苯-甲苯体系板式精馏塔设计

北京理工大学化工原理课程设计化工原理课程设计设计题目:苯-甲苯体系板式精馏塔设计化工原理课程设计任务书设计任务分离含苯35%，甲苯65%的二元均相混合液，要求所得单体溶液的浓度不低于97%。（以上均为质量分率）物料处理量：20000吨/年。（按300天/年计）物料温度为常温（可按20℃计）。设计内容设计一常压下连续操作的板式精镏塔，设计内容应包含：方案选择与流程设计；工艺计算（物料、热量衡算，操作方式与条件确定等），主要设备的工艺尺寸计算（塔高、塔径）；主体设备设计，塔板选型与布置，流体力学性能校核，操作负荷性能图，附属设备选型； 绘制工艺流程示意图、塔体结构示意图、塔板布置图；（设计图纸可手工绘制或CAD绘图）计算机辅助计算要求物性计算①编制计算二元理想混合物在任意温度下热容的通用程序；②编制计算二元理想混合物在沸腾时的汽化潜热的通用程序。气液相平衡计算①编制计算二元理想混合物在任意温度下泡点、露点的通用程序；②编制计算二元理想混合物在给定温度、任意组成下气液分率及组成的通用程序。精馏塔计算①编制计算分离二元理想混合液最小回流比的通用程序；②编制分离二元理想混合液精馏塔理论塔板逐板计算的通用程序。采用上述程序对设计题目进行计算报告要求设计结束，每人需提交设计说明书（报告）一份，说明书格式应符合毕业论文撰写规范，其内容应包括：设计任务书、前言、章节内容，对所编程序应提供计算模型、程序框图、计算示例以及文字说明，必要时可附程序清单；说明书中各种表格一律采用三线表，若需图线一律采用坐标纸（或计算机）绘制；引用数据与计算公式须注明出处（加引文号），并附参考文献表。说明书前后应有目录、符号表；说明书可作封面设计，版本一律为十六开(或A4幅面)。摘要化工生产与现在生活密切相关，人类的生活离不开各色各样的化工产品。设计化工单元操作，一方面综合了化学，物理，化工原理等相关理论知识，根据课程任务设计优化流程与工艺，另一方面也要结合计算机等辅助设备与机械制图等软件对数据和图形进行处理。本次设计旨在分离苯与甲苯混合物，苯与甲苯化学性质相同，可按理想物系处理。通过所学的化工原理理论知识，根据物系物理化学特性及热力学参数，对精馏装置进行选型与优化，对于设备的直径，高度，操作条件（温度、压力、流量、组成等）对其生产效果，如产量、质量、消耗、操作费用的影响寻找最优值。本次设计塔设备选用板式塔，气体以鼓泡的形式穿过板上的液层，进行传质与传热，选用板式塔中结构简单造价低廉的筛板塔。前言作为一名学习化学工程与工艺专业的学生，化工原理是专业课中的重中之重。通过大三一年专业课的学习，我们初步掌握了化工流程与工艺的理论知识。化工原理这门课程紧密联系了化工生产实际，是一门实践性极强的工程性学科。而化工原理课程设计更具备综合性与实践性，为化工原理理论课与实际运用的桥梁。在这次课程设计中，我更加深刻地体会到了化工单元操作的具体环节，同时也大大提高了自己分析问题与解决问题的能力，有利于自己在未来的学习与工作中更好地去处理事务。此次课程设计是分离苯与甲苯混合物。苯与甲苯属于二元理想混合物，设计中采用的是常压连续精馏。本次设计塔的选型为板式塔，采用的是筛板塔。筛板塔的优点是结构简单，制造维修方便，造价低，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板以堵塞，不适宜处理黏性大的、脏的和带固体粒子的料液。热量由塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离。塔顶冷凝装置选用全凝器。为使塔的操作稳定，免受季节气温影响，精馏，提馏段采用相同的塔径以便于制造，采用饱和液体（泡点）进料。蒸馏采用间接蒸汽加热，设置再沸器。回流比选用最小回流比1.5倍（一般R=(1.1~2)Rmin。通过相关理论与经验公式对所需数据进行处理与计算。同时在设计过程中也充分利用了计算机辅助计算与CAD制图。将所学的知识充分结合起来。完成了本次课程设计的要求。设计是一项创造劳动，身处其中，我们痛并快乐着。对于每一个工艺参数的设计，做到小心翼翼；对于每一个小任务的完成又倍有成就感，设计过程计算量很大，这也要求我们以严肃认真的态度对待设计，对自己所提交的数据负责。在整个过程中极大地锻炼了自己各方面的能力。TOC\o"1-4"\h\z\u设计题目:苯-甲苯体系板式精馏塔设计 1化工原理课程设计任务书 2 设计任务 2 设计内容 2 计算机辅助计算要求 2 报告要求 3摘要 4前言 5第1章 详细设计方案 81.1 设计任务说明 81.2 流程设计 91.2.1 分离苯与甲苯工艺流程图： 91.2.2 流程说明 91.3 设计方案 101.3.1 精馏方式选择 101.3.2 进料热状态 111.3.3 操作压力 121.3.4 回流比的选择 121.3.5 回流比 121.3.6 塔顶冷凝器的冷凝方式 131.3.7 精馏塔类型的选择 13第2章 精馏过程工艺设计 152.1 原料状态 152.1.1 苯与甲苯的物理性质 162.1.2 物料衡算： 162.1.3 摩尔分数 162.1.4 露点、泡点的计算 172.2 图解法求理论塔板数 202.2.1 苯与甲苯饱和蒸汽压的确定 202.2.2 回流比R的确定 212.2.3 操作线方程 252.2.4 图解步骤 252.2.5 相对挥发度 262.2.6 全塔效率 282.3 逐板计算法计算理论塔板数 292.4 相关物性参数计算 312.4.1 操作温度 312.4.2 操作压力 322.4.3 平均摩尔质量计算 322.4.4 平均密度 332.4.5 液相平均表面张力 352.4.6 液相平均黏度 362.4.7 热容 372.4.8 气化潜热 40第3章 精馏塔塔体工艺尺寸计算 423.1 塔径的计算 423.1.1 精馏段塔径的计算 423.1.2 提馏段塔径的计算 443.2 精馏塔有效高度计算 45第4章 塔板主要工艺尺寸 464.1 溢流装置计算 464.1.1 溢流堰长lw： 464.1.2 溢流出口堰高度hw 464.