1、1 化 工 原 理 课 程 设 计题 目 苯-甲苯精馏浮阀塔设计学 院 化学化工学院专 业 无机非金属材料班 级 2012 无机 01姓 名 罗钢学 号 20124620123指导教师 杜可杰2015年 1 月 20 日2目 录绪 论第一章、设计方案的确定1、设计方案2、设计要求第二章、工艺设计1、基础物性数据2、塔的工艺计算3、逐板计算法求理论板数计算4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算5、精馏塔的工艺尺寸的计算6、塔板负荷性能图7、辅助设备的选型第三章、讨论总结1、进料状况的影响2、回流比的选择3、精馏塔的操作和调节4、热量衡算和节能5、三废的处理结束语附录:参考文献 3附：精馏塔优化
2、设计任务书1、设计题目 苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计二、工艺条件与原始数据 1.体系可以看成理想溶液，=0.5, K=1； 2.原料液组成：含苯 0.42（质量分数，下同）； 3.生产能力：50000 吨/年（按进料计），年生产时间 300天；4.馏出液组成：苯 95%；塔釜液要求：含苯 3%。三、设计条件 1.常压操作，连续操作、泡点回流； 2进料状况：进料温度为 20 -50； 3回流温度为塔顶蒸汽的露点； 4间接蒸汽加热，加热蒸汽压力 (绝压)；5冷却水进口温度为 20，出口温度为 40。四、设计任务 1物料衡算，热量衡算；2塔板数、塔径计算；3溢流装置、塔盘设计；4流体力学计算、负荷性能
3、图。五、设计成果 1设计说明书一份； 2设计图纸，包括塔板布置图，负荷性能图，塔设备的平面、4立面图（要求手工绘图）。绪 论塔设备是炼油、化工、石油化工、制药等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）流动，气液相密切接触，进行质热传递。在正常操作下，气相为连续相，液相为分散相，气液相组成沿塔高连续变化，属微
4、分接触操作过程。浮阀塔主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流经阀片与塔板间的间隙而与板上横流的液体进行两相接触。浮阀开度随气体负荷而变，可以自行调节；浮阀塔的主要优点是结构简单、制作方便、造价低、塔板开孔率大、生产能力大，由于阀片随气量变化自由升降，故操作弹性较大，气液接触时间较长，故塔板效率高；其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板黏结，在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死现象，使塔板效率和操作弹性下降。本设计书对苯和甲苯的分离设备浮阀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。采用浮阀精馏塔，塔高 15.54米，塔径 1.4米，按逐板计算理论
5、板数为13。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为 25，提馏段实际板数为 12。实际加料位置在第 11块板(从上往下数)。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。用加热蒸汽压力 300 kPa加热，用 15循水作冷凝5剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。第一章 设计方案的确定1、设计方案本设计任务为分离苯、甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，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，其余部分经产品冷凝
6、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、设计要求1、生产能力较大，分离效率较高。2、流体的通量大，单位设备体积的处理量大。 3、流体流动阻力小；气体通过塔内构件的压降低、能耗低。4、有一定的操作弹性；在气液负荷较大的变动范围内，能够维持传质速率基本不变。5、对物料的适应性强，适于分离组成复杂的物料。 6、性能稳定，稳定运行时间长；结构简单，造价低，易于安装、检修和清洗。 第二章 工艺设计1、基础物性数据表 1-1苯、甲苯的粘度温度 0 20 40 60 80 100 1206苯 smPa0.63
7、8 0.485 0.381 0.308 0.255 0.215甲苯 0.758 0.58 0.459 0.373 0.311 0.264 0.228表 1-2 苯、甲苯的密度温度 0 20 40 60 80 100 120苯 3/kgm- 877.4 857.3 836.6 815.0 792.5 767.9甲苯 885.6 867.0 848.2 829.3 810.0 790.3 770.0表 1-3 苯、甲苯的汽化潜热温度 20 40 60 80 100 120苯 /kJg431.1 420.0 407.7 394.1 379.3 363.2甲苯 412.7 402.1 391.0 37
