化工原理篩板塔設(shè)計(jì)方案

0 化工原理篩板塔設(shè)計(jì)方案 第一部分 概述 一、設(shè)計(jì)題目：篩板塔設(shè)計(jì) 二、設(shè)計(jì)任務(wù)：苯 三、設(shè)計(jì)條件： 1、年處理含苯 41%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）的苯 萬噸； 2、產(chǎn)品苯含量不低于 96%； 3、殘液中苯含量不高于 1%； 4、操作條件： 精餾塔的塔頂壓力： 4壓） 進(jìn)料狀態(tài)：自選 回流比：自選 加熱蒸汽壓力： 壓） 單板壓降：不大于 壓） 全塔效率： 2% 5、設(shè)備型式：篩板塔 6、設(shè)備工作日： 300 天 /年， 24h 連續(xù)運(yùn)行 四、設(shè)計(jì)內(nèi)容和要 求： 序號 設(shè)計(jì)內(nèi)容 要求 1 工藝計(jì)算 物料衡算、熱量衡算、理論塔板數(shù)等 2 結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì) 塔高、塔徑、溢流裝置及塔板布置、接口管的 尺寸等 3 流體力學(xué)驗(yàn)算 塔板負(fù)荷性能圖 4 冷凝器的傳熱面積和冷卻介質(zhì)的 1 用量計(jì)算 5 再沸器的傳熱面積和加熱介質(zhì)的 用量計(jì)算 6 計(jì)算機(jī)輔助計(jì)算 將數(shù)據(jù)輸入計(jì)算機(jī)，繪制負(fù)荷性能圖 7 編寫設(shè)計(jì)說明書 目錄、設(shè)計(jì)任務(wù)書、設(shè)計(jì)計(jì)算及結(jié)果、流程圖、 參考資料等 五、工藝流程圖 原料液由高位槽經(jīng)過預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入精餾塔內(nèi)。操作時(shí)連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品 （釜?dú)堃海┰俜衅髦性弦翰糠制?，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進(jìn)入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進(jìn)行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵 ,有時(shí)還要設(shè)置高位槽。且在適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表（流量計(jì)、溫度計(jì)和壓力表）。以測量物流的各項(xiàng)參數(shù)。 見附圖。 第二部分 工藝設(shè)計(jì)計(jì)算 一、設(shè)計(jì)方案的確定 本設(shè)計(jì)任務(wù)書為分離苯 于二元混合物的分離 ，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。 二、精餾塔的物料衡算 底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 2 苯的摩爾質(zhì)量 M = 7 8 . 1 1 k g / m o M = 9 2 . 1 3 k g / m o . 4 1 / 7 8 . 1 1X 0 . 4 5 00 . 4 1 / 7 8 . 1 1 0 . 5 9 / 9 2 . 1 3 D 0 . 9 6 / 7 8 . 1 1X 0 . 9 6 60 . 9 6 / 7 8 . 1 1 0 . 0 4 / 9 2 . 1 3 W 0 . 0 1 / 7 8 . 1 1X 0 . 0 1 20 . 0 1 / 7 8 . 1 1 0 . 9 9 / 9 2 . 1 3 底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 0 . 4 5 0 7 8 . 1 1 1 0 . 4 5 0 9 2 . 1 3 8 5 . 8 2 k g / m o 0 . 9 6 6 7 8 . 1 1 1 0 . 9 6 6 9 2 . 1 3 7 8 . 5 9 k g / m o . 0 1 2 7 8 . 1 1 1 0 . 0 1 2 9 2 . 1 3 9 1 . 9 6 k g / m o l 33 0 0 0 1 0 1F = 4 8 . 7 2 k m o l / 0 0 2 4 8 5 . 5 2 總物料衡算 苯物料衡算 4 8 . 7 2 0 . 4 5 0 . 9 6 6 0 . 0 1 2 聯(lián)立解得 2 2 . 3 7 k m o l / . 2 1 k m o l / 三、塔板數(shù)的確定 N 的求取 苯 采用圖解法求理論板層數(shù)。 由手冊查得苯 出 見圖 表 1 常壓下苯 甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù) 溫度 t 液相中苯的摩爾分率 x 氣相中苯的摩爾分率 y 3 求最小回流比及操作回流比 采用作圖法求最小回流比。