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af 484.1.4 降液管底隙高度h0 494.2 塔板布置 504.2.1 塔板的分块 504.2.2 边缘区宽度确定 504.2.3 开孔区面积计算 504.2.4 筛孔数n与开孔率 51第5章 筛板的流体力学验算 535.1 精馏段 535.1.1 塔板压降△Pp 535.1.2 液面落差 555.1.3 液沫夹带 555.1.4 漏液 555.1.5 液泛 565.2 提馏段 575.2.1 塔板压降 575.2.2 液沫夹带 585.2.3 漏液 595.2.4 液泛 59第6章 塔板负荷性能图 616.1 精馏段 616.1.1 漏液线 616.1.2 液沫夹带线 616.1.3 液相负荷下限线 626.1.4 液相负荷上限线 626.1.5 液泛线 636.2 提馏段 656.2.1 漏液线 656.2.2 液沫夹带线 666.2.3 液相负荷下限线 676.2.4 液相负荷上限线 676.2.5 液泛线 67第7章 板式塔的结构及塔体高度 717.1 塔体结构 717.1.1 塔体总高度 717.2 附属设备设计 747.2.1 塔的接管 748.2.2 冷凝器 768.2.3 进料预热器 778.2.4 再沸器 788.2.5 离心泵 798.2.6 贮罐 79第8章 程序设计 807.1二元理想混合物在任意浓度下泡点、露点的计算 807.2最小回流比计算程序 827.3苯与甲苯溶液在给定温度、任意组成下气液分率及组成的通用程序。 837.4二元混合精馏塔理论塔板逐板计算的通用程序 857.5计算二元在任意温度下热容的通用程序 877.6计算二元混合物在沸腾时的汽化潜热的通用程序 90详细设计方案设计任务说明分离物系：苯和甲苯混合物。分离装置：常压下的连续精馏装置。进料热状态：饱和液体（泡点）进料。加热方式：间接蒸汽加热，设置再沸器。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝。回流比选择：该物系属易分离物系，最小回流比比较小，操作回流比取最小回流比的1.5倍。流程设计分离苯与甲苯工艺流程图：图1-1工艺流程图流程说明原料液利用用离心泵从原料贮罐输送到原料预热器中，预热器将原料加热到泡点温度后，在塔中部某一适合位置不断加入塔内。整个塔由若干层塔板按一定间距叠置而成，由塔板提供气、液两项接触的场所，一层塔板就是一个接触级。原料进入塔内后，分为两部分：甲苯（重组分）蒸汽在塔顶冷凝器中冷凝，部分冷凝液回流入塔，由上而下经过塔板，与自下而上的苯蒸汽进行传质，到达塔底后流出，大部分经过塔底再沸器间接加热重新气化返回塔内，以形成延塔上升的气流，小部分经冷却器成为产品进入产品贮罐并进行热量回收利用，在回流罐内加入水喷射泵和自动控制系统，对塔内压力进行控制。轻组分乙醇进入塔内后和自下而上的蒸汽一起通过塔板到达塔顶，而后作为塔釜加热器和原料加热器的加热工质分别流过塔釜加热器和原料加热器，然后，进入冷却器冷却，冷却后经分配器一部分回流至塔内继续进行循环。精馏塔中的上升气流与下降液流延塔进行多次接触级蒸馏，从而使上升气流中的易挥发组分逐板增加，同时下降液流中的易挥发组分逐板减少，只要塔板数目足够多，就能够使精馏塔不断地从塔顶和塔底获得合格的产品并实现稳定操作。设计方案精馏方式选择气-液平衡共存时，气相中易挥发组分含量较液相为富的原理，在实施蒸馏分离时，可选用简单蒸馏、间歇蒸馏、连续精馏以及特殊精馏等。简单蒸馏也称微分蒸馏，是一种不稳定的单级蒸馏过程，需分批（间歇）进行。原料液一次加入蒸馏釜中，在一定压强下加热至沸，使液体不断汽化。汽化的蒸汽引出，冷凝后加以收集，得到塔顶产品，即馏出液。简单蒸馏属于间歇操作。简单蒸馏时，气液两相的接触比较充分，可以认为两相的组分达到了平衡。受相平衡比的限制，简单蒸馏的分离程度不高。通常用于混合液的初步分离，也用于石油产品的某些物理指标的评定。间歇精馏是将料液成批投入蒸馏釜，逐步加热汽化，待釜液组成降至规定值后一次性排出的操作。间歇精馏为非定态过程，在精馏过程中，釜液组成不断降低，若在操作时保持回流比不变（R不变），则随时下降；反之，若保持不变，则在精馏过程中不断提高（增大）R。为了达到预期分离要求，实际操作可灵活多样，例如在操作初期可逐步加大回流比使不变，但R过大，经济上不合理。故操作后期可保持R不变，若所得的馏出液不符合要求，可将此部分产物并入下一批原料再次精馏。间歇精馏往往采用填料塔，这样可尽量减小持液量（塔身积存的液体量）。持液量将影响间歇精馏过程及产品的数量。间歇精馏时全塔均为精馏段，无提馏段。因此获得同样的塔底、塔顶组成的产品，间歇精馏的能耗必大于连续精馏。间歇精馏一般用于混合液的分离要求较高而料液品种或组成经常变化的情况。连续精馏装置，包括精馏塔、再沸器、冷凝器等。连续精馏典型操作如：精馏塔供汽液两相接触进行相际传质，位于塔顶的冷凝器使蒸汽得到部分冷凝，部分凝液作为回流液返回塔顶，其余馏出液是塔顶产品。位于塔底的再沸器使液体部分汽化，蒸汽沿塔上升，余下的液体作为塔底产品。进料加在塔的中部，进料中的液体和上塔段来的液体一起沿塔下降，进料中的蒸汽和下塔段来的蒸汽一起沿塔上升。与间歇精馏相比较，连续精馏的优点：一、工艺控制点的控制参数稳定，正常情况下无明显变化。二、全新概念的回流分配技术，使精馏塔的采出量、回流量以最优化方式精确控制，使塔的能耗、物耗降至最低，分离功效最佳。三、独特的全凝器设备技术，使物料在该系统中只发生冷凝过程，无冷却过程，因而使回流流体依然保持泡点，最大限度发挥精馏塔的分离功效。四、大比表面、大通气量，低阻力降的高效填料的应用，大大提高精馏塔的分离功效，减少物耗、能耗，降低设备造价。五、由于连续精馏的控制点的控制参数稳定，所以能量损失小，更加节能。六、国内独特的无滞液分布器，保证精馏塔内实现零滞液量，精馏塔的操作更稳定，控制更便利，产品质量得到更充分保证。七、连续精馏与间歇精馏相比产品的品质稳定，而且产品的品质更佳。其他还有一些特殊精馏方式，如：恒沸精馏、萃取精馏、多组分精馏、盐效应精馏和分子精馏等。由于生产规模以及纯度的要求，本次设计采用连续精馏方式。进料热状态进料热状态与塔板数、塔径、塔的热负荷及回流量均有密切的联系。在实际生产过程中进料状态有多种。一般以进料热状态参数q表示：实际操作过程中，一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，其主要原因是由于此时塔的操作比较容易控制且不易受季节气温的影响；在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。故本次的q=1（泡点进料热状态参数值）。操作压力精馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行精馏。当物性无特殊要求时，一般在常压下操作，这样不仅降低了对塔体本身的耐压要求，同时降低了操作成本，不影响分离效率，适合于工业用途。