化工原理工程設(shè)計(jì)及化工原理課程設(shè)計(jì)

西南交通大學(xué)化工原理工程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)題目：分離苯—甲苯混合物的精餾塔的設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)者：琪班級(jí)：生物工程學(xué)號(hào)：指導(dǎo)老師：完成日期：目錄前言設(shè)計(jì)任務(wù)精餾裝置工藝流程圖精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算1.基本數(shù)據(jù)計(jì)算2.回流比的計(jì)算3.塔板數(shù)的計(jì)算三．精餾塔的工藝設(shè)計(jì)1.塔徑的計(jì)算2.塔高的計(jì)算3.塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的計(jì)算和設(shè)計(jì)附精餾塔塔板設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表提餾塔塔板設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表四．精餾塔的負(fù)荷性能的計(jì)算1.塔板的負(fù)荷性能計(jì)算2.塔板的流體力學(xué)校核五．精餾塔的輔助設(shè)備1.塔頂冷凝器2.塔底再沸器六．設(shè)計(jì)小結(jié)七．參考文獻(xiàn)八．附圖前言本實(shí)驗(yàn)的設(shè)計(jì)題目是分離分離苯—甲苯混合物的精餾塔的設(shè)計(jì)。精餾操作是重要的化工單元操作，廣泛應(yīng)用于石油、化工、輕工、食品、冶金等領(lǐng)域。此操作主要在塔設(shè)備中進(jìn)行，使液—液混合液經(jīng)過(guò)多次部分氣化和部分冷凝，以達(dá)到使混合物體系分離成較高純度的組分的目的，精餾塔設(shè)計(jì)的主要任務(wù)是根據(jù)物系性質(zhì)和工藝要求，確定操作條件。選擇一定的塔型，進(jìn)行工藝和設(shè)備的計(jì)算。精餾裝置流程比較定型。一般包括：精餾塔、塔頂蒸汽冷凝器、塔底再沸器（蒸餾釜）、原料加熱器以及輸送設(shè)備等。塔器是氣液傳質(zhì)的主要設(shè)備。氣液混合物通過(guò)塔器的處理，就能將其中各組分進(jìn)行分離。從精餾的原理可知：要使過(guò)程順利進(jìn)行，必須具備兩個(gè)條件：一是氣液兩相密切接觸；二是氣液兩相接觸面積要大。塔設(shè)備中本身的結(jié)構(gòu)正是為提供這兩個(gè)條件而設(shè)計(jì)的。因此選擇塔設(shè)備一般根據(jù)以下原則：能提供良好的氣液接觸條件和足夠大的接觸面積，以達(dá)到生產(chǎn)能力大，分離效率高，壓降小，操作范圍廣，結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，金屬材料消耗少。在選擇塔的種類時(shí)應(yīng)注意，不同的塔型各有某些獨(dú)特的特性。設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求選擇適宜的塔型。本實(shí)驗(yàn)設(shè)計(jì)選擇浮閥塔。它是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的。它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡罩。在塔板開(kāi)孔上設(shè)有浮孔。這一改進(jìn)使浮閥塔在操作彈性，塔板效率壓降，生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價(jià)等方面比泡罩塔更優(yōu)越。浮閥塔廣泛用于精餾，吸收以及脫吸等傳質(zhì)過(guò)程中。設(shè)計(jì)之所以選擇浮閥塔，是因?yàn)樗哂幸韵聨讉€(gè)優(yōu)點(diǎn)：處理能力比同塔型的泡罩塔可增加20%~40%操作彈性大，一般約為3~4，最高可達(dá)6，比篩板塔，泡罩塔，舌形塔都大。塔板效率高。比泡罩塔高15%左右。壓降小。在常壓下塔中每塊板的壓降一般都較小。使用周期長(zhǎng)，粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常工作。安裝容易，制造費(fèi)為泡罩塔的60~80%。在選定浮閥塔的基礎(chǔ)上確定設(shè)計(jì)方案。其總原則是盡可能的設(shè)計(jì)出經(jīng)濟(jì)上合理，產(chǎn)品質(zhì)量高，低耗能的塔設(shè)備。精餾裝置工藝流程圖精餾裝置一般包括：精餾塔、塔頂蒸汽冷凝器、塔底再沸器（蒸餾釜）、原料加熱器以及輸送設(shè)備和管路等。其工藝流程圖比較固定。工業(yè)生產(chǎn)常見(jiàn)的精餾流程見(jiàn)下圖。精餾塔的設(shè)計(jì)及計(jì)算1.基本數(shù)據(jù)的計(jì)算苯的分子量：78.1kg/kmol C6H6甲苯的分子量：92.1kg/kmol C7H8進(jìn)料的平均分子量：MF=0.65×78.1+0.35×92.1=82.9kg/kmol進(jìn)料液的摩爾量為：F=QUOTE7700÷82.9=92.88kmol/h總物料衡算：F=D+W Fxf=DxD+WxW解之得：D=60.49kmol/h W=32.39kmol/h2．q值的計(jì)算由苯—甲苯的溫度—組成相圖（附圖2）得： 當(dāng)xF=0.65時(shí) 苯的泡點(diǎn)溫度為tD=88.1進(jìn)料溫度為65℃時(shí)的平均溫度為t=℃由液體的比熱共線圖[1]可查得 苯的比熱CpA=0.46×4.187kJ·kg-1·K-1=1.93kJ·kg-1·K-1甲苯的比熱CpB=0.46×4.187kJ·kg-1·K-1=1.93kJ·kg-1·K-1（采用內(nèi)差法計(jì)算所得）則進(jìn)料的平均比熱Cpm=1.93kJ·kg-1·K-1當(dāng)P=0.1MPa時(shí)，查得[2]苯的氣化潛熱為γA=393.9kJ·kg-1甲苯的氣化潛熱為γB=363kJ·kg-1則進(jìn)料液的平均氣化潛熱γm=×393.9+0.388×363=381.9kJ·kg-1所以q=即q=1.117.3．