分离苯甲苯精馏系统设计.doc

化工课程设计说明书 第 44 页 共 44 页 理 工 大 学化工课程设计说明书作 者: 学 号： 学院(系):化工学院专 业:化学工程与工艺题 目:分离苯-甲苯精馏系统设计塔设计 指导者： 评阅者： 年 月目录第一章 概述 . 1第二章 主要基础数据 . 2第三章 设计方案的确定以及流程说明 . 4第四章 塔的物料横算 . 5第五章 塔板数的确定 . 6第六章 塔的工艺条件及物性数据计算 10第七章 汽液相负荷计算 . 13第八章 塔和塔板主要工艺尺寸计算 . 14第九章 筛板流体力学验算 20第十章 塔板负荷性能图 24第十一章 筛板塔的工艺设计计算结果总表 31第十二章 塔附件的设计 . 33第十三章 课程设计心得体会 . 40参考文献 . 42第一章 概 述高径比很大的设备称为塔器塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的常见的、可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等根据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔筛板塔是很早出现的一种板式塔五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大，塔板效率高，压力降低，而且结构简单，塔盘造价减少左右，安装、维修都较容易从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达mm），导向筛板等多种形式筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分工业塔常用的筛孔孔径为mm，按正三角形排列空间距与孔径的比为.近年来有大孔径（mm）筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小筛板塔的特点如下：（）结构简单、制造维修方便（）生产能力大，比浮阀塔还高（）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏（）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低（）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔（）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液第二章 主要基础数据12.1、苯和甲苯的物理性质表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点，临界温度tc,临界压强PC,kPA苯AC6H678.1180.1289.24910甲苯BC6H5CH393.13110.8321.04050 2.2、饱和蒸汽压PO 苯和甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程求算，即 式中 T物系温度， PO饱和蒸汽压，kPaA、 B、 CAntoine常数，其值见下表表2 Antoine常数组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.582.3、苯和甲苯的液相密度L表3 苯和甲苯的液相密度温度8090100110120苯kg/m3815.0803.9792.5780.3768.9甲苯kg/m3810.0800.2790.3780.3770.02.4、液体表面张力表4 液体表面张力温度t，6080100120140苯 mN/m23.7421.2718.8516.4914.17甲苯mN/m23.9421.6919.9417.3415.322.5、液体粘度L表5 液体粘度温度t，6080100120140苯mPas0.3810.3080.2550.2150.184甲苯mPas0.3730.3110.2640.2280.2002.6、温度利用表中数据由拉格朗日插值法可求得tF ,tD ,tW 第三章 设计方案的确定及流程说明苯和甲苯混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，经冷却器冷却后送至贮槽。