苯的常压沸点在80.1℃，甲苯的常压沸点为110.63℃，常压操作可以满足要求，因此本次设计采用常压操作。回流比的选择蒸精馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。如蒸馏釜残液中的主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时（如乙醇与水）宜用直接蒸汽加热。其优点是可以利用压强较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加热，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需要在提馏段增加塔板数以达到生产要求。本设计是苯-甲苯体系，因此采用间接蒸汽加热，设置再沸器。回流比选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用之和最低。一般经验值为式中R——操作回流比Rmin——最小回流比课程设计中，选用塔顶冷凝器的冷凝方式塔顶上升蒸汽可根据需要进行全部冷凝和部分冷凝。若要全冷凝，则采用全凝器，这样蒸汽就全部冷凝为液体，一部分回流至塔内，一部分再经冷却器冷却作为塔顶产品引出。若需部分冷凝，则采用分凝器，让部分蒸汽冷凝为液体，并作为回流液引入塔内，余下蒸汽可根据需要进入冷凝冷却器，冷凝并进而冷却后做为塔顶产品引出。对于小塔，冷凝器可采用简单的蛇管换热器；对于大塔，一般都采用列管式换热器。冷却介质一般采用冷却水，为了提高冷却介质流速，进而提高其对流传热系数，一般都让冷却水走管程，蒸汽在管外冷却。采用分凝器，就等于增加了理论塔板，这对塔顶蒸汽起到了一定的增浓作用，也有利于操作的控制，但却增加了设备费。本次设计采用全凝器将塔顶蒸汽全部冷凝，然后部分回流入塔内，其余作为塔顶产品引出。精馏塔类型的选择精馏、吸收操作过程中，大都采用板式与填料塔两种型式的塔设备。板式塔是一种逐级（板）接触型的汽液传质设备，塔内一塔板作为基本构件，气体以鼓泡或喷射的型式穿过塔板上的液层，使气液两相密切接触进行传质。图1-2：板式塔示意图填料塔属于微分接触型的气液传质设备。塔内以填料作为气液接触和传质的基本构件，液体在填料表面呈膜状向下流动，气体呈连续相自下而上流动，并进行气液两相间的传质。板式塔和填料塔均可作为蒸馏、吸收等汽液传质过程，但两者之间进行比较和选择时，应考虑多方面的因素。表1-1给出了板式塔和填料塔主要的比较情况。表1-1：板式塔和填料塔的比较项目板式塔填料塔压降较大小尺寸填料较大；大尺寸填料及规整填料较小空塔气速较大小尺寸填料较小；大尺寸填料及规整填料较大塔效率较稳定，效率较高传统填料低；新型乱堆及规整填料高持液量较大较小液气比适应范围较大对液量有一定要求安装检修较易较难材质常用金属材料金属及非金属材料均可造价大直径时较低新型填料投资较大在进行板式塔和填料塔选型比较时，下列情况应优先选用填料塔：1）有的新型填料具有很高的传质效率，在分离程度要求高的情况下，采用新型填料可降低塔的高度。2）新型填料的压降较低，对节能有利，加之新型填料具有较小的持液量，很适于热敏物料的蒸馏分离。3）对腐蚀性物料，填料塔可选用非金属材料的填料。4）易于发泡的物料也宜选填料塔，因为在填料塔内气相主要不以气泡形式通过液相，可减少发泡危险。在下列情况下应优先考虑板式塔：1）板式塔内液体滞料量大较大，操作负荷范围较宽，操作易于稳定，对进料浓度的变化也不甚敏感。2）液相负荷较小的情况。这是填料塔会由于填料表面湿润不充分难以保证分离效率。3）对易结垢、有结晶的物料，板式塔堵塞的危险小。4）需要设置内部换热元件如蛇管，或需要多个进料口或多个侧线出料口时，板式塔的结构易于实现。5）安装、检修、清洗较方便。在苯与甲苯的分离过程中，由于苯和甲苯性质接近，也没有特殊性质，综合考虑，本设计中选用板式塔。精馏过程工艺设计原料状态分离物系：苯～甲苯二元均相混合液原料状态：进料温度20℃，苯含量35%，甲苯含量65%分离要求：所得苯溶液的浓度不低于97%设计能力要求：20000吨/年。（按300天/年计）操作压力：常压（101.325KPa）苯与甲苯的物理性质表2-1：苯和甲苯物理性质物质分子式摩尔质量/Mr沸点/℃临界温度tC/℃临界压强pC/kPa苯C6H67880.1288.56833.4甲苯C6H5-CH392110.6318.64107.7物料衡算：F：进料量（kmol/h）xF:原料组成（摩尔分数）D：塔顶产品流量（kmol/h）xD：塔顶组成（摩尔分数）W：塔底残液流量（kmol/h）xW：塔底组成（摩尔分数）摩尔分数苯的摩尔质量MA=78kg/kmol甲苯的摩尔质量MB=92kg/mol原料组成：塔顶苯的摩尔分数：塔底组成（设含苯1%以下）原料液平均摩尔质量：塔顶平均摩尔质量：塔底产品的平均摩尔质量：总物料衡算原料处理量联立解得kmol/hkmol/h露点、泡点的计算泡点是指在恒压下液体开始沸腾的温度，露点是指恒压下气体开始凝结时的温度。通过编程实现求得在不同组成下的泡点、露点温度。在编程中假定平衡常数仅为温度、压力的函数。具体程序框图见下：泡点相平衡方程热力学方程泡点时系统满足归一方程归一方程计算中假定平衡常数仅为温度的函数。采用牛顿迭代法，迭代公式为：蒸汽压的计算采用安托因方程：A，B，C均可从化工手册可以查到。露点相平衡方程热力学方程露点时系统满足归一方程归一方程计算中假定平衡常数仅为温度的函数。采用牛顿迭代法，迭代公式为：蒸汽压的计算采用安托因方程：A，B，C均可从化工手册可以查到。泡点程序框图：开始开始输入输入P,T0,xi,ε,Ai,Bi,Ci,i=1,2T=TT=T0Pi=PKKi=T=T-F(T)T=T-F(T)yiyF(T)=yF(T)=y1+y2-1FF’(T)=xF(T)<F(T)NYYTbTb=T露点程序框图为：开始开始P,TP,T0,yi,ε,Ai,Bi,CiT=TT=T0PPKKT=T-T=T-F(T)xxF(T)=xF(T)=x1+x2-1FF’(T)=yNF(T)NF(T)YYTTd=T图解法求理论塔板数苯与甲苯饱和蒸汽压的确定苯和甲苯在特定温度下的饱和蒸汽压可以由由安托因（Antoine）方程确定：其中，有文献查得苯和甲苯常数，如下表所示：表2-2Antoine常数组分ABC苯6.022321206.350220.237甲苯6.078261343.943219.377回流比R的确定当R=Rmin时，达到分离要求所需的理论板数=∞，相应的设备费用易为无限大；当R稍稍增加，N即从无穷大急剧减少，随R的增大R对N的影响逐渐减弱。