在圖中對角線上，自點(diǎn) e（ 垂線， 為 進(jìn)料線（ 該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為： ， 故最小回流比為： m i n 0 . 9 6 6 0 . 6 6 7R 1 . 3 80 . 6 6 7 0 . 4 5 0 取操作回流比為： m i 1 . 3 8 2 . 7 6 求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 2 . 7 6 2 2 . 3 7 6 6 1 . 7 4 k m o l / D ( 1 ) ( 2 . 7 6 1 ) 2 2 . 3 7 8 4 . 1 1 k m o l / D 6 1 . 7 4 4 8 . 7 2 1 1 0 . 4 6 k m o l / F 8 4 . 1 1 /V V k m o l h 求操作線方程 精餾段操作線方程 0 6 1 . 7 4 2 2 . 3 7 0 . 9 6 6 0 . 7 3 4 0 . 2 5 78 4 . 1 1 8 4 . 1 1x x x 4 提餾段操作線方程 1 1 0 . 4 6 2 6 . 3 5 0 . 0 1 2 1 . 3 1 3 0 . 0 0 48 4 . 1 1 8 0 . 4 6x x x 圖解法求理論板層數(shù) 采用圖解法求理論板層數(shù)，求解結(jié)果為： 總理論板層數(shù) 2 . 8 包 括 再 沸 器，進(jìn)料板位置 6 精餾段實(shí)際板層數(shù)： 精7 50 N 提四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 以精餾段為例進(jìn)行計(jì)算。 塔頂操作壓力 1 0 1 . 3 4 1 0 5 . 3 a 5 每層塔板壓降 a 進(jìn)料板壓力 1 0 5 . 3 0 . 7 1 0 1 1 2 . 3 a 精餾段平均壓力 (1 0 5 . 3 1 1 2 . 3 ) / 2 1 0 8 . 8 a 提餾段平均壓力 2=依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過程略。計(jì)算結(jié)果如下 : 塔頂溫度 T 進(jìn)料板溫度 T 精餾段平均溫度 ( 8 2 . 1 9 9 . 5 ) / 2 9 0 . 8 同理，提餾段平均溫度 塔頂摩爾質(zhì)量計(jì)算：由 1 0 . 9 6 6 , 查 平 均 曲 線 ， 得1 0 . 9 6 6 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 6 6 ) 9 2 . 1 3 7 8 . 5 9 k g / k m o 0 . 9 1 6 7 8 . 1 1 (1 0 . 9 1 6 ) 9 2 . 1 3 7 9 . 2 9 k g / k m o 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由圖解理論板，得 查平衡曲線，得 0 . 6 0 4 7 8 . 1 1 1 0 . 6 0 4 9 2 . 1 3 8 3 . 6 6 k g / k m o （ ）0 . 3 8 8 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 3 8 8 ) 9 2 . 1 3 8 6 . 6 9 k g / k m o 提餾段平均摩爾質(zhì)量 ( 7 8 . 5 9 8 3 . 6 6 ) / 2 8 1 . 1 3 k g / k m o ( 7 9 . 2 9 8 6 . 6 9 ) / 2 8 2 . 9 9 k g / k m o 氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即 6 3 0 9 . 5 8 1 . 1 3 2 . 9 k g / 3 1 4 ( 9 0 . 8 2 7 3 . 1 5 )m V 液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算： a /1 塔 頂液相平均密度計(jì)算： 由 查手冊得 33 m/ ， 31 8 1 2 . 5 k g / 9 6 / 8 1 2 . 7 0 . 0 4 / 8 0 7 . 9L D m 進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算 由 查手冊得 33 m/ 0m/ 3 ， 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)計(jì)算 30 . 3 8 8 7 8 . 1 1 0 . 3 5 00 . 3 8 8 7 8 . 1 1 0 . 6 1 2 9 2 . 1 31 7 9 1 . 6 k g / 3 5 / 7 9 3 . 1 0 . 6 5 / 7 9 0 . 8 精餾段液相平均密度為 3m/ 22/) 2( 液相平均表面張力依下式計(jì)算，即 x 塔頂液相平均表面張力計(jì)算 由 查手冊得 2 1 . 2 4 m N / m 2 1 . 4 2 m N / ， 0 . 9 6 6 2 1 . 2 4 0 . 0 3 4 2 1 . 