化工原理课程设计说明书完结版

武汉工程大学课程设计说明书第37页一绪论1.1中英文摘要中文摘要：精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作,利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，用以实现甲醇—水的二元理想物系的分离。本设计说明书以通过物料衡算，热量衡算，工艺计算，结构设计和校核等一系列工作来设计一个具有可行性的合理的筛板塔。关键词：精馏塔筛板塔水甲醇理想物系最小回流比Abstract:Separationofdistillationisthemostcommonlyusedliquidmixtureofaunitoperation,usingliquidmixtureofallthedifferentpointsofthevolatile,volatilecomponentsfromliquidtogastransfer,difficultvolatilecomponentsfromgastoliquidtransfer.Mixtureofrawmaterialstoachievethevariouscomponentsoftheseparationprocessisatthesametimeheatandmasstransferprocess.Thedesignofcertaintasksforthedesignhandlingcapacityofthedistillationcolumnfortherealizationofwater-Methanolofthedualidealsoftheseparation.Thedesignspecificationthroughthematerialbalance,energybalance,technology,structuraldesignandverificationandaseriesofworktodesignareasonablepossibilityofthesievetower.Keywords：DistillationSievetowerwaterMethanolIdealsoftheDepartmentofThantheminimumreturnwater-Methano摘要本文通过设计筛板精馏塔达到分离甲醇-水二元混合物，需要满足年处理量30000吨，原料中甲醇含量50%，塔顶产品要求含甲醇不低于99%，塔底甲醇含量不高于1%，常压操作，泡点进料。采用连续精馏流程。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馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系（标况下，的沸点78.2°C），塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。通过全塔物料衡算、塔体工艺尺寸计算、塔板工艺尺寸计算，得到该筛板塔工艺尺寸。设计采用塔径1m，共安装31块塔板,第22块为进料板，每块塔板开孔数为2700个，采用单溢流弓形降液管，全塔高度为14.55m。各项设计均通过流体力学验算满足设计要求。关键词：筛板精馏塔；泡点进料；塔体；塔板AbstractInthispaper,throughthedesignofplatedistillationcolumntoachieveseparationofmethanol-waterbinarymixture,wehavetosatisfyannualhandlingcapacityof30,000tonsofrawmaterialsinthemethanolcontentof50percent,thetopproductrequirementsmethanolcontainingnotlessthan99percent,bottommethanolcontentnohigherthan1%,atmosphericpressureoperation,bubblepointfeed.

Continuousdistillationprocess.DesignusingbubblepointfeedtherawmaterialliquidthroughpreheaterafterheatedtosoakintotheDistillationColumn.Increaseduseofthewholetowerofsteamcondensate,andcondensateinthebubblepointbacktothenextpartofthetower,andtheremainingportionofproductstothestoragetankaftercooling.ThematterofisolatesbelongingtotheDepartment(understandardconditions,methanolboilingpointof78.2°C),towerreactorusingdirectsteamheating,coolingtowerbottomproductstothestoragetank.

Throughthematerialbalancetheentiretower,towerprocesssize,thetraysizecalculationprocess,thesizeoftheplatecolumntechnology.Designusesatowerdiameter1m,atotalof31plateinstalled,thefirstfeed22fortheboard,eachtrayopeningsfor2700,single-archoverflowdowncomerwholetowerheightof14.55mKeywords:sieveplatedistillationcolumn;bubblepointfeed;tower;tray1.2设计原理塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的汽液传质设备。根据塔内汽液接触构件的结构形式可分为板式塔和填料塔两大类。蒸馏是一种重要的化工单元操作，是工业上分离液相混合物的常用方法。蒸馏操作可以采用板式塔也可以采用填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气相以鼓泡或者喷射的形式穿过板上的液层，进行传质与传热。在正常的操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。作为汽液两相传质用的塔设备，首先必须使汽液两相充分接触，以获得较高的传质效率．此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项基本要求：1.汽液处理量大．即在较大的汽液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象．

2.操作稳定、弹性大．即当塔设备的汽液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作．并且塔设备应保证能长期连续操作．

3.流体流动的阻力小．即流体通过塔设备的压力降小．这将大大节省生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用．对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度．

