分离苯甲苯混合液的筛板精馏塔_化工原理课程设计.doc

课程设计内页说明书 设计题目：分离苯-甲苯混合液的筛板精馏塔 学院： 化学化工学院 专业班级：工艺104 设计者： 冀东瑛（1004500446） 指导老师：葛元元设计时间：2013年7月12日-16日前言不知不觉大三最后一个学期即将结束。经过三年的学习，我们已经系统掌握了关于化工专业各方面的基础知识及专业知识；其中包括有机、无机、分析、物理化学四大化学、cad机械工程绘图、化工仪表、化工设备基础、化工热力学、化工原理等课程。可以说知识越学越系统，越来越接近实际工程应用。如今，在老师的指导下，我们进行了关于化工原理的课程设计。本次设计的目的是为了把我们大学里所学过的理论知识连串起来，并将它们运用到实际应用中，加深对知识的理解及应用能力。本次设计的任务是设计用于分离苯-甲苯混合液的筛板式精馏塔。设计过程中，我们认真分析研究，考虑到实际生产中的经济效益问题及绿色环保问题，经过大量的工艺计算及理论确定，最终选用了筛板式精馏塔，并于常压下用直接蒸汽加热法进行分离操作；设计出了一套比较接近实际的精馏塔装置。在设计过程中，由于我们所掌握的知识比较有限，且时间比较紧迫，所以设计方案及方法难免有些缺陷，在此我们恳请老师给予理解及指导，以使我们更早更快掌握解决实际工程问题的捷径！目录第一章 设计任务31.1.2 设计条件31.1.3 设计任务31.2 设计方案的确定41.2.1 选择塔型41.2.2 精馏方式41.2.3 操作压力41.2.4 加热方式41.2.5 工艺流程4第二章 筛板式精馏塔的工艺设计52.1 精馏塔的工艺计算52.1.1 苯和甲苯的汽液平衡组成52.1.2.精馏塔的物料衡算62.2回流比及理论塔板的确定72.3板效率及实际塔板数的确定92.4操作方程的确定92.5 精馏段物性数据计算102.5.1.定性组成122.5.2.平均分子量122.5.3.平均密度132.5.4. 精馏段液体表面张力132.5.5. 液体平均粘度142.5.6. 气液体积流率的计算142.6 提留段物性数据计算142.6.1.定性组成142.6.2.平均分子量142.6.3.平均密度152.6.4.提馏段液体表面张力152.6.5.液体平均粘度162.6.6. 气液体积流率的计算16第三章 塔和塔板主要工艺尺寸计算163.1 塔板横截面的布置计算163.1.1精馏段163.2 塔板负荷性能图213.2.1 过量液沫夹带线213.2.2溢流液泛线223.2.3液相下限线223.2.4漏液线（气相负荷下限线）233.2.5液相下限线233.2.6操作线233.3提馏段243.2.1过量液沫夹带线293.2.2溢流液泛线293.2.3液相上限线303.2.4漏液线（气相负荷下限线）313.2.5液相下限线313.2.6操作线31第四章 精馏塔的附属设备及选型324.1 辅助设备324.2 辅助设备的选型324.2.1塔顶冷凝器的选型324.2.2塔底冷却器的选择334.2.3再沸器的选型354.3管路计算364.3.1塔顶蒸气管路364.3.2塔顶冷凝水管路364.3.3塔顶液相回流管路374.3.4加料管路374.3.5塔釜残液流出管374.3.6塔顶馏出液管路384.4输送泵的选取384.4.1泵的分类384.4.2选泵原则38第五章 塔高的设计计算395.1塔高的确定395.2塔顶空间的确定395.3塔底空间的确定395.4有效塔高的确定395.5塔顶封头的确定405.6裙座高度的确定405.7人孔40第六章 筛板塔的主要设计参数工艺参数汇总406.1全塔工艺设计结果总汇40参考文献45第一章 设计任务1.1任务苯-甲苯精馏塔设计1.1.2 设计条件 处理量 4000kg/h 原料中苯的质量分率 0.41 塔顶产品中苯的质量分率 0.96 塔釜产品中苯的质量分率 0.01 单板压降 小于等于0.7kpa 进料状态 泡点进料 回流比 r=1.7rmin 塔 型 筛板塔 塔操作压力 4 kpa 年生产天数 300 天年产量 2800 吨/年全塔效率 et=62% 加热类型 间接蒸汽加热 精馏类型 连续型1.1.3 设计任务 单元设备设计的内容和过程 过程方案设计 工艺流程设计 单元过程模拟计算 单元设备的工艺设计 工艺设计的技术文件 详细设计课程设计的基本要求 设计方案简介 主要设备的工艺设计计算 主要设备的结构设计和机械设计 典型辅助设备的选型 工艺流程图 主要设备的工艺条件图 主要设备的总装 配图 编写设计说明书1.2 设计方案的确定1.2.1 选择塔型精馏塔属气液传质设备。