計(jì)算最小回流比Rmin由2得q=1.117q線為y=x-由此作附圖3，q線與平衡線的交點(diǎn)為：xq=0.671，Yq=0.769所以Rmin=（xd-yq）/（yq-xq）=0.8994、計(jì)算最小理論塔板數(shù)Nmin由參考[3]表10—3以及附圖2，計(jì)算xF=0.65 xD=0.99 xW=0.015下，分別對(duì)應(yīng)的泡點(diǎn)溫度，取三處的α的幾何平均值。 tF=88.1℃ tD=80.3℃ αF=2.5297 αD=2.5978 αW=2.3553則α==2.49全回流時(shí)，所需理論塔板數(shù)最少，由芬斯克（Fenske）方程[4]Nmin=5、計(jì)算理論塔板數(shù)N設(shè)R=1.0由吉利蘭關(guān)聯(lián)圖[5]得y=0.75（1-x0.567）y=算出N=同上，設(shè)若干R值，可算得相應(yīng)的若干N值，其結(jié)果列表如下設(shè)RRminNmin10.8998.620.0510.61223.81.20.8998.620.1370.50718.51.40.8998.620.2090.44116.21.60.8998.620.270.39314.91.80.8998.620.3220.35613.920.8998.620.3670.32513.32.20.8998.620.4070.312.72.40.8998.620.4410.27812.32.60.8998.620.4730.26122.80.8998.620.50.24411.730.8998.620.5250.22911.53.20.8998.620.5480.21711.33.40.8998.620.5680.20611.1由上表做R—N關(guān)系圖（附圖4）從R與N的關(guān)系可見(jiàn)：當(dāng)R＜1.8時(shí)，曲線很陡，所需N較多； 當(dāng)R＞1.8時(shí)，曲線變平坦，所需N減少。取R=1.8，理論塔板數(shù)N=13.9作圖所求理論塔板數(shù)（附圖3）N’=14.5取R=2.0，理論塔板數(shù)N=13.3作圖所求理論塔板數(shù)（附圖3）N’=14.3則可以看出：當(dāng)R取1.8時(shí)，N’與N最相近故取R=1.8N=14.56、塔板效率的計(jì)算 采用奧康奈爾（O’connell）法[6]ET=0.49（αμaV）-0.245由4可知α=2.49塔頂：xD=0.99 查得泡點(diǎn)溫度為 80.3塔底：xW=0.015查得泡點(diǎn)溫度為 109.9則平均溫度QUOTEt=（80.3+109.9）/2=95.1由液體的粘度共線圖[7]查得苯的粘度μ=0.25cP甲苯的粘度 μ=0.28cP則進(jìn)料的平均粘度μ=0.25×0.65+0.28×0.35=0.2605cPET=0.49（αμ）-0.245=0.5448cP（與[6]圖11—21對(duì)照，結(jié)果相近，故可用）E0≈0.5448×1.1=0.5997、實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算由附圖3可知理論塔板數(shù)N=14.5，找到d點(diǎn)=1\*GB3①精餾段應(yīng)為N1=6.7 故實(shí)際塔板數(shù)為Ne1=N1/E0=11.19 取為12層=2\*GB3②提餾段應(yīng)為N2=14.5-6.7=7.8 故實(shí)際塔板數(shù)為QUOTENe2=N2/E0=13.02 取為14層即實(shí)際塔板數(shù)為12+14=26層，實(shí)際進(jìn)料板位置為第12塊板。三．精餾塔的工藝設(shè)計(jì)一、塔徑的計(jì)算1、精餾段的塔徑精餾段的平均溫度為t=（td+tf）/2=（80.3+88）/2=84.15餾出液的平均分子量M=0.99×78.1+0.01×92.1=78.14kg/kmol則塔頂t=80.3℃時(shí)，蒸汽的密度QUOTE=2.66kg/m3D=60.49kmol/h=0.017kmol/s則上升的蒸汽的量為：Vs=L+D=(R+1)D=0.017×（1.8+1）×78.14÷2.63=1.4m3又查表[8]得:當(dāng)t=80.3℃時(shí)，苯和甲苯的液體平均密度為811kg當(dāng)t=88℃時(shí)，苯和甲苯的液體平均密度為803kg當(dāng)t=109.9℃時(shí)，苯和甲苯的液體平均密度為780kg則精餾段的液體平均密度=（803+811）/2=807kg/m3將各處的摩爾分率換算為質(zhì)量分率：aF=0.65/(0.65+0.35(92/78))=0.612kgaD=0.988kg/haW=0.013kg/h由物料衡算 F=D+WFaF=DaD+WaW解之得 D=4731kh/h=1.31kgW=2969kg/h=0.82kg/s液體流量為 L=RD=1.8×1.31=2.36kg/sLs=2.36/807=0.003m3/s假設(shè)取板間距HT為0.45m，由史密斯關(guān)聯(lián)圖[9]可得C=0.11m/s則液泛速度QUOTEUf=cm/s取安全系級(jí)為0.7則u=0.7uf=1.34m/sA’=Vs/U=1.4/1.34=1.045m2Af=Vs/Uf=1.4/1.92=0.729m2D=QUOTEm取整為D=1.6m由于浮閥塔的塔徑D在0.8~1.6m時(shí)板間距HT正好在300~450mm之間 故取板間距為0.45m合適[10]2.提餾段的塔徑提餾段的平均溫度t=(tF+tW)/2=（88+109.8）/2=98.95進(jìn)料時(shí)t=94.8ρA=QUOTE=2.60kg/m3ρB=3.07kg/m3ρF=2.60×0.65+3.07×0.35=2.765kg/m3塔底t=109.9ρA=QUOTE=2.450kg/m3ρB=2.890kg/m3ρW=2.450×0.0.015+2.890×0.985=2.883kg/m3平均密度=2.824kg/m3塔底t=109.9℃，查得液體平均密度為780kg則提餾段的平均密度為 (803+780)/2=791.5kg/m3液體流量為QUOTELs’=L’/=(L+qF)/=(2.36+1.117×7700÷3600)÷791.5=0.006m3/s蒸汽流量為Vs’=Vs-(1-q)F=1.4—（1—1.117）×（7700/（3600×803））=1.40kg/s取板間距為0.45m，由史密斯關(guān)聯(lián)圖[9]可得C=0.10m/s則液泛速度QUOTEQUOTEUf=cm/s取安全系級(jí)為0.7則u=0.7uf=1.170m/sA’=Vs’/U=1.196m2Af=Vs’/Uf=0.0.838m2D=取整為D=1.6m由于浮閥塔的塔徑D在0.8~1.6m時(shí)板間距HT正好在300~450mm之間，故取板間距為0.45m合適[10]二、塔高的計(jì)算（塔高包括=1\*GB3①塔的有效高度，=2\*GB3②頂部空間，=3\*GB3③底部空間以及=4\*GB3④結(jié)合再沸器的安裝高度）1、取塔頂與第一塊板之間的距離HD為1.0m（使氣流中的液滴自由沉降，減少出塔氣中的液沫夾帶，經(jīng)驗(yàn)值一般為1.0~1.5m）2、取塔底與最下一層之間的高度HB為1.0m（保證料液不致排完，經(jīng)驗(yàn)高度為1.0~2.0m）3、進(jìn)料板的高度，由于進(jìn)料可能在此急劇汽化，流速很高，為防止液沫夾帶，進(jìn)料板間距HF要求較高，一般為塔板間距的2倍。4、塔徑較大（1.5m）以上必須開(kāi)人孔，故人孔板間距應(yīng)有足夠的空間，其之不小于600mm,每個(gè)人孔應(yīng)控制10個(gè)左右的塔板。Ht’=800mm S=2在第16~17塊板之間和第6~7塊板之間設(shè)人孔。綜上，塔高H=HD+（N-S-2）HT+SH’T+HF+HB=1.0+(25-2-2)×0.45+2×0.8+0.9+1.0=13.95m三、塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)設(shè)計(jì)1、塔板形式由于D=1.6m＞0.8m（采用精、提兩段中較大的直徑作為精餾塔的全塔直徑）故采用分塊式塔盤(pán)；塔板流動(dòng)性采用單流形；降液管采用弓形。[12]2、溢流裝置各結(jié)構(gòu)尺寸的計(jì)算[13]取堰長(zhǎng)lw=0.7×D=0.7×1.6=1.12m對(duì)于弓形降液管lw/D=0.7時(shí)查得b/D=0.15 Af/AT=0.09則b=0.015D=0.24mAf=0.09AT=0.18m又因?yàn)長(zhǎng)=RD=1.8×4731=8515.8kg/h則液相流量Lh=L/=8515.8÷791.5=10.76m3/hLh/Lw=10.76÷1.12=9.61Lw/D=0.7時(shí)，由液流收縮系數(shù)計(jì)算圖[14]查得液流收縮系數(shù)E=1.03how=2.84/1000×E（Lh/Lw）=0.00284×1.03×9.61=13mm對(duì)于常壓塔，hw在40~50mm之間；HL在50~100mm之間。故取 hw=45mmHL=hw+how=58mm，在50~100mm之間校核[13]3、閥孔數(shù)N的計(jì)算選取標(biāo)準(zhǔn)浮閥塔盤(pán)，采用JB—118—68F1型浮閥[14](1)取閥孔動(dòng)能因數(shù)F0=10.5[14]（浮閥全開(kāi)時(shí)F0=9~12）由此確定孔速[14]QUOTEUo=Fo/又ρV=（2.63+2.824）/2=2.727kg/m3Uo=6.36m/s塔中平均蒸汽量Vs=(1.4+1.4)/2=1.40m3計(jì)算每層塔板上的浮閥數(shù)N=Vs/(O.785×do2Uo)=1.40÷（0.785×0.0392×6.36）=185(2)計(jì)算閥孔中心距t采用正三角形排列時(shí)QUOTE其中閥孔總面積QUOTEAo=Vs/Uo=1.4÷6.36=0.22m2閥孔直徑d0=0.039m鼓泡區(qū)面積[15]由資料[15]，選取Ws=60mm Wc=40mmX=D/2—(b+Ws)=1.6/2—(0.24+0.06)=0.5mR=D/2—Wc=1.6/2-0.04=0.76m則=41.1°Aa=1.447m2=0.0390.10m根據(jù)t作圖（縮小10倍）見(jiàn)附圖5由圖可數(shù)出鼓泡區(qū)可以不值得閥孔總數(shù)N’=173個(gè)與N=185個(gè)相近，符合要求。驗(yàn)算 Uo’=837.5Vs/N’=6.8m/sFo’=Uo’=11.2F0’本浮閥塔取叉排的排列形式 開(kāi)孔率=QUOTEN（do/D）2×100%=10.3%開(kāi)孔率在10%~14%之間，滿足要求。四．精餾塔的負(fù)荷性能計(jì)算一、塔頂負(fù)荷性能計(jì)算[16]過(guò)量霧沫夾帶查表得[17]表面張力為0.02N/m由QUOTE取=0.1kg液/kg氣做極限計(jì)算how=2.84/1000×E（Lh/Lw）=0.00284×1.03（3600VL÷1.12）=0.628VL取m m已知QUOTEUG=VS/（AT-Af）=Vs÷（2.01-0.180=0.546VS故經(jīng)整理得QUOTEVS=3.86-17.9Ls列表Ls(m3/s)00.0010.0030.0050.0080.010.0120.0140.016Vs(m3/s)3.863.683.493.343.143.032.922.822.72由此可作出霧沫夾帶線（1）氣相下限操作線（泄露線）[16]由已知mN=173Fo取5精餾段=2.713 QUOTEkg/m3 Vs下限=0.785×0.0392×173×5÷=0.63m3/s提餾段 =2.824kg/m3Vs下限=0.61 m3/s由此做氣象下限操作線(2)液體下限操作線[16]由取[16] E=1.03 m解之得Lh=3.44m3/hLs=Lh/3600=0.001m由此做出液相下限操作線(3)4、液相上限操作線（降液管超負(fù)荷線）QUOTELs=Af×HT÷τ取τ=5s[12]Af=0.18m2 HT=得Ls=0.016m3由此做液相上限操作線(4)5、液泛線[16]QUOTEaVs2=b+cLQUOTEs2+dLQUOTEs精餾段=2.713 QUOTEkg/m3807kg/m3=0.021參考數(shù)據(jù)，帶入已知量，有：QUOTEb=ΦHT+(Φ-1-β)hw=0.5×0.45+（0.5-1-0.5）×0.45=0.18C=-0.153/（Lw2ho2）=-195.2d=-（1+β)E（0.667）/Lw=-1.5×1.03×0.667÷1.12=-0.96得0.021Vs2=0.18-195.2Ls2 -0.96Ls列表Ls(m3/s)0.0010.0030.0050.0080.010.0120.0140.016Vs(m3/s)2.852.752.652.482.352.22.021.81提餾段=2.824QUOTEkg/m3791.5kg/m3=0.023參考數(shù)據(jù)，帶入已知量，有：QUOTEb=ΦHT+(Φ-1-β)hw=0.5×0.45+（0.5-1-0.5）×0.45=0.18C=-0.153/（Lw2ho2）=-195.2d=-（1+β)E（0.667）/Lw=-1.5×1.03×0.667÷1.12=-0.96得0.023Vs2=0.18-195.2Ls2 -0.96Ls列表Ls(m3/s)0.0010.0030.0050.0080.010.0120.0140.016Vs(m3/s)2.722.622.532.372.252.11.931.736、操作線精餾段斜率m=V/L=((R+1)DρL)/（RDρv）=2.8×807÷1.8÷2.63=477.3做操作線OAOA線與(2)線、(5)的交點(diǎn)為負(fù)荷上下線精餾段OA與(2)線交點(diǎn)為0.63m3/sOA與(5)線交點(diǎn)為2.45m3/s則QUOTE=2.45/1.4=1.75=0.63/14QUOTE=45%=2.45/0.63=3.89提餾段做操作線OAOA線與(2)線、(5)的交點(diǎn)為負(fù)荷上下線OA與(2)線交點(diǎn)為0.61m3/sOA與(5)線交點(diǎn)為2.47m3/s則=2.47/1.4=1.76=0.61/14QUOTE=43.6%=2.47/0.61=4.05QUOTEQUOTE全塔操作彈性取3.97二、塔板流體力學(xué)校核[18]1、霧沫夾帶的校核 由D=1.6m＞0.8m，故應(yīng)控制浮點(diǎn)率不超過(guò)80%[18] 由物性系數(shù)K表[19],取K=1 精餾段=2.713 QUOTEkg/m3807kg/m3 取HT=0.45m時(shí)，由浮點(diǎn)負(fù)荷因子圖[19]查得 CF=0.098 則浮點(diǎn)率Vs==52.92%＜80%符合要求[16] 精餾段=2.824QUOTEkg/m3791.5kg/m3 取HT=0.45m時(shí)，由浮點(diǎn)負(fù)荷因子圖[19]查得 CF=0.126 則浮點(diǎn)率Vs’==42.41%＜80%符合要求[16]即霧沫夾帶量ev＜0.1kg液/0.1kg氣，不會(huì)發(fā)生霧沫夾帶。 2、液泛線的校核 要求降液管中清液的高度QUOTEHd＜φ（Ht+Hw） 浮閥塔中，△—液面落差可以忽略不計(jì)[16] 取系數(shù)Φ=0.5，則mHd=hd+hl+hw+how+hr精餾段干板壓降：(閥全開(kāi)) =0.036m液層壓降：hl=β（hw+how）β=0.5QUOTEQUOTE=0.5×0.058=0.029m降液管底緣壓降：=0.153×（0.003/（1.12×0.025））2=0.002m則Hd=0.036+0.029+0.045+0.013+0.002=0.125mHd＜φ（Ht+Hw）QUOTE提餾段干板壓降：(閥全開(kāi)) =0.039同上液層壓降：hl=0.029m降液管底緣壓降：=0.153×（0.006/（1.12×0.025））2=0.007m則Hd=0.039+0.029+0.045+0.013+0.007=0.133mHd＜φ（Ht+Hw）所以符合要求，不會(huì)發(fā)生液泛。QUOTE精餾段塔板設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表[20]塔經(jīng)（D）1.6m有效傳質(zhì)區(qū)（Aa）1.447m2塔板間距（HT)0.45m閥孔直徑（do）0.039m堰長(zhǎng)（lw)1.12m閥孔數(shù)（N）173堰高（hw）45mm開(kāi)孔率（AO/AT）11.20%塔截面積（AT）2.01m2孔心距（t）0.010m邊緣區(qū)（wc）40mm降液管液體停留時(shí)間(τ）5s安定區(qū)（ws）60mm閥孔氣速（Uo）6.36m/s排列方式順排閥孔動(dòng)能因子（Fo）10.5流動(dòng)方式單流型穩(wěn)定系數(shù)（k）1流體流量（Ls）0.003m3/s塔氣速(U)1.34m/s氣體流量（Vs）1.40m3/s安全系數(shù)u/uf0.7液流氣速（Uf）1.92m/s提餾段塔板設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表[20]塔經(jīng)（D）1.6m有效傳質(zhì)區(qū)（Aa）1.447m2塔板間距（HT)0.45m閥孔直徑（do）0.039m堰長(zhǎng)（lw)1.12m閥孔數(shù)（N）173堰高（hw）45mm開(kāi)孔率（AO/AT）11.20%塔截面積（AT）2.01m2孔心距（t）0.010m邊緣區(qū)（wc）40mm降液管液體停留時(shí)間(τ）5s安定區(qū)（ws）60mm閥孔氣速（Uo）6.36m/s排列方式順排閥孔動(dòng)能因子（Fo）10.5流動(dòng)方式單流型穩(wěn)定系數(shù)（k）1流體流量（Ls）0.006m3/s塔氣速(U)1.170m/s氣體流量（Vs）1.40m3/s安全系數(shù)u/uf0.7液流氣速（Uf）1.67m/s五．精餾塔的輔助設(shè)備一．塔頂冷凝器的計(jì)算本設(shè)計(jì)采用列管式換熱器=1\*GB4㈠換熱器的選定冷凝量：W1=Vs=（R+1）D=2.8×1.31=3.67kg/s確定流體定性溫度，物性數(shù)據(jù)冷凝溫度T=80.3℃苯的冷凝潛熱γ=390kj/s比熱Cp=1.97kj/k·kg根據(jù)動(dòng)力學(xué)及水消耗考慮。選擇水的進(jìn)口溫度t1=20℃出口溫度t2=40℃在平均溫度下tm=（20+40）/2=30℃時(shí)查水的物性數(shù)據(jù)ρ=995.7kg/m3比熱Cp=4.174kj/k·kg粘度μ=0.801cp表面張力σ=71.2N/m2導(dǎo)熱系數(shù)λ=0.618w/m·k熱負(fù)荷，水消耗量及傳熱推動(dòng)力的計(jì)算被冷凝液體的熱負(fù)荷：Q=w1γ=3.67×390=1431.3kw水消耗：W2=Q/(Cp(t2-t2))=17.1kg/s體積流量V2=17.1÷995.7=0.0172m3/s傳熱推動(dòng)力：Δtm==49.6℃流動(dòng)空間，管徑和管內(nèi)流速的選擇=1\*GB2⑴由于流速對(duì)蒸汽冷凝給熱系數(shù)的影響較小，為了方便冷凝液易于排出，苯在管外冷凝，水走管內(nèi)。=2\*GB2⑵從腐蝕性，傳熱面積和價(jià)格方面考慮，選用φ25×2.5mm無(wú)縫鋼管。