1、吉林化工学院化工原理课程设计化工原理课程设计任务书一 设计题目：苯-甲苯连续浮阀式精馏塔的设计二 任务要求 设计一连续浮阀式精馏塔以分离苯和甲苯，具体工艺参数如下：原料加料量 F=75kmol/h进料组成 xf=0.41馏出液组成 965.0Dx釜液组成 3W塔顶压力 kPa2.1单板压降 07进料状态 965.q2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点回流。 三 主要设计内容 1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高4、辅助设备选型与计算设计结果汇总5、工艺流程图
2、及精馏塔设备条件图吉林化工学院化工原理课程设计目 录任务书 .1目 录 .摘 要 .1第 1 章 绪论 .21.1 设计流程 21.2 设计思路 2第 2 章 精馏塔的工艺设计 .42.1 产品浓度的计算 42.2 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 52.3 物料衡算 62.4 精馏段和提馏段操作线方程 72.5 逐板法确定理论板数及进料位置（编程） 72.6 全塔效率、实际板数及实际加料位置 7第 3 章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 .83.1 物性数据计算 83.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算 103.3 塔板主要工艺尺寸的计算 123.4 塔板流体力学校核 153.5 塔板符合性能图
3、17第 4 章 热量衡算 214.1 热量衡算示意图 214.2 热量衡算 21第 5 章 塔附属设备的计算 .255.1 筒体与封头 255.2 除沫器 255.3 裙座 255.4 塔总体高度的设计 255.5 换热器（进料预热器或产品冷却器）的设计计算 265.6 进料管的设计 275.7 泵的选型 275.8 贮罐的计算 28第 6 章 结论 .296.1 结论 296.2 主要数据结果总汇 29结 束 语 .30参考文献 .31附录 1 主要符号说明 .32附录 2 程序框图 34附录 3 精馏塔工艺条件图 .35附录 4 生产工艺流程图 36教 师 评 语 .37吉林化工学院化工原
4、理课程设计0摘 要本次化工原理课程设计，设计出了苯甲苯得分离设备连续浮阀式精馏塔。进料摩尔分数为 0.44，使塔顶产品苯的摩尔含量达到 0.965，塔底釜液摩尔分数为0.035。综合工艺方便，经济及安全多方面考虑，本设计采用了浮阀式塔板对苯甲苯溶液进行分离提纯。按照逐板法计算理论塔板数为 16 块，其中精馏段塔板数为 7 块，提馏段塔板数为 9 块。根据经验是算得全塔效率为 0.535，塔顶使用全凝器，泡点回流。精馏段实际板数为 13 块，提馏段实际板数为 15 块，实际加料板位置在第 14块板。由精馏段的工艺计算得到塔经 1m，塔总高 16.8m。通过流体力学验算表明此塔的工艺尺寸符合要求，
5、由负荷性能图可以看出此精馏塔有较好的操做性能，精馏段操作弹性为 1.48。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管，预热器采用管壳式换热器。用133.3饱和水蒸气加热，饱和水蒸气走壳程，进料液走管程。关键词：苯甲苯 浮阀精馏 物料衡算吉林化工学院化工原理课程设计0第 1 章 绪 论1.1 设 计 流 程本设计任务为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分物系，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
