苯-甲苯精馏塔课程设计

吉林化工学院化工原理课程设计-50-吉林化工学院化工原理课程设计化工原理课程设计任务书设计题目苯-甲苯二元筛板精馏塔设计设计条件在常压下连续筛板精馏塔中精馏分离苯-甲苯混合液。要求进料组成XD=0.42，塔顶组成XF已知参数：苯-甲苯混合液处理量80kmol/h,进料热状况q=0.97.塔顶压强1atm（绝压）。回流比R=（1.1~2.0Rmin）。单板压降设计任务：完成该精馏塔的工艺设计，包括辅助设备及进出口管路的计算和选型；画出带控制点工艺流程图、x-y相平衡图、塔板负荷性能图、塔板布置图、精馏塔工艺条件图；写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。指导教师：庄志军设计时间：2012年11月22日-2010年12月16日专业：化学工程与工艺班级：化工1003班姓名：任云霞学号：10110307吉林化工学院化工原理课程设计题目筛板精馏塔分离苯--甲苯工艺设计教学院化工与材料工程学院专业班级化工1003班学生姓名学生学号10110307指导教师庄志军2012年12月06日目录摘要 -1-第1章绪论 -2-第2章精馏流程确定 -3-第3章精馏塔的设计计算 -4-3.1物料衡算 -4-3.2塔板数的确定 -5-3.2.1相对挥发度α的求解 -5-3.2.2确定最小回流比Rmin和回流比 -6-3.2.3精馏段、q线、提馏段方程求解 -6-3.2.4逐板计算法求解NT -7-3.2.5全塔效率ET -8-3.2.6实际塔板数 -9-3.3工艺条件的计算 -9-3.3.1操作压强Pm -9-3.3.2温度∆tm -10-3.4物性数据计算 -10-3.4.1平均相对分子质量Mm -10-3.4.2平均密度ρm -11-3.4.3液体表面张力σm -13-3.4.4液体粘度μLm -15-3.5塔的气液负荷计算 -16-3.6塔和塔板主要工艺尺寸计算 -16-3.6.1塔径D -16-3.6.2溢流装置 -18-3.6.3塔板布置 -19-3.6.4筛孔数n与开孔率φ -20-3.6.5塔的有效高度Z -21-3.7筛板的流体力学验算 -21-3.7.1塔板压降验算 -21-3.7.2雾沫夹带量ev的验算 -22-3.7.3漏液的验算 -22-3.7.4液泛验算 -23-3.8塔板负荷性能图 -24-3.8.1雾沫夹带线（1） -24-3.8.2液泛线 -26-3.8.3液相负荷性能图 -28-3.8.5液相负荷下限线 -29-3.8.6操作弹性 -30-第4章塔的热量衡算 -32-4.1加热介质的选择 -32-4.2冷却剂的选择 -32-4.3比热容及汽化潜热的计算 -32-4.3.1塔顶温度tD下的比热容 -32-4.3.2进料温度tF下的比热容 -32-4.3.3塔底温度tW下的比热容 -33-4.3.4塔顶温度tD下的汽化潜热 -33-4.4热量衡算 -34-4.4.10℃时塔顶上升的热量QV的求解 -34-4.4.2回流热的热量QR -34-4.4.3塔顶馏出液的热量QD -34-4.4.4进料的热量QF -34-4.4.5塔底残液的热量QW -35-4.4.6冷凝器消耗的热量QC -35-4.4.7再沸器提供的热量QB -35-第5章塔总体高度计算 -36-5.1塔顶封头 -36-5.2塔顶空间 -36-5.3塔底空间 -36-5.4人孔 -36-5.5进料处板间距 -36-5.6裙座 -37-第6章塔的附属设备计算 -38-6.1塔的接管 -38-6.1.1进料管 -38-6.1.2回流管 -38-6.1.3塔底出料管 -38-6.1.4塔顶蒸汽出料管 -39-6.1.5塔底蒸汽出气管 -39-6.2换热器的选择 -39-6.2.1冷凝器的选择 -39-6.2.2再沸器的选择 -40-6.3进料泵的选择 -41-第7章结果汇总表 -43-主要符号说明 -45-参考文献 -48-结束语 -49-摘要根据化工原理课程设计任务书的要求对苯-甲苯二元筛板精馏塔的主要工艺流程进行设计，并画出了精馏塔的工艺流程图和设备条件图，此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。