气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较1知：板式塔直径放大时，塔板效率较稳定,且持液量较大，液气比适应范围大，因此本次精馏塔设备选择板式塔。筛板塔是降液管塔板中结构最简单的，它与泡罩塔相比较具有下列优点：生产能力大10-15%，板效率提高15%左右，而压降可降低30%左右，另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右，安装容易，也便于清洗检修2。因此，本设计采用筛板塔比较合适。1.2.2 精馏方式根据实际生产情况，本精馏塔采用连续精馏方式。1.2.3 操作压力常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用，提高经济效益, 在条件允许下常采用常压操作，因此本精馏设计选择在常压下操作。1.2.4 加热方式在本物系中，水不是难挥发液体，选用间接蒸汽加热。1.2.5 工艺流程 原料经预热器预热达到泡点温度，经管道直接送入下游精馏塔，即我们所设计的塔。精馏塔塔顶蒸汽经全凝器全部冷凝，然后经过分配器（属于冷凝器的部分），一部分馏出液在泡点状态下作为回流液回到精馏塔，一部分作为产品流出。由于塔顶产品仍比较热，所以经过冷却器冷却。在塔釜，釜液经再沸器间接蒸汽加热，为精馏段提供物料。塔釜出来的产品经水泵全部送出。第二章 筛板式精馏塔的工艺设计2.1 精馏塔的工艺计算2.1.1 苯和甲苯的汽液平衡组成表 2-1 苯和甲苯的汽液平衡组成温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02.1.2.精馏塔的物料衡算 （1）、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 设苯以a表示，甲苯以b表示苯的摩尔质量： 甲苯的摩尔质量： 由 以为基准，则：（2）、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 （3）、物料衡算由题意可知 总物料守恒 苯物料守恒 由 、 得： 2.2回流比及理论塔板的确定相平衡方程为：求q线方程冷夜进料，取q=1.2则：q线方程为由相平衡方程和q线方程交点（）求最小回流比回流比的确定取r=1.7*rmin=1.7*1.0856=1.8455最小理论板数的确定理论板数的捷算法由吉利兰关联图读出: = 0.4407 又 =7.9933代入上试得n=15.0796所以理论塔板数nt=16块精馏段理论板数的确定由吉利兰关联图读出由吉利兰关联图读出又代入上试得nr=7.0006=8（块）所以精馏段理论塔板数nr=8（块）提馏段理论板数的确定由吉利兰关联图读出又 代入上试得ns=8.2188=9块所以提馏段理论塔板数ns=9（块）最终以精馏段与提馏段理论板数的总和为全塔总理论板数，即为17块。2.3板效率及实际塔板数的确定 求实际板数由 得精馏段实际板数： n精 =（块）提馏段实际板数： n提 =（块）即全塔实际板数为24块 2.4操作方程的确定精馏段： v=(r+1)d=2.302721.43=49.3473提馏段：精馏段操作线方程： 提镏段操作线方程： 2.5 精馏段物性数据计算图2-1 苯-甲苯系的气液相平衡图由 查表2-1 苯甲苯的气液相平衡得：计算塔顶、塔底、进料处相对挥发度： 塔内平均相对挥发度为：由苯甲苯在不同温度下的汽液平衡数据作出组成温度图由图2-2读出塔顶、塔底、进料温度： t=81.82c t=93.40c t=110.00c 图2-2 苯和甲苯的组成温度图 操作压强：p=105.325 kpa 平均温度： t：t=81.82c t=93.4c t=110c tm=（t+ t）/2=(81.82+93.4)/2=87.61 2.5.1.定性组成(1)塔顶 y= x= 0.9659查平衡曲线得到 x=0.9221(2)进料 y=0.682 x=0.4505 2.5.2.平均分子量 查附表8知:(1)塔顶：=0.965978.11+(1-0.9659)92.14=78.59（）=0.922178.11+(1-0.9221)92.14=79.20（）(2)进料: =0.68278.11+(1-0.682)92.14=82.57（）=0.450578.11+(1-0.4505)92.14=85.82（）平均分子量 =（） =() 2.5.3.