4.结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易．这可以减少基建过程中的投资费用．

5.耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修．6.塔内滞留量小.本次设计基本上达到了设计要求，完成了设计任务，实现了设计目的。在设计过程中得到了老师的悉心指导指导以及本小组成员间的团结互助，特此感谢！此外，由于设计时间有限，而我们的经验也不足，在材料的收集整理以及设计之中都或多或少存在着一些不足，因此也希望得到老师的批评指正，并为今后的学习积累更多的经验。

二设计方案的确定2.1塔设计原则

总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。

（1）满足工艺和操作的要求（2）满足经济上的要求

（3）保证生产安全（4）技术先进2.2装置流程的确定

精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器等装备，热量自塔底输入，物料在塔中多次部分被汽化和冷凝进行精馏操作，由冷凝器中冷却介质将热量带走。工业生产中多应用连续蒸馏，具有生产能力大，产品质量稳定等优点，塔顶冷凝装置采用全凝器以便准确的控制回流比。在设计过程中还应考虑余热的利用。

2.3板型选择

本次设计是通过对筛板塔和浮阀塔的计算和生产能力，塔板效率，操作效率，操作弹性，压力降，以及操作和造价等多方面的比较选择了筛板塔。

筛板塔的主要优点有：

（1）结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。

（2）气液分散均匀，传质效率高，处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。

（3）塔板效率与浮阀塔大体相当，但比泡罩塔高15％左右。

（4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。（5）板上液面落差较小。

但筛板塔也存在着一些不足：

（1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

（2）操作弹性较小(约2～3)，若设计合理，也能具有足够的操作弹性。

（3）小孔筛板容易堵塞。

2.4操作压力的选择

精馏操作有常压，加压和减压。本设计采用常压操作，原因在于：

（1）苯和甲苯在常压下呈液态，不必采用加压装置。

（2）能用水将馏出物冷却，在常压下实现苯和甲苯的分离。

（3）苯和甲苯不属于热敏性物料，混合液沸点不高，不必采用减压蒸馏。2.5进料状态的选择

物料的进料状态有五种，可用进料状态参数q值来表示。进料为过冷液体：q＞1；饱和液体（泡点）：q＝1；气、液混合物：0＜q＜1；饱和蒸气（露点）：q＝0；过热蒸气：q＜0。本设计采用饱和液体（泡点）进料，原因在于：

（1）为使精馏段和提馏段保持相同的塔径，便于制造。

（2）保持塔的操作稳定。

（3）避免季节的影响。2.6冷却方式的选择本设计选择用冷却水冷却，并采用全凝器。2.7加热方式的选择塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。本设计物系是苯和甲苯，宜采用间接蒸汽加热，设置再沸器。2．8回流比的选择实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。为了是塔设备合操作费用实现最优化组合，一般经验值R=（1.1～2.0）Rmin;本设计选择了若干个R值，采用计算机编程和逐板计算法求出理论板数N。作出N（R+1）～R曲线，从中找出适宜的操作回流比。