6、加热，塔底产品经冷却后送至储罐。设计流程框图如下：热量衡算塔的附属设备及主要附件的选型绘制工艺流程图和工艺条件图任务书上规定的生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。贮罐中的原料液用机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。简易流程如下，具体流程见附图。1-原料罐，2-进料罐，3-苯、甲苯精馏塔，4-塔顶全凝器，5-再沸器1.2 设 计 思 路本次课程设计的任务是设计苯甲苯精馏塔，塔型为浮阀式板塔，进料为两组份进料，且苯与甲苯的挥发度有明显差别，可用一个塔进行精馏分离。要分离的组分在常压下均是液体，因此操作在常
7、压下即可进行，进料为泡点进料，需预热器。同时在塔顶设置冷凝器，在塔底设置再沸器，由于塔顶不许汽相出料，故采用全凝，又因所设计的塔较高，应用泵强制回流。精馏塔的工艺设计 精馏塔主要工艺尺寸的设计F DW1F22345吉林化工学院化工原理课程设计11.2.1 加热方式本设计的加热方式为塔底间接加热。1.2.2 回流比的选择选择操作回流比为最小回流比的 2 倍。1.2.3 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择冷凝方式为全凝,冷却介质为冷水。1.2.4 设计流程图吉林化工学院化工原理课程设计2精馏塔的工艺设计1.3 产 品 浓 度 的 计 算M 苯 =78.11 ， M 甲苯 =92.14摩尔分数XF
8、= 4.0XD= 965XW= 3.摩尔质量MF=XFM 苯 +（1-X F）M 甲苯 =0.44 kg/kmol97.8514.2).01(.78kmolgXDD /61.69651 ）（）（ 甲 苯苯2.2 平均相对WW .33.0）（）（ 甲 苯苯挥发度的计算温度计算表 2.1 苯甲苯的气液平衡与温度的关系表1温度/0C苯/%(mol 分率) 温度/0C苯/%(mol 分率) 温度/0C苯/%(mol 分率)液相 气相 液相 气相 液相 气相110.6 0 0 95.2 39.7 61.8 84.4 80.3 91.4106.1 8.8 21.2 92.1 48.9 71.0 82.3
9、90.3 95.7102.2 20.0 37.0 89.4 59.2 78.9 81.2 95.0 97.998.6 30.0 50.0 86.8 70.0 85.3 80.2 100.0 100.0用内插法求得 、 、FtDWt: Ft CtF65.97.34259.87.3125: DtDD800680:Wt tWW.15.2.1故由上塔顶温度 CtD98气相组成 %27.90.28.07: DDyyy进料温度 tF4气相组成 4.5818.6.95.861925: F塔底温度 CtW0气相组成 %9.3062.: Wyy由上温度和气相组成来计算相对挥发度吉林化工学院化工原理课程设计376
10、05.1)4./()580.1(5804.,4.0 FFFyX 293972.972.,6. DDD 70.)5.01/()34.(034.,5.0WWy则精馏段平均相对挥发度 621DF提馏段平均相对挥发度 7.1.4 最 小 回 流 比 的 计 算 和 适 宜 回 流 比 的 确 定2.2.1 最小回流比的计算由 Antonie 方程 ， CTBApln温度 T 时的饱和蒸汽压pT温度，KA,B,CAntonie 常数表 2.2 1常 数下 ntoieFA B C苯 16.0137 3096.52 -53.67甲苯 15.9008 2788.51 -52.36则 ： 06.73.521.7
11、65.98-08.15ln ）（苯pmHg46苯16.7.53193.l ）（甲 苯p7甲 苯故 52.4.16甲 苯苯吉林化工学院化工原理课程设计4气液相回流方程 76.128.0)4.71035.4.960965.02.)1(minminRXeYyRXqXye efee nnnx取 操 作 回 流 比得 线 方 程 为 ：则因 为2.2.2 适宜回流比的确定设计中令回流比 8.4.12.minR1.5 物 料 衡 算F : 进料量（Kmol/s） =0.44 原料组成（摩尔分数，下同）FXD ：塔顶产品流量（Kmol/s） =0.965 塔顶组成DW ：塔底残夜流量（Kmol/s） =0.