流程图如下：第四章 塔的物料衡算4.1、料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率4.2、平均分子量MF=0.3884*78.11+(1-0.3884)*92.13=86.68 kg/kmolMD=0.96678.11+(1-0.966)92.13=78.59 kg/kmolMW=0.023578.11+(1-0.0235)92.13=91.80 kg/kmol4.3、物料衡算总物料衡算 F=1000/86.68=11.54 kmol/h D+W=F （1）易挥发组分物料衡算 0.966D+0.0235W=0.3884F （2）联立（1）、（2）解得：D = 4.638 kmol/hW = 6.898 kmol/h4.4、物料衡算表表6 物料衡算表进料量F，kg/h塔顶出料量D，kg/h塔底出料量W，kg/h11.544.6386.898合计11.5411.54第五章 塔板数的确定25.1、理论塔板数NT的求取苯-甲苯属理想物系，可采用M-T图解法求NT。5.1.1、根据苯、甲苯的饱和蒸汽压，利用泡点方程计算出苯-甲苯的气液平衡数据如下表：表7 苯-甲苯的气液平衡数据表温度xAyA80.21181.20.9500.97982.30.9030.95784.40.8030.91486.80.7000.85.389.40.5920.78992.10.4890.71095.20.3970.61898.60.3000.500102.20.2000.370106.10.0880.212110.600根据计算结果作t-x-y图及x-y图.5.1.2、求最小回流比Rmin操作回流比R因饱和蒸汽进料，在x-y图对角线上自点e(0.3884,0.3884)作平行于Y轴的线即为q线，该线与平衡线的交点坐标为,xq=0.3884， yq=0.6096。此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标，故 取操作回流比R=2Rmin=21.611=3.2225.1.3、求理论板数NT精馏段操作线方程为 按M-T图解法在x-y图上作梯级得：NT=12层（包括塔底再沸器）。其中精馏段理论板数为5层，提馏段为7层，第6层为加料板。5.1.4、全塔效率ET 根据 6 根据塔顶、塔底液相组成查t-x-y图，求得塔平均温度为95.4，该温度下进料液相平均粘度为： =0.38840.2672+(1-0.728)0.2748 =0.2719mPas 5.2、实际板层数Np 精馏段 N精=5/0.518=9.64 取10层 提馏段 N提=7/0.518=13.50 取14层第六章 塔的工艺条件及物性数据计算6.1、操作压强Pm 塔顶压强PD=101.33kPa，取每层塔板压降P=0.7 kPa，则进料板压强PF=101.33+0.710=108.33 kPa，塔底压强为PW=108.33+0.714=118.13kPa，则精馏段平均操作压强为提馏段平均操作压强为6.2、温度tm根据操作压强，依下式两式试差计算操作温度： 和试差结果，塔顶tD=81.2，进料板tF=95.5，塔底tW=109.4。则精馏段平均温度tm，精=提馏段平均温度tm，提=6.3、平均摩尔质量用插值法算出：精馏段平均液相组成X1=0.636 精馏段平均气相组成Y1=0.815 提留段平均液相组成X2=0.193 提留段平均气相组成Y2=0.360 精馏段液相平均摩尔质量ML1=83.22 kg/kmol 精馏段气相平均摩尔质量MV1=80.71 kg/kmol 提留段液相平均摩尔质量ML2=89.43 kg/kmol 提留段气相平均摩尔质量MV 2=87.08 kg/kmol 精馏段1=2.523 提留段2=2.3536.4、平均密度m6.4.1、液相密度Lm依式 1/Lm=aA/LA+aB/LB（a为质量分率）塔顶 t=81.2，用插值法算出在此温度下苯和甲苯的密度苯=814 kg/m3，甲苯= 809kg/m3 LmD=813.8kg/m3进料板，tF=95.5, 用插值法算出在此温度下苯和甲苯的密度苯=797 kg/m3，甲苯= 794kg/m3由加料板液相组成 0.35 LmF=795kg/m3塔底, tW=109.4，用插值法算出在此温度下苯和甲苯的密度苯=781 kg/m3，甲苯= 781kg/m3 LmW=781kg/m3故精馏段平均液相组成：Lm（精）=（813.8+795）/2=804.4kg/m3提馏段平均液相组成：Lm（提）=（795+781）/2=788kg/m36.4.2、气相密度Vm6.5、液体表面张力m 塔顶t=81.2，用插值法算出在此温度下苯和甲苯的液体表面张力m苯=21.12，m甲苯=21.59 m，顶=0.96621.12+(1-0.966)21.59=21.14mN/m进料板tF=95.5, 用插值法算出在此温度下苯和甲苯的液体表面张力m苯=19.39，m甲苯=20.33 m，进=0.388419.39+(1-0.3884)20.33=19.96mN/m塔底, tW=109.4，用插值法算出在此温度下苯和甲苯的液体表面张力m苯=17.74，m甲苯=18.72 