1、 课 程 设 计 说 明 书武 汉 工 程 大 学 化工与制药学院课程设计说明书课题名称：专业班级：学生学号：学生姓名：学生成绩:指导教师： 课题工作时间： 武汉工程大学化工与制药学院教学管理科 化工与制药学院课程设计任务书专业 班级 学生姓名 发题时间： 年 月 日一、 课题名称二、 课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量）三、 设计任务（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等，只需简明列出大项目）四、 设计所需技术参数五、 设计说明书内容(指设计说明书正文中包括的主要设计内容，根据目录列出大标题即可)六、 进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）指导教师（签名）： 年 月 日
2、学科部（教研室）主任（签名）： 年 月 日说明：1学生进行课程设计前，指导教师应事先填好此任务书，并正式打印、签名，经学科部（教研室）主任审核签字后，正式发给学生。设计装订时应将此任务书订在设计说明书首页。2如果设计技术参数量大，可在任务书后另设附表列出。3. 所有签名均要求手签,以示负责。化工与制药学院课程设计综合成绩评定表学生姓名 学生班级 设计题目指导教师评语指导教师签字：年 月 日答辩记录答辩组成员签字： 记录人：年 月 日成绩综合评定栏设计情况 答辩情况项 目 权重 分值 项 目 权重 分值1、计算和绘图能力 35 1、回答问题能力 202、综合运用专业知识能力 10 2、表述能力（
3、逻辑性、条理性） 103、运用计算机能力和外语能力 104、查阅资料、运用工具书的能力 55、独立完成设计能力 56、书写情况（文字能力、整洁度） 5综合成绩指导教师签名： 学科部主任签名：年 月 日 年 月 日目录第 1 章.绪论1.1 前言.第 2 章.摘要.2.1 中文摘要2.2 英文摘要.第 3 章.操作条件的选择.3.1 设计基本条件.3.2 生产条件.3.3 设计思想第 4 章.塔的工艺计算.4.1 全塔物料衡算4.2 相对挥发度 .4.3 理论塔板数 NT 的确定4.4 实际塔板数 Np 的计算 第 5 章.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算5.1 操作压力.5.2 操作温度计
4、算：.5.3 平均摩尔质量计算.5.4 平均密度计算.5.5 液体平均表面张力计算第 6 章.精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算.6.1 塔径计算.6.2 塔板主要工艺尺寸的计算.6.3 塔板布置.第 7 章.筛板的流体力学验算7.1 精馏段塔板降压.7.2 提留段塔板降压7.3 液面落差7.4 液沫夹带.7.5 漏液.7.6 液泛.第 8 章.塔板负荷性能图.8.1 漏液线8.2 液沫夹带线.8.3 液相负荷下相线.8.4 液相负荷上相线8.5 液泛线.第 9 章.塔的辅助设备计算及其选型9.1 再沸器.9.2 冷凝器.9.3 换热器计算.9.4 接管尺寸的计算与选型9.5 附件尺寸的确定及塔高
5、的确定.9.6 泵的选型小结.参考文献.第1章. 绪论1.1 前言 化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质. 芳香族化合物是化工生产中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，可用来制备染料，树脂，农药，合成药物，合成橡胶，合成纤维和洗涤剂等等；甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯，甲酚等化工产品，同时也可以用来制造三硝基甲苯，苯甲酸，对苯二甲酸，防腐剂，染料，泡沫塑料，合成纤维等。第
6、2章.摘要2.1 中文摘要来源： 中国大百科全书 一类用于气液或液液系统的分级接触传质设备，由圆筒形塔体和按一定间距水平装置在塔内的若干塔板组成。广泛应用于精馏和吸收，有些类型（如筛板塔）也用于萃取，还可作为反应器用于气液相反应过程。操作时（以气液系统为例） ，液体在重力作用下，自上而下依次流过各层塔板，至塔底排出；气体在压力差推动下，自下而上依次穿过各层塔板，至塔顶排出。2.2 英文摘要Design and experimental research on combined cleaner for paddy rice with high moisture contentWang, Jihu
7、an (Mechanical Engineering Department, Wuhan Polytechnic University); Liu, Qijue Source: Nongye Gongcheng Xuebao/Transactions of the Chinese Society of Agricultural Engineering, v 22, n 1, January, 2006, p 102-106 Language: Chinese ISSN: 1002-6819 CODEN: NGOXEO Publisher: Chinese Society of Agricult
