化工原理課程設(shè)計(jì)-苯-甲苯分離過程浮閥精餾塔的設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)-苯-甲苯分離過程浮閥精餾塔的設(shè)計(jì)苯-甲苯分離過程浮閥精餾塔的設(shè)計(jì)摘要：本設(shè)計(jì)對(duì)苯-甲苯分離過程浮閥精餾塔裝置進(jìn)行了設(shè)計(jì)，主要進(jìn)行以下幾方面工作：1、精餾塔設(shè)計(jì)方案的確定。2、對(duì)生產(chǎn)的主要設(shè)備-浮閥塔進(jìn)行了工藝設(shè)計(jì)計(jì)算，其中包括：精餾塔的物料衡算；塔板數(shù)的確定；精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；精餾塔塔板的主要工藝尺寸的計(jì)算：精餾塔塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算：精餾塔塔板的負(fù)荷性能圖；塔頂冷凝器的冷凝熱和塔釜再沸器的汽化熱計(jì)算。3、繪制了生產(chǎn)工藝流程圖和精餾塔設(shè)計(jì)條件圖。4、對(duì)設(shè)計(jì)過程中的有關(guān)問題進(jìn)行了討論和評(píng)述。從本設(shè)計(jì)中，我們組的隊(duì)員學(xué)到了很多;團(tuán)隊(duì)合作

2、，討論完善,總結(jié)思考能力得到了鍛煉。關(guān)鍵詞：苯-甲苯；浮閥塔；工藝設(shè)計(jì)計(jì)算；流程圖；工藝條件簡圖目錄前言1、設(shè)計(jì)方案的確定11設(shè)計(jì)流程的說明1.2操作方案的說明13本設(shè)計(jì)中符號(hào)的說明2、精餾塔物料衡算21物料衡算示意圖22全塔物料衡算3、塔板數(shù)的確定3.1理論塔板數(shù)的求取311繪制苯一甲苯物系x-y圖3.1.2求精餾塔的氣、液相負(fù)荷3.1.3操作線方程3.1.4圖解法求理論塔板數(shù)3.2實(shí)際塔板數(shù)的求取4、精餾段有關(guān)物性數(shù)據(jù)以及主要工藝尺寸的計(jì)算4.1精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算4.1.1操作壓力計(jì)算4.1.2操作溫度計(jì)算4.1.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算4.1.4平均密度計(jì)算4.1.5液體平均粘度計(jì)算4.

3、1.6液體平均表面張力計(jì)算4.2精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算4.2.1精餾段塔徑的計(jì)算4.2.2精餾塔的有效高度的計(jì)算4.3塔板主要工藝尺寸的計(jì)算4.3.1溢流裝置計(jì)算4.3.2塔板計(jì)算4.4塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算4.4.1塔板壓降的計(jì)算4.4.2液面落差的計(jì)算4.4.3液沫夾帶的計(jì)算4.4.4漏液的計(jì)算45塔板負(fù)荷性能圖的繪制4.5.1過量液沫夾帶線452液泛線4.5.3液相負(fù)荷上限線454漏液線4.5.5液相負(fù)荷下限線4.5.6塔板負(fù)荷性能圖4.6提餾段各參數(shù)匯總4.7塔頂冷凝器的冷凝熱和塔釜再沸器的汽化熱的計(jì)算4.7.1冷凝器的選型4.7.2冷凝器的冷凝熱計(jì)算4.7.3再沸器的汽化熱計(jì)算5、塔附

4、件設(shè)計(jì)計(jì)算51接管5.2法蘭5.3筒體與封頭5.4裙座5.5人孔數(shù)目6、塔總體高度設(shè)計(jì)7、浮閥精餾塔工藝設(shè)計(jì)結(jié)果討論7.1漏液7.2液泛7.3液體停留時(shí)間7.4流型7.5板距與塔高7.6回流比的影響77塔板效率的影響因素7.8換熱器的選擇7.9傳熱介質(zhì)的選擇8、附錄8.1精餾系統(tǒng)的物料流程圖8.2精餾塔的工藝條件簡圖9、參考文獻(xiàn)10、致謝前言化工生產(chǎn)中所處理的原料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)。生產(chǎn)中為了滿足儲(chǔ)存,運(yùn)輸，加工和使用的需求，時(shí)常需要將這些混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質(zhì)。芳香族化合物是化工生產(chǎn)中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要