4 2 2 1 . 2 4 m N / m 進(jìn)料板液相平均表面張力計(jì)算 由 查手冊得 m/ ， 0 . 3 8 8 1 8 . 9 0 0 . 6 1 2 2 0 . 0 0 1 9 . 5 7 m N / m 精餾段液相平均表面張力為： ( 2 1 . 2 5 1 9 . 5 7 ) / 2 2 0 . 4 1 m N / 液相平均粘度依下式計(jì)算： x 7 塔頂液相平均粘度計(jì)算 由 查手冊得 0 . 3 0 2 m P a s 0 . 3 0 6 m P a ，L D ml g 0 . 9 6 6 l g ( 0 . 3 0 2 ) 0 . 0 3 4 l g ( 0 . 3 0 6 ) 解得 L D m 0 2 m P a s 進(jìn)料板液相平均粘度計(jì)算 由 查手冊得 0 . 2 5 6 m P a s 0 . 2 6 5 m P a ，l g 0 . 3 8 8 l g ( 0 . 2 5 6 ) 0 . 6 1 2 l g ( 0 . 2 6 5 )L F m 解得 1m P a s 精餾段液相平均粘度為 ( 0 . 3 0 2 0 . 2 6 1 ) / 2 0 . 2 8 2 m P a 五、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 精餾段的氣、液相體積流率為： 3s 8 4 . 1 1 8 1 . 1 3V 0 . 6 4 9 m / 0 0 3 6 0 0 2 . 9 1 36 1 . 7 4 8 2 . 9 9 0 . 0 0 1 7 7 m / 0 0 3 6 0 0 8 0 2 . 1 由 m a x ，式中 C 由式 0 )20 計(jì)算，其中的 20C 由斯密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為： 1 / 2 1 / 20 . 0 0 1 7 7 3 6 0 0 8 0 2 . 1( ) ( ) 0 . 0 4 5 20 . 6 4 9 3 6 0 0 2 . 9 2h 取板間距 LT 上液層高度 ，則 LL 查斯密斯關(guān)聯(lián)圖得20C = 2 0 . 220 2 0 . 4 1( ) 0 . 0 7 2 ( ) 0 . 0 7 2 32 0 2 0 m a 2 . 1 2 . 9 20 . 0 7 2 3 1 . 1 9 6 m / 9 2u 取安全系數(shù)為 空塔氣速為 8 m a x 0 . 7 1 . 1 9 1 0 . 8 3 7 m / 0 . 6 4 9= = 0 . 9 9 40 . 8 3 7VD u 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 塔截面積為 22T 實(shí)際空塔氣速為 0 . 6 4 9 0 . 8 2 7 m / 7 8 5 精餾段有效高度為 10(H)1( 精精 Z ( 1 ) (1 5 1 ) 0 . 4 5 . 6 提 提在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為 精餾塔的有效高度為 Z Z Z 0 . 8 3 . 6 5 . 6 0 . 8 1 0 m 提精六、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 篩板式塔的溢流裝置包括溢流堰，降液管和受液盤等幾部分。其尺寸和結(jié)構(gòu)對塔的性能有著重要影響。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)并結(jié)合其他影響因素，當(dāng)因 D=選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，采用凹形受液盤。 各項(xiàng)計(jì)算如下： 堰長 流堰高度，選用平直堰，堰上液層高度3/2)(近似取 E=1，則 1000 0，則 弓形降液管寬度 . 6 6 0 . 0 7 2 7 0 . 1 2 4 D ， 查 弓 形 降 液 管 的 參 數(shù) 圖 ， 得 ，故 20 . 0 7 2 2 0 . 0 7 2 2 0 . 7 8 5 0 . 0 5 6 7 1 2 4 0 . 1 2 4 1 . 0 0 . 1 2 4 依式（ 5算液體在降液管中停留時(shí)間，即 3600 3 6 0 0 0 . 0 5 6 7 0 . 4 0 1 2 . 8 1 s 5 0 0 1 7 7 3 6 0 0 故降液管設(shè)計(jì)合理。 降液管底隙高度0h00 3600 ，則s/ 0 0 1 7 7 3 6 0 0 0 . 0 3 3 5 0 0 0 . 6 6 0 . 0 80 . 0 4 7 0 . 0 3 3 5 0 . 0 1 3 5 m 0 . 0 1 3 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 選用凹形受液盤，深度 。塔板的分塊 因 ，故塔板采用分塊式。查表 5塊分為 3快。 邊緣區(qū)快讀確定 取 5.0, 孔區(qū)面積計(jì)算 開孔區(qū)面積5算，即 2222 ( a r c s i n )1801 . 0( ) ( 0 . 1 2 4 0 . 0 6 5 ) 0 . 