2.9工艺流程工艺流程见工艺流程图。三精馏塔的工艺计算及塔板尺寸计算3.1精馏塔的工艺计算3.1.1物料衡(1)设计的条件原料：苯-甲苯混合物XF=0.5（摩尔分数）产品要求：XD=0.97(摩尔分数)XW=0.02(摩尔分数)处理能力：20万吨/年生产时间：300天/年(2)平均分子量分子量:苯MA=78Kg/kmol甲苯MB=92Kg/kmol平均分子量:ML，F=0.5×78+0.5×92=85Kg/kmolML，D=0.97×78+（1-0.97）×92=78.42Kg/kmolML，W=0.02×78+（1-0.02）×92=91.72Kg/kmol(3)全塔物料恒算对全塔做物料恒算：F=D+W(Ⅰ)对轻组分全塔做物料恒算：FXF=DXD+WXW(Ⅱ)联立(Ⅰ)(Ⅱ)两式可得：(4)相对挥发度α的计算表1：苯（A）—甲苯（B）气液平衡数据（101.3kPa）苯的摩尔分数温度t/oC苯的摩尔分数温度t/oC液相X气相Y液相X气相Y0.0000.000110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.0001.00080.2由表1画出苯—甲苯物系的温度—组成线t-x(y)由图1得到对应的分离任务：XD=0.97,塔顶温度tD=80.790CXW=0.02,塔底温度tW=109.530CXF=0.5,进料温度tF=91.810C则塔平均温度由;;;可得：tD=80.790C，XD=0.97,PA0=103.63KPaPB0=39.90KPatw=109.530C，XW=0.02,PA0=231.72KPaPB0=98.23KPatF=91.810C，XF=0.5,PA0=143.60KPaPB0=57.48KPa则相平衡方程为：3.1.2理论板数NT的确定先用图解法找出最佳回流比泡点进料，q=1，Xe=XF=0.5,最小回流比Rmin为：设回流比R=βRmin根据经验由β=1.1～2.0。然后用捷算法求出不同的β对应的NT值。根据费用最小原则，作出N(R+1）～R图从而确定最佳回流比及此时的理论板数：时，查（《化工原理》（下）P104图9-36）吉利兰关联图及用原始数据回归方程：计算结果又表2所示：表2：确定最佳回流比计算结果表β1.11.21.31.41.51.61.71.81.92.0R1.31561.43521.55481.67441.79401.91362.03322.15282.27242.39200.05160.09820.14040.17890.21400.24630.27600.30250.32890.3526N22.03419.16317.27915.59014.92014.35813.88213.47513.11812.085N(R+1)51.00046.66643.14441.69441.68641.83342.10742.48442.92743.435根据表2和图2：一般精馏塔的费用和N(R+1)成正比，所以从图中得最佳回流比：Ropt=βRmin=1.43×1.196=1.71.此时对应的理论板数为：NT=15.38-1=1415块（不含塔釜）3.1.3实际板数NP(1)板效率ET的计算由进料平均温度tm=95.16C查黏度得:苯的黏度μA=0.274mpa.s苯的黏度μB=0.278mpa.s则进料液体黏度μL=μA×XF+μB×(1-XF)=0.274×0.5+0.278×(1-0.05)=0.276mpa.s故其中[αμL=0.69(0.1,7.5)]:(2)实际板数(3)进料板位置的确定(由逐板计算法编程得)由逐板计算法计算：精馏段操作线方程为：结合相平衡方程：可得提馏段操作线方程为：泡点进料，q=1，Xe=XF=0.5第一块板上升的气相组成为：y1=xD=0.97第一块板下降的液相组成为：由此法计算结果由表3所示：表3：逐板计算结果表x2x3x4x5x6x7x80.92820.870.79580.71070.62490.54840.48740.433y1y2y3y4y5y6y7y80.970.94360.90690.860.80640.75220.70390.6563x9x10x11x12x13x14x150.35790.26970.18360.11360.06470.0340.016y9y10y11y12y13y14y150.58220.480.35990.24270.14740.08090.0391计算得加料板位置在第7块板，理论板数NT=15（含塔釜）实际板数加料板位置为：以下为局部放大图：3.2基本物性数据的计算3.2.1平均分子量的计算ML.F=MAXF+MB(1-XF)=78×0.5+92×(1-0.5)=85.00Kg/molML,D=MAXD+MB(1-XD)=78×0.97+92×(1-0.97)=78.42Kg/molML,W=MAXW+MB(1-XW)=78×0.02+92×(1-0.02)=91.72Kg/molMV,F=MAyF+MB(1-yF)=78×0.714+92×(1-0.714)=82.00Kg/molMV,.D=MAyD+MB(1-yD)=78×0.988+92×(1-0.988)=78.17Kg/molMV,W=MAyW+MB(1-yW)=78×0.049+92×(1-0.049)=91.32Kg/mol3.2.2平均密度的计算tF=91.810CρA=802.78Kg/m3ρB=800.36KgtD=80.790CρA=814.19Kg/m3ρB=810.53KgtW=109.530CρA=782.02Kg/m3ρB=783.39Kg(1)液相密度的计算计算可得:=801.47Kg/m3同理得:=814.06Kg/m3=783.86Kg/m3则精馏段和提馏段的平均密度为:807.77Kg/m3

