化工原理课程设计任务书-精馏塔的设计

1、化工原理课程设计说明书设计题目：设计者： 专业： 学号： 指导老师：200 年 月 日化工原理课程设计任务书设计题目：设计条件：处理量：处理要求： 塔顶浓度质量）质量）进料浓度：塔底浓度年工作小时： 7200 小时专业：学号：姓名：指导老师：200 年 月 日目录一、设计方案简介1、精馏塔的操作压力 工业精馏过程，按操作压力分类，可分为加压、常压、和真空精馏。常压下为气态或常压下泡点为室温的混合物，常采用加压蒸馏；常压下，泡点为室温至150C左右的混合液，一般采用常压蒸馏。对于分离甲苯-苯的混合液，进料泡点为 90.5 C,而且，常压下两物质相对挥发度大，容易分离，所以选择常压精馏，塔顶压力设

2、定为 105.325kpa.由于精馏塔选择筛板塔，所以近似认为每层塔板压力降为0.7kpa.2、进料热状况的确定精馏操作有五种进料方式，分别是冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和 蒸汽进料和过热蒸汽加料。本次设计采用泡点进料即饱和液体进料，这是因为这样操 作比较容易，而且在恒摩尔流假设下，精馏段与提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，因 此塔径基本相等，在制造上比较方便。3、精馏塔加热与冷却介质的确定精馏塔加热我们一般采用饱和水蒸气加热，不同的压力对应不同温度的饱和水蒸 气。采用水蒸气的主要原因是第一、物料加热后的温度不是很高；第二、水蒸气比较 容易获取，环保清洁。本设计主要用 0.3 Mpa的饱

3、和水蒸气作为加热介质。通常用的冷却介质主要是冷却水和空气，在选择冷却介质的时候，因地制宜，兰州市地处温带，夏天室外平均温度 23C,因此计算选用20C冷却水，选择升温15C, 即冷却氺的出口温度为 35C .4、回流比的确定塔顶回流是保证精馏塔连续稳态操作的必要条件之一，并且回流比是影响精馏 分离设备投资费用和操作费用的重要因素，也影响混合液的分离效果。适宜的回流比是操作费用和设备费用之和为最低时候的回流比。通常适宜回流比的数值范围为：R 二（1.1 2.0）Rmin由于厂址选择是在兰州市，甲苯和苯也容易分离。因此选用R = 2Rmin。5、塔板的类型选择塔板可分为有降液管式塔板及无降液管式塔

4、板。本设计采用第一种，这种塔板， 气液两相呈逆流方式接触，塔板效率高，且具有较大的操作弹性，使用比较广泛。在 有降液管式塔板中，本设计选用筛孔塔板，这是因为筛板结构简单，造价低，板上页 面落差小，气体压降低，生产能力大。二、工艺流程图及其简单说明1、工艺流程图（见附图一）2、工艺流程简介由贮槽流出的原料液经高压泵进入预热器预热到一定温度之后进入精馏塔，塔顶全凝器将上升蒸汽冷凝成液体，其中一部分作为塔顶产品取出，另一部分重新引回塔 顶作为回流液。最终苯产品进入苯贮槽。塔釜设有再沸器。采用间接蒸汽加热，加热 的液体产生蒸汽再次回到塔底，沿塔上升，同样在每层塔板上进行汽液两相的热质交 换。塔釜里面保

5、持一定的液面，当液面高过一定值时，通过液位调节阀，把多余的液 体输送到甲苯贮槽。加热蒸汽分为两路， 分别进入预热器和再沸器作为加热介质。降温后的液体水或者是部分水蒸汽随管道排进下水道。同样，冷却水分为二路，分别进入全凝器、塔釜 的冷却器，充分换热均匀之后，全部排入下水道。3、回流方式本设计采用重力回流，全凝器安装在比精馏塔略高的地方，液体依靠自身重力回 流。但必须保证冷凝器内一定持液量。三、工艺计算及主体设备设计对于苯一甲苯的分离，本设计采用连续精熘流程。设计中采用泡点进料，将原 料液通过预热器加热至泡点后送入精熘塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液 在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷却

6、后送至储罐。回流比设定为最小回流比的 2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1、工艺条件:进料温度：处理量：25 oC4 吨/小时进料浓度：处理要求：40%甲苯（质量）塔顶苯浓度_ 95.5% （质量）塔底苯浓度< 3.5% （质量）塔顶压强：进料状态：4kPa（表压）泡点进料回流比：2Rmin冷却水温：20 oC加热蒸汽：0.2 MPa设备形式：筛板塔塔顶冷凝采用全凝器 塔底再沸器为间壁加热年工作时：7200小时年工作日：300天（连续操作）2、汽液平衡数据苯一甲苯气液平衡数据图数据来源:苯甲苯lg Pa =6.023 -lg Pb'二 6.078 -1206.