平均密度由和：1/=a/+a/ ，a为苯 b为甲苯 塔顶：在81.82下：=811() =806() a=(0.9221*78.11)/0.9221*78.11+(1-0.9221)*92.13=0.9094 =0.9094/811+（1-0.9094）/806 则=810.77 ()进料:在进料温度93.4c下：=802，=798 a=（0.4505*78.11）/0.4505*78.11+(1-0.4505)*92.13=0.4101 = 则=798.72即精馏段的平均液相密度：=(810.77+798.72)/2=804.745 ()平均气相密度：=(105.325*80.58)/8.314*(87.61+273)=2.831 () 2.5.4. 精馏段液体表面张力 (1)塔顶: 查和求得在81.82下：= 20.8 =21.5=0.965920.8+（1-0.9659）21.5=20.824()(2)进料: 在110下：=17.5() =18.4() =0.965917.5+（1-0.9659）18.4=17.531()则 =(+)/2=(20.824+17.531)/2=19.178() 2.5.5. 液体平均粘度液相平均粘度依下式计算：(1) 塔顶:在81.82下：a是苯，b是甲苯 xd=0.9659 =0.305; =0.308; (2) lg=0.9659 lg0.305 + 0.0341 lg0.308则=0.597169()(3) 进料: 在 93.4下 xf =0.4505 =0.270; =0.278lg=0.4505 lg0.270 + 0.5495 lg0.278则=0.5702557()=（+）/2=0.583713() 2.5.6. 气液体积流率的计算由已知条件=70.29 =48.86 得 =(70.29*80.58)/(3600*2.831)=0.5557（） =0.00139()2.6 提留段物性数据计算操作压强 p = 105.325温度 t t=81.82c t=93.4c t=110c t=（t+ t）/2=(93.4+110)/2=101.7c 2.6.1.定性组成(1)塔釜 =0.0118查相平衡图得到：=0.028(2)进料 2.6.2.平均分子量 查附表8知: (1)塔斧：=0.02878.11+(1-0.028)92.14=91.75（） =0.011878.11+(1-0.0118)92.14=91.97（） (2)进料: =0.68278.11+(1-0.682)92.14=82.57（） =0.450578.11+(1-0.4505)92.14=85.82（） 平均分子量=（）=() 2.6.3.平均密度 由式：1/=a/+a/ 查和 塔釜：在110下：a-苯 b-甲苯 =778() =780() a = =0.01002/778+(1-0.01002)/780 则=779.98()进料:在进料温度93.4c下：=802，=798 a=（0.4505*78.11）/0.4505*78.11+(1-0.4505)*92.13=0.4101 = 则=798.72即提馏段的平均液相密度=(779.98+798.72)/2=789.35() 平均气相密度=2.9456() 2.6.4.提馏段液体表面张力(1)塔釜: 查和求得在110下：= 17.5 =18.4=0.965917.5+（1-0.9659）18.4=17.531 ()(2)进料: 在93.4下：=19.6() =20.2() =0.965919.6+（1-0.9659）20.2=19.62()则 =(+)/2=(17.531+19.62)/2=18.575()2.6.5.液体平均粘度 a是苯，b是甲苯(1) 塔釜:在110下：xw=0.0118=0.233; =0.254; (2) lg=0.0118lg(0.233)+0.9882lg(0.254) 则= 0.551227()(3) 进料:在 93.4下 =0.270; =0.278lg=0.4505 lg0.270 + 0.5495 lg0.278则=0.5702557() 则= (+)/2 =0.560741()2.6.6. 气液体积流率的计算由已知条件=79.6 =95.47 得 =() =()第三章 塔和塔板主要工艺尺寸计算3.1 塔板横截面的布置计算3.1.1精馏段塔径d的计算 参考化工原理下表10-1，取板间距h=0.45m 0.06mh-=0.45-0.06=0.39m 两相流动参数计算如下： = flv=0.0422 参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得：c=0.082=u=()本物系不易起泡,取泛点百分率为80%，可求出设计气速=0.81.368=1.095)m根据塔设备系列化规格，将圆整到d=1m 作为初选塔径，因此， 重新校核流速u：（）实际泛点百分率为： 塔板详细设计 选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中。