实用回流比应在下限Rmin与上限R=∞之间选取。在苯与甲苯的x-y相图中确定Rmin.查化工手册得：表2-3：苯-甲苯溶液气液平衡数据（101.3kPa）温度/℃液相中苯（摩尔分数）/%气相中苯（摩尔分数）/%110.40.00.0108.06.013.8106.010.823.2104.015.831.9102.021.039.9100.026.447.398.032.254.396.038.360.894.044.666.892.051.372.590.058.477.888.066.082.986.073.887.684.082.492.182.091.596.481.096.398.580.2100.0100.0据此作出苯与甲苯x-y图图2-1：苯-甲苯的y-x图及图解理论板最小回流比与回流比的确定泡点进料时，q线垂直于x轴，垂直的q线与平衡线的交点e(0.388,0.388)作垂线ef即为进料线（q线）,该线与平衡线的交点坐标为：故最小回流比为：取操作回流比为：也可使用计算机辅助计算求最小回流比：由根据四点共线得：联立求解二次方程得：式中程序框图：开始开始输入输入α,xF,xD,qNYNq=1Yq=0

NYNq=1Yq=0操作线方程（1）精馏塔的气、液相负荷：故：精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为图解步骤在x-y图中作出平衡曲线（根据表一气液平衡关系）及对角线。在x轴上定出x=xD、xF、xW的点，并通过这三点依次按垂线定出对角线上的点a,f,b.(图表栏，添加绘图到图层，两点确定一条直线。)在y轴上定出yc=xD/(R+1)的点c,联结点a，点c作出精馏段的操作线。由进料热状况求出q线的斜率q/(q-1),并通过点f作q线。（泡点进料，q线垂直于x轴）将q线、精馏段操作线ac的交点d与点b联结成提馏段的操作线bd。从点a开始，在平衡线与线ac之间作梯级，当梯级跨过点d时，此梯级就相当于加料板。然后改在平衡线与线bd间作梯级，直到再跨过点b为止。由此得到苯与甲苯的x-y图由图可得：总理论板层数NT=16，其中NT精=7，NT提=9（不包括再沸器），进料板位置NF=8.相对挥发度泡点是指在恒压下液体开始沸腾的温度，露点是指恒压下气体开始凝结时的温度。由表2-3数据可画出苯与甲苯的t-x-y相图和x-y相图；同时，为了得到t-x-y相图和x-y相图，需要知道苯和甲苯溶液在不同温度下平衡时的气、液相组成。这可以通过计算机计算得到。其程序框图如下图所示：开始开始输入输入P,T,zi,ε,Ai,Bi,Ci,i=1,2x=0x=0PPKKy1=Ky1=yyNx=x+εNx=x+εYYyy=1xx1=Nx1+Nxy=y-εy=y-εNx≤zi≤yNx≤NYzi<xzzYYYYYYxi=0xi=0xi=xxi=由此可得到苯与甲苯的t-x-y图图2-2苯与甲苯的t-x-y图查图得：塔顶，塔釜塔平均温度：t平时，相对挥发度：全塔效率奥康奈尔（O’connell）法求全塔效率将全塔效率关联成的函数，其中为塔顶及塔底平均温度下的相对挥发度；为塔顶及塔底平均温度下进料液相平均黏度mPa·s。函数关系可表示为：此法适用于=0.1~7.5,且板上液流长度≤1.0米的一般公业板式塔。因此全塔效率实际塔板数N精馏段，取13层提馏段，取17层逐板计算法计算理论塔板数逐板计算是确定精馏塔理论板数最常用的方法。要利用平衡线和操作线进行交替计算。精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为：相对挥发度为：平衡线方程为：逐板计算程序流程图：开始开始输入输入n=0n=0x=f(y)x=f(y)y=n=n+1y=n=n+1NxNxYYN=n，N=n，m=0YNNNt=N+MM=mYx<xWm=m+1x=f(y)y=1.458x-0.005

YNNNM=mYxm=m+1x=f(y)y=1.458x-0.005相关物性参数计算操作温度由于塔顶、塔釜、进料液的气液相达平衡，可以利用表2-3中数据由插值法求得tD、tD、Antoine方程的表达式为：对于苯：对于甲苯：令由安托因方程可求得代入上式，得低于101.3kPa，说明所设t偏低。再设由安托因方程可求得稍大于101.3kPa，说明所设t偏大。再设由安托因方程可求得略低于101.3kPa，说明所设t偏小。再设由安托因方程可求得与101.3kPa接近。取tD=80.7同理，进料板温度塔釜温度tw=109.9℃精馏段平均温度提馏段平均温度：操作压力塔顶操作压力（绝压）取每层塔板压降则进料板压力塔釜压力：精馏段平均压力提馏段平均压力平均摩尔质量计算（1）塔顶气、液混合物平均摩尔质量由平衡曲线（图2-2）得塔顶：（2）进料板气、液混合物平均摩尔质量：图2-1中进料板位置查得：查平衡曲线得进料板：（3）塔釜气、液混合物平均摩尔质量：0.005塔釜：（4）精馏段气、液混合物平均摩尔质量:（5）提馏段气、液混合物平均摩尔质量：平均密度已知：混合液密度：1理想气体密度：式中a为质量分数，M为平均相对分子质量查化工手册得到常压下不同温度的苯和甲苯的密度：表2-4：苯与甲苯的液相密度温度t/℃8090100110120ρL,苯/(kg/m3)815803.9792.5780.3768.9ρL,甲苯/(kg/m3)810800.2790.3780.3770.9气相平均密度由理想气体状态方程计算，即精馏段：提馏段：液相平均密度使用内插法求得在tF、tD塔顶液相平均密度：同理可得：：进料板液相的质量分数为进料板液相平均密度：由塔底液相平均密度：精馏段液相平均密度为提馏段液相平均密度为：液相平均表面张力查手册得苯与甲苯表面张力表2-5：苯和甲苯液体表面张力温度t/℃8090100110120σ苯/(mN/m)21.2720.0618.8517.6616.49σ甲苯/(mN/m)21.6920.5919.9418.4117.31液相平均表面张力计算公式：由内插法计算表面张力：，计算得：故：塔顶液相平均表面张力，计算得故：进料板液相平均表面张力，计算得塔底液相平均表面张力：精馏段液相平均表面张力提馏段液相平均表面张力：液相平均黏度由化工手册可查得苯与甲苯不同温度下的黏度：表2-6苯和甲苯液体黏度温度t/℃μL，苯/(mPa·s)μL，甲苯/(mPa·s)800.3080.311900.2790.2861000.2550.2641100.2330.2541200.2150.228液相平均粘度计算公式：，内插法计算