5、作用。苯是化工工業(yè)和醫(yī)藥工業(yè)的重要基本原料，分子式CH,分子量78.11,相對(duì)密度0.8794g/cm3(20C)。沸點(diǎn)801C66在常溫常壓下是無色透明的液體，并具強(qiáng)烈的特殊芳香氣味，有毒。苯遇熱、明火易燃燒、爆炸。常態(tài)下，苯的蒸氣密度為2.77，蒸氣壓13.33kPa（261C）?？捎脕碇苽淙玖?，樹脂，農(nóng)藥，合成藥物，合成橡膠，合成纖維和洗滌劑等等;甲苯不僅是有機(jī)化工合成的優(yōu)良溶劑,而且可以合成異氰酸酯，甲酚等化工產(chǎn)品，其分子式CH（CH），分365子量92.14,相對(duì)密度0.866g/cm3（20C）。沸點(diǎn)11063C。在常溫下呈液體狀，無色、易燃?？梢杂脕碇圃烊趸妆剑郊姿?，對(duì)苯二

6、甲酸，防腐劑，泡沫塑料，合成纖維等。精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量計(jì)的驅(qū)動(dòng)下，使氣，液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各相分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移。實(shí)現(xiàn)原料混合物中各組成分離該過程是同時(shí)進(jìn)行傳質(zhì)傳熱的過程。本次設(shè)計(jì)任務(wù)為設(shè)計(jì)一定處理量的精餾塔，實(shí)現(xiàn)苯-甲苯的分離。分離苯與甲苯的生產(chǎn)工藝有：精餾法，膜分離法，萃取法。但苯-甲苯體系比較容易分離，待處理料液清潔，因此采用精餾法。而浮閥塔漏液少，傳質(zhì)情況好，氣液負(fù)荷有較大的變動(dòng)余地，故采用浮閥精餾塔。浮閥塔是20世紀(jì)50年代初開發(fā)

7、的一種新塔型,其特點(diǎn)是在篩板塔基礎(chǔ)上，在每個(gè)篩孔處安置一個(gè)可上下移動(dòng)的閥片。當(dāng)篩孔氣速高時(shí),閥片被頂起、上升，孔速低時(shí)，閥片因自重而下降。閥片升降位置隨氣流量大小作自動(dòng)調(diào)節(jié)，從而使進(jìn)入液層的氣速基本穩(wěn)定。又因氣體在閥片下側(cè)水平方向進(jìn)入液層,既減少液沫夾帶量,又延長氣液接觸時(shí)間，故收到很好的傳質(zhì)效果。浮閥塔的生產(chǎn)能力比泡罩塔約大20%-40%，操作彈性可達(dá)7-9，板效率比泡罩塔約高15%，制造費(fèi)用為泡罩塔的60%-80%，為篩板塔的120%-130%。浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單、制造方便、造價(jià)低，塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大，其缺點(diǎn)是處理易結(jié)焦、高粘度的物料時(shí)，閥片易與塔板粘結(jié)；在操作過程中有時(shí)會(huì)發(fā)生閥

8、片脫落或卡死等現(xiàn)象，使塔板效率和操作彈性下降。1、設(shè)計(jì)方案的確定本課程設(shè)計(jì)體系為苯一甲苯混合物，采用常壓操作連續(xù)精餾流程，篩板塔，總板效率Et=05；原料組成為冷液進(jìn)料，x=0.30（苯的摩TF爾分率，下同），分離要求塔頂產(chǎn)品塔釜產(chǎn)品DW過冷液體進(jìn)料q=106,塔頂采用全凝器，冷凝液在泡點(diǎn)下部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送儲(chǔ)罐。R=32。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔釜產(chǎn)品冷卻后送儲(chǔ)罐。11設(shè)計(jì)流程的說明精餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，再沸器，冷凝器。釜液冷卻器和產(chǎn)品冷凝器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分汽化與與部分冷凝器進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。

9、在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定流程裝置時(shí)應(yīng)考慮余熱的利用，注意節(jié)能。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波動(dòng)的影響。塔頂冷凝裝置根據(jù)生產(chǎn)狀況采用全凝器，以便于準(zhǔn)確地控制回流比。若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用全分凝器?？偠灾_定流程時(shí)要較全面，合理的兼顧設(shè)備，操作費(fèi)用操作控制及安全因素。12操作方案的說明本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用冷液（溫度75C）進(jìn)料。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝。冷凝器在泡點(diǎn)下一部分回流到塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送入儲(chǔ)罐。該物系屬于易分離物系，操作