792.67Kg/m3(2)气相密度的计算由同理得:则精馏段和提馏段的平均密度为:3.2.3精馏段物性数据(1)液体回流量(2)气体回流量3.2.4提馏段物性数据(1)液体回流量(2)气体回流量3.2.5液体平均表面张力的计算液体平均表面张力的计算,依下式:塔顶液体的平均表面张力计算:由tD=80.790C查苯的表面张力=21.2mN/m；甲苯的表面张力=22.4mN/m则=XDσA+XWσB=0.97×21.2+0.02×22.4=21.24mN/m进料板液相平均表面张力的计算:由tF=91.810C查苯的表面张力=19.8mN/m；甲苯的表面张力=20.2mN/m则=σAXF+σB(1-XF)=0.5×21.2+0.5×22.4=20.00mN/m精馏段液相平均表面张力的计算:=(+)=(20.00+21.24)×=20.62mN/m3.3塔的主要尺寸的计算3.3.1塔径D的计算取板间距为HT=0.5m,板上液层高度为HL=0.06m;则查史密斯关联图得：C20=0.096;液泛速度可由下式计算：则m/s；取安全系数（泛点百分率）为0.8，则空塔气速为：则所需气体流通面积为：查（《化工原理》（下）P180表10-2）选择单流型塔板，并取堰长查（《化工原理》（下）P176图10-40）得溢流管面积和塔板面积之比为：；；将D'圆整，得D=2.0m；；则实际泛点百分率为：。3.3.2精馏塔板在进料板上方开一个人孔，高度为0.6m;实际塔板数：塔板有效高度为：Z=(NP－1)×HT＋0.06＝（27－1）×0.04＋0.6=11.0m3.4塔板主要工艺尺寸的计算3.4.1溢流装置的计算因塔径D=2.0m,选择弓形单溢流降液管，采用凹形受液盘，计算如下：(1)堰长；(2)溢流堰高度计算选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算：（其中E近似取1）取板上清液层高度为：hL=0.06m;则hw=0.06-0.021=0.039m;弓形单溢流降液管宽度Wd和截面积Af的计算由：得：查（《化工原理》（下)P176图10-40）得：依下式验算液体在降管中停留的时间，即：由AT=3.14m2得Af=0.088AT=0.088×3.14=（4）降液管底隙高度ho的计算取液体通过底隙时的流速=0.08则；故设计合理。选用凹形受液盘，取深度为3.4.2塔板布置（1）塔板的分块因D=2000mm800mm故采用分块式，由下表4可知：表4：塔径与塔板分块数的关系塔径mm800~12001400~16001800~20002200~2600塔板分块数3456故取塔板数为5块。（2）边缘区宽度确定取人口安定区宽度为，边缘区宽度为。（3）开孔区面积的计算开孔面积为其中；；故：（4）筛孔的计算及其排列由于处理的物系没有腐蚀性，可选取的厚度为的碳钢板；取筛孔直径为筛孔按正三角形排列，取孔中心距为：筛孔数目n为：。开孔率为：气体通过筛孔的气速为：。3.5筛板的校核3.5.1(1)干板阻力的计算由于干板阻力可由下式计算：由，查（《化工原理》（下）P182图10-45）得干筛孔的流量系数图可得：，；(2)气体通过液层的阻力的计算气体通过液层的阻力可由下式计算：按面积计算的气体流速为：气体能动因子；查（《化工原理》（下）P182图10-46）充气系数与能动因子关联图得：β=0.57，则；由上式计算板压降为：（3）液面的表面张力的阻力的计算液面的表面张力的阻力可由下式计算：气体通过每层塔板的液面高度为：；气体通过每层塔板的压降为：。3.5.2在正常的流体流量范围，对于的筛板，液面落差可以忽略，对于流体流量很大及的筛板，需要考虑液面落差的影响。对本塔的设计，塔径D=2000mm,液体流量F=90.78mol/s,液面落差可以由下式计算：液流平均宽度：液流长度：；则。3.5.3液沫夹带按FLV=0.037和泛点百分率为0.0779，查（《化工原理》（下）P183图10-47）液沫夹带关联图，得=0.074.则本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。3.5.4溢流液泛溢流管中的当量清液高度由下式计算：已知：苯—甲苯混合物不易起泡，取=0.6，降液管内泡沫层高度为：3.5.5漏液对筛板塔漏液点的孔数uo,min可由下式计算：则实际孔速16.463m/s>5.911m/s稳定系数为故在本设计中无明显漏液现象，表明塔板由足够的操作弹性。