3 1 1 x r W 其中 0 故 22 2 20 . 4 6 5 0 . 3 1 12 ( 0 . 3 1 1 0 . 4 6 5 0 . 3 1 1 a r c s i n ) 0 . 5 3 2 0 0 . 4 6 5 篩孔計(jì)算及其排列 本例所處理的物系無腐蝕性，可選用 碳鋼板，取篩孔直徑 。孔中心距 221 . 1 5 5 1 . 1 5 5 0 . 5 2 4 27310 . 0 1 5t 個(gè) 開孔率為 %20 體通過篩孔的氣速為 00 . 6 4 9 1 2 . 0 7 m / 1 0 1 0 . 5 3 2 七、篩板的流體學(xué)驗(yàn)算 干板阻力 計(jì)算 0 5 1 ( ) ( )c 由 式 計(jì) 算 ： 由0 2 0/ 5 / 3 1 . 6 7 C 0 . 7 7 2d ， 查 干 篩 孔 的 流 量 系 數(shù) 得 ：故 21 2 . 2 6 2 . 9 20 . 0 5 1 ( ) ( ) 0 . 0 4 6 8 7 7 2 8 0 2 . 1 液 柱氣體通過液層的阻力 算 氣體通過液層的阻力 式（ 5算： 11 / 2 1 / 200 . 6 4 9 0 . 8 9 1 m /0 . 7 8 5 0 . 0 5 6 70 . 8 9 1 2 . 9 2 1 . 5 2 k g / ( s m ) 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得 。故 液柱 1 1 液體表面張力的阻力計(jì)算 11 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力5算： 0 氣體通過每層塔板的液柱高度 按下式計(jì)算： 1 0 . 0 4 6 8 0 . 0 3 6 0 . 0 0 2 1 0 . 0 8 4 9 h h h 液 柱氣體通過每層塔板的壓降為： 0 . 0 8 4 9 8 0 2 . 1 9 . 8 1 6 6 8 P a 0 . 7 k P ap p Lp h g （ 設(shè) 計(jì) 允 許 值 ） 對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 液模夾帶量由式 6 3 . 25 . 7 1 0 () 計(jì)算： 2 . 5 2 . 5 0 . 0 6 0 . 1 5 故 6 3 . 235 . 7 1 0 0 . 8 9 1 0 . 0 1 6 k g / k g 0 . 1 k g / k . 4 1 1 0 0 . 4 0 . 1 5 （ ） 液 氣 液 氣 在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量 對篩板塔，漏液點(diǎn)氣速 /)m i n ， 4 . 4 0 . 7 7 2 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 6 0 . 0 0 2 1 8 0 2 . 1 / 2 . 9 2 5 . 9 8 5 m / s （ ） 實(shí)際孔速 0 0 m i . 0 7 m / ，穩(wěn)定系數(shù)為 00 m i . 0 7 2 . 0 1 1 . 55 . 9 8 5uK u ，故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高 服 從 下 列 關(guān) 系 ， 即)( 12 苯 ，則 板上不設(shè)進(jìn)口堰， )(20液柱液柱故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象 。 八、塔板負(fù)荷性能圖 1 液線 漏液線，又稱氣相負(fù)荷下限線。氣相負(fù)荷低于此線將發(fā)生嚴(yán)重的漏液現(xiàn)象，氣、液不能充分接觸，使塔板效率下降。 /)(00m i 0m i nm i m i ，得，2 / 336002 . 8 44 . 4 0 . 7 7 2 0 . 1 0 1 0 . 5 3 2 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 4 7 1 ( ) 0 . 0 0 2 1 8 0 2 . 1 / 2 . 9 21 0 0 0 0 . 6 6 整理得 2 / 3m i n 3 . 0 2 5 0 . 0 0 9 5 1 0 . 1 1 4 ，在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)上式計(jì)算出算結(jié)果列于下表。 由此表數(shù)據(jù) 即可作出漏液線 1。 2 液沫夾帶線 當(dāng)氣相負(fù)荷超過此線時(shí)，液沫夾帶量過大，使塔板效率大為降低。對于精餾，一般控制)s/m/( 3)s/m/( 313 求 ( 由 1 . 3 7 30 . 7 8 5 0 . 0 5 6 7 2 / 3 2 / 32 / 3 2 / 363 . 23 2 / 336002 . 8 42 . 5 2 . 5 ( ) 0 . 0 4 7 1 ( ) 0 . 8 81 0 0 0 0 . 6 60 . 1 1 8 2 . 2 , 0 . 2 8 2 2 . 21 . 