1、课程设计任务书一、课题名称苯甲苯混合体系分离过程设计二、课题条件（原始数据）1、设计方案的选定 原料：苯、甲苯 年处理量：108000t原料组成（甲苯的质量分率）：0.5塔顶产品组成： %9Dx塔底产品组成： 2W2、操作条件操作压力：常压进料热状态：泡点进料冷却水：20加热蒸汽：0.2MPa塔顶为全凝器，中间泡点进料，连续精馏3、设备型式：筛板塔三、设计内容1、概述2、设计方案的选择及流程说明3、塔板的计算（板式塔）4、主要设备工艺尺寸设计板式塔：（1）塔径及提馏段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、总压降及接管尺寸的确定5、辅助设备选型与计算（泵、
2、塔顶冷凝器和塔釜再沸器）6、设计结果汇总7、工艺流程图设计内容摘要：精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工炼油石油化工等工业中得到广泛的应用。本设计的题目是苯甲苯二元物系板式精馏塔的设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。关键词：板式塔；苯-甲苯；工艺计算；结构图一、 简介塔设备是炼油、化工、石油化工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，气液相组成呈阶梯变化，属逐
3、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）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S 型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板） 、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有
4、降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。苯的沸点为 80.1，熔点为 5.5，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为 0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1 升水中最多溶解 1.7g 苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ，沸点为 111 。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似） ，在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体， 密度为 0866 克厘米 3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）
5、。甲苯几乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0,6 mPa s，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为 40.940 kJ/kg，闪点为 4 ，燃点为 535 。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群） 。筛板塔是1932 年提出的，当时主
6、要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。二、设计方案的确定2.1 操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1
7、 操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。2.1.2 进料状态 进料状态与塔板数、塔径、回流量
8、及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。2.1.3 加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于苯-甲苯溶液，一
9、般采用 1.12.0KPa（表压） 。2.2 确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：2.2.1 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和
10、选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.2.2 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。2.2.3 保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又
11、如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。三、塔体计算 3.1 设计方案的确定本设计采用连续精馏流程，饱和液体进料。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的 2倍。塔釜采用饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。3.2 精馏塔的物料衡算3.2.1 原料液进料量、塔顶、塔底
12、摩尔分率进料量：F=108000t/年=15000kg/h苯的摩尔质量 MA=78Kg/mol甲苯的摩尔质量 MB=92Kg/mol5412.09/.78/5.0FX9D3.2/./2.W3.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量kmolKgMF /4.2689)15.0(78415.0MD=0.9915 lW /7.)32.(32.3.2.3 物料衡算原料处理量 hkmolF/1.64.2850总物料衡算 F=D+W=177.67kmol/hF.XF = D.XD + W.XW解得：D=94.9839Kmol/h W=82.6861Kmol/h四、塔板计算4.1 塔板数的确定4.1.1
13、 理论板数 的求取TN(1)相对挥发度的求取苯的沸点为 80.1，甲苯的沸点为 110.88.2013.6lgtPA59408B1 当温度为 80.1时 064.281.03.6lgAP915.48B解得: ，KaPA486.10 KPa965.32 当温度为 110.8时379.280.103.6lgA5.48BP解得: ，KaPA316.29 KPa37.0=239.3316/101.8357=2.35 4537.2.045.621(2)最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有 q=1，q 线为一垂直线，故 ，根据相541.0FPx平衡方程有 xxyPP4537.12)(1最小回流比为 2.