3.6负荷性能图3.6.1液相下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，由式取E=1，则在负荷性能图Lh=4.3m33.6.2液相上限线取液体在降液管中的停留时间为3s.根据，可得：在负荷性能图Lh.max=165.6m3/h处作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（线5）。3.6.3漏液线由，；把漏液点近似看成直线，可由下面表5中两点大致确定其位置，表5所取的两点表Lh/(m3/h)50100Vh/(m3/h)50015435.85由以上两点可得漏液线（线2）3.6.4过量液沫夹带线同样此线也近似看做直线，由两点大致确定其位置，第一点取液气比与设计点相同，=0.037，令=0.1,求得=0.135，并查（《化工原理》（下）P183图10-47），可得泛点百分率为0.90，泛点速度，则；则相应的气体、液体流量分别为：第二点取液气质量流率比为：;则=0.116，令=0.1,求得=0.0476，并查（《化工原理》（下）P183图10-47），可得泛点百分率为0.93，查史密斯关联图得C20=0.09，则C=0.0906；；则相应的气体、液体流量分别为：；；由以上两点可得过量液沫夹带线（线1）3.6.5溢流液泛线当降液管内当量清液高度Hd=φ（HT+hw)=0.6×(0.5+0.039)=0.3234m;将发生液流液泛，对于一定流体量L，;;;（由《化工原理》（下）P182图10-46）可知，当气速较高时，充气系数β近似于常数0.57）与气体流量无关，这样可求出液泛时的干板压降及相应气体流量。第一点取；求得=0.0001m;则干板压降第二点取；则△=0.0001m;则干板压降连接以上两点即可求得溢流液泛线（线3）；3.6.6负荷性能图根据以上各线方程，可作出塔的负荷性能图，如下图所示：在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线，由可以看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制，由图查得：Vs,max=4.293m/s;Vs,min=故操作弹性为：。3.7能量衡算3.7.1再沸器查得泡点温度tF=91.810C时，CF=CA=CB=2.01KJ/(Kg.K)苯的气化潜热rA=91.50Kcal/Kg=383..09KJ/Kg甲苯的气化潜热rB=89.78Kcal/Kg=375.89KJ/Kg则：QF=F×IF=F×CF×tF=90.78×85×10-3×2.01×91.81KJ/s=1.424×103KJ/s回流温度近似取苯的沸点（800C），tR=QR=R×D×CR×tR=1.71×45.87×78.42×10-3×2.01×80=989.09KJ/s塔顶气相的焓按纯苯计算：IV=CA×tA+rA=2.01×80+383.09=543.89KJ/KgQV=D(R+1)×IV=45.87×78.42×10-3×(1.71+1)×543.89KJ/s=5.302×103KJ/s塔底的温度近似取甲苯的沸点（1100C则：QW=W×Cw×tw=44.91×91.72×10-3×2.01×110=910.74KJ/s一般设热损失为10%，则有（1-10%）×（QR+QF+QB）=QV+QW所以再沸器负荷用间接蒸汽加热，设饱和水蒸汽压力为0.5MPa=5×105Pa，此时的汽化热为r=2113.2KJ/Kg，t=151.70蒸汽用量3.7.2冷凝器由rA=394KJ/Kg；rB=363KJ/Kg；塔顶气化潜热rV=rAxA+rBxB=394×0.97+363×0.03=393.07KJ/KgQC=D(R+1)×rV=45.87×78.42×10-3×(1.71+1)×393.07=3.832×103KJ/s取冷凝水进口温度t1=250C,出口温度t2=水的摩尔热熔CP=4.174KJ/Kg.K,冷却水用量为：；表6：塔板设计结果汇总表项目数值项目数值平均温度tm,oC95.16凹形受液盘深度hw'，m0.05操作压强Pm,Kpa101.325开孔区面积Aa,m22.21气相平均流量Vs,(m3/s)3.6674筛孔直径d0,m0.006液相平均流量Ls,(m3/s)0.007934筛孔数目