本设计首先确定设计方案，再进行主要设备的工艺设计计算——物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容，然后通过筛板的流体力学验算检验本设计的合理性。本次设计选取回流比为2Rmin，Drickamer和bradford的精馏塔全塔效率关联图得到全塔效率为52%，设定每块板压降△P为，板间距0.4m，确定了塔的主要工艺尺寸。通过本次设计使自己掌握化工设计的基本步骤和方法，并且知道化工设计的格式，在设计过程中掌握了图表表达设计，论文排版，excel表格计算，电脑制图等能力。关键词：苯—甲苯、筛板精馏、物料衡算、热量衡算、流体力学验算，实际板数，塔高。第1章绪论精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。它通过气，液两相多次直接接触和分离，利用各组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相传递，难挥发组分由气相向液相传递，是汽液相之间的传质传热的过程。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续或间歇的;有些特殊的物系，还可以采用恒沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。精馏过程其核心为精馏塔，板式塔类型：气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。本设计采用筛板精馏塔，进行苯-甲苯二元物系的分离，精馏塔，原料预热器，蒸馏釜，再沸器及泵等附属设备。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀的80％左右。（2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。（3）塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。（4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。筛板塔的缺点是：塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。操作弹性较小(约2～3)。小孔筛板容易堵塞。第2章精馏流程确定一、加料方式加料分两种方式，泵的加料和高位槽加料。高位槽加料时通过控制液位高度，可以得到稳定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用。并且塔内压力大于大气压力，进料有困难；泵加料属于强制进料方式，泵加料易受温度影响，流量不稳定。本实验加料用泵加料，泵和自动调节装置配合控制进料。二、进料状态进料方式一般有冷液进料、泡点进料、气液混合进料、露点进料、加热蒸汽进料等。本设计采用气液混合进料且q=0.97。该进料方式对设备的要求高，设计起来难度相对稍大。三、冷凝方式塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，且本次分离苯和甲苯，制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。四、回流方式本设计采用泵进行泡点回流。五、加热方式采用间接加热，因为对同一种进料组成，热状况及回流比得到相同的馏出液组成及回收率时，间接加热所需理论板数比直接加热要少一些，所需成本也低。本次分离苯和甲苯混合液，所以采用间接加热。六、加热器选用浮头式换热器。只用在工艺物料的特性或工艺条件特殊时才考虑其他型式。第3章精馏塔的设计计算本设计任务为分离苯—甲苯二元物系。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中，将原料通过预热器加热至一定温度后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经铲平冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，热量衡算，工艺计算，结构设计和校核。