1.22 蒸发潜热?HV2??HV1?(

1?Tr20.381?1.230.38)?394?()?400.71kJ/kg 1?Tr11?1.22甲苯:

Tr2?(80.48?273.15)/318.57?1.11Tr1?(110.63?273.15)/318.57?1.2 蒸发潜热?HV2??HV1?(

1?Tr20.381?1.110.38)?363?()?289.23kJ/kg 1?Tr11?1.226

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MD?44.7k9gm/olD?MD?D?44.79?78.3?9'351kJ1.0k9g

/IVD?ILD?XD??HVA?(1?XD)??HVB ?0.98?400.71?(1?0.98)?289.23

?386.92kJ/kgQC?(R?1)?D'?(IVD?ILD) ?3.78?3511.09?386.92

?5.14?106kJ/kg2.2.2 塔底热量

QC?(R?1)?D?(IVD?ILD)

其中 IVD?ILD?XD ??HVA(1??X)D??H1?Tr20.38 ?HV2??HV1?()

1?Tr1VB则: tW?109.0C6 苯:

Tr2?(109.6?273.15)/288.5?1.33Tr1?(80.1?273.15)/288.5?1.22 蒸发潜热?HV2??HV1?(

1?Tr20.381?1.330.38)?394?()?454.28kJ/kg 1?Tr11?1.22甲苯:

Tr2?(109.6?273.15)/318.57?1.2015Tr1?(110.63?273.15)/318.57?1.2047 蒸发潜热?HV2??HV1?(

1?Tr20.381?1.20150.38)?363?()?360.83kJ/kg 1?Tr11?1.2047

MW?91.8k8gm/olD'?MW?W?91.88?55.2?1507kJ2.6k9g/27

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IVD?ILD?(1?XD)??HVB?XD??HVA?(1?0.02)?360.83?0.02?454.28?344.53kJ/kgQC?(R?1)?D'?(IVD?ILD) ?3.78?5072.69?344.53

?6.61?106kJ/kg2.3焓值衡算

由前面的计算过程及结果可知：塔顶温度tD?80.48℃，塔底温度tw?109.6℃，进料温度

tF?99.20℃。

tD?80.48℃下: Cp1=99.14KJ/(kmol?K) Cp2=124.36KJ/(kmol?K)

Cp??CP1?xD?CP2?(1?xD)

?99.14?0.92?124.36?0.08?101.16KJ/(kmol?K)

tw?109.6℃下：CP1?106.93KJ/(kmol?K) CP2?133.50KJ/(kmol?K)

CPW?CP1?xW?CP2?(1?xW)

?106.93?0.05?133.50?0.95 ?132.17 KJ/(kmol?K)

tD?80.48℃下：?1?393.18KJ/kg ?2?378.63KJ/kg

???1xD??2(1?xD)?393.18?0.92?378.63?0.08 ?392.02KJ/kg塔顶MD?M1xD?M2(1?xD)?78.11?0.92?92.13?0.08?79.23kg/kmol (1)0℃时塔顶气体上升的焓QV

塔顶以0℃为基准。

QV?V?CP?tD?V???MD

?117.71?101.16?81.25?117.71?393.02?79.23?4623530.45KJ/h28

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(2)回流液的焓QR

注：此为泡点回流，据t-x-y图查得此时组成下的泡点tD,用内插法求得回流液组成下的tD’， tD’=80.5℃。得到此温度下：CP1=99.14KJ/(kmol?K) CP2=124.36KJ/(kmol?K)

CP?CP1?xD?CP2?(1?xD)

?99.14?0.92?124.36?0.08

?101.16KJ/(kmol?K)注：回流液组成与塔顶组成相同。

'QR?L?CP?tD

?83.69?101.16?80.5

?689985.50KJ/h

(3)塔顶馏出液的焓QD

因馏出口与回流口组成一样，所以CD?101.16KJ/(kmol?K)

?QD?D?CD?tD

?34.02?101.16?81.25?279618.89KJ/h

(4)冷凝器消耗的焓QC

QC=QV-QR-QD

=4623530.45-689985.50-279618.89 =3653925.96KJ/h

(5)进料口的焓QF

tF?99.20℃下：CP1=103.70KJ/(kmol?K) CP2=129.71KJ/(kmol?K)

CP?CP1?xF?CP2?(1?xF)

?103.70?0.389?129.71?(1?0.389)

?119.59KJ/(kmol?K)所以 QF?F?CP?tF

29

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?80?119.59?96.35

?921799.72KJ/h(6)塔底残液的焓QW

QW?W?CW?tW

?45.98?132.17?108.0

?656335.07KJ/h(7)再沸器QB(全塔范围内列衡算式) 塔釜热损失为10%，则?=0.9

设再沸器损失能量Q损=0.1QB，QB+QF=QC+QW+Q损+QD 加热器实际热负荷

0.9QB=QC+QW+QD-QF

=3653925.96+656335.07+279618.89-921799.72 =3668080.20

QB=3668080.20/0.9=4075644.72KJ/h

项目 平均比热 kJ/(kmol?K) 进料 119.59 冷凝器 — 塔顶馏出液 101.16 塔底残液 132.17 再沸器 — 热量kJ/h

921799.72 3653925.96 279618.89 656336.07 4075644.72 30

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由于壳程流体状况较复杂，所以计算壳程流体压力降的表达式很多，计算结果都差不多。现用埃索法来计算壳程压降。即