m，底=0.023517.74+(1-0.0235)18.72=18.70mN/m则精馏段平均表面张力为：m，精提馏段平均表面张力为： m，提 6.6、液体粘度LM 塔顶t=81.2，用插值法算出在此温度下苯和甲苯的液体粘度LF苯=0.305，LF甲苯=0.308 L顶=0.9660.305+(1-0.966)0.308=0.305mPas进料板tF=95.5,用插值法算出在此温度下苯和甲苯的液体粘度LF苯=0.267，LF甲苯=0.275L进 =0.38840.267+(1-0.3884)0.275=0.272mPas塔底, tW=109.4，用插值法算出在此温度下苯和甲苯的液体粘度LF苯=0.236，LF甲苯=0.247L底=0.02350.236+(1-0.0235)0.247=0.247mPas则精馏段平均液相粘度为 L(精) 提馏段平均液相粘度为 L(提) 第七章 气液相负荷计算7.1、精馏段气液负荷计算m3/sL=RD=3.2224.64=14.95kmol/hm3/sLh=1.548m3/h7.2、提馏段气液负荷计算 泡点进料，q=1L=L+qF=L=14.95+111.536=26.483kmol/hm3/sLh=3 m3/h第八章 塔和塔板主要工艺尺寸计算348.1、塔径D18.1.1、精馏段塔径 初选板间距，取板上液层高度，故；查Smith关联图得C20=0.06；依校正物系表面张力为时的C可取安全系数为0.60，则故按标准,塔径圆整为0.7m,则空塔气速0.509m/s。8.1.2、提馏段塔径 初选板间距，取板上液层高度，故；查Smith关联图得C20=0.06；依校正物系表面张力为时的C ,即可取安全系数为0.60，则故按标准,塔径圆整为0.6m,则空塔气速0.53m/s。为统一精馏段和提馏段塔径，取为D=0.7m。8.2、溢流装置采用单溢流,弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：8.2.1、精馏段溢流装置计算8.2.1.1、溢流堰长取堰长为0.66D，即0.660.70.462m8.2.1.2、出口堰高由，查流体收缩系数计算图知E=1.03取板上清液层高度 hL=0.06m故8.2.1.3、降液管的宽度与降液管的面积由查弓形降液管的宽度与面积图得，故，由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即s（5s，符合要求）8.2.1.4、降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速hw-h0=0.0535-0.012=0.0415 0.006m 故符合要求8.2.2、提馏段溢流装置计算8.2.2.1、溢流堰长取堰长为0.66D，即0.660.70.462m8.2.2.2、出口堰高由，查流体收缩系数计算图知E=1.045故8.2.2.3、降液管的宽度与降液管的面积由查弓形降液管的宽度与面积图得，故，由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即s（5s，符合要求）8.2.2.4、降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速hw-h0=0.0497-0.023=0.0267 0.006m 故符合要求8.3、塔板布置8.3.1、精馏段塔板布置因为D=0.7m，所以选用整块式塔板8.3.1.1、取边缘区宽度Wc0.030m,安定区宽度，8.3.1.2、开孔区面积 其中：，8.3.2、提馏段塔板布置8.3.2.1、取边缘区宽度Wc0.030m,安定区宽度，8.3.2.2、开孔区面积 其中：，8.4、筛孔数与开孔率8.4.1、精馏段取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为,取，孔中心距t=13mm塔板上的筛孔数，则（在515%范围内）气体通过筛孔的气速为8.4.2、提馏段取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为,取，孔中心距t=13mm塔板上的筛孔数，则（在515%范围内）气体通过筛孔的气速为8.5、塔的有效高度Z精馏段 提馏段 精馏段与进料板间的距离可以取0.35m，故塔的有效高度Z=3.15+4.55+0.35=8.05m第九章 筛板的流体力学验算3459.1、精馏段筛板的流体力学验算9.1.1.