3.1物料衡算（1）进料参数塔顶中含苯的摩尔分数xD料液中含苯的摩尔分数xF塔底中含苯的摩尔分数xW（2）平均相对分子质量MMM（3）物料衡算总物料衡算：D+W=F;易挥发组分物料衡算：F80=D+WD=33.40kmol/h80×0.42=D3.2塔板数的确定3.2.1相对挥发度α的求解将苯蒸气看作理想气体，甲苯看作理想溶液。苯和甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程求算，即：lgα其中P表3.2苯-甲苯的Antoine常熟ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58查苯-甲苯的t-x-y图，t的温度范围为（80℃~110℃），所以在Antoine方程中的t的取值范围为80在80℃~110℃范围内任意取十个温度值，如82℃、86℃、88℃、90℃、93℃、95℃、97℃、100℃、102℃因为log将上述温度代入上式中，将结果汇总如下表温度82℃86℃88℃90℃93℃95℃97℃100℃102℃105℃α107.556121.272128.626136.320148.525157.121166.096180.294190.266206.012P41.84847.86351.12154.55460.04763.94868.04874.58879.21886.586P2.5702.5342.5162.4992.4732.4572.4412.4172.4022.379则全塔的平均相对挥发度为α=所以苯—甲苯的相平衡方程为x=3.2.2确定最小回流比Rmin和回流比根据1.013×105P选择进料热状况q=0.97已知q线方程y=qq-1x-x把q=0.97代入=3\*GB3③式，得y=-32.33x+14作图得x由R选R=2R3.2.3精馏段、q线、提馏段方程求解精馏段操作方程：yn+1yq线方程:y=-32.33x+14精馏段方程与q线方程的交点的求解：yn+1解得x=0.4160所以提馏段方程过（0.015,0.015），（0.4160,0.5491）利用两点式求得提馏段的方程0.015=0.015a+b解得a=1.332所以提馏段方程为：y3.2.4逐板计算法求解NT因为塔顶采用全凝器，可知y相平衡方程x=精馏段方程y把从第一块板上升的气体组成y1第一块板下降的液体组成x1把x1第二块板上升的气体组成y2把y2第二块板下降液体组成x2如此反复计算得y3=0.941xy4=0.894xy5=0.824xy6=0.732xy7=0.633x因为x7=0.411<故可知第七块理论板为进料板，精馏段共有7-1=6块理论板以下计算进入提馏段相平衡方程x=提馏段方程yy8=0.543xy9=0.427xy10=0.304xy11=0.195xy12=0.114xy13=0.061xy14=0.076xy15=0.038xy16=0.016x因为x所以总板数为16块（包括塔底再沸器）因为精馏段的理论板为6块，所以提馏段为16-6=10块（包括再沸器）3.2.5全塔效率ET依式E根据塔顶、塔底液相组成查苯-甲苯的t-x-y图，求得塔平均温度为94.84℃，该温度下进料液相平均黏度为μm=0.42μA+（1由下表查取苯-甲苯的黏度，利用数值插值法求解94.84℃温度下苯和甲苯的黏度μ温度t/℃8090100110120μμ0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228故μμ把μA=0.267μB=0.274代人=4\*GB3④μ故E3.2.6实际塔板数精馏段：N提馏段：N13.3工艺条件的计算3.3.1操作压强Pm塔顶压强PD=101.325KPa则进料板压强P塔底压强P则精馏段平均操作压强P提馏段平均操作压强P3.3.2温度∆t根据操作压强，依式计算操作温度：P=在该计算过程中，运用Excel中的单变量求解法进行求解苯-甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程求算，即：苯P甲苯P例假定温度t，k1=y=当y=1时，则假定温度满足要求用单变量求解得塔顶温度tD=80.35℃进料温度tF=97.15℃塔底温度tW=116.91℃则精馏段平均温度tt3.4物性数据计算3.4.1平均相对分子质量Mm塔顶xDMM进料板xFMM塔底xWMM则精馏段平均相对