8、9.4 367.1 354.22、塔的工艺计算(一)原料规格及分离要求1、年产 5万吨 即 GF=50000000Kg（300*24）hr=6944Kgh;2、泡点进料,q=13、塔顶苯含量不低于 95%，塔底苯含量不高于 3%（以上均为质量分率）。(二)生产条件1常压操作，连续操作、泡点回流；2进料状况：进料温度为 2050；73回流温度为塔顶蒸汽的露点；4间接蒸汽加热，加热蒸汽压力 (绝压)；5.冷却水进口温度为 20，出口温度为 40。（三）精馏塔物料衡算1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=78.11KgKmol 甲苯的摩尔质量 MB=92.13KgKmol=（0.42
9、78.11)/（0.42/78.11）+（0.58/92.13 ）=0.460FX=（ 0.95/78.11）/（0.95/78.11）+（0.05/92.13）=0.957D=（ 0.03/78.11）/（0.03/78.11）+（ 0.97/92.13）=0.035W2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量=0.460* 78.11+（1-0.46）*92.13=85.68kg/kmolFM=0.957* 78.11+(1-0.957)*92.13=78.71kg/kmolD=0.035* 78.11+(1-0.035)*92.13=91.64kg/kmolW3.物料衡算原料处理量 F=69
10、44/85.68=81.04kmol/h总物料衡算 81.04=D+W苯物料衡算 81.04* 0.460=0.975D+0.035W联立解得 D=44.01kmol/h W=37.03kmol/h三 塔板数的确定1.理论板层数 的求取TN苯-甲苯属理论物系，可采用图解法求理论板层数。8由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出 x-y图x 0 0.058 0.155 0.256 0.376 0.508 0.659 0.83 1y 0 0.128 0.304 0.453 0.596 0.72 0.83 0.943 100.10.20.30.40.50.60.70.80.910 0.2 0.4
11、0.6 0.8 12）求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在（图 1）中对角线上，自点e（0.45，0.45）作垂线 ef即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为y=0.678 x=0.460故最小回流比为 1.28取操作回流比为最小回流比的 2倍 R= 2 Rmin=2 *1.28=2.563）求精馏塔的气、液相负荷L=RD=2.68* 44.01=117.94kmol/hV=(R+1)D=(2.68+1)44.01=161.96kmol/h9L=L+F=198.98kmol/hV=V=161.96kmol/h故精馏段操作线方程式为提馏段操作线方程为 5）图解法求理论板层
12、数采用图解法求理论板层数，求解结果为;总理论板层数 NT=13（包括再沸器）进料板位置 NF=62实际板层数的求取精馏段实际板层数 N1 =5/0.52=9.6 =10提馏段实际板层数 N2=7.5/0.52=14.42 =154、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1)操作压力的计算塔顶的操作压力 每层塔板的压降 KPa7.0进料板压力 精馏段平均压力 塔底压力 kpapw 7.1207.023.105D3.154KPm 8/).( aF .)(62kpaDm10提馏段（2）温度 ，根据操作压力通过试差计算P= ,塔顶 , , 精馏段温度, 提馏段温度(3)平均摩尔质量 塔顶 94.01y
13、xD83.01x=0.94978.11+(1-0.949) 92.13=78.83(kg/kmol)VM.=0.88378.11+(1-0.883) 92.13=79.95(kg/kmol)L.进料板： =0.599178.11+(1-0.5991) 92.13=83.73(kg/kmol)FV.=0.377078.11+(1-0.3770) 92.13=86.85(kg/kmol)LM.塔 底： 01846.wx439.0wy=0.443978.11+(1-0.4439) 92.13=85.90(kg/kmol)V.=0.0184678.11+(1-0.01846) 92.13=91.86(