12、035 塔底组成W进料量 ： skmolhkol/026./95物料衡算式为 ： sKmolWsKolDWDXFD/015.,/01. 012.957.40.36.3 因 R=1.76RL9761 lFq /4.265 sV3)()(表 2.3 物料衡算结果表 1物料 流量（kmol/s） 组成进料 F 0.026 苯 0.44甲苯 0.59塔顶产品 D 0.011 苯 0.965甲苯 0.043塔底残夜 W 0.015 苯 0.035甲苯 0.988表 2.4 物料衡算结果表 2物料 物流（kmol/s）精馏段上升蒸汽量 V0.030提馏段上升蒸汽量 0.029吉林化工学院化工原理课程设计5
13、精馏段下降液体量 L0.019提馏段下降液体量 0.0441.6 精 馏 段 和 提 馏 段 操 作 线 方 程精馏段操作线方程 ：（1）354.06.01.3.9650.1 xyxXVDxLy提馏段操作线方程 ： （2）8.24W1.7 逐 板 法 确 定 理 论 板 数 及 进 料 位 置 （ 编 程 ）因 ，得出相平衡方程 或 （3）52. xxy52.1)(1y52.1又因为塔顶有全凝器，所以 代入相平衡方程得 代入（1）式得96.0DX960再代入（ 3）式得 反复计算得91.02y 843.2x4.045.0,632.19.,7.65.0,8.885443 FXxyx将 代入（2）
14、式得 代入（3）得 反复计算得89y371.09x035.021.,5.04618.,.327.0,.67.,.6643110 WXxyxy总理论板数为 16 块（包括再沸器） ，第 8 块板加料，精馏段需 7 块板，提馏段需 9 块。1.8 全 塔 效 率 、 实 际 板 数 及 实 际 加 料 位 置板效率用奥康奈尔公式 计算245.0)(9.LTE塔顶与塔釜平均温度为 CttWDm 38.956.18t=95.38 时，由化学化工物性数据手册查得C smPasPaBA 285.0,20则 sPaXXLD 269.0 7lg)6.(.lg.025.lg)1(.lgl吉林化工学院化工原理课程
15、设计6smPaXXLWW 28.0 5.028.lg)035.1(26.0lg35.28.0lg)1(6.lgl smPaLWD 729.0)(故 530)76.5(4.24.TE即全塔效率 3T则精馏段实际板数 块精 1./N提馏段实际板数 块提 )9(故实际板数为 ，实际加料位置为第 14 块塔板。块提精实 2853第 2 章 精 馏 塔 主 要 工 艺 尺 寸 的 设 计 计 算2.1 物 性 数 据 计 算3.1.1 操作压强的计算塔顶操作压力 KPaatmPD325.10.取每层塔板压降为 7进料板压力 F4.塔底压力 W94251精馏段平均压力 Pa875.102/)5.13.0(
16、提馏段平均压力 KP923.1.2 操作温度的计算因 CttCt WFD 6.9,65.9,.80则精馏段平均温度 78.2/)80(1提馏段平均温度 t 10323.1.3 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由相平衡方程得 ，则965.01DXy 96.1XkmolgMLV /2.74.)96.01(.78. 085进料板平均摩尔质量计算 lLFV /6.81.)5.(.045. 332632塔底平均摩尔质量计算 0/74.9.2)07.(1.782. 5kmolgLWV 精馏段平均摩尔质量计算 kmolgMLV /./)46.9.(930提馏段平均摩尔质量计算吉林化工学院化工原理课程设
17、计7kmolgMLV /06.892/)5.146.8(17733.1.4 液体平均粘度的计算液体平均粘度依 计算iiixllg时，查化学化工物性数据手册得CtD9.0 smPasPasmPa LDLLBA 309.51.039.lg)65.01(3.l65.lg, 进料板液体平均粘度的计算时，查化学化工物性数据手册得tF.9 sasmasa LFLLBA 269.057.026.lg)405.1(268.0lg45.lg7,塔底液体粘度计算时，查化学化工物性数据手册得CtW.19 smPasPasmPa LWLLBA 261.058.0246.lg)035.1(2.0lg35.lg, 精馏段