7、31.6 31.065220.24 t1343.94219.58 t液相中苯的摩尔分数：x=（p总-Pb）/ （ pA- pB）温度t C液相中苯的摩尔分数汽相中苯的摩尔分数111.77001090.0.1060.0.1020.0.1000.0.980.0.970.0.960.0.940.0.920.0.910.0.900.0.880.0.气相中苯的摩尔分数：y= pA *x/ p 总870.0.850.0.840.0.830.0.820.0.81.11113、汽液平衡相图(t-x-y ; x-y )t-x-y液相中苯的摩尔 分数-汽相中苯的摩尔 分数+系列1x-y图一：苯一甲苯混合液的t-x

8、-y图图二：苯一甲苯混合液的x-y图4、全塔物料衡算(1) 料液及塔顶、塔底产品组分质量(摩尔)分率苯:Ma=78.11 kg/kmol甲苯:Mb=92.13 kg/kmol进料液中轻组分质量分数为60 %的摩尔分率0.60/MA0.60/78.11Xf=-0.6390.60/Ma (1-0.60)/Mb 0.60/78.11 0.40/92.130.955/MA0.955/78.11塔顶轻组分质量分数为95.5 %的摩尔分率XD=-0.9610.955/M- (1 -0.955)/Mb 0.955/78.11 0.045/92.130.035/ M A0.035/ 78.11塔底轻组分质量分

9、数为3.5 %的摩尔分率Xv=A0.0410.035/ Ma (1 0.035)/Mb0.035/ 78.11 0.965/ 92.13将以上计算结果列为下表1物料位置进料口 xF塔顶Xd塔釜Xw摩尔分数0.6390.9610.041质量分数0.600.9550.035(2) 物料衡算原料液处理量 F= 坐°° = 4000 = 47 78 kmol / hMf 83.72总物料衡算F=D+W47.78=D+W轻组分物料衡算Fx f=Dx)+Wx47.78 X 0.639=0.961D+0.041W D=31.06kmol/hW=16.72kmol/h(3) 泡点进料方程的

10、确定及Rmin 选择泡点进料，泡点进料方程为q=1则泡点进料方程与 x-y图的交点为(Xq , yq)Rmin= (x d yq) / (y q - x q)我们从附图 x-y 做图知：(xq , yq) = (0.639 , 0.818 )Rmi n= (x d yq)/(y q - x q)= (0.961-0.818 ) / (0.818-0.639 ) =0.8(4) 回流比的确定通常适宜回流比的数值范围为：R = (1 .1 2.0)Rmin，本设计取R=2 Rmin所以：R=1.6(5) 精馏段操作线方程L = RD= 1.6 X 31.06 = 49.696kmol/hV= (R

11、 + 1) D = 2.6 X 31.06 = 80.756kmol/hR1y n 1X nxDR+1R+1=0.615 Xn +0.37所以精馏段操作线方程是：yn 4=0.615 Xn+0.375、图解求理论板数(1 )作图步骤： 在x-y图上画出平衡线和对角线； 在 x-y 图中找出 a(O.961,0.961) , w(0.041,0.041) 二点；1 精馏段操作线截距=1 xD =0.37.在y轴上定出b点即得精馏段操作线方程，与qR+1线方程相交于d点； 连接d,w点即得到提馏段操作线方程； 从a点开始画梯级(在平衡线与提馏段操作线之间画梯级，直到跨过点w)为止。由上图可知理论板