10、回流比為3.2。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品冷卻送到儲(chǔ)罐。13本設(shè)計(jì)中符號(hào)的說明2、精餾塔物料衡算2.1物料衡算示意圖圖2.1全塔物料衡算2.2全塔物料衡算已知：x二0.30，x0.99，x5sL0.00642x3600s故降液管設(shè)計(jì)合理4）降液管底隙高度h0曲，/hL0.00642X3600non/inu=0.2m/s，h=s=0.03040moo3600Lu3600X1.056x0.2Woh-h=0.038-0.03040=00076m0006mWo故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤，深度h=50mmw432塔板布置與浮閥數(shù)目及排列1）塔板的分塊因1400mmD1600mm,故塔板采

11、用分塊式，查表4.2表4.2塔板分布數(shù)塔徑mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分塊數(shù)3456得塔板分為4塊選用F1型重閥，閥孔直徑d=39mm，底邊孔心距t=75mmO精餾段計(jì)算取閥孔動(dòng)能因子FO=12孔速u=6.75m/soipJ3.16Vm浮閥數(shù)n=s一=1620=200.91，取201個(gè)1d2u-x0.0392x6.754oo42）邊緣寬度確定取W=W=0.07m，W=0.06mTOC o 1-5 h zssC開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積a計(jì)算aA=2(x-r2-X2+丄r2sind)a、180r其中x=-W+W)=16-(0.1984+0.07)=

12、0.5316m2ds2r=-W=16-0.06=0.74m2c2A=2x(0.5316“0.742一0.53162+盒X0.742xSiz霜=1.4253)篩孔計(jì)算及其排列浮閥排列方式釆用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0075m估算其排間距hA1425h=1425=0.095mnt201x0.075考慮到塔的直徑較大，必須釆用分塊式塔板，而各塊板的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，故取t，=90mm=009m按t=0075m,t，=009m,以等腰三角形叉排方式，排得閥數(shù)203個(gè)按N=203個(gè)重新核算孔速及閥控動(dòng)能因數(shù)氣速u=6.68m/sof=6.683.16=11873-

13、5s0.0118S降液管底隙高度h0h=h0.006=0027-0006=0021mOW塔板布置及浮閥數(shù)目浮閥排列取閥孔動(dòng)能因子F=12孔速U=6.41m/soipV3.50Vm浮閥數(shù)n=Vs一=1738=215.5，取216個(gè)1d2ulx0.0392X6.754oo42）邊緣寬度確定取W=W=0.07m，WSS3）開孔區(qū)面積計(jì)算=0.06mC開孔區(qū)面積A計(jì)算a=2(x-r2-X2+丄rzsin-l)180r其中x=-(W+W)=16-(0.192+0.07)=0.538m2ds2r=D-W=16-0.06=0.74m2c2兀X故A=2X(0.5380.742-0.5382+盒X0.742X皿

14、將3)篩孔計(jì)算及其排列1.438m2浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0075m估算其排間距hA1.438h二一二1438二0.089mnt216x0.075考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各塊板的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，故取t，=80mm=008m按t=0.075m,t，=0.08m以等腰三角形叉排方式，排得閥數(shù)239個(gè)按N=239個(gè)重新核算孔速及閥控動(dòng)能因數(shù)氣速u=6.09m/sof二6.093.50二11.3912O閥控動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9-12范圍內(nèi)(0.039)塔板開孔率：0二N2=239x2=14.20%4.4塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算

15、4.4.1塔板壓降的計(jì)算1)精餾段氣相通過浮閥塔板的壓力降h=h+h+hPelb干板阻力U2ph=5.34xxve2xgpL=5.34x=0.048m(6.75)23.16X2x9.81808.715計(jì)算塔板上含氣液層阻力由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)0=5，已知板上液層高度h=0.06所以依式hi=e0hLLh=0.5x0.06=0.03ml4.4.2液面落差的計(jì)算計(jì)算液體表面張力所造成的阻力由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降液柱高度為h=0.048+0.035=0.078mp換算成單板壓降A(chǔ)P=hp