??P?(?P??P)FN

012ss式中ΔP1─流体横过管束的压力降Pa；

ΔP2─流体通过折流挡板缺口的压力降；

Fs─壳程压力降的垢层校正系数，无因次，对于液体取1.15，对于气体可取1.0； Ns─壳程数。

而 ?P1?Ff0nc(NB?1)?u0222

2h??u0? ?P?N3.5?1B??D?2?式中F─管子排列方法对压力降的校正系数，对正三角形排列F=0.5,对正方形斜转45°F=0.正

方形排列F=0.3;

f0─壳程流体的摩檫系数，当Re>500(Re)-0.228;

nc─横过管束中心线的管子数，对正方形排列nc?1.19n(式中n为换热器总管数)； NB─折流挡板数； n─折流挡板间距，m;

u0─按壳程流通截面积A0计算的流速，而A0=h(D-nCd0); D─壳径，m;

d0─换热管外径，m。

本题中，管子的排列方式对压力影响的校正因数Fs=1.15,壳层数Ns=1。管子为正方形斜转45°排列，管子排列方法对压力降的校正系数F=0.4.

横过管束中心线的管子数nc?1.19n?1.19198?17 取折流挡板数NB?L3?1??1?19 h0.15壳程流通截面A0?h(D?ncd0)?0.15?(0.6?17?0.025)?0.0263m2

由于蒸汽冷凝后变成液体，所以这时涉及到的相关物性数据得带入液态时的数据。

u0?(R?1)D?ML(2.46?1)?34.02?79.23??0.121m/s3600?LA03600?813.2?0.0263

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Re0?d0u0???0.025?0.121?813.2?8039?30.306?10

f0?5.0Re0?0.228?0.644

813.2?0.1212?P?5211?0.4?0.644?17?(19?1)?2于是 Pa

0.15813.2?0.1212?P2?19?(3.5?)??3390.62 Pa

所以

??P?521?339?860Pa

0通过以上压力降核算可知管程和壳程压力降都小于所要求的30kPa,所以所选的冷凝器是合适的。

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第四章 塔附件设计

4.1接管 4.1.1进料管

在60℃时 ?1?851kg/m3,?2?840kg/m3

a1?0.3

0.30.7?)?843.27kg/m3 8518401000L??0.00033m3/s

3600?843.27?L?1/(D?4VS 取uF?1.6m/s， ?uF4?0.00033?16mm

3.14?1.6D?则可选择进料管?22mm?3mm 冷轧无缝钢管，此时管内液体流速1.6m/s

4.1.2回流管

在78.57℃时 ?1?830kg/m3,?2?820kg/m3

a1?0.947?88.11?0.9313

0.947?88.11??1?0.947??116.160.93130.0687?)?829.31kg/m3 830820_?Lm?1/(L?RDMD?0.000697m3/s

3600?843.27D?4VS 取u?1.6m/s， ?uF4?0.000697?23.6mm

3.1416?1.6D?则可选择进料管?30mm?3mm 冷轧无缝钢管，此时管内液体流速1.54m/s

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塔顶蒸汽出口径及选型

塔顶tD?83.030C,yD?0.947,MD?89.597

?sv?PM109.025?89.597??3.065Kg/m3 RT8.314?(83.03?273.15)(R?1)DMD?0.216m3/s

塔顶上升蒸汽的体积流量：V?取适当流速 u=25m/s d=?4?0.216?105mm

25?所选规格为：?110mm?3mm冷轧无缝钢管，此时管内流速25.43m/s

4.1.3塔底出料管

在122.94℃时 ?1?765.5kg/m3,?2?772.5kg/m3

xW?0.0283

w?0.0283?88.11?0.0216

0.0283?88.11?0.9717?116.161?L??772.3kg/m3

0.02160.9784?765.5772.5L?WM_??0.00025m3/s

取适当流速 u=0.5m/s

dw?4VS4?0.00025??25mm ?uw3.14?0.5所选规格为：?30mm?3mm冷轧无缝钢管，此时管内流速0.55m/s

4.1.4塔顶蒸气出料管

塔顶t?125.2C,y?0.0283,M?115.36kgkmol

039

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??PM109.025?89.597??3.798Kg/m3 RT8.314?(125.2?273.15)塔顶上升蒸汽的体积流量：V?取适当流速 u=25m/s d=?(R?1)D?(q?1)F?M??0.245m3/s

4?0.245?112mm

25?所选规格为：?120mm?3mm冷轧无缝钢管，此时管内流速24m/s

4.2筒体与封头 4.2.1筒体

??1.05?6?1400?0.2?4.12mm

2?1250?0.9壁厚选6mm，所用材质为A3 4.2.2封头

封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本样封设计采用椭圆形封头，由公称直径D=1400mm，可查得曲面高h1?450mm,直边高度h0?40mm，内表面积F封?3.73m2，容积V封?0.866m3。选用封头Dg1800?6，JB1154-73。 4.3除沫器

在空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点。 设计气速选取：

u?k'?L??V且k'?0.107?V

802.08?2.84?1.795m/s

2.8440

?0.107?

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