此管內(nèi)徑為d1=0.02m估計(jì)值與初選換熱器經(jīng)估計(jì)，苯蒸汽-水系統(tǒng)冷凝操作的值范圍約為300~1000w/m2·k本設(shè)計(jì)選K估=800w/m2·k估計(jì)傳熱面積A估=Q/（K估Δtm）=1431.3÷（800×49.6）=36.07m2初步選定換熱器為FB-400-15-40-2串聯(lián)[21]=2\*GB2⑵換熱器的校核初步選定2個(gè)殼程浮頭式換熱器FB-400-15-40-2串聯(lián)其規(guī)格如下：外殼直徑：400mm公稱壓力：40kgf/cm2公稱面積：2×15=30m2管的排列方法：正方形斜轉(zhuǎn)45°含子總數(shù)：72管程數(shù)：2折流板間距：0.2m管程流通面積：0.0113×2=0.0226m2殼程流通面積：0.045×2=0.09m2總傳熱面積的計(jì)算=1\*GB2⑴管內(nèi)水的給熱系數(shù)為α1實(shí)際操作流速U1=V2/（π/4×d2n）=0.0172÷0.0226=0.76m/SRe1=duρ/μ=0.02×0.76×995.7÷0.801×10-3=18895Pr1=Cpμ/λ=5.41α1=0.023=3682w/m2·k=2\*GB2⑵殼程傳熱系數(shù)α2本設(shè)計(jì)的殼程為苯的冷凝，冷凝的傳熱系數(shù)較高。故可以忽略。=3\*GB2⑶污垢熱阻[22]取管內(nèi)水的熱阻為Rs1=0.0006m2·℃/w管外苯的熱阻為Rs2=0.0002m2·℃/w總傳熱系數(shù)K=其中，可忽略故K==776w/m2·k=4\*GB2⑷算傳熱面積Ao=Q/（K0Δtm）=1431.3×103÷（776×49.6）=37.2m2計(jì)算傳熱面積與估算的傳熱面積的偏差結(jié)果表明換熱器的傳熱面積有3.04%的裕度，選型合適。計(jì)算阻力損失=1\*GB2⑴管徑阻力損失Δp取ε=0.15mmd=0.02m則ε/d=0.0075查圖[23]得λ=0.039Δp1=λ=0.039×（2×3）÷0.02×=3364.43N/m2Δp2=3=862.67N/m2Δp=（Δp1+Δp2）Np·Ns=（3364.43+862.67）×2×1=8454.2N/m2未超過(guò)一個(gè)大氣壓,符合要求.=2\*GB2⑵殼程阻力損失ΔPsΔPs=λs已知t=80.3℃時(shí)苯的密度為ρ0=811kg/m3粘度0.30cp管子為正方形排列時(shí)的當(dāng)量直徑為=0.025m(t=1.25d0,d0=0.025m)λsu0==0.15m/sRe0=du0ρ/μ0=10137λs=1.72（10137）-0.19=0.300取折流板距B=0.2mNB=26[24]ΔPs=λs=0.300=1478N/m2結(jié)果未超過(guò)一個(gè)大氣壓符合要求。故所選換熱器滿足工藝要求。二.塔底再沸器的計(jì)算將塔釜質(zhì)量為w的甲苯加熱至沸點(diǎn)溫度時(shí)所需熱量Q=Wr=0.82×363=298kwr=363kj/kgA=Q/（KΔtm）采用水蒸氣間接加熱在操作壓力0.1mpa下，水的露點(diǎn)溫度t=100℃所以Δtm=T-Tw=109.9-100=9.9℃取K=1000w/K·m2A=298×1000÷（1000×9.9）=30.1m2故選再沸器為FB-500-65-16-2再沸器的任務(wù)是將部分塔底的液體蒸發(fā)以便進(jìn)行精餾分離。它是熱交換設(shè)備。根據(jù)加熱面排列需要，可以是夾管式，蛇管式或列管式。加熱方式可以直接加熱或間接加熱。設(shè)計(jì)中盡量使設(shè)備盡可能清潔，以防止換熱管表面結(jié)垢。對(duì)于受熱分解的產(chǎn)品，應(yīng)使其停留時(shí)間短，加熱壁溫低且滿足分離要求。六．設(shè)計(jì)小結(jié)經(jīng)過(guò)近2周的學(xué)習(xí)和設(shè)計(jì)計(jì)算，完成了分離苯甲苯混合液的精餾塔的設(shè)計(jì)。設(shè)計(jì)過(guò)程中全靠我們獨(dú)立的探索和學(xué)習(xí)。遇到不懂的地方就不停的翻書(shū)查資料。對(duì)于我們而言，不像以前那樣按部就班的學(xué)習(xí)。這一次設(shè)計(jì)是一種全新的體驗(yàn)。培養(yǎng)了我們自主設(shè)計(jì)的能力。充分調(diào)動(dòng)了我們的自主性，創(chuàng)新性和獨(dú)立學(xué)習(xí)能力。也使我們的組織能力得到了提升。在設(shè)計(jì)過(guò)程中，同學(xué)之間的討論與交流跟是一個(gè)不可或缺的重要環(huán)節(jié)。同學(xué)之間的合作交流，為克服難題打下了基礎(chǔ)。也使我們充分體會(huì)到teamwork的重要性。七．參考文獻(xiàn)[1]《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第三版 譚天恩等主編 下冊(cè) p.262[2]《化工物性算圖手冊(cè)》 化學(xué)工業(yè)出版社 p.552[3]《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第三版 譚天恩等主編 下冊(cè) p.75[4]《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第三版 譚天恩等主編 下冊(cè) p.99[5]《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第三版 譚天恩等主編 下冊(cè) p.98[6]《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第三版 譚天恩等主編 下冊(cè) p.145[7]《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第三版 譚天恩等主編 上冊(cè) p.258[8]《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第二版 陳敏恒等主編 上冊(cè) [9]《化學(xué)原理設(shè)計(jì)導(dǎo)論》成都科技大學(xué)出版社 p.155[10]《化工原理設(shè)計(jì)導(dǎo)論》成都科技大學(xué)出版社 p.155 