16、g=0.078x808.715x9.81=618.8Pa0.7Kpa（設(shè)ffL計(jì)允許值）2）提餾段氣相通過浮閥塔板的壓力降h=h+h+hPelb干板阻力U2ph二5.34xxvc2xgpL=5.34x（6.59）2x竺=0.052m2x9.81791.32計(jì)算塔板上含氣液層阻力由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)e0二5，已知板上液層高度h=0.06所以依式hi=0hLLh=0.5x0.06=0.03mi計(jì)算液體表面張力所造成的阻力由于釆用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降液柱高度為h=0.052+0.035=0.0

17、87mp換算成單板壓降x791.32x9.81=675.3Pa0.7Kpa（設(shè)ffL計(jì)允許值）1)精餾段為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度HWe(H+h)H=h+hl+hdpd氣體通過塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊后w高度h,前已算h=0078mpp液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰故吁0.153茍wo0.153I0.00642(1.056x0.0304二0.00061(m)板上液層高度，前已選定h=006m1則H=0.078+0.06+0.00061=01386md取d=05又已選定H=0.4m,h=0.038m，則Twd(H+h)=05X(04+0038)=0219mTw可見HV

18、d(H+h),符合防止淹塔的要求dTw2)提餾段為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度Hd(H+h)H=h+hl+hdTwdpd氣體通過塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊后w高度h,前已算h=0087mpp液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰故吁0-153的wo=0.1530.01181.056x0.021二0.0043(m)板上液層高度，前已選定hl=006m則H=0087+007+0.00043=016md取d=05又已選定H=04m,h=0027m，則Twd(H+h)=05X(04+0027)=0.2135mTw可見HVd(H+h),符合防止淹塔的要求dTw443液沫夾帶的計(jì)算1)精餾段

19、液沫夾帶按下式計(jì)算：ua=麗1爲(wèi)=嘰/S)Tf5.7x10-6u3.25.7x106x0.87)cL,H2.5h丿TL21.535x10-3、0.42.5x0.06丿3.2二0.00143kg液/kg氣0.1kg液/kg氣e=V故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量ev在允許的范圍內(nèi)泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式:1pVv+1.36LZppsLF=lvx100%1vKcAFpPP-PL-x100%0.78KcAFT塔板上液體流程長度VJ$F=1Z二D-2W二1.6-2x0.1984二1.20mLd塔板上液流面積A=A2A=2.01-2x0.1451=1.7189m2pTf苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值

20、，K=1.0,取泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)Cf=0.126，將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點(diǎn)率片為2.951.620 x+1.36x0.00642x1.20F=808.715-3.16x100%=49.7%11x0.127x1.7189為避免液沫夾帶過量，對(duì)于大塔，泛點(diǎn)需控制在80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于80%，所以能滿足的工藝的要求。2)提餾段液沫夾帶按下式計(jì)算：ua=廿=占莎=0935(m/S)Tf5.7x10-6(e=VbIL0.1kg液/kg氣uaH-2.5h丿TL3.25.7x10-6(=x19.7125x10-3I0.9350.42.5x0.06丿3.2二0.0019kg液/k

21、g氣故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量ev在允許的范圍內(nèi)Pv泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式:+1.36LZL.vKcAFpx100%PvP-pL一x100%0.78KcAFT塔板上液體流程長度Z二D-2W二1.60-2x0.1920二1.216mTOC o 1-5 h z HYPERLINK l bookmark36 Ld塔板上液流面積A=A2A=2.01-2x0.1528=1.7044m2pTf苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,取泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)=0.126，將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點(diǎn)率F為F13.50F=fX791.123.5011x0.126x1.7044+1.36x0.0118x

22、1.216x100%=49.6%為避免液沫夾帶過量，對(duì)于大塔，泛點(diǎn)需控制在80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于80%,所以能滿足的工藝的要求。4.4.4漏液的計(jì)算當(dāng)閥孔的動(dòng)能因數(shù)F低于5時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，前面已計(jì)算f二12，oo可見不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。4.5塔板負(fù)荷性能圖的繪制4.5.1過量液沫夾帶線1）精餾段按泛點(diǎn)率=80%計(jì)IpV+1.36LZsppsLLvx100%KcA3.16FaVx+1.36xLx1.20321x0.144xl.7198808.775-3.16Sx100%二80%上式整理得：0.0626V+1.64L=0.198SSL/S鳥3/S丿)0.00010.01