8、ural Engineering Abstract: Before entering tower dryer, the harvested paddy rice with high moisture content, which contains many fiber impurities, such as broken crop leaves, straws, etc., must be cleaned. Aiming at the present situation that there are few reports about cleaning technology for high
9、moisture content paddy rice at home and abroad and current paddy cleaners are not suitable for treating high moisture paddy rice, so combined cleaners were designed. Interrelationship and interaction among parameters, namely, treating capacity with moisture content of paddy rice, air suction volume
10、of equipment, sieve size and distribution, the tilt angle of sieve-plate and distribution, vibrating frequency, etc., were analyzed by production experiment. Tested results show that when the moisture content of paddy rice is higher than 20%, sieve size of the combined cleaner should be distributed
11、according to the upper layer 5050, the middle 3030 and the lower 1515, and the tilt angle of sieve-plate should be arranged according to the upper layer 21, the middle 17and the lower 13. Besides, actual wind velocity passing through sieve size should reach 1.1 to 1.2 times of suspension velocity of
12、 paddy rice itself so that treating capacity can be larger and 第3章.操作条件的选择 3.1 设计基本条件原料：苯甲苯混合物，X F=0.6（摩尔分数）产品：X D=0.98（摩尔分数） ，X W=0.03（摩尔分数）处理量：F=10.2t/h原料温度：50，冷却水进口温度 25加热剂：0.5Mpa 饱和水蒸气3.2 生产条件操作条件 :104.3kPa操作温度 :原料和产品均为常温(25 )塔顶冷凝器:用循环水冷却(进口温度25 )塔底再沸器:用饱和水蒸汽加热3.3设计思想进料时采用泡点进料，这种进料状况不受季节气温的影响，且精
13、馏段与提馏段的气体流量相等，塔径也相等。原料液在25 时从贮罐（R-101）用离心泵输送到塔前预热器(H-101)中预热至泡点温度，由精馏塔进料口进入塔内在进料板上液体一部分与自塔上部下降的回流液体混合后逐板溢流，最后流到塔底。料液的一部分与自塔底上升的蒸汽相互接触进行热和质的传递过程，上升的蒸汽由塔釜再沸器（H-104 为了检修的方便，同时产品量也很大可采用塔外再沸器即立式虹吸式再沸器，用饱和水蒸气加热）经饱和蒸汽换成108.6蒸汽由塔最下面一块板上进入塔内，逐层上升与溢流液体进行传质，最后经塔顶冷凝器(H-102)循环水（进口温度25 ）冷凝成82.4下的饱和液体进入回流罐(R-104)，
14、一部分重力回流，一部分经塔顶冷却器 (H-103)用进口温度15 的井水冷却至25 ，输入苯贮罐。塔底产品甲苯经塔底冷却器冷却至25 输入甲苯贮罐，为了节省能耗，可考虑将冷却器与塔前物料预热进行热交换，换热后原料还未达到泡点，可考虑再加个换热器。再沸器内水蒸气换热后变成同温度水可用于工人取暖和淋浴。第4章.精馏塔的工艺计算4.1 全塔物料衡算原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量F=119.54 koml/hD=42.67kom/hW=76.87koml/h4.2 相对挥发度 表 1 笨（A）甲苯（B）汽液平衡数据（101.3kp）笨摩尔分数 笨摩尔分数液相x 气像y温度t/OC 液相x 气像y
15、温度t/OC0.000 0.000 110.600 0.592 0.787 89.400 0.088 0.212 106.100 0.700 0.853 86.800 0.200 0.370 102.200 0.803 0.914 84.400 0.300 0.500 98.600 0.903 0.957 82.300 0.397 0.618 95.200 0.950 0.979 81.200 0.489 0.710 92.100 1.000 1.000 80.200 由表分别作苯与甲苯的汽液平衡曲线：7075808590951001051101150 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5