n,（个）7879实际塔板数Np,块27孔中心距t，m0.018塔的有效段高度Z,m14.8开孔率φ,%10.1塔径D,m2空塔气速Un',(m/s)1.28板间距HT,m0.5筛孔气速U0,(m/s)16.463溢流形式单溢流型稳定系数,K2.78降液管形式弓形塔板压降hf,m液柱0.1238堰长Lw,m1.4负荷上限液泛控制堰高hw,m0.039负荷下限液漏控制板上液层高度hL,m0.06液沫夹带量ev,Kg液/Kg气0.051堰上液层高度how,m0.021气相负荷上限Vh,min，(m3/s)4.293降液管底隙高度h0,m0.071气相负荷下限Vh,max，(m3/s)1.25安定区宽度ws,m0.07液相负荷下限Lh,min，(m3/h)4.3边缘区宽度wc,m0.05液相负荷上限Lh,max，(m3/h)165.6干板阻力hc,m液柱0.0896操作弹性3.434降液管宽度Wd,m0.298气体通过液层的阻力h1,m液柱0.0342降液管截面积Af,m20.276气体通过每层塔板的压降△P,KPa0.993四塔的辅助设备及附件的计算与选型4.1换热器计算4.1.1塔顶回流冷凝器塔顶回流冷凝器通常采用管壳式换热器，因为所选精馏塔处理量大，且塔板数较多，为了避免给安装检修带来不便，选择强制循环式，即将冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流，在冷凝器合泵之间设回流罐，凝液借压差流回罐中，塔顶饱和蒸汽温度td=80.790C，按需求将其冷却到td`=400C，冷却水进口温度为t1=250查表得，在此温度范围内水的比热容CP.H2O=4.174KJ/Kg.K,传热系数k有300，600两种，一般取k为600W/m2.K;所以：塔顶冷凝回流器的换热面积：4.1.2塔底再沸器所选的精馏塔的直径较大，故选用罐式再沸器，将再沸器置于塔外采用间接蒸汽加热，塔底温度tW=109.530C,塔底基本看做是纯的甲苯，查表，近似取此温度范围内甲苯的比热容CP.m=2.112KJ/（Kg.0Q=VS’×CP.m×ML.W×△t其中△t=T-tW再沸器的换热面积：；4.1.3预热器考虑到能源的利问题，可由用釜液到规定的温度，所以放出的热量来给进口料预热。进口料液初温tF,0=500C,设计要求泡点进料，故经过预热后其温度tF=91.810C；釜液初温tw=109.530C,要求冷却tw'=400C,料液平均分子量ML.F设经过釜液预热后进口料温度为tF'，则有：故还需加一个预热器，使料液预热后达到91.810C，0.5mPa的饱和水蒸气温度为T=151.70其中：则预热器的换热面积：4.2接管尺寸计算与选型4.2.1进料管尺寸计算与选型料液质量流率：Gf=FML.F=90.78×85×10-3=7.716Kg/s则其体积流率：;取管内流速,则进料管管经为：则可选择进料管φ95mm×3.5mm的热扎无缝钢管。4.2.2塔顶蒸汽出口管管内径计算与选型取精馏段气相流率为塔顶蒸汽流速则GDV=VSML.D=3.6674×78.17×10-3=0.2867Kg/s;则体积流率为：查资料可知，常压操作条件下，管内蒸汽流速取12~20m/s,取uD.V=则塔顶蒸汽出口管管径为：所以选择规格为φ100mm×9mm的承插式铸钢管（100mm为内径）。4.2.3回流管尺寸的计算及选型回流液体积流率VD.L=0.007556m3/s,取回流液流速为uD.L=1m则回流管管径为:所以选择规格为φ108mm×4mm的热扎无缝钢管。4.2.4釜液出口尺寸的计算与选型釜液质量流率GW=WML.W=44.91×91.72×10-3=4.119Kg/s；则体积流率为：;塔釜液出塔的速度一般可取为0.5~1.0，取釜液流速为uw=0.8m/s,则釜液出口管管经为:所以选择规格为φ102mm×5mm的热扎无缝钢管。4.3附件尺寸的确定及塔高的计算4.3.1塔顶空间HD塔顶空间指塔内最上层踏板与塔顶的间距，取HD=1.5m.4.3.2塔底空间HW塔底空间指塔内最下层踏板与塔底的间距，其值由如下因素确定：（1）塔底液面到最下层塔板间要有1~2m的间距，本设计为1.5m。（2）塔底贮液空间依贮存液停留时间而定，停留时间一般为3~5min。本设计取塔底贮液停留时间为4s；则贮液高度△Z为：则HW=HD+△Z=1.5+0.61=2.11m。4.3.3桾座HQ取HQ=3.0m.。