23、5V/Sm3/sS3.162.77F1V與L分別取值獲得一條直線，數(shù)據(jù)如下表;SV：=PLpvx100%0.78cAFT3.16Vx80&775-3.16x100%二80%0.78x0.144x2.01=2.884m3/sS2）提餾段按泛點(diǎn)率=80%計(jì)IPV-F=丄p1VKcAFp+1.36LZL-x100%3.50Vx+1.36xLX1.216791.32-3.50Sx100%二80%1x0.144x1.70443.50上式整理得：0.067V+1.65L=0.196SSV與L分別取值獲得一條直線，數(shù)據(jù)如下表;SSL/W3/s)S0.00010.015V/W3/s)S2.922.56v：F=

24、pL-pvx100%10.78cAFTVxx100%二80%F二s791.32-3.501_0.78x0.144x2.01v=2.71m3/sS452液泛線1）精餾段(H+h)=1.5h+1.5x2.84ETwW3600LS、ILw丿+5.34-pL(4V)SO丿2g+0.153L2(Ls)hoxLWL/m3/s)S0.00010.03V/(m3/s)S21.859.4312）提餾段V2+8202.2L2+53.315L2二21.96SSSV與L分別取值獲得一條直線，數(shù)據(jù)如下表；SS化簡整理得:(H+h)=1.5h+1.5x2.84ETwW3600LS、ILw丿23+5.34_pL(4V)SO

25、丿(-+0.153(2gLs)2)hxLWoW化簡整理得：V2+21021L2+65.2L二26.9SSSV與L分別取值獲得一條直線，數(shù)據(jù)如下表;SSL/W3/s)S0.00010.03V/W3/s)S26.751.686453液相負(fù)荷上限線（精餾段、提餾段）求出上限線液體流量LS的值以降液管內(nèi)停留時(shí)間t=5s貝=竺=528X=0.01222（m3/s）S.maxt54.5.4漏液線：對(duì)于Fl型重閥1)精餾段：由F二仆帀二5可得：u=丄=2810、vo,PhvV=1d2NU=lx0.0392X203x2.81=0.681m3/ss4oo4=丄=2.672）提餾段：由F=u、P=5可得:00、v

26、V=-d2NU=-x0.0392X239x2.67=0.762m3/ss4oo4455液相負(fù)荷下限線(精餾段、提餾段)對(duì)于平直堰，取堰上液層高度hw=0006作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)h=2.84x10-3x1.028x(3600 xLs)2/3=0.033ow0.924L=0.00129m3/ss,min456塔板負(fù)荷性能圖將以上五條線標(biāo)繪在同一VL直角坐標(biāo)系中，畫出塔板的操作負(fù)荷ss性能圖。一液相下限線液相上限線漏液線（精餾）漏液線（提溜）液沫夾帶上限線1（精餾）液沫夾帶上限線1At=1二56.42-46.42=51.26Cmlg(At/At)lg(56.42/46.42)12塔板負(fù)荷性能圖60

27、40.20J0M1丨I00.020.04Ls/(m3/s)圖4塔板負(fù)荷性能圖（精餾）4.7塔頂冷凝器的冷凝熱和塔釜再沸器的汽化熱的計(jì)算4.7.1冷凝器的選型本設(shè)計(jì)冷凝器選用管殼式全凝器原因：因本設(shè)計(jì)冷凝器與被冷凝氣體走管間，對(duì)于蒸餾塔的冷凝器，一般選管殼式全凝器或空冷器，螺旋板式換熱器，以便及時(shí)排出冷凝液。冷凝水循環(huán)與氣體之間方向相反，當(dāng)逆流式流入冷凝器時(shí)，起液膜減少，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費(fèi)用。取進(jìn)口（冷卻水）溫度為11=25C（夏季）；冷卻水出口溫度一般不超過40C，否則易結(jié)垢，取出口溫度12=35C。472冷凝器的冷凝熱計(jì)算塔頂溫t=81.42OC冷凝水t=25C,t=35

28、CTOC o 1-5 h zD12則At=t-1=81.42C-25C=56.42CD1At=t-1=81.42C-35C=46.42CD2AtAt12由t=8142C査液體比汽化熱共線圖得dy二389KJ/kg苯又氣體流量V=1.620m3s塔頂被冷凝量q-Vsxp=3.16x1.620=5.1192kg/sv冷凝的熱量Q=qv卄=5.1192x389=2042.05KJ/s苯取傳熱系數(shù)K=600Wm2K2042.05x103則傳熱面積A二Q/KAtm=600 x51.26二66.39m2EQ2042.05x103/冷凝水流量W=epF=4.2x10 x1000=48.62kg/s124.7