分子质量为：MM则提馏段的平均相对分子质量为：MM3.4.2平均密度ρm一、液相密度ρ依下式1ρLm=塔顶：xD=α已知塔顶温度为80.35℃，根据不同温度与密度的关系图利用数值插值法求解在该温度下苯-甲苯的液相密度ρρ1ρLMD(2)进料板由进料板液相组成xα已知进料温度为97.15℃，ρρ1ρLMF(3)塔底由塔底液相组成xα已知塔底温度为116.91℃，利用数值插值法求解该温度下苯和甲苯的液相密度ρρ1ρLMW故精馏段平均液相密度ρLM(1)=(814.49+794.10)/2=804.30提馏段的平均液相密度ρLM(2)=(794.10+773.175)/2=783.64二、气相密度ρ精馏段平均气相密度ρ已知精馏段平均相对分子质量为80.79kg/kmol精馏段平均温度为88.75℃，精馏段的平均操作压强105.175K则ρ提馏段平均气相密度ρ已知提馏段的平均相对分子质量为87.59kg/kmol提馏段的平均温度为107.03℃，提馏段的平均操作压强为116.025K则ρ3.4.3液体表面张力σmσ利用数值插值法根据温度与苯和甲苯的表面张力的关系计算特定温度下的表面张力。塔顶塔顶温度为80.35℃σσσ(2)进料进料温度为97.15℃σσσ(3)塔底塔底温度为116.91℃σσσ则精馏段的平均表面张力为：σ提馏段的平均表面张力为：σ3.4.4液体粘度μLmμLm=利用数值插值法根据温度与苯和甲苯的黏度的关系计算特定温度下的液体粘度。塔顶塔顶温度为80.35℃μμμ(2)进料进料温度问97.15℃μμμ塔底塔底温度为116.91℃μμμ则精馏段的平均液相黏度为μ提馏段的平均液相黏度为μ3.5塔的气液负荷计算（1）精馏段的气液负荷计算VVLLL（2）提馏段的气液负荷计算LLVV3.6塔和塔板主要工艺尺寸计算3.6.1塔径D（1）精馏段塔径初板间距HT=0.4m，取板上的液层高度故H(L查史密斯关联图得C20=0.071,依下式校正到物质表面张力为20.49C=Cμ取安全系数为0.7，则μ故D=4按标准，塔径圆整为1.4m。塔横截面积A则空塔气速μ(2)提馏段塔径初选塔板间距HT'(L因为C20C=Cμμ故D=4按标准，塔径圆整为1.4m。塔横截面积A则空塔气速μ3.6.2溢流装置采用单溢流、弓形降液槽、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰，各项计算如下溢流堰长l取堰长lw出塔堰高hh=1\*GB3①精馏段故h=2\*GB3②提馏段故h降液管的宽度Wd与降液管的面积由lwD=0.645查图得故WA由式τ=精馏段τ提馏段τ=Af(4)降液管底隙高度h取液体通过降液管底隙的流速u0'为0.15m/s,依式计算降液管底隙高度u得h精馏段h0=提馏段h0=3.6.3塔板布置取边缘区宽度WC=0.04m，安定区宽度依式计算出开孔区面积A其中x=r=A3.6.4筛孔数n与开孔率φ取筛孔的孔径d0为5mm，正三角形排列，一般碳钢的板厚δ为3mm，取t/d孔中心距t=3.0×依式计算塔板上的开孔区的开孔数n，即n=1158依式计算塔板上开孔率φ，即0.907td0每层塔板上的开孔面积A0为气体通过筛孔的气速：精馏段u提馏段u3.6.5塔的有效高度Z精馏段Z=提馏段Z=3.7筛板的流体力学验算3.7.1塔板压降验算气体通过筛板压降相当的液柱高度h单板压降相当的液柱高度依d0/σ精馏段h提馏段h气流穿过板上液层压降相当的液柱高度h精馏段uFε依式h提馏段uFε依式h克服液体表面张力压降相当的液柱高度h精馏段h提馏段h故精馏段h提馏段h单板压降∆精馏段∆P提馏段∆P3.7.2雾沫夹带量ev的验算依式ev=精馏段e=0.011kg故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带提馏段e=9.70故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带3.7.3漏液的验算由式u精馏段u=6.63m/s筛板的稳定系数K=u故在设计下不会发生过量漏液提馏段u=6.16m/s筛板的稳定系数K=u故在设计下不会发生过量漏液3.7.4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HH精馏段hH取φ=0.5则Φ故Hd提馏段hH取φ=0.5则Φ故Hd根据以上塔板的各项流体力学验算，可以认为精馏段塔径及各项工艺尺寸、提馏段塔径及各项工艺尺寸是合适的。