12、共10.9块，不包括塔釜则是9.9块,其中精馏段4.2块,提馏段为5.7 块，进料板位置是第4.2块。(图见附录)(2 )全塔效率由 t-x-y 图可查得 tD=83.1 C,t w=110.2 C全塔平均温度t=(t d +t v)/2=96.7 C全塔平均温度t=96.7 C下苯、甲苯黏度如下表3-2表2苯-甲苯的黏度组分苯(A)甲苯(B)黏度cP0.2610.3123 n=XF 口 苯 + (1-XF)3甲苯=0.6390.261+(1-0.639)0.312=0.279 cP全塔效率：ET=0.17-0.616lg3 n=0.17-0.616lg0.279=51.2%(3)精馏段实际板

13、数 N精=NT/Et=4.2/0.512=9提馏段实际板数N提=NT/E t=5.7/0.512=126、工艺条件及物性数据计算(1) 压强操作压强 PD=4+101.3=105.3kPa进料板压强 Pf=Pd+N 精X 0.7=105.3+9 X 0.7=111.6kPa塔釜压强降 Pw=R+N 提X 0.7=116.9+12 X 0.7=122kPaPDFF 105.3 111.6精馏段平均操作压强 Fm精D -=108.45kPa2 2提馏段平均操作压强 P精=Pf ' Pw二口16 122 =116.8kPa精 2 2(2) 平均温度精馏段平均温度tm精=3 匕二邑! 905

14、=86.8 C2 2提馏段平均温度 t m提=*一tw = 110.290.5 =100.35 C2 2(3) 平均分子量由 xf=0.639,查 t-x-y 图知:y f=0.819进料板气相平均摩尔分子量M/m=yFMA+(1-y f)Mb=0.819 X 78.11+(1-0.819) X 92.13=80.65Kg/Kmol进料板液相平均摩尔分子量MLmF=XFMA+(1-x f)Mb=0. 639 X 78.11+(1-0.639) X 92.13=83.17Kg/Kmol由 xw=0.041,查 t-x-y 图得 yw=0.109塔底气相平均摩尔分子量M/m=ywM+(1-y w)

15、Mb=0.109 X 78.11+(1-0.109)X 92.13=90.62Kg/Kmol塔底液相平均摩尔分子量M.mWFXwMA+(1-x w)Mb=0.041 X 78.11+(1-0.041) X 92.13=91.56Kg/Kmol由 x d=0.961 查 t-x-y 图得 yD=0.990塔顶气相平均摩尔分子量MVmD=yDM+(1-y d)Mb=0.990 X 78.11+(1-0.990)X 92.13=78.25Kg/Kmol塔顶液相平均摩尔分子量MLmD= XD Ma+(1- x d)Mb =0.961 X 78.11+(1-0.961) X 92.13=78.59Kg/

16、Kmol精馏段气相平均摩尔分子量M VmD + M VmF78.25 80.65M Vm精 -= 79.45 Kg/Kmol22提馏段气相平均摩尔分子量M VmW M VmF91.56 80.65M Vm提=84.91 Kg/Kmol2精馏段液相平均摩尔分子量M LmD M |mF78.59 83.17M _m精=80.88 Kg/Kmol2提馏段液相平均摩尔分子量M mW M mF91.56 83.17M _m 提-= 87.37 Kg/Kmol22(4 )平均密度由塔顶温度t d=83.1 C时，查苯-甲苯密度于表3表3塔顶苯-甲苯密度组分苯(A)甲苯(B)3密度p Kg/m813.380

17、8.5由塔底温度tv=110.2 C时,查苯-甲苯密度于表4表4塔底苯-甲苯密度组分苯(A)甲苯(B)3密度p Kg/m775.3768.8由进料温度t f=90.5 C时，查苯-甲苯密度于表3-5 表5进料苯-甲苯密度组分苯(A)甲苯(B)密度 p Kg/m3798.2797.2塔底液相平均密度aA aBA0.0350.965+ p775.3768.8 LmW=769.03kg/ m3进料液相平均密度aA aBP LmF pA p B-06040.0125798.2797.23PLmF =797.8kg/m塔顶液相平均密度0.9550.045 = 0.0123p LmD p A p B 81