得：塔顶液相平均粘度：，得，得进料板液相平均粘度：塔底液相平均黏度：精馏段液相平均黏度为：提馏段液相平均黏度为：热容查手册可得到不同温度下苯与甲苯的热容表2-7：苯和甲苯的热容温度t/℃6080100120CP,苯/(kJ/kg·K)1.8281.8811.9532.047CP,甲苯/(kJ/kg·K)1.8341.9021.9702.073，内插法计算得塔顶液相平均热容：，计算得进料板液相平均热容：，计算得塔底液相平均热容：精馏段液相平均热容为：提馏段液相平均热容为：对二元理想混合物在任意温度下热容的计算：理想气体热容：C液体热容Rowlinson-Bondi法：C式中：Tr为对比温度；ω为偏心因子；R为通用气体常数；求Tr：T式中：T为混合物温度TC为临界温度求ω用Rdmister法：w开始框图：开始输入输入ACCCp=CYT>TNNθiθwwTTT<TT<TYYCC0.25CpC气化潜热根据手册可得：表2-8：苯和甲苯的汽化潜热温度t/℃6080100120r,苯/(kJ/kg)407.7394.1379.3363.2r,甲苯/(kJ/kg)391.0379.4367.1354.2，内插得塔顶液相平均汽化潜热：，得进料板液相平均汽化潜热：，得塔底液相平均汽化潜热：精馏段液相平均汽化潜热为：提馏段液相平均汽化潜热为：计算机计算二元理想混合物在沸腾时的汽化潜热理想单组分汽化潜热经验计算公式有蒸发潜热与温度的关系有公式：开始程序框图：开始输入输入Trb=rb1x+rrrT精馏塔塔体工艺尺寸计算板式塔主要尺寸的设计计算，包括塔高、塔径的设计计算，板上液流形式的选择、溢流装置的设计，塔板布置、气体通道的设计等工艺计算。塔径的计算精馏段塔径的计算（1）最大空塔气速和空塔气速最大空塔气速计算公式：精馏段的气、液相体积流率：取板间距，板上液层高度史密斯关联图纵坐标为物系表面张力的负荷系数。查史密斯图（图3-1）得，图3-1史密斯关联图塔内气、液两相的体积流量，m3/h;—塔内气液两相的密度，kg/m3;HT-塔板间距，m;hL-塔上液层高度，m.取安全系数为0.7，则空塔气速为：塔径按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为：实际空塔气速为提馏段塔径的计算提馏段的气、液相体积流率为：与精馏段相同：取板间距，板上液层高度取安全系数为0.7，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为D=1m塔截面积为：实际空塔气速为：因此全塔塔径取1m.精馏塔有效高度计算精馏段有效高度为：提馏段有效高度为：在进料板处及提馏段各开一人孔，其高度均为0.8m，故精馏塔的有效高度为：塔板主要工艺尺寸溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔的性能有着重要影响。因塔径D=1.0m，可选用单溢流弓形降液管，凹形受液盘。溢流堰长lw：精馏段与提馏段均取：溢流出口堰高度hw溢流高度hw：选用平直溢流堰，堰上液层高度可用弗里西斯（Francis）公式计算，即堰上液层高度：式中——堰长，m；——塔内液体流量，m3/hE——液流收缩系数。其中E液流收缩系数可由液流收缩系数图（图4-1）查得：图4-1液流收缩系数图（1）精馏段由图4-1，可近似取E=1，则取板上清液层高度=60mm故:（2）提馏段m查图4-1，近似取E=1，则取板上清液层高度：故弓形降液管宽度Wd和截面积Af（1）精馏段根据弓形降液管参数图，由，查图4-2可知故：图4-2弓形降液管的参数为了使溢流液中夹带的气泡得以分离，液体在降液管内应有足够的停留时间。由实践经验可知，液体在降液管内的停留时间不小于图4-2弓形降液管的参数更长一些。因此，在确定降液管尺寸后，应按下式验算降液管内液体的停留时间，即验算液体在降液管中停留时间：（大于5s符合要求）故降液管设计合理（2）提馏段由,同理可得：故验算液体在降液管中停留时间：故降液管设计合理。降液管底隙高度h0（1）精馏段降液管底隙高度即降液管下端与塔板间的距离，以表示。为了保证良好的液封，又不致使流体阻力太大，一般不应低于6mm，一般取为：取液体通过降液管底隙的流速，则故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度（2）提馏段取降液管底隙的流速，则降液管底隙高度设计合理。故选用凹形受液盘，深度塔板布置塔板的分块因D>800mm，故塔板采用分块式。由表4-1可知塔板分为3块。表4-1：塔板分块数塔径/mm800~12001400~16001800~20002200~2400塔板分块数3456边缘区宽度确定安定区：开孔区与溢流区之间的不开孔区域称为安定区，也称为破沫区。溢流堰前的安定区宽度为，其作用是在液体进入降液管之前有一段不鼓泡的安定地带，以免液体大量夹带气泡进入降液管；进口堰后的安全区宽度为，其作用是在液体入口处，由于板上液面落差，液层较厚，有一段不开孔的安全地带，可减少漏液量。精馏段和提馏段取值一致。溢流堰前的安定区宽度：进口堰后的安定区宽度：边缘区宽度：开孔区面积计算布置筛孔的有效传质区，亦称鼓泡区。开孔区面积以Aa表示，对单溢流型塔板，开孔区面积可用下式计算。即：式中为以角度表示的反正弦函数。（1）精馏段：（2）提馏段其中故故精馏段与提馏段的开孔区面积为：0.532m2筛孔数n与开孔率（1）筛孔数n本次处理的苯和甲苯物系无腐蚀性，故选用=3mm的碳钢板。取筛孔的孔径为5mm。筛孔按正三角形排列，取孔心距t为：按三角形排列时，筛板上的筛孔数按下式计算：图4-3图4-3：筛孔的正三角形排列式中t—孔心距，mm.孔孔数确定后，在塔板开孔区内布筛孔，若孔数较多可在适当位置堵孔。（2）塔板上开孔区的开孔率：筛板上筛孔总面积与开孔区面积之比称为开孔率，筛孔按正三角形排列时可按下式计算：式中A0—筛板上筛孔的总面积，m2;Aa—筛板上开孔区的总面积，m2.一般，开孔率大，塔板压降低，雾沫夹带量少，但操作弹性小，漏液量大，板效率低。通常开孔率为5%~15%。（在5%~15%范围内）每层塔板上的开孔面积A0为：A0=精馏段气体通过筛孔的气速：提馏段气体通过筛孔的气速：筛板的流体力学验算塔板流体力学验算的目的是为检验以上初算塔径及各项工艺尺寸的计算是否合理，塔板能否正常操作。验算项目如下：精馏段塔板压降△Pp气体通过塔板时，需要克服塔板本身的干板阻力，板上充气、液层的阻力及液体表面张力造成的阻力，这些阻力及形成了塔板的压降。