29、.3再沸器的汽化熱計(jì)算塔底溫度t=119.65C,t二119.76OC，用10=145C的蒸汽，釜液出口溫度t=110C,則:At二tt二25.24C10WAt=tt=35C201AtAtAt=乙=29.85CmAtAt2由t二119.76OC，據(jù)內(nèi)插法算得：v甲瘁33017.69KJKmol=358.34KJKg甲苯又氣體流量V二1.738m3/s提餾段密度p=3.50Kg/m3Sv則塔底被蒸發(fā)量q=Vxp=1.738x3.50=6.083kg/smsxV再沸器的蒸發(fā)熱Q二q208.12kJ/s甲苯取傳熱系數(shù)K=600Wm2K則傳熱面積A二旦二2208.12x103二123.29m2KAt6

30、00 x29.852208.129x1034.2x35x1000=15.02kg/sm加熱蒸汽的質(zhì)量流量W=-C(tt)p015、塔附件設(shè)計(jì)計(jì)算5.1接管1)進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、T形進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。F=180X85.63=155754kg/h,pF=81204Kg/m3則體積流量VF=f=育=19.18m3/h管內(nèi)流速U=2.0m/SF西孵=竺霊肆=0-83m=58.3mm取進(jìn)料管規(guī)格63X15mm,則管內(nèi)徑d=60mm4X19.184V進(jìn)料管實(shí)際流速u0=擊=3600；3：14；0.062=1岡“3/S)回流管采用直管回流管，回流管的回流量D=

31、5364kmol/h,塔頂液相平均摩爾質(zhì)量M=78.235kg/kmol，平均密度p=805.51kg/m3則液體流量:=(53.64x78.235)&0551=5.21m3/h取管內(nèi)流速ud=2.0m/s4V/3600：4x5.21/3600則回流管直徑d=D-=.0304m兀u3.14x2.0可取回流管規(guī)格38X20mm,則管內(nèi)直徑d=34mm4x5.214V回流管內(nèi)實(shí)際流速u0=丄=3600 x沽0.0342=1.59(m3/s)塔頂蒸汽接管塔頂蒸氣密度：105.3x78.235PMpmvdm2.79kg/m3V頂R(t+273.15)8.314x(81.42+273.15)0塔頂氣相平

32、均摩爾質(zhì)量M-78.235kg/kmol則整齊體積流量V-VM-225.228478.235-1.754m3/sVp360042.79取管內(nèi)蒸汽流速u二20m/s則巴飛3x10-0.3342m可取回流管規(guī)格377X135mm,則實(shí)際管徑d=350mm4x1754塔頂蒸汽接管實(shí)際流速u-44Vv/-d2-1824m/s釜液排出管塔底W=12636kmol/h,平均密度p-770.60kg/m3平均摩爾質(zhì)量M-92.09kg/kmol體積流量V-WM-篤需.09-15.10m3/hp770.60ir4則m-取管內(nèi)流速u-2.0m/s4415.10/360-0.0517m3.1442.0可取回流管規(guī)

33、格57X2mm,則實(shí)際管徑d=53mm塔頂蒸汽接管實(shí)際流速u-44Vw兒d2-需聽0-1-0m/s塔釜進(jìn)氣管V=257628kmol/h,塔底液相平均摩爾質(zhì)量mVD-92.09kg/kmolm塔釜蒸汽密度：_3.48kg/m3PmMVD_120.7X92.09m_RT8.314x(110.54+273)塔底氣相平均摩爾質(zhì)量M_92.09kg/kmolVM257.628x92.09則塔釜蒸汽體積流量VV_6584.65kg/hVp3.48v釜取管內(nèi)蒸汽流速u_20m/s則d_fV_XX6548.65/3600_0.3403m-V兀u3.14x20可取回流管規(guī)格377X135mm,則實(shí)際管徑d=350mm4x6584.65/3600塔底蒸汽接管實(shí)際流速u_4XV/“d2_19.02m/sv3.14x0.3525.2法蘭由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，板式平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭進(jìn)料管接管法蘭：PL65-16RFHG205