气体通过筛板压强相当的液柱高度hp9.1.1.1、干板压降相当的液柱高度，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.7729.1.1.2、气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 由充气系数与关联图查得板上液层充气系数0.649.1.1.3、克服液体表面张力压降相当的液柱高度，故单板压降 9.2、提馏段筛板的流体力学验算9.2.1、干板压降相当的液柱高度，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.7729.2.2、气体穿过板上液层压降相当的液柱高度， 由充气系数与关联图查得板上液层充气系数0.649.2.3、克服液体表面张力压降相当的液柱高度，故单板压降 9.3、雾沫夹带量的验算9.3.1、精馏段雾沫夹带量的验算 根据设计经验，一般取hf=2.5hL故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。9.3.2、提馏段雾沫夹带量的验算 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。9.4、漏液的验算9.4.1、精馏段漏液的验算筛板的稳定性系数故在设计负荷下不会产生过量漏液。9.4.2、提馏段漏液的验算筛板的稳定性系数故在设计负荷下不会产生过量漏液。9.5、液泛验算9.5.1、精馏段液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 m取，则故在设计负荷下不会发生液泛。9.5.2、提馏段液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 m，m取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为此精馏塔塔径及各项工艺尺寸是适合的。第十章 塔板负荷性能图10.1、精馏段塔板负荷性能图10.1.1、雾沫夹带线 式中 （a）近似取E1.0, 故 （b） 取雾沫夹带极限值为。已知，并将代入得整理得： 在操作范围内任取几个值，依上式算出相应的值列于下表中表8 精馏段雾沫夹带-表LS，m3/s0.0000010.00060.00150.0030.0045精馏段VS, m3/s0.4838320.4401360.4028180.3548640.314643依表中数据在VSLS图中作出雾沫夹带线。,m3/s10.1.2、液泛线由得，HT+(-1)hW=(+1)hOW+hC+hd+h忽略h，将hOW,LS,hd,hc,Vs的关系式代入上式，并整理得式中： 代入数据，求得a=1.23 b=0.164c=5307d=2.07整理得 在操作范围内任取几个值，依上式计算Vs值列于下表中表9 精馏段液泛-表LS，m3/s0.0000010.00060.00150.0030.0045精馏段VS, m3/s0.3640.3.470.3210.2490.192依表中数据在VSLS图中作出液泛线。10.1.3、液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线（3）在VSLS图中为与气相流量无关的垂线。10.1.4、漏液线（气相负荷下限线）由，代入漏液点气速式（前已算出），代入上式并整理得 此即气相负荷下限线，在操作范围内任取几个值，依上式计算相应的值，列于下表表10 精馏段漏夜-表LS，m3/s0.0000010.00060.00150.0030.0045精馏段VS, m3/s0.1000830.1043410.1078440.1121850.1157依表中数据作气相负荷下限线。10.1.5、液相负荷下限线取平堰、堰上液层高度作为液相负荷下限条件，取则 整理上式得依此值在VSLS图中作线即为液相负荷下限线。将以上5条线标绘于图中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与液泛线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线的交点相应气相负荷为可知本设计塔板上限由液泛控制，下限由漏液控制。精馏段的操作弹性10.2、提馏段塔板负荷性能图10.2.1、雾沫夹带线 式中 （a）近似取E1.0, 故 （b） 取雾沫夹带极限值为。已知，并将代入得整理得： 在操作范围内任取几个值，依上式算出相应的值列于下表中表11 提馏段雾沫夹带-表LS，m3/s0.0000010.00060.00150.0030.0045VS, m3/s0.4085490.3734390.3434550.3049250.2726079依表中数据在VSLS图中作出雾沫夹带线。10.2.2、液泛线由得，HT+(-1)hW=(+1)hOW+hC+hd+h忽略h，将hOW,LS,hd,hc,Vs的关系式代入上式，并整理得式中： 代入数据，求得a=2.072 b=0.1302c=2.133d=1405整理得 在操作范围内任取几个值，依上式计算Vs值列于下表中表12 提馏段液泛-表LS，m3/s0.0000010.00060.00150.0030.0037VS, m3/s0.2500.2500.2470.2380.231依表中数据在VSLS图中作出液泛线。