18、3.3808.5aA . aB3PLmD =813.0kg/m提镏段液相平均密度p LmW p LmF了97.8769.3 = 783.6kg/m3精馏段液相平均密度p LmD p LmF“3.0797.8 -805.4kg/m3提馏段气相平均密度P Vm提 =Pm 提 M vm提116.8*84.91RT8.314*(273.15 100.35)=3.19kg/m3精馏段气相平均密度Pm精M vm精108.45* 79.45RT2.88kg /m38.314*(273.15 86.8)组分苯(A)甲苯(B)表面张力二mN / m21.0921.28表6塔顶苯-甲苯表面张力由塔底温度t-110

19、.2 C时，查苯-甲苯表面张力于表 7表7塔底苯-甲苯表面张力组分苯(A)甲苯(B)表面张力；-mN / m17.7818.32时,查苯-甲苯表面张力于表 6(5)表面张力由塔顶温度t=83.1由进料温度t=90.5 C时，查苯-甲苯表面张力于表塔顶处平均黏度二 0.961 0.304 (仁 0.961) 0.324 二 0.305cP表8进料苯-甲苯表面张力组分苯(A)甲苯(B)表面张力二mN / m18.9819.48进料板表面张力= 0.6 18.98 (1 -0.6) 19.48 =19.18mN/m塔顶表面张力-mD= 0.961 21.09 (1-0.961) 21.28 = 21

20、.096mN / m塔底表面张力二mW= 0.041 17.78 (1-0.041) 18.32 = 18.298mN/m提镏段表面张力平均值19.18 18.298=18.80mN / m精镏段表面张力平均值EamCTmD19.18+21.096 cccc 一一"-'m精Z.U.Z.UI 1 UN /III22(6 )液体黏度由塔顶温度t=83.1 C时,查苯-甲苯黏度于表9表9塔顶苯-甲苯黏度组分苯(A)甲苯(B)黏度 J cP0.3040.324由塔底温度t=110.2 C时,查苯-甲苯黏度于表10表10塔底苯-甲苯黏度组分苯(A)甲苯(B)黏度 cP0.2480.25

21、8由进料温度t-90.5 C时,查苯-甲苯黏度于表11表11进料苯-甲苯黏度组分苯(A)甲苯(B)黏度 cP0.2560.284进料处平均黏度mF= 0.6 0.256 (1-0.6) 0.284 = 0.267CP塔底处平均黏度 mW =0.041 0.248 (1 0.041) 0.258 = 0.258cP提馏段液体黏度平均值115提二(5fmw) =(0.2670.258)= 0.263CP22精镏段液体黏度平均值11% 精(%)(0.267 0.305)= 0.287CP227、塔板气液负荷计算L = RD= 1.6 X 31.06 = 49.696kmol/hV= (R+ 1) D

22、 = 2.6 X 31.06 = 80.756kmol/hV'二V -(1-q)F =80.756Kmol/hL'=L qF =49.696 1 47.78 = 97.5Kmol / h精馏段Vs =VMVm精3600 Vm精80.756 79.453600 2.88-0.62m3/sLsLM Lm精3600 ： Lm精49.696 80.883600 805.4=0.0014m3/s提馏段VsV MVm 提3600 ：Vm提80.756 84.913600 3.19=0.6m3 /sLs'LM Lm提3600 Lm提97.5 87.373600 783.6二 0.00

23、3m3/ s8、塔的工艺条件和物料性质列表系统进料：25oC处理量：4吨/时进料浓度：60%苯（质量）处理要求：塔顶浓度仝95.5% （质量）塔底浓度W 0.35% （质量）塔顶冷凝全凝器.塔底再沸器间壁加热.进塔物料状态：泡点进料回流比：2冷却水温：20oC加热蒸汽：0.2 Mpa年工作：7200小时年工作日：300天连续操作物料性质提馏段精馏段平均温度100.35 C86.8 C平均液相分子量87.37kg/kmol80.88kg/kmol平均气相分子量84.97kg/kmol79.45kg/kmol平均液相密度3783.6kg/m3805.4kg/m平均气相密度33.19kg/m32.8