浮閥塔最常用的標(biāo)準(zhǔn)塔徑為0.6、0.7、0.8、1.0、1.2、1.4……4.2m 直徑0.5m以下都不用板式塔 直徑＞800mm需設(shè)置人孔[11]《化學(xué)原理設(shè)計(jì)導(dǎo)論》成都科技大學(xué)出版社 p.152[12]《化學(xué)原理設(shè)計(jì)導(dǎo)論》成都科技大學(xué)出版社 p.156、157、158[13]《化學(xué)原理設(shè)計(jì)導(dǎo)論》成都科技大學(xué)出版社 p.160 圖5—15[14]《化學(xué)原理設(shè)計(jì)導(dǎo)論》成都科技大學(xué)出版社 p.163 圖5—18[15]《化學(xué)原理設(shè)計(jì)導(dǎo)論》成都科技大學(xué)出版社 p.162、166[16]《化學(xué)原理設(shè)計(jì)導(dǎo)論》成都科技大學(xué)出版社 p.167、p169、p170[17]《化工過(guò)程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)》 第二版 化學(xué)工業(yè)出版社 p.266[18]《化工原理課程設(shè)計(jì)》大連理工大學(xué)化學(xué)研究室 p.102、p.108 《化學(xué)原理設(shè)計(jì)導(dǎo)論》成都科技大學(xué)出版社[19]《化工單元過(guò)程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)》 化學(xué)工業(yè)出版設(shè) p.216表5—11 P.217表5—19[20]化工單元過(guò)程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)》 化學(xué)工業(yè)出版設(shè) p239[21]《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第三版 譚天恩等主編 上冊(cè) p353[22]《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第三版 譚天恩等主編 上冊(cè)p203[23]《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第三版 譚天恩等主編 上冊(cè)p25[24]《化工原理》 化學(xué)工業(yè)出版社 第三版 譚天恩等主編 上冊(cè)p355目錄苯-氯苯分離過(guò)程板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù) 3TOC\o"1-3"\h\u一．設(shè)計(jì)題目 3二．操作條件 3三．塔設(shè)備型式 3四．工作日 3五．廠址 3六．設(shè)計(jì)內(nèi)容 3設(shè)計(jì)方案 4一．工藝流程 4二．操作壓力 4三．進(jìn)料熱狀態(tài)4四．加熱方式4精餾塔工藝計(jì)算書(shū) 5一．全塔的物料衡算 5二．理論塔板數(shù)的確定 5三．實(shí)際塔板數(shù)的確定 7四．精餾塔工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 8五．塔體工藝尺寸設(shè)計(jì) 10六．塔板工藝尺寸設(shè)計(jì) 12七．塔板流體力學(xué)檢驗(yàn) 14八．塔板負(fù)荷性能圖 17九．接管尺寸計(jì)算19十．附屬設(shè)備計(jì)算 21設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表 24設(shè)計(jì)總結(jié) 26參考文獻(xiàn) 26苯-氯苯精餾塔的工藝設(shè)計(jì)苯-氯苯分離過(guò)程精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)一．設(shè)計(jì)題目設(shè)計(jì)一座苯-氯苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度為99.6%的氯苯140000t，塔頂餾出液中含氯苯不高于0.1%。原料液中含氯苯為22%（以上均為質(zhì)量%）。二．操作條件1.塔頂壓強(qiáng)自選；2.進(jìn)料熱狀況自選；3.回流比自選；4.塔底加熱蒸汽壓強(qiáng)自選；5.單板壓降不大于0.9kPa；三．塔板類型板式塔或填料塔。四．工作日每年300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。五．廠址廠址為天津地區(qū)。六．設(shè)計(jì)內(nèi)容 1.設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明2.精餾塔的物料衡算；3.塔板數(shù)的確定；4.精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；5.精餾塔主要工藝尺寸；6.精餾塔塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；7.精餾塔塔板負(fù)荷性能圖；8.精餾塔輔助設(shè)備選型與計(jì)算；9.設(shè)計(jì)結(jié)果概要或設(shè)計(jì)一覽表；10.帶控制點(diǎn)的生產(chǎn)工藝流程圖及精餾塔的工藝條件圖；11.設(shè)計(jì)總結(jié)和評(píng)述；設(shè)計(jì)方案的確定一、工藝流程苯和氯苯原料液經(jīng)換熱器由塔釜液預(yù)熱至泡點(diǎn)連續(xù)進(jìn)入精餾塔內(nèi)，塔頂蒸氣經(jīng)塔頂冷凝器冷凝后，一部分餾分回流，一部分餾分作為產(chǎn)物連續(xù)采出；塔底液的一部分經(jīng)塔釜再沸器氣化后回到塔底，另一部分連續(xù)采出。塔頂設(shè)置全凝器，塔釜設(shè)置再沸器，進(jìn)料及回流液的輸送采用離心泵。本設(shè)計(jì)采用篩板塔，因其結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、易于加工、造價(jià)低廉，且具有處理能力大、塔板效率高、壓降較低、適用于黏度不大的物系的分離等優(yōu)點(diǎn)。二、操作壓力精餾過(guò)程按操作壓力可分為常壓精餾、加壓精餾和減壓精餾。