10.2.3、液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线在VSLS图中为与气相流量无关的垂线。10.2.4、漏液线（气相负荷下限线）由，代入漏液点气速式（前已算出），代入上式并整理得 此即气相负荷下限线，在操作范围内任取几个值，依上式计算相应的值，列于下表表13 提馏段漏液-表LS，m3/s0.0000010.00060.00150.0030.0045VS, m3/s0.07135820.07502980.07802870.0817210.0846938依表中数据作气相负荷下限线。10.2.5、液相负荷下限线 取平堰、堰上液层高度作为液相负荷下限条件，取则 整理上式得依此值在VSLS图中作线即为液相负荷下限线（5）。将以上5条线标绘于图中，即为提馏段负荷性能图。5条线包围区域为提馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（2）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。图见坐标纸可知本设计塔板上限由液泛控制，下限由漏液控制。提馏段的操作弹性第十一章 筛板塔的工艺设计计算结果总表项目符 号单 位计 算 数 据 精馏段提馏段各段平均压强PmkPa108.3113.2各段平均温度tm88.4102.5平均流量气相Vsm3/s0.1960.15液相Lsm3/s0.000430.00083实际塔板数N块1014板间距HTm0.350.35塔的有效高度Zm3.154.05塔径Dm0.70.7空塔气速um/s0.510.53塔板液流形式单溢流单溢流溢流装置溢流管形式弓形弓形堰长lwm0.4620.462堰高hwm0.0530.050溢流堰宽度Wdm0.12250.1225管底与受液盘距离hom0.0130.023板上清夜层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm13.013.0孔数n个709709开孔面积m20.0140.014筛孔气速uom/s14.0910.78塔板压降hpkPa0.6930.526液体在降液管中停留时间s24.1514.20降液管内清夜层高度Hdm0.1490.134雾沫夹带Evkg液/kg气负荷上限液泛控制液泛控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷Vs，maxm3/s0.3410.285气相最小负荷Vs，minm3/s0.1020.085操作弹性3.343.35第十二章 塔附件设计34512.1接管12.1.1、进料管进料管的结构很多，其中直管进料方便，而且阻力小，故此设计采用直管进料，则进料管的直径，其中VS为进料流量，UF为进料流速，。进料方式有很多种，由于本设计的流量不大，为保证流量稳定，所以采用高位槽进料，流速确定在0.6。查无缝钢管标准，取公称直径为32mm的无缝钢，质量为12.1.2、塔顶蒸汽出料管对其提出的基本要求是：尽可能的减少雾沫夹带，以降低液体物料的损失，采用直管出料。出料气体的体积流量，出料液流速选择，则塔顶出料管直径查无缝钢管标准，取公称直径为125mm的无缝钢，质量为12.1.3、回流管回流的方式一般有两种，直管回流和弯管回流。本设计采用直管回流。流速确定在0.6查无缝钢管标准，取公称直径为32mm的无缝钢，质量为12.1.4、塔釜出料管塔底的液体出料管一般有直管出料和经过裙座的弯管出料，本塔的直径不大，宜采用弯管出料。考虑到安装的需要，弯管的外形尺寸Axiaoyu裙座的内径Di，取A=600mm塔釜出料的体积流量，出料液流速选择查无缝钢管标准，取公称直径为50mm的无缝钢，质量为12.1.5塔釜进气管对其提出的基本要求是：避免液体淹没气体通道，尽量使气体沿塔的横截面分布均匀，本设计采用带有斜切口的直管进气，斜切口可改善气体的分布状况。，出料液流速选择则塔釜进气管直径查无缝钢管标准，取公称直径为100mm的无缝钢，质量为12.1.6、法兰的选择公称压力设为0.6MPa，由于接管外径都在38133之间，所以选用板式平焊法兰，根据HG 20593，20601，20602和GB/T 9119，9123综合得到表14 法兰规格表位置公称直径钢管外径规格法兰外径D螺孔中心圆直径K螺孔直径L螺孔数量n螺纹Th进料管323812090144M12塔顶蒸汽出料管125133240200188M16回流管323812090144M12塔釜出料管5057140110144M12塔釜进气管100108210170184M16板式平焊法兰法兰盖法兰内径B1坡口宽度b法兰厚度C法兰质量Kg厚度C质量Kg390161.19161.341350184.08186.10390161.19161.34590161.51161.861100183.41184.7512.2、 除沫器对于气体出料处，应尽可能的减少雾沫夹带，以降低液体物料的损失，改善后续工艺的操作，为此，应在塔的气体出口处安装适宜的除沫装置。