16、0.6 0.7 0.8 0.9 1系 列 1系 列 2由上图可得：对应于可得分离任务塔顶温度：t D=80.5oC 塔底温度：t W=109.3oC则全塔的平均温度 tm=（t d+tw）/2=(80.5+109.3)/2=94.9 oC由 logP0=A-B/(t+C)安托因方程得PA0=133.99kpa PB0=53.19kpa =PA0/PB0=133.99/53.19=2.52XF=0.6 PA0= 160.24kpa PB0= 64.99kpa F=2.465XD=0.98 PA0= 102.74kpa PB0=39.51kpa D=2.596XW=0.02 PA0=230.36k
17、pa PB0=97.58kpa W=2.35547.235.96.245.33 F则相平衡方程为： Xy.174.3 理论塔板数 NT 的确定先利用图解法找出最佳回流比泡点进料，所以 q=1，X e=XF=0.357Ye=Xe/(1+(-1)Xe)=(2.470.357)/( 1+1.470.357)=0.5783即最小回流比为：R min=(XD-Ye)/(Ye-Xe)=（0.96-0.5783）/（0.5783-0.357）=1.725设回流比 R=kRmin 根据经验有 k=1.12.0 分别取 k=1.1,1.2,1.32.0 ，然后用理论板的捷算法求不同的 k 对应的 NT。 ，由费
18、用最小原则 ,作图,从而确定最佳回流比及此时的理论塔板数.。Nmin= lg（X A/XB） D（X B/XA） W/ lg=8.53（块）在（R-R min）/(R+1)0.17 时综合列表如下： K R N N(R+1)1.1 1.1121 23.5769 49.79681.2 1.2132 20.6329 45.66471.3 1.3143 18.6612 43.18761.4 1.4154 17.2524 41.67141.5 1.5165 16.2481 41.10091.6 1.6176 14.8193 40.84681.7 1.7187 14.4312 41.45231.8 1.
19、8198 14.8833 41.66791.9 1.9209 14.3710 41.97632 2.022 13.8902 42.3756根据数据作 N（R+1) k 图。由经验得精馏塔的费用与 N（R+1）成正比。求得：R min=1.725 最佳 R=kRmin=1.6Rmin=2.76则精馏塔的气，液相负荷为：L=RD=2.7647.57=76.95mol/sV=(R+1)D=2.617647.57=124.52mol/sL=L+F=76.95+73.73=150.68mol/sV=V=124.52mol/s读图得到最佳回流比：Ropt=2.76，此时选定的操作回流比 R 对应的理论板数
20、NT=14.8193-1 14（不含再沸器）4.4 实际塔板数 Np 的计算4.4.1 板效率 ET 的计算由平均温度 94.9oC，查液体粘度共性图得：苯的粘度 smpaAL26.0.甲苯的粘度 B8.进料液体的粘度 smpaXFBLFAL 268.04.602.)1(540)(49.02.LTE5.74.4.2 实际塔板数 NPNP=NT/ET=14/0.541=27.7264 28(块)由逐板法计算，精馏段方程为： 374.0618.7.19067.11 nnDnn XXRxXy结合相平衡方程： y492提馏段方程为：，wnn XFqDRXFqDRy 11)(1因为泡点进料 q=1, 所
21、以计算过程如下： xD=y1=0.98x1=0.95 y2=0.962x2= 0.901 y3=0.936x3=0.845 y4=0.902x4=0.787 y5=0.860x5=0.711 y6=0.813x6=0.636 y7=0.767x7=0.5690.6 算得加料板在第 7 块，故实际的加料板位置为 267/14=13（块）第 5 章.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算5.1 操作压力为标准大气压，P=101.325Kpa5.2 操作温度计算 由安托因方程计算得到：塔顶温度 t0=80.5，进料板温度 tF=89.4，塔底温度 tw=109.3精馏段平均温度 tm=（80.5+89
22、.4)/2=84.95,提留段平均 35.92/.104.89mt5.3 平均摩尔质量计算5.3.1 塔顶平均摩尔质量计算：由 XD=y1=0.98，由平均曲线得：X 1=0.951MVDm=0.9878.11（1-0.98）92.13=78.39Kg/KmolMLDm=0.95178.11+(1-0.951)92.13=78.80Kg/Kmol5.3.2 进料板平均摩尔质量计算：由逐板计算法求理论板得，y F=0.767，X F=0.569MVFm=0.76778.11+(1-0.767)92.13=81.38Kg/KmolMLFm=0.56978.11+(1-0.008)92.13=84.