气体通过筛板的压降△Pp以相当的液柱高度表示时可由下式计算，即：式中——与气体通过塔板的干板压降相当的液柱高度，m液柱；——与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m液柱；——与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱；干板阻力按简化式计算：式中——筛孔气速，m/s；——流量系数，其值对干板的影响较大。按图5-1所示关系求解C0.由，查图可得：故液柱）气体通过液层的阻力气体通过液层的阻力与板上清液层的高度及气泡的状况等许多因素有关，其计算方法很多，对于筛板塔，设计中常采用下式估算：式中——充气系数，反映板上液层的充气程度，其值可从下图5-2中查取，通常可取=0.5~0.6。图中F0为气相动能因子，其定义式为：（单溢流板）式中：——气体动能因子，kg1/2/(s·m1/2)；——通过有效传质区的气速，m/s；——塔截面积，m2.图5-2图5-2充气系数关联图查图得：=0.68故液柱）液体表面张力的阻力由进行估算式中——液体的表面张力，N/m（m液柱）气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算：（m液柱）气体通过每层塔板的压降为：（设计允许值）液面落差对于筛板塔，液面落差很小，本次设计的塔径与液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带液沫夹带造成液相在塔板间的反混，严重的液沫夹带会使塔板效率急剧下降，为保证塔板效率的基本稳定，通常将液沫夹带量限制在一定范围内，设计中规定液沫夹带量液体/kg气体。筛孔塔板的雾沫夹带量，设计中常采用亨特关联图，如图5-3。图中直线部分可回归成下式：式中——液沫夹带量，kg液体/kg气体；——塔板上鼓泡层高度，m。根据设计经验，一般取。——液体的表面张力，N/m；图5-3亨特关联图——板间距，m图5-3亨特关联图——气速，m/s；液/kg气）<0.1（kg液/kg气）故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。漏液当气体通过筛孔或阀孔的流速较小，气体的动能不足以阻止液体向下流动时，便会发生漏液现象。根据经验，当漏液量小于塔内液流量的10%时对塔板效率影响不大。故漏液量等于塔内液流量的10%时的气速称为漏液点气速，它是塔板操作气速的下限，以表示。计算筛板塔漏液点气速，设计时可采用下式计算：实际孔速：稳定系数为：故在设计负荷下不会产生过量漏液。液泛为防止塔内发生液泛，降液管内需维持一定的液层高度Hd。保证降液管中泡沫液体总高度不能超过上层塔板的出口堰。即式中：——安全系数。苯和甲苯物系属于一般物系，取=0.5，则：板上不设进口堰：（m液柱）（m液柱）故本设计中不会发生液泛现象。提馏段塔板压降干板阻力由，故：所以气体通过液层的阻力式中——气体通过液层的阻力；——充气系数，反映板上液层的充气程度；——板上清液层的高度。气相动能因子（单溢流板）式中——气体动能因子，kg1/2/(s·m1/2)；——通过有效传质区的气速，m/s；——塔截面积，m2.查图5-2得：液体表面张力的阻力式中——液体的表面张力，N/m气体通过每层塔的液柱高度：气体通过每层塔板的压降为：（设计允许值）液沫夹带液沫夹带造成液相在塔板间的返混，严重的液沫夹带会使塔板效率急剧下降，为保证塔板效率的基本稳定，通常将液沫夹带限制在一定的范围内，设计中规定液沫夹带量。计算液沫夹带量用以下公式：式中——液沫夹带量，kg液体/kg气体；——塔板上鼓泡层高度，m。根据设计经验，一般取。——液体的表面张力，N/m；——板间距，m；——气速，m/s；故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。漏液当气体通过筛孔或阀孔的流速较小，气体的动能不足以阻止液体向下流动时，便会发生漏液现象。根据经验，当漏液量小于塔内液流量的10%时对塔板效率影响不大，故漏液量等于塔内液流量的10%时的气速称为漏液点气速，它是塔板操作气速的下限，以表示。对于筛板塔，漏液点气速可用下列公式计算：实际孔速：稳定系数为：故在设计负荷下不会产生过量漏液。液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度苯和甲苯物系属一般物系，取，则板上不设进口堰：而所以本设计中不会发生液泛现象。塔板负荷性能图精馏段漏液线由得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果如表6-1：表6-1：漏液线数值0.00060.00150.00300.00450.00600.1820.1870.1940.2000.204由数据即可做出漏液线1液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs~Ls关系如下=在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值.计算结果列于表6-2：表6-2：液沫夹带线数据0.00060.00150.00300.00450.00601.1681.1081.0300.9650.907作出液沫夹带线2液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3液相负荷上限线以作为液体在将液管中停留时间的下限故据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限4液泛线令由联立得忽略，将与，与，与的关系式代入上式，得将有关数据代入整理，得操作范围内，任取几个值，依上式计算出值如图6-3：液泛线数据0.00060.00150.00300.00450.00600.6200.5910.5360.4600.347作出液泛线5根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图：图图6-1：精馏段筛板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA即作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得：故操作弹性为：所设计筛板精馏段的主要结果汇总于表6-4：表6-4：筛板塔精馏段设计计算结果序号项目数值1平均温度tm/℃88.12平均压力pm/kPa105.93气体流量Vs/(