24、8 kg/m液体粘度0.263cp0.287cp液体表面张力18.80mN/m20.20mN/m平均压力116.8kPa108.45kPa&塔和塔板主要工艺尺寸计算塔径空塔气速U=（安全系数）UmaxUmax 乂V精馏段Umax =C：'Lm精一 “Vm精由史密斯关联查得 C,横坐标为LsUm 精)0.5 = 0.008 805.4)o.5 =0 046"3.062.88J 0.5=Vs 、，一蛀Vm精取板间距HT=0.5m,取上板液层高度hL=0.08m则图中参数值为 Ht -hL =0.5-0.08 = 0.42m根据以上数据,由史密斯关联图查得 C20 =0.0

25、94因物系表面张力 二m精=20.20mN/m故 C =C20( 精)0.2 =0.094 (20:20)0.220 20=0.0944Vs塔径D =二 u805.4 2.88 05Umax =0.094 ()= 1.59m/s2.88取安全系数为0.7,则空塔气速为u =0.7 1.59 =1.113m/s4 0.62 二 0.84m3.14 1.113提馏段UmaxLm提- Vm提吒m提由史密斯关联图查出C,横坐标为Lm提)0.5：'Vm提僭(竺严0.63.19=0.078取板间距HT=0.5m,取板上液层高度h_=0.08m图中参数值 Ht -hL =0.5-0.08 = 0.4

26、2m根据以上数据，由史密斯关联图查得 C20 =0.08因物系表面张力 cm提=18.80mN / m,故 C=C20#= 0.08 (色聖)°.2=0.0820则 Umax 二 0.087833.19“25m/s3.19取安全系数为0.7,则空塔气速为u=0.7 1.25 = 0.875m/s塔径 D= J/ =匚= 0.93m 丫兀u Y 3.14x0.875D=1.00m因提馏段塔径大于精馏段塔径，故以提馏段为基准，按标准塔径圆整7?3 142则塔截面积 AtD2 二 一 (1) 0.785m244I空塔气速u =地 060.76m/ sA 0.785Nt10 9(2) 塔的有

27、效高度 Z=tHt 0.5=10.7mEt0.512(3) 溢流装置计算选用单溢流弓型管降液管，不设进口堰堰长 l w=( 0.60.8)D取堰长lw=0.8D=0.8 x 1=0.8m-65.7 10溢流堰高hwLh = 3600Ls = 3600 0.003 = 10.8m3 / h0.8= 0.8Lh10.82.52.50.8-18.9i=hw+how 故 hw=h-how采用平直堰，堰上液层高度高可按2.84ow1000E(近似取E=1，则可由列线图查出how=0.035mh w=0.08-0.035=0.045m弓型降液管宽度 W和面积A =0.8由弓型降液管的宽度与面积图查得AfA

28、t= 0.14，= 0.2贝U Af=0.14 x at=0.14 x 0.785=0.11mW d=0.2D=0.2 x 1=0.2mAf H验算降液管内液体停留时间Ls0.11 0.50.003-18.33s停留时间5s，故降液管尺寸可用降液管底隙高度h° 二UoLs'l wU0可取降液管底隙处液体流速二 0.24m/s0.003二 0.0156mhw ho故降液管底隙高度设计合理。(4) 塔板布因为 D<1.5m,取 Ws=0.07m,Wc=0.05m(5) 筛孔计算及其排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用S =4mm碳钢板，筛孔直径do= S =4mm 筛孑L

29、按正三角形排列取孔中心距t=3d o=3*4=12mm筛孔数目n为1.155Aat2其中代=2(x-, r180sinD1厂(Wd Ws)v-(0.20.07) = 0.23mrWc =0.5 - 0.05 =0.45m2则 Aa =2(X r2：. r180sin-jf)2(0.23.0.450.23二 0.45180sin0.230.450.4m21.155*0.40.012-3209个开孔率=0.907(牛)2 =0.907*(0.0040.012)=0.19、塔板负荷性能图(以精馏段为例)(1)漏液线Uomin =6.02m/s2Vs1 - d o nuo min4= 0.785 0.