14、kg/kmol)wL.= =83.3(kg/kmol) 精.M25.7986= =81.28(kg/kmol)精.L3.= =83.3(kg/kmol)提.L26.8915= =84.82(kg/kmol)提.vM73.(4)平均密度计算 气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即591.0y370.Fx3. /95.2)738.9(3140mKgRTMpmvV 精。 精mtBAxp74.82Dt21.93Ft 54.0wt.Ft精 7.81WFt提11 液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即：塔顶液相平均密度的计算由 ，查液体在不同温度下的密度表得：3/.981mKgA 3/.80
15、7mKgB.076.4LDm /.21LDm进料板液相平均密度的计算由 ，查液体在不同温度下的密度表得3/.180mKgA 3/79mKgB.01.2).0(.7.8a93-1.801LFm 3/.48gLDm精馏段的平均密度为 3/.8052/).4.1(KgLm塔底液相平均密度的计算由 ，查液体在不同温度下的密度表得Ctw54.03/79.KgA 3/6.79mKgB0152)0184.(1.8046. a3/7.1)23.810(34.56mKgRTMpmVV 。 提。 提 LBALmaCtD.72CtF2.931279.6015.01Lwm 3/79.mKgLwm提馏段的平均密度 3/
16、1.02/).48.( gLm(5)液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算由 ，查液体表面张力共线图得mNA/9.820mNB/39.21LDm /4.0)4.0(.4进料板液相平均表面张力的计算由 ，查液体表面张力共线图得：NA/4.19mNB/4.20LFm /.91)37.1(.370塔底液相平均表面张力的计算由 ，查液体表面张力共线图得：NA/4.17mNB/6.318LDm /4.318.)04(.086精馏段平均表面张力 mNLm/3.2/)4.91.2(提馏段平均表面张力 Lm/.1/).8,(6)液体平均黏度计算niiLmx1CtD.7
17、CtF2.CtD.513液相平均黏度依下式计算，即 iiLmxlglg塔顶液相平均黏度的计算由 ，查气体黏度共线图得：smPaA301.smPaB305.pLD 2194lg精馏段液相平均黏度的计算：由 ，查气体黏度共线图得：sPaA273.0 smPaB280.pLFm 763.0.精馏段液相平均黏度 smPaLm29./)7.32.0(精馏段液相平均黏度的计算由 ，查气体黏度共线图得：sPaA234.0 smPaB245.0pLFm .981186提馏段液相平均黏度 smPaLm 26.0/)7.24.0(5、精馏塔工艺尺寸的计算（1）塔径的计算精馏段气液相体积流率 )/(49.185.)
18、26.()1( hkmolDRV精馏段的气、液相体积流率CtD7.82CtF1.9Ctw5.14smVMmS /14.95.23608.13)/(.4.2hkolRDLsLmS /03.853601提馏段的气、液相体积流率 )/(49.1 hkolVsmMVmS /10.7.3604982.33)/(6519., hkolFL（2）塔板工艺尺寸计算塔径 空塔气速 max()uu安 全 系 数 axLVC精馏段 maxLmVuC精 精 精取板间距 HT=0.45m,取上板液层高度 hL=0.07m，则图中参数值为；hLT38.07.450由 ，式中 C由 求取，其中 由筛板塔汽VLCumax 2
19、.02)(L20C液负荷因子曲线图查取，图横坐标为根据以上数据,由史密斯关联图查得sLms /0736089.23,0435.)9.285()36014.()(121 VLh1508.2C因物系表面张力为 时的 C:mN/43.20083.)24.(7.)(8.2. LsCuVL /3.195.03.max 取安全系数为 0.7，则空塔气速 smu/24.03.17.0maxVDS 5.9.4按标准塔径圆整 1塔截面积为 22254.178.05. mAT svuTS/41精馏段取板间距 HT=0.45m,取上板液层高度 hL=0.07m，则图中参数值mhLT38.07.450由 ，式中 C由
20、 求取，其中 由筛板塔汽VLCumax 2.02)(L20C液负荷因子曲线图查取，图横坐标为 086.)17.39()601.()( 221 VLh根据以上数据,由史密斯关联图查得07.2C因物系表面张力为 时的 C:mN/14.916075.)214.9(076.)2(076. LCsmuV /1835.max 取安全系数为 0.7，则空塔气速7 su/83.01.7.0maxmVDS43按标准塔径圆整 。1塔截面积 22254.178.05.AT smvuTS/.4.1塔的有效高度Z 精 =（N 精 -1）*H T=9*0.45=4.05mZ 提 =（Z 提 -1）*H T=11*0.45