14、1min FDFDXR回流比为最小回流比的 2 倍，即R=2Rmin=2.46(3)精馏塔的气、液相负荷hKmolRDL/6.2389.46.2lV /4.8)1()(W.13hKol/6428(4)操作线方程精馏段操作线方程 287.01.46.3950146.21 xxRxynDnn提馏段操作线方程 5.mwmmWqFLqFL两操作线交点横坐标为 541.0)()1(RxxDf理论板计算过程如下WfDxxyxyxyxyxxyxyxyxxy 0147.035. 32.7. 064.14.019.297. 2036.385.01.26. 425.047.0193.261. 67.0798.01
15、95.624.806.917.01.4. 928.0967.063.834. 974.097.05154141321199887554332 11相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡 相 平 衡总理论板数为 15（包括蒸馏釜） ，精馏段理论板数为 7，第 8 块板为进料板。4.1.2 实际板数的求取取全塔效率为 0.52，则有 146.352.0/7精N41./6提总板数为 24（包括蒸馏釜） ，精馏段板数为 14，提馏段板数为 124.2 提溜段的计算4.2.1 精馏塔的提馏段工艺条件(1
16、)操作压力的计算设每层塔板压降已知则 (2)操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算，计算结果如下： 8.2013.6lgtPA59408B试差得到的 PA、P B 代入到计算得到的结果如下：塔顶温度： Ct15.3D塔釜温度 tw.46进料板温度 F.2提馏段平均温度 Ctm.3126/).13(3)平均摩尔质量计算塔釜平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知， ，350.51y1470.xkmolKgMmV /932)(.7804.WL .53，519.8x261.y8 kmolKgmV /81.346.92)7.0(70F k
17、molKgMmL /84.72913.9)5.01(.785193.0F 由理论板的计算过程可知，提馏段的平均摩尔质量为： lLm /6.2/)8.4.( koKgV 73159(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 mVVRTMp精馏段气相平均密度：3/28.5mKgVV提馏段气相平均密度：3/.RTpmVV 液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即： LBALma1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：CtD5.803/815KgA3/810mkgB04.96.0LDm /.4LD塔釜液相平均密度的计算。由 Ctw4.136，查液体在不
18、同温度下的密度表得： 3/725.0gA33/9.7/79.0mkgcgB9.6.Lwm/8.2/28.Lwm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：CtF2.163/75.0mgA 33/9.754/7549.0mkgcgB.2.41LF 3/.2/2.LFm提馏段的平均密度为： 3/85.74/)(KgLFmWLm精馏段的平均密度为： 3/.2/)(LFmDvm(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： niiLmx1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：CtF2.16NA/1.7mNB/8.17LFm/42.塔釜液液相平均表面
19、张力的计算。由 ，查液体表面张力共线图得：CtW4.136NA/6.14mNB/5.1LWm /487)047.(07. 提馏段平均表面张力为： NLm /5.162/)8.5.1(6)液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即：iiLmxlglg塔釜液相平均黏度的计算：由 ，查气体黏度共线图得：Ctw4.136sPaA19.0sPaB21.0lg47.lg7.lgLDm smaLW21.0提馏段液相平均黏度的计算：由 ，查气体黏度共线图得：CtF2.16sPaA21.0sPaB251.0lg54.lg54.lgLFm smLF34.提馏段液相平均黏度为： sPaLm 23.0/)1.23.0
20、(4.2.2 塔径的计算(1)最大气速精馏段的气、液相体积流率为： smVMmS /496.18.25360743hLS /.8/7.1360 33设 .45HT9.hL106.)28.574()36049.1()(2 VLh查筛板塔汽液负荷因子曲线图得 .0C7.24.8.0)2(0 LCsmCuVL /90.28.574.0max 取安全系数为 0.75，则空塔气速为： su/6815.09.75.0max(2)塔径 muVDS 2.6815.043按标准塔径圆整后为 m7.1塔截面积为： 2222 7.69.7.185.04AT 4.2.3.塔板主要工艺尺寸的计算(1)溢流堰工艺尺寸的计
21、算因塔径 ，液体流量为 。mD7.1hm/6.9483可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 9.17.0.2 溢流堰高度 wh由 ，选用平直堰。oLowh31.69.48V2.52.5W0.7/Dwl由 和 查表得液流收缩系数 E=1.051.L2.5./wl堰上液层高度 由下式计算，即：oh32)(1084.2whowlLEh则 mo 05.9.65.32故 mhowLw 054.3.093 弓形降液管宽度 和截面积 ：dWfA由 ，查弓形降液管参数图得：7.Dlw09.Tf 15.0DWd则： ，243.269.0mAf md27.15验算液体在降液管中停
22、留时间，即： sLHAsTf 36.013.4故降液管设计合理。4 降液管底隙的流速 ，则：smu/25.0 mlLhws 0428.19.360则 m06.17.54. 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度 。mhw0(2)塔板布置 塔板的分块。因 ，故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔板分为 4 块。D80 边缘区宽度确定：取 ，mWss.c06. 开孔区面积计算。开孔区面积 计算为：aA)sin180(2122rxxra 其中 mDxsd 5.).57/1)(2Wrc906.故 21222 503.)79.sin79.01843.50(Aa 筛孔计算及其排列。由于苯和甲苯没有腐蚀
23、性，可选用 碳钢板，取筛孔直径 。m3md50筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为：d150筛孔数目 n 为： 个7015.315.22tAna开孔率为： %1.0)5.(97.)(97.0220tdAa气体通过筛孔的气速为： smVus /87.9503.1.4604.2.4.筛板的流体力学验算(1)塔板压降 干板阻力 计算。干板阻力由下式计算：gh由 ，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得67.1350d 72.0C故 液柱mCughLV 594.72.0895.481.9220 气体通过液层的阻力 计算。lh气体通过液层的阻力 由下式计算，即L1smAVufTsa /724.03.724961
24、)/(58.02110 kgFVma 查充气系数关联图得 。58故 。液 柱mhL052.9.5801 液体表面张力的阻力 计算。h液体表面张力所产生的阻力 由下式计算，即：液 柱mgdhL 018.5.8195.742630 气体通过每层塔板的液柱高度 按下式计算：ph液 柱lgp 16.02气体通过每层塔板的压降为： KpaPhLp 9.7.83.957416.0(2) 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。(3) 溢流液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 应服从下式所表示的关系，即：dH)(wTh而 dLpdhH塔板不设进口堰 则 mh
25、lqwvd 0956.2.153.0153.0220 Hd 6.9.6苯甲苯物系属一般物系，取 ，则：5.dwT Hmh 液 柱25.0)40(.)(所以设计中不会发生液泛现象(4) 液沫夹带液沫夹带按下式计算：气液 气液Kg KghHueLTaLV/1.0 /0146.9.524.075.1675.27.5 2.332.33 故液沫夹带量 在允许的范围内。Ve(5) 漏液对筛板塔，漏液点气速 可由以下公式计算：min.0ushCVL/01.5 93.2/08)1.0613.5.(724/in.0 实际气速 min.089uu稳定系数为 5.197.5/7i.0 K故在本设计中无明显漏液。4.