m3/s)0.3374液体流量Ls/(m3/s)0.00865塔的有效高度Z/m12.86实际塔板数307塔径/m1.08板间距/m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长/m0.6612堰高/m0.05213板上液层高度/m0.0614堰上液层高度/m0.00815降液管底隙高度/m0.01616安定区宽度/m0.06517边缘区宽度/m0.03518开孔区面积/m20.53219筛孔直径/m0.00520筛孔数目170721孔中心距0.01922开孔率/%6.323空塔气速/(m/s)0.53524筛孔气速/(m/s)10.125稳定系数1.6626单板压降/kPa0.59027负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带/(kg液/kg气)0.00230气相负荷上限/(m3/s)0.59131气相负荷下限/(m3/s)0.18032操作弹性3.278提馏段漏液线在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，如表6-5.根据表中数据作出漏液线1.6-5：漏液线计算结果0.00060.00150.00300.00450.00600.1820.1890.1970.2020.208液沫夹带线以为限在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，如表6-6.根据表中数据作出液沫夹带线2.表6-6：液沫夹带线计算结果0.00060.00150.00300.00450.00601.2091.1511.0751.0110.954液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3。液相负荷上限线以作为液体在将液管中停留时间的下限。据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限4。液泛线令由联立得忽略，将与，与，与的关系式代入上式，得将有关数据代入整理，得操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，如表6-7.根据表中数据作出液泛线5.表6-7：液泛线计算结果0.00060.00150.00300.00450.00600.6550.6330.6000.5670.531图6-图6-2：提馏段筛板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出抛物线。该筛板上线为液泛控制，下限为漏液控制。由图得故操作弹性为：表6-8：筛板塔提馏段设计计算结果序号项目数值1平均温度tm/℃102.72平均压力pm/kPa116.353气体流量V‘s/(m3/s)0.3564液体流量L‘s/(m3/s)0.001965塔的有效高度Z/m12.86实际塔板数307塔径/m1.08板间距/m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长/m0.6612堰高/m0.46213板上液层高度/m0.0614堰上液层高度/m0.13815降液管底隙高度/m0.03716安定区宽度/m0.06517边缘区宽度/m0.03518开孔区面积/m20.53219筛孔直径/m0.00520筛孔数目170721孔中心距0.01922开孔率/%6.323空塔气速/(m/s)0.50324筛孔气速/(m/s)10.625稳定系数1.8926单板压降/kPa0.59527负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带/(kg液/kg气)0.00330气相负荷上限/(m3/s)0.59631气相负荷下限/(m3/s)0.18532操作弹性3.222精馏塔辅助设备选型板式塔的结构塔体结构塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶封头底边的距离。为了利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度大于板间距，设计中通常取塔顶间距为1.5~2.0H塔底空间塔底空间指塔内最下层塔板到塔底封头的底边处的距离，其值由如下因素决定：a.塔底贮液空间依存贮液量停留3~8min或更长时间；b.再沸器的安装方式及安装高度c.塔底液面至塔内最下层塔板之间要有1~2m的间距。人孔热控数目根据物料清洁程度和塔板安装方便而定。对于D≥1000mm的板式塔，为安装和检修方便，一般每隔6~8塔板设一人孔。人孔直径一般为450~600mm，其伸出塔体的筒体长为200~250mm，人孔中心距操作平台约800~1200mm。设人孔处的板间距应大于或等于600mm。塔体总高度板式塔的塔体总高度可由下式计算：式中，H——塔高，m；n——实际塔板数；nF——进料板数；HF——进料板处板间距，m； np——人孔数；HP——人孔处板间距； HD——塔顶空间； HB——塔底空间； H1——塔顶封头高度，m； H2——裙座高度，m.塔顶封头 本设计采用椭圆形封头，公称直径DN=1000mm由GB/T25198（如图7-1）查得：曲面高度：h1=250mm直边高度：h2=40mm内表面积：A=1.2096m2容积：V=0.1623m3则封头高度：H1=h1+h2=250+40=290mm图8-1：椭圆形封头参数塔顶空间设计中取塔顶间距：考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间HD=1m.塔底空间塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离取塔釜停留时间为5min，塔底液面至最下一层塔板之间距离为1m，则：人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设计应便于进入任何一层塔板，由于人孔处塔板间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求。