18、液相平均粘度为： 9/)9提馏段液相平均粘度为： L .123.1.5 平均密度的计算（1）气相平均密度的计算由理想气体状态方程计算，即精馏段 31 /85.2)1.738.(34.9405mkgRTMPV 提馏段 32 /6V（2）液相平均密度的计算液相平均密度依 iLM1又 )(1为 质 量 分 数aBALM时，查化学化工物性数据手册得CtD9.80 333 /67.8112.9650.14/.,/ mkgmkgLDLA 进料板，由加料板液相组成， 405Ax则 92).0(.7805. Aa时，查化学化工物性数据手册得CtF69吉林化工学院化工原理课程设计83333 /80.796102
19、5.49.701.9801/.,/. mkgmkgmkgLFLFLBLA Tw=109.86时，查化学化工物性数据手册得 333 /4.7804.7801.51/.,/. kgkgLWLWLBA故精馏段平均液相密度为 3/24.805961mkg）（精提馏段平均液相密度为 67/）（提3.1.6 液相平均表面张力的计算有公式 计算iLM塔顶液相平均表面张力计算时，查化学化工物性数据手册得CtD9.80 mNmNmNLBA /18.259.)6.01(.265. /,/1进料板液相平均表面张力计算时，查化学化工物性数据手册得tF.9LBA /96.128.0)45.1(8.405. /,/1塔底
20、液相平均表面张力时，查化学化工物性数据手册得CtW6.9 mNmNNLBA /40.183.)05.1(8.7035. /,/1精馏段平均表面张力为 L /57.2)962提馏段平均表面张力为 /2.2 精 馏 塔 主 要 工 艺 尺 寸 的 计 算3.2.1 塔径的计算气液相体积流量为精馏段： smLMsmVS VFD/1096.24.80519 /852.085.2/)73(.)( 33 提馏段： sLVSVS /1097.462.780/8333吉林化工学院化工原理课程设计9则，精馏段由 ,C 可由：VLCumax mhHVLC LTSL 06.,45.0,039.)85.240(85.
21、0196 )()2/13 2/12.20 板 上 液 层 高 度取 板 间 距 图 的 横 坐 标 为 ：由 史 密 斯 关 联 图 查 得 ，求 得 ， 则 ,mhHLT6-图 3-1.史密斯关联图 1查史密斯关联图得 ,085.2C 085.)27.(085.)2(0 LCsmuVL /43.1.max 取安全系数为 0.8，则空塔气速为DsS974.01.43852u/08.ax塔 径按标准塔径圆整后为 D=1m塔截面积为 22285.mAT实际空塔气速为 su/0.1785.1同理提馏段：由史密斯关联图查得，图的横坐标为： 0.)2.36(.94)( /12/1 VLS吉林化工学院化工
22、原理课程设计10取板间距 板上液层高度 ,则,m45.0THmhL06.，查史密斯关联图得hLT39 82CsmCuVL /24.1.367809.9.)21.(.)2(max .0.0 取安全系数为 0.7，则uDsmS 9.085.1437/.2.7.0ax塔 径按标准塔径圆整后 塔截面积为 222785.1mAT实际空塔气速为： sVuTS/03.785.23.2.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 HNZT4.5.11）（）（ 精精提馏段有效高度为 m360）（）（ 提提故精馏塔的有效高度为: Z745提精2.3 塔 板 主 要 工 艺 尺 寸 的 计 算3.3.1 溢流装置计算
23、选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：(1)堰长 Wl取 )8.0,(,8.01.8.0 mlDmDW故(2)溢流堰高度 h精馏段：由 ,选用平直堰，堰上液层高度OWL 3/2)(1084.WhOWlLEh近似取 E=1，则 2.)8.03619.(1084.23/2取板上层清液高度 ,则：mhL6.hOWL 提馏段： m25.)8.036974(10823/2 取 hOWLL 07,6. (3)弓形降液管高度 和截面积dfA吉林化工学院化工原理课程设计11精馏段：由 ，8.01/./DlW图 3-2.弓形降液管的宽度和面积 5查弓形降液管的参数图得： mDWAdTfdTf 2.