30、0042 3209 6.02 = 0.243m3/s据此可以做出液体流量无关的水平漏液线(2)液沫夹带线以0=0.1kg液/kg气为限,计算Vs丄的关系UaHt -hf)3.2At - Af0.675二25仇仏)hw =0.045m2.841000E(LA )2/32.8410003600L0.8)2/3 = L2/3c' = 0.153/(1 wh°) =0.153/(0.8X 0.0156) 2=806Vs Ls 的关系为下：Vs = 2.58 - 23.4L$对于平直堰，取上堰液层高度how二0.006 m作为最小液体负荷标准。由 h°w =2.841000E

31、(LA ) 2/32.843600L10000.8)2/3=0.006mLsmin=0.0005m'/sLs / m 3/s0.00020.00040.00060.0008Vs / m 3/s2.502.452.412.372/3联立以上几式可以得到化简后表：Vs -Ls关系通过以上关系式可以作出液沫夹带线。(3 )液相负荷下限线据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。(4)液相负荷上限线以“ -5s作为液体在降液管中停留时间的下限,Af HLsLs,maxAfH0.11 0.53= 0.011 m/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。(5)液泛线通过下式计算液泛线

32、2 2a'Vs =b'c'L2sd'Ls2/3其中0.051(AoC。)22(其中 Aod o n)；4-1)hwc' = 0.153/(lwh。)2;d' = 2.84 10”E(1)(36002/3将有关数据带入可以求得0.051 J0.0512.88b'(A。c。)2 %(0.785 0.0042 3029 0.8)-1)hw=0.5 X 0.5+(0.5-0.61-1)二 0.0485805.4X 0.045=0.203 fy 3600 2/3d二 2.84 10E(1：)()2/3=1791 w22 /3=：0.0194Vs =

33、 0.158-806L2s _1.79Ls列表计算如下：Ls / m 3/s0.00040.00060.00080.0010Vs / m 3/s2.762.732.702.67表：Vs -Ls关系由以上数据即可做出液泛线。综上所述，作出该塔的负荷性能图如下:0.24315. 2Ls线e 液相负荷下限线Lsm =0.0004m /s图：筛板塔负荷性能图3线 a 漏液线Vs1 = 0.243m /s线b 液相负荷上限线Lsma=0.011mi/ss,max线 c 液泛线0.0194Vs2 = 0.158-806L2s -1.79Ls2/3线 d 液末夹带线Vs =2.58 -23.4Ls2/331

34、0、筛板塔工艺设计计算结果序号项目(名称、符号、单位)精馏段提馏段备注1塔径D / m1.01.02板间距H T /m0.50.53溢流型式U型流U型流4降液管型式弓型弓型5堰长lw/m0.86堰高hw /m0.0540.0547板上液层咼度hL/m0.060.068堰上液层咼度 how /m0.0060.0149降液管底隙高度ho /m0.00830.008610筛孔直径do/m0.0040.00411筛孔数目n/个3209320912孔心距t/m0.0120.01213女疋区宽度 Ws/m0.070.0714边缘区宽度 Wc/m0.050.05152鼓泡区面积 A /m0.40.416开孔

35、率 */%10.110.117空塔气速u /(m/s)0.6750.67518筛孔气速uo /(m/s)12.4512.8419稳定系数 K1.671.5120每层塔板压降Ap /Pa485465.9塔工业设计一览表四、辅助设备的计算及选型1、换热器的计算与选型换热器包括塔顶全凝器、塔底再沸器、原料加热器，下面分别对各个换热器进行计算 并且选取适合的设备型号。(1) 塔顶全凝器假设本设计塔顶采用泡点回流，用20 0C的冷却水循环冷却，冷却水升温150C;操作方式为逆流操作。塔顶温度tD =83.1oC，冷却水温度变化为20 cC- 35 dC。查图(可知83.1cC下乙醇和水的汽化热分别为：r

36、A =380.2kJ/kg=380.2 78XI1=29697.4kJ/kmolb =353 kJ/kg=353 9*13=32521.9 kJ/kmol逆流：塔顶 t 83.1cC；83.10C.兀=48.1cC水 t 35 oC20 oC：t2 =63.1oC= 55.30oC£ I 48.1 63.1In( £ / ：t2) 一 ln(48.1/ 63.1)对塔顶冷凝部分混合物（溜出液）进行热量衡算，可得到Q =VXDrA (1 -Xd)b =80.756 0.961 X 29697.4+0.039 X 32521.9=2407.1 kJ/s有机物蒸气冷凝器设计选用的

37、总体传热系数一般范围为5001500kcal/(m 2.h. oC)本设计中取K = 2996J/(m2. h. oC)所以传热面积：S 二 Q 二 2407.1 3600 =52.3m2K ：tm2996 55.3通过以上计算面积可使用规格型号：FLa600-60-25-2 , Dg=600mm，公称压力2.5MP，管程数2,壳程数1,管长3m,管径19m，管束图型号 A，公称换热面积 60m2，计算还热面积59 m2，设备质量4000kg。（2）原料加热器原料液用饱和蒸汽加热（0.2Mpa） 132 oC,逆流操作，原料液温度从 25 oC升高 到 90.5（C。1 一 ：t210741.