常用的除沫装置有折板除沫器和丝网除沫器两种。折板除沫器结构简单，但金属消耗量大，造价高；丝网除沫器则比表面积大，重量轻，空隙率大，效率高，压降小，使用方便。故本塔采用丝网除沫器。在计算塔径的时，求得精馏段最大气速，以这个速度作为设计空塔气速。则除沫器直径选型则采用直径为0.5m的。选用HG/T 21586抽屉式丝网除沫器，高效型不锈钢网，DN500上装式。12.3、筒体与封头12.3.1、筒体本塔可采用不锈钢制造，由于是常压塔，塔底温度,许用应力，采用单面自动焊，并作局部探伤，取，腐蚀余量为0，钢板负偏差取0.5mm。查表得圆筒壁厚4mm.校核：该壁厚符合要求，并满足刚性要求。并且因为实际壁厚远大于设计最小壁厚，所以开孔处的不强可以忽略不计。12.3.2、封头本设计采用标准椭圆形封头，设计压力为0.5MP，材料选用不锈钢，许用应力，采用对接焊缝局部探伤，则，腐蚀余量为0，钢板负偏差取0.5mm。考虑到设备的刚性，取以内径为公称直径的椭圆形封头，Dg=Di=700mm，曲面高度和h1为175mm，直边高度h2为40mm。并且因为实际壁厚远大于设计最小壁厚，所以开孔处的不强可以忽略不计。12.4、裙座为了制造方便，裙座一般选用圆筒形。其外径与塔釜封头外o径相等，裙座筒体与塔釜封头的连接焊缝应采用全焊透的连续焊，且与塔釜封头外壁圆滑过渡。因为考虑到裙座受整个塔体的重力载荷，壁厚需要大些，查表19得到裙座筒体上端面至塔釜封头切线距离为38mm。裙座外径=708mm，裙座体(圈)厚度取8mm。基础环内径：基础环外径：塔高，基础环厚度 (Z地脚螺栓个数，M地脚螺栓直径)。基础环厚度，考虑到腐蚀余量取为18mm；，地角螺栓直径取M24。12.5、人孔由于本塔直径比较小，在塔顶设置法兰，不在塔体上开设人孔。因为塔径为0.7m，公称压力按0.6MPa来计算，可以使用DN700的甲型平焊法兰。D=830, D1=790, D2=755, D3=745, D4=742,d=23,厚度36，42.0Kg，螺柱规格M20，数量24。12.6、预热器的选择12.6.1、在t=57.75时，由内插法可以算得：， ， 12.6.2、 蒸气温度， 12.6.3、计算蒸气流量，12.6.4、取传热系数K500，则12.6.5、 由换热面积可以选择换热器：，中心排管数5，管程流通面积。型号：。选用2B19A型泵。12.7、塔总体高度的设计12.7.1、塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。12.7.2、塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下法兰切线的距离，釜液停留时间取5min。考虑再沸器的安装，预留高度0.8m。(0.50.7)=1.3m12.7.3、塔立体高度塔板间距0.35m，塔板数24 块(包括再沸器)，塔板厚度3mm。设进料、回流处，塔板间距加大，最小为600mm。H=H1+H2+H裙+H封+H顶+H接管= 8.27+1.3+1.5+0.25+1.2+0.15=12.67m12.7.4、风载荷式中，Pi第I段质量中心处的水平风力，N；K1体型系数，取0.7；K2i第i段风振系数，当塔高H20m时，K2i1.70；q0基本风压值，查得南京风压为350N/m2；风压高度变化系数，由下表可查；操作平台所在计算段长度，mm。表5 地面粗糙度类别为B时的风压变化系数值距地面高度Hit51015风压变化系数0.801.001.14其中，B类是指田野、丛林、丘陵以及房屋比较稀疏的中小城镇和大城市郊区，Hit为塔设备的第i段顶截面距地面的高度，m。各计算段处的外径mm； 塔设备第i段保温层厚度mm； 笼式扶梯当量宽度，当无确切厚度时，可取=40mm； 操作平台当量宽度，mm；，-第i段内平台构件的投影面积；-操作平台所在计算段的长度，mm。将塔分成三段进行计算：05m，510m，1012.67m第一段：，第二段： 第三段：12.7.5、 风弯距：底截面处的风弯距为：12.8、保温层化工设备当壁温超过50就需要进行保温，选择膨胀水玻璃珍珠岩作隔热材料，直接涂抹式保温法。查得：操作温度150，公称直径1000mm，保温层厚度50mm。选用膨胀珍珠岩，查得容重200kg/m3，导热系数0.05kcal/(mh)第十三章 课程设计心得体会本化工原理课程设计通过给定的生产操作条件设计苯甲苯物系的筛板精馏塔。在查