21、=4.95m故精馏塔的有效高度为:Z=4.05+4.95=9m(3)塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置计算因塔径 ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。mD4.1堰长 wl取 m958.04168.4.0溢流堰高度 wh由 ，选用平直堰，堰上液层高度 由下式计算，即：oLow owh32)(1084.2wholLEh17近似取 E=1.02，则 mhow 015.)958.036(2.10842取板上清液层高度 mL7故 howLw 5.1.弓形降液管宽度 和截面积 ：dWfA由 ，查弓形降液管参数图得：08.TfA13.0Dd则： ，2154.mfmWd84.验算液体在降液管中停留时间，即
22、sLHAhTf 5183602360故降液管设计合理降液管底隙的流速 ，则：smu/2.0 mlLhwh 03.294.36500 6.17.48. 故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度塔板布置与浮阀数目及排列塔板的分块，因 ，故塔板采用分块式；mD80查塔板块数表得塔极分为 3块。选用 F1型重阀，阀孔直径 d0=39mm，底边孔中心距 t=75mm精馏段计算64.95.Dlwhw518取阀孔动能因子 F0=12孔速 smFuMVO/9.65.21,0浮阀数 个 ）(1370.780478. 2udns边缘区宽度确定取 ，mWss07.c06.开孔区面积计算。开孔区面积 计算aA)s
23、in180(2122rxxrAa 其中 mDxsd 45.07.(7.)Wrc642故 2122 05.)64.sin.18035064.(Aa 筛孔计算及其排列。浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距 t=75mm=0.075m估算其排间距 hh= )(103.75.13mnaAs考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积.故取 t=100mm=0.1m按 t=75mm，t=0.1m，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数 140个按 N=140重新核算孔速及阀孔动能因数06.82.91.72F阀孔动能因数 F0变化不大，仍在 912范围内塔
24、板开孔率 %9.10)4.3(10)/(220DdN19提馏段堰长 lw取堰长 lw=0.6841.4=0.958出口堰高 hwLh=3600 =36000.006=21.6 /hS 3m=how故采用平直堰：堰上高度 32)(1084.whowlLEh近似取 E=1.028 m23.0)58.961(20184.3owh故： =0.070.023=0.047mowLh降液管的宽度 wd与降液管的面积 Af由： 查化工设计手册得：684.0Dlw08.,13.tfdW故 wd=0.013D=0.0131.4=0.18mAf=0.08At=0.080.7851.4 =0.12m2停留时间： ST
25、fLHt5s）符合要求3(906.4512st降液管底隙高度 h0mhw041.6.470 塔板布置及浮阀数目、浮阀排列20取阀孔动能因子：F0=12孔速： smuv/4.76.1320浮阀数： （ 个 ）137.)09.(4202 dVNs取无效区宽度：wc=0.06m安定区宽度：ws=0.07m开孔区面积：221(sin)80a xAxrr)(05.1 64.05sina.1805.4-.642)7(7)(41222mrcAmwDxRasdc）（）（）（ 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排方式取同一横排的孔心距 a=75mm=0.075m则估算排间距 h= )/(03.175.13420a s
26、mnA考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此，排间距可采用 0.065m按a=75mm,h=0.045m重新排列阀孔。实际孔数为： 个14075.02naA)s/(59.639.8.4220 mdVus7.1.560vF阀孔动能因子变化不大，仍在 912的合理范围内，故此阀孔实排数21适用。%9.10)4.3(10)/(220DdN6、塔板流体力学校核精馏段气相通过浮阀塔板的压力降 Pclh干板阻力 LvcgUh234.50mc 046.3859.1.)6(. 计算塔板上含气液层阻力由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数 ，5