4(1)溢流装置取堰长=0.7d=0.71=0.7m, 选择平流溢流堰出口堰高 ,已取=0.06=2.84e由=5.004/0.72.5=12.206查化工原理下图10-48得：e=1.032 =2.841.032(5.004/0.7)2/3=0.01087m =0.06-0.01087=0.04913m 取0.05是符合的。 hl=hw+how=0.05+0.01087=0.06087m 修正后hl对un影响不大,故塔径计算不用修正.(2) 降液管宽度wd与降液管面积af由/d=0.7查化工原理(下)图10-40得: =0.1491=0.149m(3) 降液管底隙高度ho因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙,取液体通过降液管底隙速度 =0.07m/s. h0=ls/(lw*)=0.00139/(0.7*0.07)=0.0284m 过小，取ho=0.04m（4）塔板布置 取安定区宽度=0.08m ，取边缘区宽度=0.04m )(468.046.0271.0sin46.0180271.046.0271.0221222m=+-=-p(4) 筛孔数与开孔率 初取， 呈正三角形排列 依下式计算塔板上的开孔率 则每层塔板上的开孔面积为 =板压降的校核 (1) 干板压降相当的液柱高度 取板厚，,查化工原理下图10-45得: co=0.72 =0.051 =液柱(2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl 相应的气体动能因子 查化工原理下图10-46得：=0.7 液柱(3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度h 板压降 m液柱 0.092m水柱= 0.0068m汞柱=6.8mmhg10mmhg 符合要求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。 液沫夹带量的校核 汽0.0062234kg液/kg气0.1kg液/kg气，故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。溢流液泛条件的校核溢流管中的当量清液高度可由式 计算液体沿筛板流动时,阻力损失很小,其液面落差可忽略不计,即 。已知: 故降液管内的当量清液高度： 苯和甲苯混合液不易起泡,取=0.8,则降液管内泡沫层高度：不会产生溢流液泛。液体在降液管内停留时间的校核 =0.1522m降液管内的停留时间 =s5s不会产生严重的气泡夹带。漏液点的校核 漏液点的孔速为：= =5.718(m/s)筛孔气速= 塔板稳定系数 表明具有足够的操作弹性。根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。 3.2 塔板负荷性能图注:以下计算常用得,e 经验计算,取e=1.0 则=2/3 3.2.1 过量液沫夹带线依下式计算: =3.2 (2-1) 式中： = =(h+h)=令=0.1kg液/kg气，由=19.17810, h=0.45代入式(2-1)得： 0.1=整理得： 在操作范围中，任取几个值，根据上式算出值列于表2-3中： 表230.0020.0040.0060.0081.3751.2881.2151.1503.2.2溢流液泛线由式 和 联立求解。(1) =（）（）=（） =（）（） =（h+h）= 故 = =+ 0.03633(2)=0.153（）=（）= 则： +0.03633+0.04913+0.846+195.153整理得：=2.02-9.259l-1255.62l （2-18）取若干值依(2-18)式计算值，见表2-4，作出液泛线(参见2-1图)表2-400020004000600081.3671.3301.2931.2533.2.3液相下限线取液体在降液管中停留时间为4秒。则 ls =0.00777（）在ls =0.00777处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上它为与气体流量 无关的垂直线。