23、15Kg/Kmol5.3.3 精馏段平均摩尔质量计算：MVm=(78.39+81.38)/2=79.89Kg/KmolMLm=(78.80+84.15)/2=81.47Kg/Kmol5.3.4 塔底平均摩尔质量的计算：Xw=y=0.02,X=0.008MVWm=0.0278.11+(1-0.02)92.13=91.85Kg/KmolMLWm=0.00878.11+(1-0.008)92.13=92.57Kg/Kmol5.3.5 提留段平均摩尔质量： KmolgmV /61.82/5.9138.L 3745.4 平均密度计算5.4.1 气相平均密度的计算精馏段，提留段平均密度的计算：精馏段： 3
24、/719.25.39.8431.720mKgRTMPmVVm 提留段：3/8VVm5.4.2 液相平均密度的计算公式： iLm/1（1）塔顶液相平均密度的计算：由 t0=80.5，查手册得： A =814.45km3 , B=809.51k/m3塔顶液相的质量分率为则976.013.2.01789.0.A 3/.845/45/6mkgMLD（2）进料板液相平均密度的计算：由 TF=89.40，查手册得 A =812.5kg/m3 , B=801.35kg/m3进料板液相的质量分率为则582.013.94.0178569.0., A 3/7/2/2mkgMLF（3）塔底液相平均密度的计算：由 t
25、w=109.3，查手册得 A =781.62kg/m3, B=781.0kg/m3塔底液相的质量分率为则017.3.928.0172.0.A 3/.8/6/ mkgmLW精馏段液相的平均密度为 3/7.102/).8073.14( kLF提留段液相的平均密度为 3/.94/).2.( mkgLF5.5 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即 iiLm5.5.1 塔顶液相平均表面张力的计算，由 tD=80.5,查手册得：NmNBA /21.,/89.20LD /90.0.5.5.2 进料板液相平均表面张力的计算，由 tF=89.4,查手册得：mNmNBA /37.21,/37.19L
26、F /4.2040.5605.5.3 塔底液相平均表面张力的计算，由 tW=109.3,查手册得：mNmNBA /35.18,/7.1LW /4.90.205.5.4 精馏段液相平均的表面张力为mNLm /67.2/)4(5.5.5 提馏段液相平均的表面张力为Lm/39.1/).8.20(第 6 章.精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算6.1 塔径计算精馏段的气液相体积流率为： smVMvmS /659.371.208541LVS /0963提馏段的气液相体积流率为： smMVvmVS /807.3.210654LVS /1793由, 由史密斯关联图查得 2.02max,）（其 中 LVLCCu36
27、.)719.8(3659.072/2/1h）（ VL 0.)8.4(08. 2/2/1h ）（ VL取板间距 HT=0.60m，板上液层高度 hL=0.08m，则HT-hL=0.6-0.08=0.52m 查下图得 C20=0.11107.)26.0(1.)20(C smuVL /9887.max 取安全系数为 0.8 则 u=0.8umax=0.81.908=1.5264m/s8.174.526.1439uDS 塔截面积为： 2253mDAT实际空塔气速为：u=3.659/2.543=1.439m/s史密斯关联图图中 HT塔板间距，m ； hL板上液层高度，m ； V ,L分别为塔内气、液两相
28、体积流量，m 3/s； V， L 分别为塔内气、液相的密度，kg/m 3 。6.2 塔板主要工艺尺寸的计算6.2.1 堰长 LW 塔径 D=1.8m 取 LW=0.66D=0.661.8=1.188m6.2.2 溢流堰高度 hw由 hw=hl-how，选用平直堰，堰上层夜层高度近似取 E=1，则mLwhE023.)18.3607(184.2)(1084.2h3ow 取板上清夜层高度 hL=80mm，故 hw=0.08-0.023=0.057m6.2.3 弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af,由 查图下图.Dlw012.Atf； 214.0DWd故：A f=0.072AT=0.072AT=0.0