26、2.5.精馏段塔板负荷性能图(1)漏液线由 VLowhu /)(13.056.4C0min.0 , ， ii/AVsLhaA.032108.2whowlEh得： 32 32320min.0407.15.60 28.57401.9.1605.184.056.4 /184.3S sVLwhwsLlEhACV 在操作范围内，任取几个 值，依上式计算出 值，计算结果列于下表s sV表 4-1 漏液线计算结果0.0136 0.02 0.035 0.045)/(3smLs0.764 0.797 0.858 0.892)/(3smVs由上表数据即可作出漏液线 1(2)液沫夹带线以 为限，求 关系如下：气液
27、kg/1.0evsLV3/22.3/3/23/2/32.36946.18.3750. 10)048(17.556.56)(.2740)19(0.1848.47)(5ssSs sv sfT sowLf ssow ssfTsafTaLvLVVehHLhAVhHu 在操作范围内，任取几个 值，依上式计算出 值，计算结果列于下表s sV表 4-2 液沫夹带线计算结果0.0136 0.02 0.035 0.045)/(3smLs2.73 2.414 1.783 1.413Vs由上表数据即可作出液沫夹带线 2(3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 =0.006m 作为最小液体负荷标准:owh06.
28、)19.360(5.1084.23/23 sow LhsmLs /9min,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3(4)液相负荷上限线以 作为液体在降液管中停留时间的下限s44sTLHA故 smLTfs /0298.5.203.4. 3max, 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4。(5)液泛线令 )(wTdhH由 LdlgdLp howLlh联立解得 dcowwT hhH)1()(忽略 ，将 与 ， 与 ， 与 的关系式代入上式，并整理得：owsLdscsV3/22 ssscbVa式中 0264.85.742.053.1.08.91.1.20 LVCAg16)(45.)
29、( wThHb.)028.19(3153.020lcw 9865.01.3)58.01(.104.6)84. 3/233/3 wlEd将有关的数据代入整理，得 3/222 96.8.56.0. sss LV在操作范围内，任取几个 值，依上式计算出 值，计算结果列于下表sL s表 4-3 液泛线计算表0.0136 0.02 0.035 0.045)/(3smLs0.0989 0.0698 -0.0118 -0.0782Vs由上表即可作出液泛线图一：图一提馏段负荷性能图由上图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得：= 0.664 = 3.628min,sVs/3max,sVs
30、/3故操作弹性为： / =5.463max,sVin,s所设计提馏段筛板的主要结果汇总于下表表 4-7 提馏段筛板塔设计计算结果序号 项目 数值1234567891011121314151617181920平均温度 Ctm/平均压力 kPap气相流量 )/(3sVs液相流量 Ls塔的有效高度 mZ/塔径/m板间距溢流形式降液管形式堰长/m堰高/m板上液层高度/m堰上液层高度/m降液管底隙高度/m开孔区面积/ 2m筛孔直径/m筛孔数目孔中心距/m开孔率/%空塔气数/(m/s)126.3198.151.4960.01365.21.70.45单溢流弓形1.190.05450.090.03550.04
31、281.5030.00577150.01510.10.909五、塔附件设计5.1 附件的计算5.1.1 接管(1)进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T 形进料管。本设计采用直管进料管。F=108t/h=15000Kg/h , =752.9Kg/ F3m则体积流量 hFV/23.91.750取管内流速 smu/6.1则管径 mdF 8.360.6.14.3/29304 212223242526272829筛孔气速/(m/s)稳定系数单板压降/kPa负荷上限负荷下限液沫夹带量/ 气液 kg/气相负荷上限/ sm3气相负荷下限/ /操作弹性9.8771.970.9液泛控制漏液控制