(参见图2-2)3.2.4漏液线（气相负荷下限线）由h=h+h=0.04913+0.846，u=代入下式求漏液点气速式： u=4.4c =-+2.831.804.74500194.08462.004913.013.00056.077.04.432）（sl将=0.0472代入上式并整理得 v= 据上式，取若干个值计算相应值，见表2-5，作漏液线(参见图2-1) 表2524681.081.351.541.693.2.5液相下限线取平顶堰堰上液层高度=6，作为液相负荷下限条件，低于此下限,则不能保证板上液流分布均匀，则h=2.8410e（） 0.006=2.84101.02（）整理得： 3.2.6操作线p点为操作点，其坐标为： ，op为操作线，op与液泛线的交点对应气相负荷为vs,max,与漏夜线的交点对应气相负荷为vs,min.可知：精馏段的操作弹性= 3.3提馏段塔径d的计算 参考化工原理下表10-1，取板间距h=0.45m 0.06mh-=0.45-0.06=0.39m 两相流动参数计算如下 = 参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得：c=0.08=u=() 本物系不易起泡,取泛点百分率为80%，可求出设计气速=0.81.288=1.03() 由精馏段知，将取到d=1m 作为初选塔径，因此 ，重新校核流速u （m/s） 实际泛点百分率为 塔板详细设计 选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中。4(1)溢流装置取堰长=0.7d=0.71=0.7m, 选择平流溢流堰出口堰高 ,已取=0.06 =2.84e由 =10.764/0.0.72.5=26.256查化工原理下图10-48得：e=1.035 =2.841.035(10.764/0.7)2/3=0.01818m =0.06-0.01818=0.04182m 取0.05是符合的。 hl=hw+how=0.05+0.01818=0.06818m修正后hl对un影响不大,顾塔径计算不用修正.(2) 降液管宽度wd与降液管面积af 由/d=0.7查化工原理(下)图10-40得: =0.1491=0.149m（3）降液管底隙高度ho因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙,取液体通过降液管底隙速度 =0.07m/s. h0=/(lw*)=0.00299/(0.7*0.07)=0.0610m 太大， 取ho=0.04m（4）塔板布置 取安定区宽度=0.08m ，取边缘区宽度=0.04m )(468.046.0271.0sin46.0180271.046.0271.0221222m=+-=-p(5)筛板数与开孔率 初取， 呈正三角形排列 = 依下式计算塔板上的开孔率 则每层塔板上的开孔面积为则每层塔板上的开孔面积为 =板压降的校核 （1）干板压降相当的液柱高度取板厚，,查化工原理下图10-45得: co=0.72 =0.051 =液柱(2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl 相应的气体动能因子 查化工原理下图10-46得：=0.6 液柱(3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度h 板压降 m液柱 0.1089m水柱= 0.0080m汞柱=8mmhg 10mmhg 符合要求取安定区宽度=0.08m ，取边缘区宽度=0.04m )(468.046.0271.0sin46.0180271.046.0271.0221222m=+-=-p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。液沫夹带量的校核 因为0.01082kg液/kg0.1kg液/kg气，故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。 溢流液泛条件的校核溢流管中的当量清液高度可由式 计算液体沿筛板流动时,阻 力损失很小,其液面落差可忽略不计,即 。 已知: , ， 故降液管内的当量清液高度： 苯和甲苯混合液不易起泡,取=0.8,则降液管内泡沫层高度： 不会产生溢流液泛。液体在降液管内停留时间的校核 =0.2117m降液管内的停留时间 =s3s不会产生严重的气泡夹带。漏液点的校核 漏液点的孔速为：= 筛孔气速= 塔板稳定系数 表明具有足够的操作弹性。