24、01.2.018.755.,. 2验算液体在降液管中停留时间，即：故降液管设计合理sLHhTf .97.483提馏段：因 mWmAdff 06.,01.,.02故则 ，故降液管设计合理。s561269.0.3（4）降液管底隙高度 0h取降液管底隙的流速 ，则u/8.精馏段： 012.7.031.4.6.03hmlLW提馏段： 012.9.018.375.90hulW故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度 mhW50吉林化工学院化工原理课程设计123.3.2 塔板布置本设计塔径 mD1取阀孔动能因子 ,则2F精馏段孔速 suV/1.785.0取 每层塔板上浮阀数目为：型 浮 阀采 用d,
25、390 个01.7)039.(41.202 uNS取边缘区宽度 ,破沫区宽度mWC5mWS6.计算塔板上的鼓泡区面积，即： 222222 64.05.38arcsin18045.3.045.0(2)6(1).05.)arcsin8( mADxRrxxAaSdCa 则其 中 同理提馏段孔速 mFuV/690每层塔板上的浮阀数目为： 个69.)03.(41.7820udVNS取边缘区宽度为 ，破沫区宽度mWC5 mWS06.因 故塔板上的鼓泡区面积xrD,则 24.Aa取孔心距 t=75mm，采用正三角形叉排绘制排列图的浮阀数 功能因数,则：9N精馏段: 96.1085.249.6/4.)3(01
26、01 VSuFsNd塔板开孔率为： %7.提馏段: 7.102.30.6/49.6)9.(4.02202 VSuFsmNd吉林化工学院化工原理课程设计13塔板开孔率为： %72.160.63102u2.4 塔 板 流 体 力 学 校 核3.4.1 干板阻力气体通过塔板的压强降相当的液柱高度，依据 计算塔板压降hhLCP精馏段： smuVOC /92.58.173.25.825.1因 ，故：0ghLVC 048.924.053.234.5提馏段： smuVOC /3178.85.1因 ，故：0ghLVC 0497.826.734.5234.53.4.2 塔板清液层阻力，克服表面张力 fh由于所分
27、离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数 ，已知板上液层5.00高度 ，所以mhL06. mLll 3.6.5.05.则，精馏段 mhCf 783048.换算成单板压强降 KPagPLfp 7.84.21.94. 提馏段 hlf 97.换算成单板压降 hfp .06870.3.4.3 淹塔（液泛）为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度 ，)(WTdhHdLPdh单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：精馏段： mhfP078.提馏段： f9液体通过降液管的压头损失：精馏段： mhlLhWSd 42320 1056.9)0.8196(5.)(153. 提馏段： lSd 874 2320
28、板上液层高度：精馏段 ，则mL6.Hd 198156.9078.4吉林化工学院化工原理课程设计14提馏段 ，则：mhL06. mHd 157.0.1879取 已选定,5. mhHWT048.,4则，精馏段 hWT 29)8()(,所以符合防止淹塔的要求d提馏段 T .)0.5.(0)(,所以符合防止淹塔的要求。WdhH3.4.4 物沫夹带由公式：泛点率= %1036.bFLSVLSAKCZ板上液体流经长度： mWDZd6.22板上液流面积： 2549875.fTb图 3-3 泛点负荷因数 1则精馏段：取物性系数 K=1.0，泛点负荷系数图查得 ，带入公式有：103.FC泛点率 %75.4549
29、.013. 616824.058. 3F提馏段：取系数 K=1.0，泛点负荷系数图查得 0.F泛点率 12.78549.01. 6.76236.78.03 F吉林化工学院化工原理课程设计15物沫夹带是指下层塔板上产生雾滴被上升气流带到上层塔板上的现象，物沫夹带将导致塔板效率下降。为了避免物沫夹带过量，应使每千克上升气体中带到上层塔板的液体量控制在一定范围内，才能保证一定的生产能力和塔板效率。物沫夹带量 应满足小于 0.1kg(液)Ve/kg(干气体)的要求。对于大塔径泛点需控制在 80%以下，从以上计算的结果可知，其泛点率低于 80%，所以物沫夹带满足要求。2.5 塔 板 符 合 性 能 图3