4.3.4一般每隔10~12层塔板设一人孔（安装，检修用），经常情况下每隔5~8块踏板设一人孔，人孔直径为600mm，其伸出塔体的管体长为200mm，设计5个人孔，则塔高为：H=1.5+（27-1）×0.5+3×0.6+2.11+3=21.41m.4.3.5原料罐V=F×3600×24×15=0.009628×24×15=122477.9则对于一般的化工工厂，原料储存多选侧15天的储量，对于大量的液体存量，有时可选择球形储罐群。因此本设计种需选用总体积为122500m3的原料4.4泵的选型4.4.1回流泵的选型首先计算回流罐的尺寸，冷凝液在回流罐内停留时间为15mim，回流罐储存的冷凝液的体积为:则回流管体积可选为11m3回流管内的液体可看作是纯的笨，温度为400C，则其流动雷诺常数可下式算：其中：故回流管绝对粗糙度ε=0.3mm,因为Re>>5000,所以可由下面公式直接计算摩擦系数λ：求得：λ=0.0262。根据塔高的数据：可取回流管长度为所以直管阻力损失为：在回流管中装有900标准弯头3个，半开阀（标准截止阀：球形阀）1个，孔板流量计1个（相当于一个半开阀（闸阀）的阻力系数）（见塔的工艺流程图），所以回流管中总阻力损失为：则单位重量流体的阻力损失：在回流泵的入口截面（设为A）和回流管进入精馏塔之前一截面（设为A’）之间列机械能恒算式，令泵入口处液体流速uA=0m/s,所以回流泵的扬程为：所以选择扬程为49m,型号为80Y-60A的油泵。4.4.2加料管内液体温度为500C，则其流动雷诺数为:在500C下，苯的密度为ρ1=846.8Kg/m3;粘度为μ1=0.435×10-3Pa.s甲苯的密度为ρ2=839.0Kg/m3粘度为μ2=0.419×10则=0.5×846.8+0.5×839.0=842.9Kg/m3=0.5×0.435×10-3+0.5×0.419×10-3=0.427×10-3Pa.s故加料管内液体可看作是湍流流动，因为Re>>5000,所以可由下面公式直接计算摩擦系数λ:求得λ=0.0271根据塔高的数据,可取加料管长度为：=3+2.11+13×0.5+0.6=12.21m;在加料管中装有900标准弯头1个，半开阀1个，孔板流量计1个（相当于一个半开阀（闸阀）的阻力系数）（见塔的工艺流程图）所以加料管中总阻力损失为：则单位重量流体的阻力损失：在加料泵的入口截面（设为B）和加料管进入精馏塔之前一截面（设为B’）之间列机械能恒算式，令泵入口处液体流速uB=0m/s,所以回流泵的扬程为：所以选择扬程为38m,型号为80Y-60B的油泵。第5章主要符号说明符号意义与单位符号意义与单位Aa开孔区面积,m2Ad冷凝回流器的换热面积,m2Af降液管截面积,m2△P气体通过每层塔板的压降,KPaws安定区宽度,mLs液相平均流量,(m3/s)wc边缘区宽度,mHe回流泵扬程,mWd降液管宽度,mun'空塔气速,(m/s)hc干板阻力,m液柱u0筛孔气速,(m/s)h1气体通过液层的阻力,m液柱hf塔板压降,m液柱hw'凹形受液盘深度，mev液沫夹带量,Kg液/Kg气hL板上液层高度,mVh,min气相负荷上限，(m3/s)how堰上液层高度,mVh,max气相负荷下限，(m3/s)h0降液管底隙高度,mLh,min液相负荷下限，(m3/h)Pm操作压强,KpaLh,max液相负荷上限，(m3/h)Vs气相平均流量,(m3/s)Np实际塔板数NT理论塔板数Ropt最适回流比uf液泛速度，(m/s)d0筛孔直径,mHT板间距,mFa气体动能因子ιw堰长,mET塔板效率hw堰高,mHf单位重量流体阻力损失Re雷诺数Rmin最小回流比hf回流管中总阻力损失,mGw釜液质量流率,Kg/sQB再沸器负荷hσ液面表面张力的阻力，m液柱HD塔顶空间,mHW塔底空间,mμ液体粘度，mpa.sQ热流量，Wσ表面张力，mN/mρ密度，Kg/m3R回流比q进料状态参数x液相组成摩尔分数y气相组成摩尔分数F进料摩尔质量Kmol/hα相对挥发度W釜液摩尔流量Kmol/hτ时间,sD塔顶馏出液摩尔质量Kmol/hK稳定系数△Z贮液高度,m△液面落差，mm摩尔质量Kg/Kmoln筛孔数目,（个）Z塔的有效高度,mD塔径,mφ开孔率λ摩擦系数ε绝对粗糙度t孔中心距，mr气化潜热KJ/Kgδ塔板厚度,mmβ充气系数k传热系数,W/m2.K参考文献陈敏恒、丛得滋等，化工原理（上、下册），北京：化学工艺出