根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。 3.2.1过量液沫夹带线注:以下计算常用得,e 经验计算,取e=1.0 则 =2/3 依下式计算: =3.2 (2-1)式中： = =(h+h)= 令=0.1kg液/kg气，由= 18.57510, h=0.45 代入式(2-1)得：0.1=()整理得： 在操作范围中，任取几个值，根据上式算出值列于表2-6中： 表260.0020.0040.0060.0081.3621.2761.2041.140依表中数据在作出过量液沫夹带线（1）(参见图2-2) 3.2.2溢流液泛线由式 和 联立求解。(1) =（）（）=（） =（）=0.1648=（h+h）= 故=+0.00192 =+ 0.02702(2)=0.153（）=（）= 则： + 0.02702+0.04182+0.846+ 整理得：=1.97-8.2136-1184.181 任取几个值(2-18)式计算值，见表2-7，作出液泛线（3）(参见2-2图)表2-70.0020.0040.0060.0081.3551.3211.2871.3623.2.3液相上限线取液体在降液管中停留时间为4秒。则 =0.00777（）在=0.00777处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上它为与气体流量 无关的垂直线。3.2.4漏液线（气相负荷下限线）由 h=h+h=0.04182+0.846 u=代入下式求漏液点气速式： u=4.4c =将=0.0472代入上式并整理得：= 据上式，取若干个值计算相应值,见表2-8，作漏液线(参见图2-2) 0.0020.0040.0060.0081.051.311.491.643.2.5液相下限线取平顶堰堰上液层高度=6，作为液相负荷下限条件，低于此下限,则不能保证板上液流分布均匀，则h=2.8410e（） 0.006=2.84101.01（）整理得： 在图上处作垂线即为液相下限线3.2.6操作线 p点为操作点，其坐标为： ，op为操作线，op与液泛线的交点对应气相负荷为,与漏夜线的交点对应气相负荷为可知：提馏段的操作弹性=第四章 精馏塔的附属设备及选型4.1 辅助设备蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也采用直接蒸汽，可以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但是由于直接蒸汽的加入对釜液有一定的稀释作用，导致釜液浓度降低，所以在此设计中采用间接蒸气加热方式。其附属设备主要有蒸汽冷凝器、产品冷凝器、连接管、泵、再沸器等（由于原料由上游而来，且进料时温度为93.4,故不需预热。）列管换热器具有结构较简单，加工制造比较容易，结构坚固，性能可靠，适应面广等优点，被广泛应用与化工生产中，特别是列管式换热器在现阶段的化工生产中应用最为广泛，而且设计数据和资料较为完善，技术上比较成熟。因此,以下的冷凝器采用列管换热器。4.2 辅助设备的选型4.2.1塔顶冷凝器的选型 4.2.1.1确定流体通入的空间 利用水作为冷源，根据换热器流体流经管程或壳程的选择原则，选择物料走管程，水走壳程，这是因为苯是有毒物质，且温度较高。 4.2.1.2确定流体的定性温度及平均温度差 设水进口的温度为t1=25，出口温度为t2=35。塔顶近似为纯苯，t=81.82c 因此， 因此，则平均温度差为4.2.1.3热负荷及冷却剂用量 塔顶近似为纯苯，因此，t=td=81.82根据附录基础数据可以利用插值法求得， =392.66kj/kg。化学化工物性数据手册（有机卷）p327苯的汽化热数值如下。因此根据相关公式可以求得换热时的热负荷，即=5132.55 kg/h=559.8188 kj/s因此，冷却剂水的流量为 (冷却水在常温与正常沸点之间比热均取4.174kj/(kg. )=13.4120 kg/s4.2.1.4换热器的面积及设备选型 根据化工原理上表6-8可知，k=(340 910)w / (m 2)，在这里，选择k=560w / (m2)。所以=19.3511 m2选择浮头式fa换热器，其规格如下： 表10 塔顶冷凝器规格 公称直径（mm）公称面积（m2）管长（m）管程数管数400253.021384.2.2塔底冷却器的选择4.2.2.1确定流体通入的空间利用水作为冷源，根据换热器流体流经管程或壳程的选择原则，选择水走壳程,甲苯走管程。