吉林化工学院化工原理课程设计
第四章 辅助设备及型号
4.1热量衡算
塔顶温度tD =80.6℃ 80.6-9080-90
C35.7=p?6935.?098 3 5. 7 6C9p1=35.259 kcal/(kmol.℃)
80.6-90C?42.615=80-9041.866?42.615 Cp2=41.910 kcal/(kmol.℃)
pCP=35.254?4.186=147.57kj/(kmol.k) CP'=41.910?4.186=175.44kj/(kmol.k)
CP?CPXD?CP'(1?XD)?148.13kj/(kmol.k)
进料温度 tF =95.099℃
95.099?100C?36.441=90?10035.769?36.441 Cp1=36.11 kcal/(kmol.℃)
p
95.099?100C43.363=90?10042.615?43.363 Cp=43.00kcal/(kmol.℃)
p?CP=36.11?4.186=151.16kj/(kmol.k) CP'=43.00?4.186=179.998kj/(kmol.k)
CP?CPXF?CP'(1?XF)?168.46kj/(kmol.k) 塔底温度tW =109.58℃
109.58?110C=100?110?37.292 Cp1=37.26 kcal/(kmol.℃)
p?37.29236.441
109.58?110C=100?110 Cp2=44.45kcal/(kmol.℃)
p?44.49743.363?44.497 CP=37.26?4.186=155.97kj/(kmol.k) CP'=44.45?4.186=186.07kj/(kmol.k)
CP?CPXW?CP'(1?XW)?186.47kj/(kmol.k)
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由表[3] 蒸发潜热 沸点/℃ △Hv Tc/k /(kJ/kg) 苯 80.10 393.9 563.09 甲苯 110.63 363 591.72 苯 TT1r1=?273.15?80.5562.09?0.6293，TT2273.15?80.10Tr2=T??0.6285 cc562.09蒸发潜热 ΔH1?0.6293v1=393.9?(1?0.6285)0.38?393.05kJ/kg
甲苯 TT1r1=T?273.15?80.5?0.5977，TT273.15?110.63r2=2??0.6486 c591.72Tc591.72蒸发潜热 ΔH=363?(1?0.5978v21?0.6486)0.38?382.03kJ/kg
所以 IvD-ILD=XDΔHv1+(1-XD)ΔHv2?0.98?393.05?0.02?382.03?392.83kJ/kg
Qc=(R+1)D(IvD-ILD)?(1.89?1)?33.40?392.83?3.7918?104kJ/h
由插值法计算得苯和甲苯在不同温度下混合物的比热容Cop(单位：kJ/(kg.C)
塔顶 塔釜 进料 精馏段 提留段 苯 1.8831 1.9949 1.9235 1.9033 1.9592 甲苯 1.9040 2.0169 1.9422 1.9231 1.980 精馏段： 苯 Cp1(tD-tF)?1.9033?(80.6?95.099)??27.60kJ/kg 甲苯 Cp1(tD-tF)?1.9231?(80.6?95.099)??27.88kJ/kg 提留段:
苯 Cp2(tw-tF)?1.9592?(109.58?95.099)?28.37kJ/kg 甲苯 Cp2(tw-tF)?1.980?(109.58?95.099)?28.67kJ/kg
塔顶流出液比热容：Cp1=Cp1xD+(1-xD)Cp2?1.9033?0.98?0.02?1.9231?1.9037kJ/kg塔釜流出液比热容：Cp2=Cp1xw+(1-xw)Cp2?1.9592?0.02?0.98?1.980?1.9796kJ/kg进料焓,即94.425℃的焓值为基准，由于D=33.40kmol/h,W=46.6kmol/h
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则QD=DMD?Cp1dt=DMDCp1(tD-tF)=33.4?78.32?1.9037?(80.6-95.099)=-7.22?104kJ/h
tFtD Qw=WMw?Cp2dt=DMwCp2(tw-tF)=46.6?91.93?1.9797?(109.58-94.425)=1.230?105kJ/h
tFtw全塔热量衡算：QF+Qs=QD+Qw+Qc,QF=0
Qs??7.22?104?1.230?105?3.7918?104?8.8718?104kJ/h
8.8718?104=Qs/η=?9.8576?104kJ/h. 取塔釜热损失为10%，则η=90%，Q?s0.9
冷凝器的选择：
o有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500—1500Kcal/(m2.h.C)
oo苯设计取 K=1000 Kcal/(m2.h.C)=4186kJ/(m2.h.C)
出料液温度：80.5℃（饱和气）→80.6℃（饱和液），冷却水温度取20℃→35℃， 逆流操作： ?t1?60.5℃, ?t2?45.5℃
Δtm=Δt1-Δt215=?52.7℃ Δt160.5lnln45.5Δt2传热面积：根据全塔热量衡算得Qc=3.8316?104kJ/h，
Qc3.7918?104A=??17.19m2. KΔtm4186?52.7o再沸器的选择：选用120℃饱和水蒸气加热，传热系数取K=4186kJ/(m2.h.C)
料液温度109.83℃→110℃，水蒸汽温度120℃→120℃， 逆流操作： ?t1?10℃，?t2?10.17℃
Δt?=m?-Δt?Δt10.172=?11.8℃ ?Δt110lnln10.17Δt?25传热面积：根据全塔热量衡算得Q?=1.107?10kJ/h s4Q?9.8576?10sA=??19.96m2 kΔt?4186?11.8m
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离心泵的选择
进料管D?4V?u u4?1.1F?F360?0?20?.011.5m3/s
设加料液面至加料孔为6m,取??0.6
led?35 得le?35dF?35?0.66?23.1m F料液密度?3F?839.63kg/m 由内插法得?F?0.31?10?3pa?s雷诺数 Re?dF?uF??F?6?2839.??0.6F0.3?1?130?63.35?86> 10104 为湍流
??0.316Re?0.25?0.00727 故料液面与加料孔面列伯努利方程
2 He??E??uF?P2g?F??H
Fg H????Hl2e????uFF?2.3 9 得He?9.013?d
F?2g
4.2塔附件的计算 4．2.1塔顶蒸汽出料管
直管出气，取出口气速u=20m/s，则
D?4?0.69763.14?20?211mm
查表取?273?6mm 4.2.2进料管
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本设计采用直管进料管，管径计算如下：
D?4Vs?u 取uF=1.6m/s ?L?776.99kg/m3 FVs?12?107?776.99?0.0060m33600?300?24/s
D?4?0.00603.14?1.6?69.1mm
查标准系列选取?76?4mm 4.2.3回流管
采用直管回流，取uR=1.6m/s
4?1.466 dR?814.313.14?1.6?0.038m 圆整 ?42?2.mm5 4.2.4塔釜出料管
取uw=1.6m/s ， 直管出料
4?46.6?091.93 dW?814.313.14?1.6?0.035m 圆整 ?38?2.mm5 4.2.5塔底进气管
采用直管，取气速u=23m/s D?4?0.8173.14?2.3?213mm
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