27、.0已知板上液层高度 所以依式,07.LhLlh0ml 35.50计算液体表面张力所造成的阻力由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降液柱高度为 mhp081.35.064.换算成单板压降 (设计KpaPgPLff 7.0.96381.5. 允许值)提馏段气相通过浮阀塔板的压力降 Pclh干板阻力22LvcgUh234.50mc 05.179.38.)6(. 计算塔板上含气液层阻力由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数 ，5.0已知板上液层高度 所以依式,07.LhLlh0mhl 35.50计算液体表面张力所造成的阻
28、力由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降液柱高度为 mhp085.3.05换算成单板压降 (设计允KpaPghPLff 7.059681.79. 许值)精馏段计算为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd(HT+hw) Hd=hp+hl+hd气体通过塔板的压强降所相当的液体高度 hp，前已算 hp=0.081m液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰故 Hd= mhlLows 062.49.058.31.0153.022 板上液层高度，前已选定 hl=0.07m则 Hd=0.081+0.07+0.00062=0.152
29、0m取 =0.5 又已选定 HT=0.45m，hw=0.055m，则(HT+hw)=0.5（0.45+0.055）=0.25m可见 Hd(HT+hw),符合防止淹塔的要求提馏段计算23为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd(HT+hw) Hd=hp+hl+hd气体通过塔板的压强降所相当的液体高度 hp，前已算 hp=0.081m液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰故 Hd= mhlLows 038.47.0958.613.0153.022 板上液层高度，前已选定 hl=0.07m则 Hd=0.081+0.07+0.00062=0.16m取 =0.5 又已选定 HT=0.45m
30、，hw=0.047m，则(HT+hw)=0.5（0.45+0.047）=0.25m可见 Hd(HT+hw),符合防止淹塔的要求液沫夹带精馏段液沫夹带按下式计算： )/(8.012.54smAvufTsa 气液 气液Kg KghHeLTaLV/1.0 /023.7082.175.27.5 2.3362.36 故在本设计中液沫夹带量 在允许的范围内Ve泛点率的计算时间可用式：和%1036.1 pFLsvLsAKcZ %1078.1TFvLsAKcV塔板上液体流程长度 mWDZdL 04.18240.1塔板上液流面积2423.14.025.1mAfTp 苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数 K
31、值，K=1.0,取泛点负荷因数 ,将以上数值分别代入上式，得泛点率 F1为6.0Fc%7.4103.127.0.69538.14. 为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在 80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于 80%，所以能满足的工艺的要求。提馏段液沫夹带按下式计算： )/(7.012.54smAvufTsa 气液 气液Kg KghHeLTaLV/1.0 /02.082.175.27.5 2.3362.36 故在本设计中液沫夹带量 在允许的范围内Ve泛点率的计算时间可用式：和%1036.1 pFLsvLsAKcZ %1078.1TFvLsAKcV塔板上液体流程长度 mWDZdL
32、 04.18240.1塔板上液流面积 235.AfTp 苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数 K值，K=1.0,取泛点负荷因数 ,将以上数值分别代入上式，得泛点率 F1为126.0Fc25%48103.127.0.69.314. F为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在 80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于 80%，所以能满足的工艺的要求。严重漏液校核当阀孔的动能因数 低于 5时将会发生严重漏液，前面已计算0F，可见不会发生严重漏液。.710F7、塔板负荷性能图（1）雾沫夹带线精馏段按泛点率=80%计 %1036.1 pFLsvLsAKcZV803.127.04.6958