30、.5.1 物沫夹带线泛点率= 据此可做出负荷性能图的物沫夹带线。按泛点率 80%计%1036.bFLSVLSAKCZ算：精馏段 549.013.6.8205.8. SS整理得： SSLV6.7.由上式可知物沫夹带线为直线，则在操作范围内取两个 ：SSVL值 ， 可 算 出表 3-1 物沫夹带曲线表 1)/3smLS（0 0.01(0.758 06211提馏段 549.013.6.26780SS LV整理得： SSS V62.15.0,5即在操作范围内取两个 :L值 ， 可 算 出表 3-2 物沫夹带曲线表 2)/3smS（ 0 0.01(V0.695 0.5693.5.2 液泛线由此确定液泛线
31、，忽略式中dLCdlPWT hhhH1)( hNdVu LElguS SWWSLV200 3/2020204 )4.06(18.2)()(53.34.5 精馏段吉林化工学院化工原理课程设计16整理得)8.036(14.208.)51()031.8(15.0039.75.95.249. 3/2 2242S SSLLV /273SSV提馏段整理得)8.036(14.2075.)1()018.(153.0039.75.92.49. 3/ 224S SLLV /22 SSSV在操作范围内，任取若干个 值，算出相应的 值SV表 3-3 液泛线精馏段 提馏段)/3smLS（ )/(3smVS )/3smL
32、S（ )/(3smVS0 3.17 0 2.990.0002 3.10 0.0002 2.930.0005 3.04 0.0005 2.870.0008 2.99 0.0008 2.833.5.3 液相负荷上限液体的最大流量应保证激昂也管中停留时间不低于 3-5s液体降液管内停留时间 -5s3STfLHA以 =5s 为液体在降液管中停留时间的下限,则=5)(maxTfSALsm/0162.45.01. 33.5.4 漏液线对于 型重阀,依 =5 作为规定气体最小符合的标准，则 1F0 024NudVS精馏段 smNdVS /389.05.21039.785.4)( 22min 提馏段 S /6
33、20in 3.5.5 也想负荷下限线取堰上液层高度 =0.006m，作为液相负荷下限条件，依2/3min30()2.841SWLEl=0.006，OWh计算出 的下限值以此作出液相负荷下限线，该线为与气体流量无关的竖直线：SL吉林化工学院化工原理课程设计17取 E=1.0,则 smlLWS /10823.60.)84.2106(3)184.206()( 342/32/min 由以上 1-5 作出塔板负荷性能图精 馏 段 塔 板 负 荷 性 能 图162345y = 409.48x00.10.20 0.002Ls/（ m3/s）Vs/（m3/s）1-物 沫 夹 带 线2-液 泛 线3-液 相 负
34、 荷 下 限 线4-液 相 负 荷 上 限 线5-漏 液 线6-操 作 线图 3-4 精馏段塔板负荷性能图提 留 段 塔 板 负 荷 性 能 图123 456y = 163.2x00.10.20.30 0.001 0.002Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)1-物 沫 夹 带 线2-液 泛 线3-液 相 负 荷 下 限线4-液 相 负 荷 上 限线5-漏 液 线6-操 作 线图 3-5 提留段塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可看出吉林化工学院化工原理课程设计18(1) 在任务规定的气液负荷下的操作点 P（设计点）处在适宜操作区的适中位置。(2) 踏板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下线由