32、0.01460.022980.0009425.463取进料管规格 683 则管内径 d=62mm进料管实际流速 smdu /834.1062.14.3609360V42F (2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量： skolhkmolD/0264./983.4塔顶液相平均摩尔质量 ,lgM1.7LBDADLX1塔顶温度 t=105.3 查表得：3L/14.0mgA3L/21.0cmgB3D/.k平均密度 3/.k则液体流量 hmmVD /24.3710/)9.78.94()( 取管内流速 suF/6.1则回流管直径 muVdd 5.240026.6.14.3/2730/4 可取回流管规格 4
33、22.5 则管内直径 d=37mm回流管内实际流速 sd /893.107.14.360360V22D(3)塔顶蒸汽接管974.0Ax915.BxkmolgMVDm /2.78)40(2.8L .15塔顶蒸汽密度 30m /58.)273.105(34.8982)7( mkgtRMVDV 顶塔顶汽相平均摩尔质量 kolg/1.则蒸汽的体积流量： hkgV /65.479158.3.62取管内蒸汽流速 smu/30则 mdv 74.2374.0314.6/796/4 可取回流管规格 2456.5 则实际管径 d=232mm塔顶蒸汽接管实际流速 smdVuv /5.312.014.36567936
34、0/42 (4)釜液排出管塔底 W=82.6861kmol/h 平均密度 3/7.8kg平均摩尔质量 kmolgM/91.7体积流量： hmWw /10.35732.89.6V取管内流速 su/.0则 dW 78.150614.36057364 可取回流管规格 833.5 则实际管径 d=76mm塔顶蒸汽接管实际流速： smduW /96.70.14.360275360/V4 22 (5)塔釜进气管V=328.644kmol/h 相平均摩尔质量 kolgM/.51塔釜蒸汽密度 3m /5.206)7316.43.895TmkgRMV 釜则塔釜蒸汽体积流量： hw /.5.20.3V釜取管内蒸汽
35、流速 smu/30则 mVdw 02.61.3014.6/576/4 可取回流管规格 2737 则实际管径 d=259mm塔顶蒸汽接管实际流速 smdVuw /30.46259.14.3607360/42 5.1.2 总塔高每隔 68 层塔板（苯-甲苯不需要经常清洗）设一个人孔便于安装、检修，则设整个塔设五个人孔，孔径为 500mm取塔顶空间 H 顶 =1.2m 塔底空间 H 底 =1.5m则塔高（不包括封头和裙坐） 5.21.2.50.615.4026)n-(TFp ）（ 底顶nPFH=15.25m 5.2 附属设备设计5.2.1 泵的计算及选型进料温度 tq=116.2 333 kg/m9
36、.752 kg/m754kg/m 527 FBA s.pa40s.pa21.0 s.1pa.0uuu已知进料量F=15000kg/h=4.167kg/s hmsFV /92.1/0534.9.752/16.4/ 3取管内流速 则smu/6.1mVdF38.6.4.3054故可采用 GB3091-93 684 的油泵则内径 d=57-3.52=50mm 代入得 smdVuF /89.106.14.35/4224065.37/ Re取绝对粗糙度为 30则相对粗糙度为 05.6/./d由雷诺数 Re 和相对粗糙度 可查图得摩擦系数 =0.03进料口位置高度 h=100.45+0.52=5.5m mg
37、udhHf 02.18.9)05.3.()( 22 扬程 f 761可选择泵为 IS8065-1605.2.2 冷凝器塔顶温度 tD=105.3 冷凝水 t1=20 则 .38520.3151 由 tD=105.3 查液体比汽化热共线图得 kgKJkgcal /17.49/.02苯又气体流量 Vh=4791.65m3/h塔顶被冷凝量 skgqvh /13.7360/58.6.4960/ 冷凝的热量 sKJQ307.12.7苯取传热系数 K=600W/m2k，则传热面积 23.859.86013/ mtKQAm冷凝水流量 skgtCW/36.25.173p5.2.3 再沸器塔底温度 tw=136.4 用 t0=170的蒸汽，釜液出口温度 t1=140则 3147.6.1021 tt参考文献1诸林，王兵等.化工原理M.北京.石油工业出版社，2007.2柴诚敬，刘国维等.化工原理课程设计M. 天津：天津科学技术出版社，1995.3申迎华，郝晓刚.化工原理课程设计M.北京：化学工业出版社，2007.