38、5苑=107oC, =t2 =41.5oC, "m-69.2 oCln（£ / ：t2） In（107/41.5）不同温度下苯和甲苯的比热容为，经查图（上册 510页）可知t =25oC 时CA1 =1.64 kJ/(kg .k)CB1 =1.64 kJ/(kg .k)CB1 =1.98kJ/(kg .k)t = 90.5 oC 时CA1 =1.98 kJ/(kg .k)则平均比热容为：CpaA1A21.805kJ/(kg .k)In CA1/CA2In 1.64 /1.98CPBCb1Cb1.64 1.981.805kJ/(kg .k)In CB1/CB2 In 1.64

39、 /1.98Cp = aF Cpa (1 - a，)C pb= 0.6 1.805 0.4 1.805 =1.805 kJ/(kg .k)所以 Q = mF Cp =t =400036001.805 (90.5 25) = 131.4kJ/s传热系数取K=80W/(m 2.oC)则131.4K Ctm80 69.22=23.7m采用浮头式换热器，用 FB系列，选用公称直径 500mm，公称压力1.6MP，公称面积65 m2,罐子尺寸'-25X 2.5,管子总数120根(4管程)，正方形倾斜45度排列。(3) 塔底再沸器选用132oC饱和水蒸气加热,逆流操作，传热系数取K = 2996J

40、/(m2. h. oC),料液温度变化:110.2OC； 111.0 (C,蒸汽温度变化:132cC； 132oC,=21.8oC, :t2 =21oC，:tmLt1Lt221.8-21查图(上册514页)A=372kJ/kg=372二 360 kJ/kg=360In(二 1 / J2)In(21.8 /21)=21.4 (Co可知110.20C下苯和甲苯的汽化热分别为:78.11=29057kJ/kmol92<13=33167 kJ/kmoI=V'xw rA(1 - Xw)g =80.756/3.60.041 X 29057+0.959 X 33167=740.1kJ/s所以传

41、热面积:740.1 3600Itm2二 42 m2996 21.4采用浮头式换热器，用Fb系列，选用公称直径 500m m,公称压力1.6MP，公称面积70 m2,罐子尺寸''25X 2.5,管子总数180根(2管程),正方形倾斜45度排列。2. 接管(1)原料进料管进料管的结构类型很多,有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下:，取UF =0.8m/s，该温度下苯和水甲苯的密度分别为= 798.2kg/m?B=797.2kg/m3,所以 =0.6 798.2 0.4 797.2 =797.8 kg/mmF40003600*797.8-33= 1

42、.39 10 m3/s4VsHx1.310-D ： s=47mm通过以上计算，采用热轧无缝钢管(YB231 、江53.14x0.864),夕卜径55mm，壁厚2.5mm。(2)回流管采用直管回流管，取UR = 1.6m3/s,料液冷凝后温度为 83.1 C,查得该温度下苯和甲苯的密度分别为沐=813.5kg/m3 订=808.5 kg/m3，所以卜=0.961 813.1 0.039 808.5 =812.9 kg/m3体积流速：3Vs = L M D/=49.696/3.6 X 78.25/812.9=0.0013m /sf4VT/4X0.0013dR=34mm:二ur - 3.14 1.6

43、采用热轧无缝钢管(YB231 64),外径45mm，壁厚3.0mm。(3) 塔顶蒸汽出料管塔顶蒸汽组成 y=0.961，平均分子 M = 78.59kg/kmol塔顶蒸汽密度：ToPM22.4Tpo3-2.6kg/m则蒸汽流量：V = 6.8 X8.59/2.6 = 0.205m3/s,直管出气,取出气气速u=20m/s,则4 0.205113mm。.3.14 20采用热轧无缝钢管(YB231 64),外径 132mm,壁厚4.0mm。(4) 塔釡出料管采用直管出料，取 Uw = 1.6m/s，塔釡出料温度为110.2 C,查得该温度下苯与甲苯的密度分别为匚=775.3 kg/m3?B =76

