化工原理課程設(shè)計(jì)苯甲苯連續(xù)精餾篩板塔工藝設(shè)計(jì)

1、苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔工藝設(shè)計(jì)化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 設(shè)計(jì)題目 苯-甲苯溶液連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)。 設(shè)計(jì)任務(wù) 精餾塔設(shè)計(jì)的工藝計(jì)算及塔設(shè)備計(jì)算 流程及操作條件的確定； 物料衡算及熱量衡算； 塔板數(shù)的計(jì)算； 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)（塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的確定、流動(dòng)現(xiàn)象校核、負(fù)荷性能圖）； 塔體各接管尺寸的確定； 冷卻劑與加熱劑消耗量估算。 設(shè)計(jì)說(shuō)明及討論繪制設(shè)計(jì)圖 流程圖（a4紙）； 塔盤布置圖（16開(kāi)坐標(biāo)紙2張，精餾段和提餾段分別繪制）； 工藝條件圖（a3紙）。 原始設(shè)計(jì)數(shù)據(jù) 原料液：苯-甲苯，其中苯含量分別為35%（質(zhì)量%），溫度為20； 餾出液含苯為：99.2%（質(zhì)量）； 殘液含苯為：不超過(guò)0.5%（質(zhì)量）

2、； 生產(chǎn)能力：按 2800 (kg原料/h)。 設(shè)計(jì)時(shí)間開(kāi)始時(shí)間：二一一年五月二十三日完成時(shí)間： 六月三日（含考核時(shí)間）目 錄第1篇 緒 論 4 第2篇 流程及相關(guān)參數(shù)的選擇 5 第3篇 計(jì)算過(guò)程 63.1精餾塔的物料衡算.63.2 相對(duì)揮發(fā)度 及回流比r.73.3求理論塔板數(shù).113.4 確定全塔效率et并求解實(shí)際塔板數(shù).133.5塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算.143.6精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算.193.7塔板主要工藝尺寸計(jì)算.223.8篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算.263.9塔板負(fù)荷性能圖.293.10塔體各接管尺寸計(jì)算及熱量衡算.36第4篇 計(jì)算結(jié)果列表 42 第5篇 小結(jié)與體會(huì) 44第6篇 參考文獻(xiàn)

3、 45第1篇 緒 論精餾所進(jìn)行的是汽、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為汽、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使汽、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。板式塔為逐級(jí)接觸型汽液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上汽液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動(dòng)舌形塔和浮動(dòng)噴射塔等多種。篩板塔是傳質(zhì)過(guò)程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有： () 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 () 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。 篩板塔的缺點(diǎn)是： ()

4、塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 () 操作彈性較小(約23)。() 小孔篩板容易堵塞。第2章 流程及相關(guān)參數(shù)選擇 1、 設(shè)計(jì)方案的確定 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，回流比要充分考慮到費(fèi)用問(wèn)題。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。1、 加料方式的選擇：設(shè)計(jì)任務(wù)年產(chǎn)量雖小，但每小時(shí)2300kg的進(jìn)料量，為維持生產(chǎn)穩(wěn)定，采用高位槽進(jìn)料，從減少固定投資，

5、提高經(jīng)濟(jì)效益的角度出發(fā)，選用泡點(diǎn)進(jìn)料的加料方式。2、回流方式的選擇：塔的生產(chǎn)負(fù)荷不大，從降低操作費(fèi)用的角度出發(fā)，使用列管式冷凝器，利用重力泡點(diǎn)回流,同時(shí)也減少了固定投資。3、再沸器的選擇：塔釜再沸器采用臥式換熱器，使用低壓蒸汽作為熱源，做到了不同品位能源的綜合利用，大大降低了能源的消耗量。第3章 計(jì)算過(guò)程3.1精餾塔的物料衡算1、將任務(wù)書中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)換算成摩爾分?jǐn)?shù)（摩爾百分?jǐn)?shù)）（摩爾百分?jǐn)?shù)）（摩爾百分?jǐn)?shù)）2、求平均分子量，將換算成 進(jìn)料處: 塔頂處: 塔釜處: 進(jìn) 料： 3、全塔的物料衡算由物料衡算得：代入數(shù)據(jù)得： 解之得： 3.2相對(duì)揮發(fā)度及回流比r1、求全塔平均相對(duì)揮發(fā)度：表3-11234