29、722.543=0.183m2 Wd=0.124D=0.1241.8=0.2232m依式验算液体在降液管中停留的时间，即 sLfHhT 56.1430786360因此降液管设计合理。6.2.4 降液管底隙高度 h00036uLhw取 则 smu/25. )250(4.32.018.367mh故，降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度 hw66.3 塔板布置6.3.1 塔板的分块因 D=1.8m 在（1.82.0）范围内，故塔板分为 5 块6.3.2 边缘区宽度的确定取 WS=WS=0.080m, WC=0.45m6.3.3 开孔区面积计算 开孔区面积 Aa，即rxxrAaacsin180
30、22mDxsd 09683.其中 故85.04.281cWDr 222 8.15.096arcsin1968.96596.02 mAa 6.3.4 筛空计算及其排列因苯与甲苯无腐蚀性，可选用 碳钢板 取筛空直径 d0=5mm 筛空按正三角排列， m3取孔中心距 t=3d0=3 5=15mm 筛孔数目 个64015.28.5.120tAn开孔率为 %1.0.9797.20td气体通过筛空的气速为 smAVus /3.28.10.6530第 7 章.筛板的流体力学验算7.1 精馏塔板降压7.1.1 干燥板 hc 计算干板阻力 Lvcu2051.由 d0/=5/3=1.67,查图得 C0=0.772
31、故液 柱mhc 20.7.8192.3. 7.1.2 气体通过液层的阻力 hL 计算h1= hL sAVufTsa /5.183.054.621210 /.79.25msKgF查图得，=0.502 故液 柱04.3.0571 howhL7.1.3 液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力 h0液 柱mgdhL 021.5.81.97.62430 气体通过每层塔板的液柱高度 hp，可按下式计算： 液 柱hc 40p1气体通过每层塔板的压降为KpaghPLp 19068.71024.7.2 提留段塔板降压7.2.1 干燥板 hc 计算干板阻力 Lvu2051.由 d0/=5/3=1.67,查
32、图得 C0=0.772 故 液 柱mhc 24.01.79832.051. 7.2.2 气体通过液层的阻力 hL 计算h1= hL smAVufTsa /6.183.054.2710 /7.83.26sKgF查图得，=0.502 故液 柱04.21.057.1 howhL7.2.3 液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力 h0液 柱mgdhL 021.5.81.9.746230 气体通过每层塔板的液柱高度 hp，可按下式计算：液 柱hc 80p1气体通过每层塔板的压降为 KpaghPLp 218.97427.3 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和流量均不大，故可忽略液面
33、落差的影响7.4 液沫夹带液沫夹带量计算：2.36107.5fTav hHuLemhfL2.8.25.故 气液气液 g/1.0g/0160517. .33 KKev 故在本设计中液沫夹带常量 ev 在允许范围内7.5 漏液 smhCVLo /915.67.2/810.013.056.72.4/umin, 实际孔速 min.00/3.28usu稳定系数为故在本设计中无明显漏液。29415.6K7.6 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 Hd 应服从的关系，即wTdhH苯甲苯物系属一般物系，取 ， 则5.0mhwT 3287.605. dLpdh板上不设进口堰，h d 可由试计算得，即hd=0
34、.0153（u 0)2=0.1530.22=0.006m 液柱Hd=0.24+0.08+0.006=0.326m 液柱故在本设计中不会发生液泛现象。)(wTh第 8 章.塔板负荷性能图8.1 漏液线由 VLecLhC/13.056.4.u00.min 3/20in,0.i 084.,WhOWLs EowhAV得 VLwhwsC /1.3.56.4. 3/20min.整理得 3/2in. 7.19.87ss LV在操作范围内，任取几个 LS 值，依上式计算出 VS 值，计算结果列于下表。Ls/(m3/s) 0.003 0.0045 0.020 0.030Vs/(m3/s) 1.2161 1.32