35、漏液控制。(3) 按照固定的液气比由塔板负荷性能图查出踏板的气相负荷上限（ =0.068（0.0625） /s，气相负荷下限 =0.032（0.030） /s ，所以精max)SV3mmin)(SV3m馏段操作弹性为 ，提馏段操作弹性为48.106.)(axSV 42.109.65)(axS吉林化工学院化工原理课程设计19第 3 章 热 量 衡 算3.1 热 量 衡 算 示 意 图3.2 热 量 衡 算4.2.1 加热介质的选择选择饱和水蒸气，温度 133.3 ，工程大气压为 300KPaC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
36、数相应越小，但水蒸气不宜太高。4.2.2 冷却剂的选择本设计建厂选在吉林，平均气温为 25 ，故选用 25 的冷却水，温升 10 ，即冷却CC水的出口温度为 35 。4.2.3 热量衡算（1）冷凝器的热负荷蒸发潜化热的计算：蒸发潜化热与温度的关系： 38.0122)(rVTH式中 蒸发潜热VH对比温度rT表 4.1 沸点下蒸发潜热列表6物质 沸点/ C蒸发潜热 1/kgJHVkTC/苯 80.01 393.9 562.10甲苯 110.63 363 591.72由表 2.1 使用内插法，计算出 LDVt,CttttLDLDV06.812.810.951075280.9510吉林化工学院化工原理
37、课程设计20kgJHTTkgJHTTCtVCr CrVr CrVD /12.38)649.01(3.72.591601.72591.8.3/9.36021562.8.73632.01.56873,.8.212.12甲 苯苯蒸 发 潜 化 热同 理 ， 甲 苯 ： ）（蒸 发 潜 热 苯 ：时由上知 ,故由 Pitzer 偏心因子法.6.0r 56.354.0)(.)1(87rCV TTR式中 偏心因子对比温度r故：式中kgJHXI VDVDLVD /2.3651.8965.012.3965.0)1 ）（ 甲 苯苯塔顶上升蒸汽的焓塔顶溜出液的焓又 )()(LDVCIRQ式中 塔顶液体质量分数R=
38、1.76 skJMDC /93.8712.3658.0)176.(2）冷却水消耗量 )(12tQWPC式中 冷却水消耗量，kg/s冷却介质在平均温度下的比热容，kJ/(kg )C冷却戒指在冷凝器进出口的温度，21,t故 Ct3025此温度下冷却水的比热容 ，所以：)/(25.4kgJPstCQWP)(5.49871)(12（3）加热器热负荷及全塔热量衡算吉林化工学院化工原理课程设计21表 4.2 苯、甲苯液态比热容6温度 苯 甲苯0 1.507 1.63020 1.716 1.68140 1.767 1.75760 1.828 1.83480 1.881 1.902100 1.953 1.97
39、0120 2.047 2.073表 4.3 计算得苯、甲苯在不同温度下混合物的比热容 )/(CkgJP物质 塔顶 塔釜 进料 精馏段 提馏段苯 1.885 1.999 1.934 1.909 1.964甲苯 1.906 2.021 1.952 1.929 1.982由表 4.3 ，精馏段 ：苯： kgJtCFLDP /07.3)65.980(.1)(1 甲苯： 822提馏段：苯： tFWP /94.2)(4.)(1甲苯： kgJ165861092 塔顶流出液的比热容： )/(003.)(21 CCXCPDP 塔釜溜出液的比热容： /982.1.)5.1(.964.1212 kgJW 以进料焓，
40、即 时的焓值为基准：tF5.96 WFDt PPt skJtCdQskmolskol /39.0)65.8.109(2.05./,/0.2211对全塔进行热量衡算： skJQSFD /9.8713.9.031.0所 以 ，塔釜热损失为 10%，则 %故 QS /.6./87/式中 加热器理想热负荷加热器实际热负荷S塔顶溜出液带出热量D吉林化工学院化工原理课程设计22塔底溜出液带出热量WQ加热蒸汽消耗量：查得 kPaCkgJHV 30,.1(/.268水 蒸 气故 sSh470水 蒸 气表 4.4 热量衡算结果表符号 skJQC/skgWC/kJQF/skJD/skJQW/skJS/skgWh/
41、数值 871.93 20.52 0 -0.331 0.393 968.88 0.447吉林化工学院化工原理课程设计23第 4 章 塔 附 属 设 备 的 计 算4.1 筒 体 与 封 头筒体 m0.129.125036.壁厚选 4mm，所选材质为 。3A封头 选取椭圆形封头，由公称直径 300mm，查得曲面高度 ，直边高度mh401，故选用封头mh30 72,JBDg4.2 除 沫 器空塔气速较大，塔顶带液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。这里选用丝网除沫器，其具有比表面积大，质量轻，空隙大及实用方便等优点。设