4.2.2.2确定流体的定性温度及平均温度差设水的进口温度为t1=25，出口温度为t2=40。塔底近似为纯甲苯，入口温度为tw=110.0，出口温度选择为t3=45。因此，因此因此，取=0.75。4.2.2.3热负荷及冷却剂用量热负荷为冷却水的用量4.2.2.4换热器的面积及设备选型 根据化工原理上表6-8可知，k=(340 910)w / (m 2)，在这里，选择k=560w / (m2)。所以选择固定管换热器，其规格如下： 表12 塔顶冷凝器规格 公称直径（mm）公称面积（m2）管长（m）管程数管数27383.02324.2.3再沸器的选型4.2.3.1确定流体通入的空间 利用水蒸汽作为热源，根据换热器流体流经管程或壳程的选择原则，水蒸汽走壳程，便于排出，甲苯走管程。3.2.3.2流体基本物性数据 甲苯的温度为tw=110.0,.水蒸气的绝压为p=202.6kpa,温度为t=120.56，。平均温度差为4.2.3.3热负荷及加热剂用量由tw=110查甲苯密度又气体流量=0.654m3/s 加热剂用量热负荷为4.2.3.4换热器的面积及设备选型 根据化工原理上表6-8可知，k=(340 910)w / (m 2)，在这里，选择k=560w / (m2)。所以=113.87m2选择固定管换热器，其规格如下： 表13 塔顶冷凝器规格 公称直径（mm）公称面积（m2）管长（m）管程数管数6001256.012694.3管路计算4.3.1塔顶蒸气管路近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率,则塔顶蒸汽直径=选管: 选取 u=4.3.2塔顶冷凝水管路 设冷凝水进口温度为25 ,出口温度为35。则在平均温度30下： kj/kmolk-1lw =冷凝水管直径选管: 选取 u=(m/s)4.3.3塔顶液相回流管路已知回流液体流率为, 则回流管直径选管: 选取 u=4.3.4加料管路=46.61 , 查和得在93.4下： 得：=0.410178.11+0.589992.14=86.386 kg/kmol选管: 选取 u=4.3.5塔釜残液流出管已知釜液体积流率查和在110下：a-苯 b-甲苯 =778() =780()a =由式：1/=a/+a/ 得得: =779.98()=0.922178.11+(1-0.9221)92.14=79.20（）=0.00139()釜液出口管直径选管：选取 u=4.3.6塔顶馏出液管路=0.00068选管: 选取 u=0.7941(m/s)4.4输送泵的选取4.4.1泵的分类泵按作用与液体的原理一般分为叶片式和容积式, 本设计使用的离心泵在化工厂是很常见的，其性能普遍适用于一般的液体输送。因此本设计选用离心泵输送各液体。4.4.2选泵原则根据介质物性,已经确定的流量,扬程,再从化工原理下册附表中选择泵的具体型号，察看性能参数（包括流量、扬程或压差、效率、允许吸上高度或允许其容度）。(1)釜液泵的选型 釜液流量:从流程图看不出所需扬程，设输送对扬程的要求不高8.5m.查表选取冷却泵 ,如下表所示：型号转速()流量扬程效率(%) 功率/kw轴功率电机功率 is50-32-16014503.751.048.535%0.250.55(2) 馏出液冷却水泵的选型 馏出液冷却水流量为： w=1.89kg/s=1.89l/s从流程图看不出所需扬程，设输送对扬程的要求不高8.5m. 查表选取冷却泵 ,如下表所示：型号转速()流量扬程效率(%) 功率/kw轴功率电机功率 is50-32-16014507.52.087.549%0.310.55第五章 塔高的设计计算5.1塔高的确定塔高h主要由下列部分组成:塔顶空间，塔底空间,有效塔高,加料板空间高度及群座高度即: =+5.2塔顶空间的确定塔顶空间是指塔内最上层塔板与塔顶的距离。其距离取远高于板间距的值，本设计计算中板间距为0.45m，根据经验取塔顶空间=1.2m，（塔顶封头1米）。5.3塔底空间的确定 塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由塔底贮液取停留时间和塔底液面到最下层塔板间距（一般要有1-2m）决定。本塔设计取 则 =(m)5.4有效塔高的确定 =（n-1）*=24*0.45=10.35m其中：为实际塔板数；为板间距。5.5塔顶封头的确定=(1/4)d=0.25m5.6裙座高度的确定 为了制作方便,裙座为圆形,hs/d=3m,所以hs=31.0=3.00m5.7人孔 本精馏塔中设计了4个人孔，孔径