44、8.8 kg/m3，所以平均密度：=769.03kg/m3体积流速：Vs =W M w/=16.72/3.6 X 91.56/769.03=5.53 X 10-4m3/s,4VS4<5.53<10adw = I= *丨=21mm二 Uw3.14 1.6采用热轧无缝钢管(YB231 64),外径30mm，壁厚4.5mm。(5) 再沸器蒸汽出气管采用直管出料，取 U = 22m/s，采用间接水蒸气加热 M B =90.62kg/kmol蒸汽密度：r = ToPMB -2.1 kg/m322.4Tp。34 0.968D 二3.14 22Vs =V' Mb /-80.756/3.6

45、 X 90.62/2.1=0.968 m /s二 237mm采用热轧无缝钢管(YB231 64),外径260mm，壁厚10.0mm。3、储槽(1)原料液储槽原料液的存储量是要保证生产能正常进行，主要根据原料生产情况及供应周期而定的.一般说来，应保证在储槽装液 60%80% ,如不进料仍能维持运作24小时.取装料60%80%是因为在工业中为了安全，储槽一般要流出一定的空间.该设计任务中， 取储槽装料70% ,即装填系数为0.7。原料液温度为t=25 C，此时进料液中各物料的物性是：卜=872kg/mmF4000 = 4.59m3/s872所需的储槽体积：V=24Vs= 244-59 =157.4

46、 m3 取 160 m?0.70.7选用平底平盖的立式储槽，材料为碳钢，公称压力为常压，图号：R22-00-1,标准号为 JB1422-74。(2)中间槽中间槽是储存回流量及出料的储罐。苯一甲苯精馏过程为连续生产，中间槽的设计依据是中间槽装液60%80%能保持至少12个小时的流量，该设计任务中，槽装液70%，即取安全系数为 0.7，保持流量2小时。取储槽中的料液温度为 t=83.1 C,此时进料液中各物料的物性是：本：i a = 813.3kg m质量浓度 a = 0.961甲苯： 订=808.5kg质量浓度a 0.0039进料液体积流量为：10.9610.0393Vs =MdD 78.59

47、31.06 () =2.88m h订813.1808.524Vs 242.883实际储槽体积： V = =98 7m30.70.7选用公称容积为100m3的平底平盖立式储槽，材料为碳钢，公称压力为图号：R22-00-1,标准号为 JB1422-74。4、泵的选型计算该工艺流程有两个主要的泵装置，一个为进料泵，负责把液体打进填料塔；另一个为 回流泵，负责把回流液打回塔内重新进行精馏 .由于所设计的泵用于输送化工液体 ，与一 般泵不同，它要求泵操作方便，运行可靠，性能良好和维修方便.泵的选型首先要根据被输送物料的基本性质，包括相态、温度、粘度、密度、挥发性和毒性等，还要考虑生产的工艺过程、动力、环

48、境和安全要求等条件.在流量小而压头 高、液体又无悬浮物且粘度不高的情况下，选用旋涡泵较为适宜.4.1进料泵进料液泵扬程计算：H =2 (H2+ h)( H2为提馏段高度，h为塔支座高度)取块塔板高0.5m , H2=12X 0.5= 6m考虑到再沸器，裙座高度取3m则H=2X (6+3)=18m。原料进料密度为 797.8kg/m3，安全系数取1.3，则流量可计算为：40003Q' = 1.36.52m /h797.8在此条件下采用IS型单级单吸离心泵，型号：IS50-40-200.其性能参数为：转速 n= 1450r/min，流量 Q=7.5nf/h，扬程 H= 13.2m 效率=43%，轴功率 0.63KW质 量为 62/46kg。4.2回流泵回流泵扬程计算：H =2 (出+ h) ( H1为精馏段高度，h为塔支座高度)，取块塔板高0.5m , H1 =9 X 0.5= 4.5m；塔支座高度取 3m贝U