35、04 1.9093 2.1406有此表数据可以做出漏液线 1。8.2 液沫夹带线以 ev=0.1kg 液/kg 气为限，求 Vs-Ls 关系如下：由2.36107.5fTav hHuLeSSfTS VAVu4.083.4.2hf=2.5hL=2.5（ hw+how） ，h w=0.057 how=2.84/10001(3600LS/1.188)2/3=0.595LS2/3hf=0.2+2.2LS2/3 HT-hf=0.4-2.2LS2/3整理得：02.40167.25.33Sv LVeVS=5.95-32.73LS2/3 在操作范围内，任取几个 LS 值，依上式计算出 VS 值，计算结果列表如
36、下：Ls/(m3/s) 0.003 0.0045 0.020 0.030Vs/(m3/s) 5.2692 5.0579 3.5384 2.790可做出液沫夹带线 2。8.3 液相负荷下相线对于平直堰，取堰上液层高度 how=0.023m 作最小液体负荷标准，由取 E=1，则mLwE023.)18.3607(184.2)(1084.2h3ow sS /6 3/2min, 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下线 3。8.4 液相负荷上相线以 作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式计算：s4 smHALATfSSTf /02745.46183.0, 3min 据此可作出与气体流量无关的垂直液相
37、负荷上线 4。8.5 液泛线令 ， ，)(wTdhHdLpdhhLcp， 联立得Lh1o整理得：dcwwT)1(3/2,2, SsSdcbVa)(051.2, LvAa式中 wThH)1(, 20,)(3.hlcw3/23, )60(084.2wlEd分别带入相关数据，得893.0,27.134, , dcba3/22.516SSs LV在操作范围内，任取几个 LS 值，依上式计算出 VS 值，计算结果列表如下：Ls/(m3/s) 0.006 0.003 0.0045 0.035Vs/(m3/s) 3.491 3.605 3.547 1.208由此表数据即可做出液泛线 5。根据以上各线方程，可
38、做出筛板塔的负荷性能图如下在负荷性能图上，作出操作点 A，连接 OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得Vs，max = 4.6848 m3/s Vs，min = 2.2067 m3/s故操作弹性为 Vs，max /Vs，min = 2.2123第 9 章.塔的辅助设备计算及其选型9.1 再沸器查的 20时苯的摩尔热容 CA=1.7KJ/Kg.K.甲苯的摩尔热容 CB=1.70KJ/Kg.K.则混合液的平均摩尔热容 C=1.70KJ/Kg.K苯的摩尔气化潜热 rA=394KJ/Kg, 甲苯的摩尔气化潜热 rB=363KJ/KgtF=89.4时，查
39、表得 CF=CA=CB=1.98KJ/Kg.K则 QF=FIF=FCFtF=73.731.9889.43.6=46983.94KJ/h回流温度近似取笨的沸点（80）QR=RDCRtR=1.617647.571.98803.6=43895.53KJ/h塔顶气相的焓按纯苯计算。IV=CAtA+rA=1.9880+394=552.4KJ/KgQV=D(R+1)IV=47.573.6(1.6176+1)552.4=247623.93KJ/h塔底温度近似取甲苯的沸点（110）QW=WCWtW=26.153.61.98110=20503.69KJ/h设再沸器损失能量为 10%，则有：（1-10%）（Q B
40、+QF+QR)=QW+QV hKJWVB /1.207563.489.693.0/2539.4769.0 用水蒸气加热，按设计要求蒸汽压力为 0.5Mpa，此时的气化潜热 r=2113.2KJ/Kg蒸汽用量： hKgrBOH /8.2.1305,29.2 冷凝器塔顶气化潜热 rv=3940.98+3630.02=393.38kJ/kgQC=D(R+1)rv=47.573.62.6176393.38=176340.15KJ/h按设计要求冷凝水进口温度为 t1=25，取冷凝水出口温度 t2=45水的摩尔热容： CP=4.174KJ/kg.k则冷却水用量为 ： WH2O,L=176340.15/4.