33、.1 SS上式整理得： 46.0SLVS， 数 据 如 下 表 ；分 别 取 值 获 得 一 条 直 线与 SLVsm/30027 0031S151 141提馏段按泛点率=80%计26%1036.1 pFLsvLsAKcZV803.127.04.69.1 SS上式整理得： 463.0SLVS， 数 据 如 下 表 ；分 别 取 值 获 得 一 条 直 线与 SLVsm/30025 0030S151 141（2）液泛线精馏段(HT+hw)= dLfcdLp hhh由此确定液泛线方程：(HT+hw)= + +（ 1+ ）【Lvgu234.502153.0owshl 03)60(184.2wSwLE
34、h化简整理得： .84.72.91832SSSLV， 数 据 如 下 表 ；分 别 取 值 获 得 一 条 直 线与 SsmL/3001 2.2VS182 0提馏段27(HT+hw)= dLfcdLp hhh由此确定液泛线方程：(HT+hw)= + +（ 1+ ）【Lvgu234.502153.0owshl 03)60(184.2wSwLEh化简整理得： .649.1725832SSSLV， 数 据 如 下 表 ；分 别 取 值 获 得 一 条 直 线与 SsmL/3001 2.1VS187 0（3）液相负荷上限线精馏段 提馏段求出上限线液体流量 的值SL以降液管内停留时间 t=5s 则； )
35、/(018.54.1203min. smtHATfS （4）漏液线：对于 F1型重阀精馏段：由 可得：50vuFvou5)/(487.095.214039.78.78.4 322002 smndndVvS 提馏段：由 可得：50vuFvou5)/(469.017.35409.78.78.4 322002 smndndVvS (5)液相负荷下限线(精馏段 提馏段)28对于平直堰，取堰上液层高度 =0.006作为最小液体负荷标准owh06.)924.036(8.1084.23/3 sow LhsmLs /65min,将以上五条线标绘在同一 VsLs 直角坐标系中，画出塔板的操作负荷性能图。将设计点
36、（Ls，Vs）标绘在图中，如 P点所示，由原点 O及 P作操作线 OP。操作线交严重漏液线于点 A，过量雾沫夹带线于点 B。由此可见，此塔板操作负荷上下限受严重漏液线及过量雾沫夹带线的控制。分别从图中 A、B 两点读得气相流量的下限 Vmin及上限 Vmax，可求得该塔的操作弹性。精馏段操作弹性:K= 5.49.02min.axsV精馏段操作弹性: K= .7.1in.axs8、辅助设备的选型（1）冷凝器的选型本设计冷凝器选用管壳式全凝器原因：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式全凝器或空冷器，螺旋板式换热器，以便及时排出冷凝液。冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆
37、流式流入冷凝器时，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。取进口（冷却水）温度为 t1=25(夏季)；冷却水出口温度一般不超过 40，否则易结垢，取出口温度 t2=35。（2）冷凝器的传热面积和冷却水的用量塔顶温度 tD=82.74 冷凝水 t1=25 t2=35 =80.1“t则 74.3574.82110211 ttD29由 tD=82.74 查液体比汽化热共线图得又气体流量 Vh=1.14m3/S塔顶被冷凝量 skgVqvh /36.95.214.冷凝的热量 KJQ36苯取传热系数 K=600W/m2k，则传热面积 234.5160/ mtKAm冷凝水流量 skgtCPQW
38、/5.102.4)( 321(3)选用釜式再沸器塔底温度 tw=110.54 用 t0=133.3的蒸汽，釜液出口温度t1=110.6则由 tw=110.54 查液体比汽化热共线图得 kgKJ/36甲 苯又气体流量 Vh=1.1 m3/S 密度 3/17.mKgv则 skVqvhm /48.317.JQ26548.3甲 苯取传热系数 K=900W/m2k，则传热面积 263.729018/ mtKAm3.51)74./1.5()/(21 mttm kgKJ/94苯 .72.610.3451021 ttw )./.72ln()/l(2tm30加热蒸汽的质量流量 skgtCQWp /.2130.7
39、2.48165)(0 第三章、总结讨论1、进料状况的影响由于不同进料状况的影响，使从进料板上升蒸汽量及下降液体量发生变化，也即上升到精馏段的蒸汽量及下降到提留段的液体量发生了变化。我们选择泡点进料，q=1;由于原料液的温度与板上液体的温度相近，因此，原料液全部进入提留段，作为提留段的回流液，两端上升的蒸汽流相等，即 L=L+F, V=V。2、回流比的选择回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是影响精馏操作费用和资费用的重要因素。总费用中最低所对应的回流比即为适宜回流比;在精馏设计中，一般并不进行详细的经济衡算，而是根据经验选取。通常，操作回流比可取最小回流比的 1.12倍。我计算的回流比为 1.28，我取的回流比 R=2Rmin=2.56.3、精馏塔的操作和调节对于我们的精馏塔和物系，保持精馏稳态操作采取的措施是：1)塔压稳定；