確定操作壓力時(shí)，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性的綜合考慮。一般優(yōu)先使用常壓精餾，對(duì)熱敏性物料或混合物泡點(diǎn)過(guò)高的物系，宜采用減壓精餾。對(duì)于沸點(diǎn)低、在常壓下為氣態(tài)的物料，應(yīng)在加壓下進(jìn)行精餾在本方案所涉及的濃度范圍內(nèi)，苯和氯苯的相對(duì)揮發(fā)度相差較大，易于分離，而且苯和氯苯在操作條件下均非熱敏性物質(zhì)，因此選用普通的常壓精餾，并采取連續(xù)操作的方式。三、進(jìn)料熱狀態(tài)進(jìn)料熱狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密切的關(guān)系。q值增加，則冷凝器負(fù)荷降低，再沸器負(fù)荷增加。對(duì)于低溫精餾，采用較高q值更經(jīng)濟(jì)；對(duì)于高溫精餾，當(dāng)D/F值較大時(shí)，宜采用較小的q值；當(dāng)D/F值較大時(shí)，宜采用q值較大的氣液混合物。本方案采用泡點(diǎn)進(jìn)料。四、加熱方式塔釜的加熱方式通常分為直接蒸汽加熱和間接蒸汽加熱。當(dāng)塔底產(chǎn)物近于純水且在濃度很低時(shí)溶液的相對(duì)揮發(fā)度仍較大時(shí)，可采用直接蒸汽加熱。本方案采用間接蒸汽加熱，塔釜設(shè)置再沸器。飽和水蒸汽的冷凝潛熱較大，價(jià)格較低廉，因此本方案采用飽和水蒸氣作為加熱劑。精餾塔工藝計(jì)算書(shū)一、全塔的物料衡算苯的摩爾質(zhì)量M氯苯的摩爾質(zhì)量M進(jìn)料及塔頂、塔底產(chǎn)品中苯的摩爾分?jǐn)?shù)xxx進(jìn)料及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MMM塔底產(chǎn)品量W根據(jù)總物料衡算式F及苯的物料衡算式F聯(lián)立求得DF二、理論塔板數(shù)的確定苯-氯苯屬理想體系，采用圖解法求理論板數(shù)。由手冊(cè)查得不同溫度下苯和氯苯的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)，根據(jù)xy查閱氣象資料可知天津地區(qū)年平均氣壓為101.6kPa。計(jì)算塔頂壓力p對(duì)應(yīng)的汽液平衡數(shù)據(jù)，繪制x-y圖。圖1圖解法求理論板數(shù)本工藝采用泡點(diǎn)進(jìn)料，進(jìn)料熱狀況q=1。q線與平衡曲線的交點(diǎn)坐標(biāo)為xq=0.836，yq=0.961。最小回流比R取操作回流比R=2精餾段氣相及液相負(fù)荷L=RD=V=提餾段氣相及液相負(fù)荷LV精餾段操作線方程y=提餾段操作線方程y=采用圖解法求理論板數(shù)。求解結(jié)果為總理論板數(shù)NT=16，其中精餾段理論板數(shù)NT,精=9，提餾段理論板數(shù)NT,提=6（不含再沸器），進(jìn)料板位置NF=10。設(shè)全塔效率ET=0.5，則精餾段實(shí)際板數(shù)N精=9/0.5=18，提餾段實(shí)際板數(shù)N提=6/0.5=12，總板數(shù)N=18（不含再沸器）。三、實(shí)際塔板數(shù)的確定前已得出，塔頂壓力p則塔底壓力p由Antoine方程lg及泡點(diǎn)方程x通過(guò)試差法分別計(jì)算塔頂和塔底的溫度（泡點(diǎn)）。計(jì)算得塔頂溫度t塔底溫度t則全塔平均溫度t由手冊(cè)查得此溫度下苯的黏度μ氯苯的黏度μC進(jìn)料液的黏度μ=相對(duì)揮發(fā)度α通過(guò)O’connell法估算全塔效率E該數(shù)值低于假設(shè)值，故通過(guò)迭代重新計(jì)算。最終得到滿足精度要求的全塔效率值E按此值計(jì)算得精餾段實(shí)際板數(shù)N精=19，提餾段實(shí)際板數(shù)N提=13，總板數(shù)N=32（不含再沸器）。四、精餾塔的工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1操作壓力根據(jù)塔頂壓力pD=105.6kPa及單板壓降?p=0.9kPa，可計(jì)算p及塔底壓力p精餾段平均壓力p=提餾段平均壓力p2操作溫度前已求得塔頂溫度

t通過(guò)前文所述的泡點(diǎn)溫度計(jì)算方法求取pF=122.7kPa下，t以及pW=134.4kPa下，t精餾段平均溫度t=提餾段平均溫度t3平均摩爾質(zhì)量塔頂y查平衡曲線得x氣相平均摩爾質(zhì)量M液相平均摩爾質(zhì)量M進(jìn)料板由圖解法已知第10塊理論板為進(jìn)料板。查平衡曲線得對(duì)應(yīng)的氣液相組成為yx氣相平均摩爾質(zhì)量M液相平均摩爾質(zhì)量M塔底x查平衡曲線得y氣相平均摩爾質(zhì)量M液相平均摩爾質(zhì)量M精餾段平均摩爾質(zhì)量MM提餾段平均摩爾質(zhì)量MM4密度精餾段氣相平均密度ρ提餾段氣相平均密度ρ由手冊(cè)查得塔頂（tDρDB=810kgm3ρDC=1032kgm3則ρ進(jìn)料板（tFρFB=801kgm3ρFC=1022kgm3苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)ω則ρ塔底（tWρWB=734kgm3ρWC=966kgm3則ρ精餾段液相平均密度ρ提餾段液相平均密度ρ5表面張力塔頂（tDσDB=21.2mNmσDC=25.8mN/m則σ進(jìn)料板（tFσFB=20.1mNmσFC=24.9mN/m則σ塔底（tWσWB=14.6mNmσWC=19.8mN/m則σ精餾段平均表面張力σ=(21.2+21.29)/2=21.24(mN/m)提餾段平均表面張力σ五、塔體工藝尺寸設(shè)計(jì)1塔徑精餾段氣液相流量分別為VVLLL取塔板間距HT=0.80m，板上液層高度H查Smith關(guān)聯(lián)圖得C20=0.146m負(fù)荷因子C=最大允許氣速u(mài)取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速u(mài)=0.6D=提餾段氣液相流量分別為VVLLL取塔板間距HT'=0.80mH查Smith關(guān)聯(lián)圖得C20'負(fù)荷因子C最大允許氣速u(mài)取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速u(mài)D按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整，取D=3.2m。