41、17（45-25 ）=2112.36kg/h9.3 换热器计算9.3.1 塔顶回流冷凝器塔顶回流冷凝器通常采用管壳式换热器，因为所选精馏塔处理量打，且塔板数较多，为避免给安装检修带来不便，选择强制循环式，即将冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流，在冷凝器和泵之间设回流塔罐，凝液借压差流回罐中。塔顶饱和蒸汽温度 tD=80.5，按要求原料温度 tD=50，冷凝水进口温度 t1=25，取出口温度 t2=45，查表得，在此温度范围内水的比热容：CP.H2O=4.174KJ/1。则94.25.0ln4ln12 ttDm在前面能量衡算中，算出冷却水用量 WH2O=2112.36Kg/h传质系数 K
42、 可取 600W/M2.k所以 WH2OCD.H2O（t 2-t1)=KADt m 塔顶冷凝器的换热面积： 212. 8.94.60073.2tCAmOHD 9.3.2 塔底再沸器所选择精馏塔直径较大，故选罐式再沸器置于塔处，采用间接蒸汽加热。塔底温度 tw=109.3，按设计要求加热蒸汽压强为 0.5Mpa 时饱和水蒸气温度 T=151.7，塔底基本可以看作是纯的甲苯，查表，近似取此温度范围内甲苯的比热容 Cp=2.4KJ/Kg则经过再沸器，釜液得到热量为：Q=wMLwCP.Mt其中t=T-t w 再热器的换热面积为：2PL 68.960457.921.MmntKQAD 9.3.3 预热器考
43、虑到能源的再利用问题，可用釜液冷凝到规定的温度所放出的热量后其温度 tF=89.40釜液初温 tw=45，料液平均分子量 ML.F=84.15/kmol.查表近似取口料液的比热容 Cp=1.98KJ/kg,设经过釜液预热后进口料温度为 tF，则有有 wpLOFpWLtFM,., 0,0. FLwWFtMtt所以 4.8921.60.t故还需加一个预热器，使料液预热后达到 89.4。用 0.5Mpa 的饱和水蒸气加热。查得此时饱和水蒸气的温度 T=151.7则有： cKACFtFPL,0.其中 14.74.8971536.lnln0. Fmtt则预热器的换热面积为： 2,0. 93.6.60.1
44、.4.89mtKCMtAmpPLFF 9.4 接管尺寸的计算与选型9.4.1 进料管尺寸的计算与选择料液质量流体： hkgFMGL /10236.584.264. 则其体积流量： mVFL /7.0.713,取馆内流速： smuF/5.1则进料管管径： muDFLL 8.0.514.360923604, 则可选择进料管： 热轧无缝钢管。89.4.2 塔顶蒸汽出口径与选型取精馏段气相流率为塔顶蒸汽流率则 hkgVMGSD /1054.362.1439.78., hmVD /.205查资料可知：常压操作条件下管内蒸汽流速取 1220m/s 取 uD,V=16m/s,则塔顶蒸汽出口管管径为： muV
45、DDV 6.534.0164.30293604, 所选规格为： 承插式铸铁m15609.4.3 回流管尺寸的计算与选型：回流液治疗流率： hkgLMGhDL /8.2695.78. 4., 则其体积流率： hmVLD /1.3.14023取为回流液流速： smu/5.则回流管管径为： muLDDL 790.514.36082360, 所以所选规格为： 热轧无缝钢管。5.899.4.4 釜液出口管尺寸的计算与选型釜液质量流体： hkgWMGL /.7.9214 其体积流率： mVL/6.0.7853,塔釜液出塔的进度一般可取为 0.51.0m/s 取釜液流速 uw=0.5m/s则釜液出口管管径：
46、 muDWW 1.80.614.36364所选规格为 热轧无缝钢管。m5.899.4.5 储藏液尺寸的计算：3, 2.1947.2tVLF9.5 附件尺寸的确定及塔高的确定9.5.1 塔顶空间 HD塔顶的空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，设计中通常取塔顶间距为 1.01.5m，即取 HD=1.3m9.5.2 塔底空间 HW塔底空间指塔内最下层塔板到塔底的间距，其值由如下两个因素决定：（1）塔底液面至最下层塔板间要有 12m 的间距，为蒸汽空间，本设计为 1.5m（2）塔底储液空间依储存液量停留时间而定，一般取塔底储蓄液停留 3min5min，本设计取4min。则储液高度 ： mALZTS 73.054.26076则 mHW03.27.319.5.3 群坐取群坐高度为 H0=5m9.5.4 人孔一般每隔 68 层塔板设一人孔，经常情况下每隔 34 块塔板设一人孔。人孔处的板间距最小为600mm 时，人孔直径一般为 450500mm，其伸出塔体的简体长 2