3 7 35 . 7 1 0 0 . 12 0 . 4 1 1 0 0 . 2 8 2 2 . 2 w o w w o w sf s T f h h h h h H h ， ，整理得 2 / 31 . 2 9 1 0 . 0 7在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)上式計(jì)算出算結(jié)果列于下表。 由此表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線 2。 3 液相負(fù)荷下限線 液相負(fù)荷低于此線，就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下降。 對于平直堰，取堰上液層高度 式（ 5 0 0 6 0 0(1 0 0 W l =1，則 s/33/2m i n ，。 4 液相負(fù)荷上限線 該線又稱降液管超負(fù)荷線。液體流量超過此線，表明液體流量過大，液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間過短，進(jìn)入降液管的氣泡來不及與液相分離而被帶入下層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。 以 作為液體在漿液管中停留時(shí)間的下限，由式（ 5 )s/m/( 3)s/m/( 3.14 3m i 0 5 6 7 0 . 4 04 , 0 . 0 0 5 6 7 m / f A ，據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線 4。 5 液泛線 若操作的氣液負(fù)荷超過此線時(shí)，塔內(nèi)將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作。液泛可分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況，在浮閥塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算中通常對降液管液泛進(jìn)行驗(yàn)算。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管內(nèi)須維持一定的液層高度 ,1()d T w d P L dP e L o L L w o h H h h hh h h h h h h h h ， ， 聯(lián)立得 理得的關(guān) 系式帶 入上式，整與，與，將忽略 )1()1( )()( 3/222 式中3/232 )3 6 0 0)(1( 1 5 1( ， 將有關(guān)數(shù)據(jù)帶入，得： 22 3 2 / 32 2 2 / 320 . 0 5 1 2 . 9 2( ) 0 . 1 0 8( 0 . 1 0 1 0 . 5 2 4 0 . 7 7 2 ) 8 0 2 . 10 . 5 0 . 4 ( 0 . 5 0 . 6 1 1 ) 0 . 0 4 7 0 . 1 4 80 . 1 5 33 4 3 . 0 1( 0 . 6 6 0 . 0 3 2 )36002 . 8 4 1 0 1 (1 0 . 6 1 ) ( ) 1 . 4 2 10 . 6 60 . 1 1 1 0 . 1 4 8 3 4 3 . 0 1 1 . 4 2 11 . 3 7 3 1 7 6 2 2 / 31 3 . 1 6操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)上式計(jì)算出算結(jié)果列于下表： 由此表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 5 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖： )s/m/( 3)s/m/( 315 5泡沫夾帶線2出操作點(diǎn) A，連接 作出操作線。由圖可看出，該篩板上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得 33m i n m i 0 7 2 m / s 0 . 3 1 2 m / ， ，故操作彈性為 m a xm i 0 7 2 3 . 4 3 60 . 3 1 2，九、設(shè)計(jì)一覽表 將設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于下表： 序號 項(xiàng)目 數(shù)值 序號 項(xiàng)目 數(shù)值 1 平均溫度 7 邊緣區(qū)寬度m 平均壓力8 開孔區(qū)面積2 ,16 3 氣相流量/V 9 篩孔直徑m 液相流量/L 0 篩孔數(shù)目 n 2731 5 實(shí)際塔板數(shù) 25 21 孔中心距 t， m 有效段高度 Z， m 2 開孔率 ， % 塔徑 D， m 3 空塔氣速 u， m/s 板間距 m 4 篩孔氣速m/s 溢流形式 單溢流 25 穩(wěn)定系數(shù) 0 降液管形式 弓形 26 每層塔板壓降 1 堰長 m 7 負(fù)荷上限 液泛控制 12 堰高m 8 負(fù)荷下限 漏液控 制 13 板上液層高度 m 9 液沫夾帶 /） 4 堰上液層高度m 0 氣相負(fù)荷上限V， s/5 降液管底隙高度m，1 氣相負(fù)荷下限V， s/6 安定區(qū)寬度m 2 操作彈性 、熱量衡算 表苯 甲苯的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度 1塔頂熱量 ( 1 ) ( )D V D L D I I 物質(zhì) 沸點(diǎn) 0C 蒸發(fā)潛熱 g 臨界溫度 苯 94 苯 63 17 其中 ( 1 )V D L D D V A D V X H X H 0 . 