42、计气速选取： ,系数VLku107.ksmu/80.12.580417.除沫器直径： uDS78436故选取不锈钢除沫器，类型：标准型，规格 40-100，材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni9Ti） ，丝网尺寸，圆丝 2.04.3 裙 座塔底常用裙座支撑，裙座的结垢性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座内径为 300mm,取裙座壁厚 16mm，则基础环内径： mDbi 1320)4.20()1630( 基础环外径： bo 5).(3圆整： ，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取 18mm，考虑到再沸器Dmi,20裙座高取 2m，地角螺栓直径去 。3
43、0M4.4 手 孔由于本次设计的塔径较小，所以应设置手孔。手孔的设置应便于人的手臂可以伸入塔内，一般每隔 45m 才设一个手孔，本塔中共 34 块板，须设 5 个手孔，每个孔直径为 100mm。4.5 塔 总 体 高 度 的 设 计5.4.1 塔顶部空间高度是指塔顶第一层到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为 1200mm。5.4.2 塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取10min。吉林化工学院化工原理课程设计24mARtLHTVSB 21.460875./)142.0697.410().50(/)60
44、( 3 5.4.3 塔总体高度 mHNBlTl 14.20.43021.3.4顶封群 提精4.6 换 热 器 （ 进 料 预 热 器 或 产 品 冷 却 器 ） 的 设 计 计 算5.5.1 冷却器选取管壳式冷凝器，冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。取冷凝器传热系数： ，又吉林地区平均温度 25 ，10)/(502ChmKcal C对于逆流： T 80.9 82.25Ct 25 35ttm 52.1)352.8(90lnln12故冷凝器冷凝面积： 247,6.10723069.87mttKQAmmC表 5.1 选
45、取的冷凝器参数表7公称直径/mm 管程数 管数 管长/mm换热面积/ 2公称压力/ MPa159 1 13 2000 94.125注：摘自金属设备上册 P118 表 2-2-5 和 P135 表 2-2-8标准图号：JB1145-71-2-38 设备型号 G273I-25-55.5.2 加热器选用 U 型管加热器，经处理后，放在塔釜内。蒸汽选择 133.3 饱和水蒸气，传热系数：C)/(4186)/(1022 ChmkgChmKcal t33由热量衡算知 kJQS /39164097换热面积 254186tkA吉林化工学院化工原理课程设计25表 5.2 所选加热器参数表7公称直径/mm 管程数
46、 管数 管长/mm换热面积/ 2m公称压力/ MPa159 1 13 2000 94.125注：摘自金属设备上册 P118 表 2-2-5 和 P135 表 2-2-8标准图号：JB1145-71-2-39 设备型号：G273-25-44.7 进 料 管 的 设 计本次加料选择高位槽加料，所以 可取 0.4-0.8m/s。本次取 。FWsmWF/6.0，查化学化工物性数据手册得CtLD06.8133/96.80,/ mkgmkg甲 苯苯 则 33/01.810251. kgXLDDLD 甲 苯苯 ）（WFdLF 70.836.4324式中 进料液质量流量， kg/s进料条件下的液体密度， ，圆整后L /mkgmdF80表 5.3 所选进料管参数表8内管 2sd外管 21sd半径 R 1H2内管重/(kg/m)31847675 120 150 1.63注：摘自浮阀塔P197 表 5-34.8 泵 的 选 型为确定泵输送一定流量所需的扬程 H，应对输送