3.8塔板负荷性能图3.8.1雾沫夹带线（1）精馏段ev式中ua=h取E=1.03hw=0.044mh=2.5[0.044+2.84=0.11+1.893LS取雾沫夹带极限值ev为0.1kg液HT=0.4m并将（3-3），（3-2）代入（3-1）0.1=整理得VS提馏段ev式中ua=h取E=1.035hw=0.036mh=2.5[0.036+2.84=0.09+1.848LS取雾沫夹带极限值ev为0.1kg液HT=0.4m并将（3-7），（3-6）代入（3-5）0.1=整理得VS在操作范围内，任取几个LS值，依上式算出相应的表3-1精馏段雾沫夹带线计算结果LS（0.6×1.5×3.0×4.5×VS（2.5952.4022.2742.167表3-2提馏段雾沫夹带线计算结果LS（0.6×1.5×3.0×4.5×VS（2.6952.5072.3822.2783.8.2液泛线由式φH精馏段取E=1.03lwh故how=0.735由式hh则h=0.0279+0.47故h=0.0300+0.0200V由式hd=0.153将HT=0.4mφ=0.5及式（3-10），（3-11），0.5整理得VS提馏段：由式φH取E=1.035lwh故how=0.739由式hh则h=0.0228+0.469故h=0.0247+0.0235V由式hd=0.153将HT=0.4mφ=0.5及式（3-14），（3-15），0.5整理得VS在操作范围内取若干LS值，依式计算V表3-3精馏段液泛线计算结果LS（0.6×1.5×3.0×4.5×VS（3.4223.3123.2233.130表3-4提馏段液泛线计算结果LS（0.6×1.5×3.0×4.5×VS（2.5152.4522.3642.2823.8.3液相负荷性能图取液体在降液管中停留时间为4s，则LS液相负荷上限线在VS-3.8.4漏液线（气相负荷下限线）精馏段huowuVA0V提馏段：huowuVA0V在操作范围内任取n个LS值，依式计算相应的V表3-5精馏段LS（0.61.53.04.5VS（0.6800.7190.7440.764表3-6提馏段LS（0.61.53.04.5VS（0.5980.6360.6590.6793.8.5液相负荷下限线取平堰、堰上液层高度how精馏段E=1.03依式：

h整理得：L提馏段E=1.035依式：

h整理得：L此值在VS3.8.6操作弹性精馏段负荷性能图提馏段负荷性能图精馏段查精馏段的负荷性能图可知·VS,max故精馏段的操作弹性为·提馏段查提馏段的负荷性能图可知·VS,max故提馏段的操作弹性为·第4章塔的热量衡算4.1加热介质的选择常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。本设计选用温度120℃的饱和水蒸气作加热介质。原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。饱和水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减小，但是蒸汽压力不宜太高。4.2冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气。选用25℃的冷凝水，选升温10℃,及冷却水的出口温度为35℃。4.3比热容及汽化潜热的计算4.3.1塔顶温度tD下的比热容对于苯直接查液体比热容共线图。已知tD=80.35苯：C甲苯：C则C4.3.2进料温度tF下的比热容已知tF=97.15℃；苯：C甲苯：C则C4.3.3塔底温度tW下的比热容已知tW=116.91苯：C甲苯：C则C4.3.4塔顶温度tD下的汽化潜热已知tD=80.35苯：394.1-379.3甲苯：379.4-367.1则r4.4热量衡算4.4.10℃时塔顶上升的热量QV的求解（注：塔顶以0℃为基准）Q4.4.2回流热的热量QR(注：此为泡点回流)据t-x-y图查此时组成下的泡点tD苯：1.953=147.00甲苯：1.970=175.32则C则Q4.4.3塔顶馏出液的热量QD（注：馏出口与回流口组成相同，CPD=Q4