3 822111()1 則 : 時(shí) 苯 : 21( 8 2 . 1 2 7 3 . 1 5 ) / 2 8 8 . 5 1 . 2 3( 8 0 . 1 2 7 3 . 1 5 ) / 2 8 8 . 5 1 . 2 2 蒸發(fā)潛熱 0 . 3 8 0 . 3 822111 1 1 . 2 3( ) 3 9 4 ( ) 4 0 0 . 7 1 /1 1 1 . 2 2 k J k 甲苯 : 21( 8 2 . 1 2 7 3 . 1 5 ) / 3 1 8 . 5 7 1 . 1 2( 1 1 0 . 6 3 2 7 3 . 1 5 ) / 3 1 8 . 5 7 1 . 2 0 蒸發(fā)潛熱 0 . 3 8 0 . 3 822111 1 1 . 1 2( ) 3 6 3 ( ) 2 9 8 . 9 5 /1 1 1 . 2 k J k 7 8 . 3 5 /7 8 . 3 5 1 9 . 4 9 2 9 8 . 9 5 /k g m o D k g h + ( 1 )0 . 9 6 6 4 0 0 . 7 1 + ( 1 0 . 9 6 6 ) 2 9 8 . 9 53 9 7 . 2 5 /V D L D D V A D V X H X k g 6( 1 ) ( )3 . 7 6 1 5 2 7 . 0 3 9 7 . 2 52 . 2 8 1 0 /D V D L D I h 2塔底熱量 ( 1 ) ( )W V D L D I I 其中 + ( 1 )V D L D D V A D V X H X H 0 . 3 822111()1 則 : 18 苯 : 21( 1 1 0 . 5 2 7 3 . 1 5 ) / 2 8 8 . 5 1 . 3 3( 8 0 . 1 2 7 3 . 1 5 ) / 2 8 8 . 5 1 . 2 2 蒸發(fā)潛熱 0 . 3 8 0 . 3 822111 1 1 . 3 3( ) 3 9 4 ( ) 4 5 9 . 6 3 /1 1 1 . 2 2 k J k 甲苯 : 21( 1 1 0 . 5 2 7 3 . 1 5 ) / 3 1 8 . 5 7 1 . 2 0 4 3( 1 1 0 . 6 3 2 7 3 . 1 5 ) / 3 1 8 . 5 7 1 . 2 0 4 7 蒸發(fā)潛熱 0 . 3 8 0 . 3 822111 1 1 . 2 0 4 3( ) 3 6 3 ( ) 3 6 2 . 7 /1 1 1 . 2 0 4 7 k J k 9 1 . 9 6 /9 1 . 9 6 2 6 . 8 9 2 4 7 2 . 8 /k g m o W k g h ( 1 )( 1 0 . 0 1 2 ) 3 6 2 . 7 0 . 0 1 2 4 5 9 . 6 33 6 3 . 9 /L W V W W V B W V X H X k g 6( 1 ) ( )3 . 7 6 2 4 7 2 . 8 3 6 3 . 93 . 3 8 1 0 /C V W L W I k g 3冷凝器 塔頂溫度 冷凝水1 25t 2 35t 則 11228 2 . 1 2 5 5 7 . 18 2 . 1 3 5 4 7 . 1t tt t t 12125 7 . 1 4 7 . 1 5 1 . 9 4l n ( / ) l n ( 5 7 . 1 / 4 7 . 1 ) 取傳熱系數(shù) 25 0 0 / ( )K W m K 則傳熱面積 63 22 . 2 8 1 0 1 0 2 4 . 3 93 6 0 0 5 0 0 5 1 . 9 4D 19 冷凝水流量 63212 . 2 8 1 0 1 0 1 5 . 1 4 /( ) 3 6 0 0 4 1 8 3 ( 3 5 2 5 )DD k g sc t t 4 再沸器 W r M r 其中取 140 攝氏度的水蒸氣作為加熱劑 ， r= 加熱蒸汽用量 63 . 3 8 1 0 1 5 7 3 /2 1 4 8 . 7m k g 再沸器的換熱面積為： t 取傳熱系數(shù) 25 0 0 / ( )K W m K 又： 1 4 0 1 1 0 . 5 2 9 . 5 t 蒸 汽； 63 23 . 3 8 1 0 1 0 6 3 . 6 53 6 0 0 5 0 0 2 9 . 5W 十一、管選型 1 頂蒸汽出口管徑 工業(yè)蒸汽的經(jīng)驗(yàn)流速范圍為 10 20 /，所以取蒸汽速度為 20 /Du m s，則管徑為 4 4 0 . 6 4 9 0 . 2 0 33 . 1 4 2 0 查 163 87，選用 2 1 9 m m 5 m m 2 流管徑 由于靠重力回流，所以選用回流液流速為 Ru m s，則管徑為 4 4 0 . 0