一般每个10～20快塔板才设一个人孔，但是对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则选择每隔4～6块塔板开一个人孔，本塔中共30块板，故设置2个人孔，每个孔直径为450mm，在设置人孔处，板间距为600mm，同时裙座上再开2个人孔，直径为45mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨合，人孔法兰的密封面形状及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同。进料板处板间距加料板的空间高度取决于加料板的结构型式以及进料状态。如果是液相进料，其高度可与塔板间距或稍大一些，如果是汽相进料，则取决于进口形式。本设计塔板高度为400mm，故取加料板高度HF=500mm。裙座塔底常用裙座支撑，塔裙的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以他是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径＞800mm，故裙座壁厚取16mm。 基础环内径： 基础环外径： 圆整后： 考虑到再沸器，因此裙座高度：（7）塔体总高度板式塔设备冷凝器本次设计采用全凝器将塔顶蒸汽全部冷凝，然后部分回流入塔内，其余作为塔顶产品引出。冷凝液热负荷对全凝器做热量衡算，以单位时间为基准，并忽略热损失：整理得全凝器的热负荷：式中：——全凝器的热负荷，；——塔顶上升蒸汽带入的热量，；——塔顶产品带出的热量，；——回流液带出的热量，；——操作回流比；——塔顶上升蒸汽的焓，；——塔顶馏出液的焓，；冷凝器冷凝介质的消耗量为：式中：——冷凝介质的消耗量，；——冷凝介质的比热，；——分别为冷凝介质进、出冷凝器的温度，℃。管程:冷却水20-35壳程:塔顶产品80.7℃(饱和气)——80.7℃(饱和液)所用冷凝介质为水，水进冷凝器的温度取20℃，出口温度取35℃。平均温度下冷却水比热为,塔顶上升蒸汽的汽化潜热为，故：=356.87kw.冷凝液用量平均温度差出料液温度：80.7℃（饱和蒸汽）→80.7℃（饱和液体）冷却水温度：20℃→35℃℃℃传热面积计算传热面积时，需了解总传热系数，查《化工原理》附录表，有机物蒸汽冷凝器设计选用的K范围800～1200W/(m2·K)，取K=800W/(m2·K)主要工艺结构及参数换热管规格及材质的选定选用Φ25×2.5mm钢管换热管数及长度管数：设冷却水流量为1m/s根管长：根据《化工原理》上册附录19列管式换热器选定型号，确定型号为：AEL273-1.6-8.7-1表7-1：换热管为φ25×2.5mm的换热器公称直径DN(mm)公称压力PN(MPa)管程数N管子根数n中心排管数管程流通面积(m2)换热管长度(mm)换热面积(m2)2731.613860.011930008.7再沸器再沸器的热负荷对精馏塔再沸器进行热量衡算，则：因釜残液中苯含量很低，故可近似按甲苯计,查表得甲苯的汽化热为410KJ/kg。故再沸器的热负荷为：kJ/h加热蒸汽消耗量选择加热剂为饱和水蒸气，进口温度取120℃，出口温度取120℃，饱和蒸汽的汽化热为2201kJ/kg。得：平均温差热流体进口温度取塔底混合液的露点℃，出口温度℃，得：10.1换热面积取K=800W/(m2·K)得：在换热器系列标准中，选择型号为：AEL450-0.6-58.4-2表7-2：换热管为φ25×2.5mm的换热器公称直径DN(mm)公称压力PN(MPa)管程数N管子根数n中心排管数管程流通面积(m2)换热管长度(mm)换热面积(m2)4500.62126120.0198600058.4进料预热器本设计是在泡点进料，计算机编程计算得到泡点为95.1℃，属于低温加热。选用低温度(〈150℃)加热器型式时，首先考虑的是管壳式换热器，只有在工艺物料的特性或者工艺条件特殊时，才考虑选用其他的形式。管壳式换热器主要分为四种，固定管板式、浮头式、填料函式、U型管式。在四种换热器中，选择固定管板式换热器，其结构简单，紧凑，制造成本较低。管程：原料液20℃—95.1℃（泡点）壳程：水蒸气100℃传热热负荷：蒸汽的用量忽略换热器热损失，已知100℃时，蒸汽汽化热为2258kJ/kg,故蒸汽的质量流量：平均温度差℃℃所需传热面积由《化工原理》表查得，水蒸气冷凝到有机液体换热时K值大致为60~350W/(m2·K),取K=300W/(m2·K)；选换热器在换热器系列标准中，选定换热器的型号为AEL400-0.6-14.6-2，具体参数见下表：表7-3：换热管为φ25×2.5mm的换热器公称直径DN(mm)公称压力PN(MPa)管程数N管子根数n中心排管数管程流通面积(m2)换热管长度(mm)换热面积(m2)4000.6198120.0308200014.6储罐化工生产中，原料液、产品一般都需要贮存。用于贮存原料液的贮罐主要有立式、卧式贮罐，立式圆筒形固定钉贮罐系列等。其中立式贮罐主要用于常压、贮存非易燃易爆、非剧毒的化工液体。卧式贮罐适用于贮存石油、石油产品以及化工产品。球罐系列适用于贮存石油化工气体、石油产品、化工原料、公用气体等。本设计中，选用立式贮罐平底平盖系列（HG5-1572-85）原料贮罐和产品贮罐。离心泵首先应根据输送液体的性质和操作条件确定泵的类型，然后按已确定的流量Qe和压头He从泵的样本或产品目录中选出合适的型号。显然，选出的泵所提供的流量和压头与管路要求的流量Qe和压头H不能完全相符，且考虑到操作条件的变化和设备有一定的裕量，所选泵的流量和压头可稍大一点，但在该条件下对应泵的效率应比较高，即点（Qe、He）坐标位置应靠在泵的高效率范围所对应的H-Q曲线下方。泵的型号选出后，应列出该泵的各种性能参数。原料进料量为：进料高度等于提馏段板间距加上裙座高度加上人孔与进料多余高度H=17×0.4+3+0.2+0.1=10.1m故离心泵选择时，扬程应大于10.1m.查《化工原理》附录表17，选用IS50-32-125型离心泵。表4：离心泵参数流量扬程转速效率%轴功率/kW允许气蚀余量重量（泵/底座）结构形式1518.52900601.262.532/46单级单吸各接管尺寸的设置接管用于连接工艺管路，使之与相关设备连成系统。板式塔主要接管有：塔顶上升蒸汽管、回流液管、进料管、塔釜出料管和塔底蒸汽入口管等。进料管进料管的结构种类很多，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。进料体积流量：取进料液流速则进料管的直径大小为：查询GB/T8163-2008标准，其尺寸、外形和重量在GB/T17395中详细列表。选用无缝钢管规格为42×2mm.则管内径为实际进料液流速：塔底出料管采取直管出料管取出料液流速则塔底出料管的直径大小为