.4.4进料的热量QFQ4.4.5塔底残液的热量QWQ=3440867.54.4.6冷凝器消耗的热量QCQ=4418898.344.4.7再沸器提供的热量QB在全塔范围内列衡算式，塔釜热损失为10%，则QQ再沸器的实际热负荷0.9=4418898.34+3440867.5+1738908.8=4599920.8计算得Q第5章塔总体高度计算塔体总高度利用下式计算H=5.1塔顶封头封头分为椭圆形、蝶形封头等几种本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=1400mm，查《化工原理课程设计》附录2得曲面高度h1=350mm，直边高度h2=40mm，内表面积A=2.3005m2H5.2塔顶空间设计中取塔顶间距H5.3塔底空间塔底空间高度HB5.4人孔对D≥1000mm的板式塔，为安装，检修的需要，一般每隔6~8塔板设一人孔，本塔中共有32块塔板，需要4个人孔，每个人孔直径为450mm，在设置人孔处板间距H5.5进料处板间距考虑在进口处安装防冲设施，取进料板处间距H5.6裙座塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座，由于裙座内径>800基础环内径D基础环外径D圆整后DD考虑到再沸器，取裙座高H塔体总高度H==第6章塔的附属设备计算6.1塔的接管6.1.1进料管进料管的结构类型很多，有直管进料、弯管进料、T形进料管，本设计采用直管进料管，管径计算如下依式d取uF=1.6m/sVd查标准系列选取ϕ50×26.1.2回流管采用直管回流管，取uR=2.0Vd查标准系列选取ϕ50×26.1.3塔底出料管采用直管出料管，取uw=1.0Vd查标准系列选取ϕ50×26.1.4塔顶蒸汽出料管采用直管出气，取uV=21Vd查标准系列选取ϕ273×4.56.1.5塔底蒸汽出气管采用直管出气，取uV=20Vd查标准系列选取ϕ273×4.56.2换热器的选择6.2.1冷凝器的选择有机物蒸汽冷凝器设计选用总传热系数一般范围为500~1500kcal/（m2（1kcal=4.18J）本设计取K=700kcal/（m3∙h∙℃）=2926KJ/（出料液温度80.35℃（饱和气）80.35℃（饱和气）冷却水25℃35℃逆流操作∆t1∆根据全塔热量衡算得：Q=4422192.8KJ/h传热面积A=取安全系数1.04，则所需传热面积A=30.12×1.04=31.32选用JB-1.6-500-2.5/25-4-32.8型换热器能符合工艺要求。6.2.2再沸器的选择选用130℃饱和水蒸气，总传热系数取K=3600KJ/（m2出料液温度116.91℃（饱和气）117.0℃（饱和气）水蒸汽温度130℃130℃逆流操作∆t1∆根据全塔热量衡算得：Q=5111023.2KJ/h传热面积A=取安全系数1.04，则所需传热面积A=108.84×1.04=113.19选用JB-4.0-700-2.5/25-2-118.1型换热器能符合工艺要求。6.3进料泵的选择VuF=1.6m/s设泵在地面上，忽略其他因素，料液面至加料孔的高度H=3+2.38+0.6×设主加料管管长25m，90°标准弯头2个，截止阀7个（全开），则有关管件的当量长度为90°弯头L截止阀L因此总当量长度为L管进口处的阻力系数为ξi=0.5由上设计可知：进料液密度ρ故R故流体在管内为湍流流动取管壁绝对粗糙度ε=0.3mm，查莫迪摩擦系数图可得λ则

∆在进料泵出口端与进料管内截面间列柏努力方程求算泵的扬程为：H=30.41m则流量Q=考虑到正常操作，所选泵的额定流量和扬程应大于理论所达到的要求。查泵性能表，所选进料泵的型号为IS-32-160第7章结果汇总表筛板塔精馏塔结果汇总表项目符号单位计算数据精馏段提馏段平均分子量气相kg/kmol80.7987.59液相kg/kmol82.5089.2各段平均温度℃88.75107.03平均密度气相2.8333.234液相804.30783.64各段平均表面张力20.4918.69各段平均粘度m0.2870.252平均流量气相m3/s1.1351.060液相m3/s0.003130.00593实际塔板数块1220板间距m0.40.4塔有效高度m4.47.6塔径m1.41.4空塔气速m/s0.740.69塔板液流形式单流型