塔截面積為A精餾段實(shí)際空塔氣速u(mài)=提餾段實(shí)際空塔氣速u(mài)2塔高塔板間距HT取0.80m。塔頂空間高度HD取2倍塔板間距，即1.60m。塔底空間高度HB按下式計(jì)算。H塔釜儲(chǔ)液高度h其中，塔釜料液停留時(shí)間θ取30min，查手冊(cè)可知DN3200mm的封頭容積為0.635m3。塔底頁(yè)面至最下層塔板間距h2取2.065m，則H全塔開(kāi)6個(gè)人孔，分別位于塔頂、第7塊板、第13塊板、進(jìn)料板、第26塊板和塔釜，塔板間距HT=0.80m塔的有效高度H=(N-2)六、塔板工藝尺寸設(shè)計(jì)1溢流裝置塔徑為3.2m，故選用單溢流弓形降液管及凹形受液盤(pán)。精餾段取lW/D=0.65，則l選用平直堰，F(xiàn)rancis公式中液流收縮系數(shù)近似取E=1。堰上層液高度h堰高度h由lW/D=0.65查手冊(cè)得到降液管寬度與塔徑之比Wd/D=0.128則Wd=0.410液體在降液管中的停留時(shí)間τ=3600故降液管設(shè)計(jì)合理取液體通過(guò)降液板底隙的流速u(mài)c=0.2m/s，h提餾段取lW'/D=0.68，l選用平直堰，F(xiàn)rancis公式中液流收縮系數(shù)近似取E=1。堰上層液高度h堰高度h由lW'Wd'則Wd'停留時(shí)間τ故降液管設(shè)計(jì)合理取液體通過(guò)降液板底隙的流速u(mài)c'=0.3m/sh2板面組成因塔徑較大，采用分塊式塔板，塔板分為7塊。安定區(qū)寬度取Ws=100mm，邊緣區(qū)寬度取開(kāi)孔區(qū)面積Aa用下式計(jì)算精餾段x=r=A同理，可算得提餾段xrA3篩孔設(shè)計(jì)選取厚度δ=4mm的碳鋼塔板，篩孔直徑d0=5mm。精餾段和提餾段的篩孔均按正三角形排列，取篩孔中心距精餾段篩孔數(shù)目n=開(kāi)孔率φ=0.907氣體通過(guò)閥孔的氣速u(mài)同理可得提餾段nφu七、塔板流體力學(xué)檢驗(yàn)1塔板壓降塔板壓降包括干板阻力、板上液層的有效阻力及液體表面張力引起的阻力。干板阻力由d0/δ=1.25查得流量系數(shù)C0h同理，提餾段干板阻力h氣體通過(guò)液層的阻力精餾段以塔截面面積與降液區(qū)面積之差為基準(zhǔn)計(jì)算的氣體速度u氣相動(dòng)能因子F查手冊(cè)得，充氣系數(shù)β=0.55，則板上液層的有效阻力h提餾段uFβh液體表面張力引起的阻力精餾段h提餾段h由以上各項(xiàng)分別計(jì)算得精餾段和提餾段的塔板壓降精餾段h?p=0.0892×835.5×9.81=731(Pa)<0.9kPa提餾段h?均滿足設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)給定的要求2漏液精餾段漏液點(diǎn)氣速實(shí)際孔速u(mài)穩(wěn)定系數(shù)K=11.27/7.13=1.58>1.5提餾段漏液點(diǎn)氣速u(mài)實(shí)際孔速u(mài)穩(wěn)定系數(shù)K3液沫夾帶精餾段鼓泡層高度h根據(jù)Hunt關(guān)聯(lián)式算得液沫夾帶量e提餾段鼓泡層高度h液沫夾帶量e精餾段和提餾段液沫夾帶量均位于允許范圍內(nèi)。4液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度Hd應(yīng)服從關(guān)系式Hd≤φ(H精餾段φ(hH滿足H提餾段φhH滿足H故精餾段和提餾段均不會(huì)發(fā)生液泛。八、塔的負(fù)荷性能圖1漏液線V帶入數(shù)據(jù)得，精餾段漏液線方程V提餾段漏液線方程V液沫夾帶線以eV=0.1為ehh以上各式聯(lián)立求得精餾段液沫夾帶線方程V提餾段液沫夾帶線方程V3液泛線由HHhhh以上各式聯(lián)立，得精餾段液泛線方程V提餾段液泛線方程V4液相負(fù)荷下線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度howh精餾段L提餾段L圖2精餾段負(fù)荷性能圖5液相負(fù)荷上線精餾段和提餾段液體在降液管中停留時(shí)間τ的下限分別取10s和8s，由L可得，精餾段L提餾段L由上述五條線可分別作出精餾段和提餾段的負(fù)荷性能圖。圖3提餾段負(fù)荷性能圖接管尺寸計(jì)算1進(jìn)料管道進(jìn)料體積流量q利用泵輸送料液，取液體流速u(mài)=2m/s則管徑d=選用?133mm×4mm的無(wú)縫鋼管，實(shí)際流速u(mài)=塔頂回流液管道塔頂回流液體積流量q利用泵輸送回流液，取液體流速u(mài)=1.8m/s則管徑d=選用?108mm×4mm的無(wú)縫鋼管，實(shí)際流速u(mài)=3塔底料液排出管道塔底產(chǎn)品體積流量q取液體流速u(mài)=0.8m/s則管徑d=選用?325mm×8mm的無(wú)縫鋼管，實(shí)際流速u(mài)=4塔頂蒸氣出口管道塔頂蒸氣體積流量q取氣體流速u(mài)=30m/s則管徑d=選用?630mm×9mm的無(wú)縫鋼管，實(shí)際流速u(mài)=5塔底蒸氣進(jìn)口管道塔底蒸氣體積流量q取氣體流速u(mài)=30m/s則管徑d=選用?630mm×9mm的無(wú)縫鋼管，實(shí)際流速u(mài)=十、輔助設(shè)備計(jì)算1原料預(yù)熱器將20℃的原料液預(yù)熱至泡點(diǎn)溫度（91.2℃），加熱介質(zhì)采用113℃飽和水蒸汽（0.16MPa），冷凝液在飽和溫度下流出。選定原料液走管程，加熱蒸汽走殼程。殼程加熱蒸汽定性溫度T管程流體定性溫度t根據(jù)定性溫度查取有關(guān)物性數(shù)據(jù)。水的汽化潛熱r水蒸氣的密度ρ=0.83kg/苯及氯苯的恒壓熱容CC則原料液的恒壓熱容C原料液的質(zhì)量流量q則熱流量為Q平均傳熱溫差?加熱蒸汽用量q設(shè)總傳熱系數(shù)K=1000W/(傳熱面積A考慮15%面積裕度，則A=68.7選用?25mm×u單管程換熱管數(shù)n所需換熱管長(zhǎng)度為L(zhǎng)=圓整為6m。可按單管程設(shè)計(jì)，換熱管數(shù)N=2回流冷凝器塔頂蒸氣為81.5℃的飽和蒸汽，冷卻水進(jìn)出口溫度分別設(shè)為2