6、5678980.184889296100104108110.6 1.0000.8160.6510.5040.3730.2570.1520.05701.0000.9190.8250.7170.5940.4560.3000.1250（1） 塔內(nèi)溫度的計(jì)算：采用內(nèi)插法計(jì)算塔內(nèi)的溫度1） 塔頂：由于采用全凝器，因此。查表可知，在80.1與84之間，值很接近，因此這兩點(diǎn)之間可近似看作為直線，設(shè)此直線方程為：，代入80.1與84時(shí)的值： 解得：即直線方程為：將y1=0.993代入方程解得t1=td=80.442） 塔底：xw0.00589，設(shè)直線方程為：t=kx+b，代入108與110.6時(shí)的x值： 解得

7、：所以直線方程為：t=-45.6x+110.6將xw0.00589代入方程解出tw=110.33。3） 進(jìn)料： =0.388，設(shè)直線方程為t=kx+b，代入92到96的x值： 解得：所以直線方程為：t=-30.5x+107.4將0.388代入方程解出tf=95.57。 所以全塔的平均溫度 =95.45（2）塔內(nèi)平均相對(duì)揮發(fā)度：采用內(nèi)插法計(jì)算塔內(nèi)平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度設(shè)直線方程x=kt+b,代入92到96之間的x的值 解得：所以直線方程為：x=-0.03275t+3.517將=95.45代入方程解出=0.391設(shè)直線方程y=kt+b,代入92到96之間的y的值 解得：所以直線方程為：y=-0.0

8、3075t+3.546將=95.45代入方程解出=0.611 =將=0.391，=0.611代入得：=2.45 2、求回流比r（1）最小回流比rmin由=，代入=2.45整理得：y= 由于采用泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q=1,故q線方程為xe=0.388 聯(lián)立、 ，求解得： rmin （2）確定最適宜操作回流比r一般取r（1.22.0）rmin ，然后在其間取適當(dāng)值，通過(guò)計(jì)算作圖，從而找出最適宜操作回流比r。其中x=，y=，y=nmin=由下表3-2可以看出，當(dāng)r=1.35rmin=2.50時(shí)，所得的回流比費(fèi)用最小，即最適宜回流比r=2.50。表3-2r/rminxyrnn*r1.200.110.532.

9、1025.1952.901.300.160.482.2822.7651.771.310.160.482.2922.5751.741.320.170.482.3122.3851.711.330.170.472.3322.2151.691.340.180.472.3522.0451.681.350.180.462.3621.8751.671.360.190.462.3821.7151.681.370.190.462.4021.5651.691.380.190.452.4221.4151.711.390.200.452.4321.2751.731.400.200.452.4521.1351.761.

10、500.240.412.6319.9452.341.600.280.392.8019.0353.271.700.310.372.9818.3054.441.800.340.343.1517.7055.761.900.360.333.3317.2057.202.000.390.313.5016.7858.733.3求理論塔板數(shù)求解方法：采用逐板法計(jì)算理論板數(shù)，交替使用操作線方程和相平衡關(guān)系。(利用操作線方程)(利用相平衡關(guān)系)精餾段：操作線方程： 將r=2.50代入方程得： 即：相平衡關(guān)系為： x=對(duì)于第一層塔板：0.993 ，由相平衡關(guān)系求得：x=0.983 (其中相對(duì)揮發(fā)度取2.45)。將x

11、代入操作線方程得：y2=0.7140.983+0.284=0.986。然后再次應(yīng)用相平衡關(guān)系即可求得x2=0.966（之后取全塔平均相對(duì)揮發(fā)度）。依次求解可求得其他值，如下表所列： 表3-3y10.993x10.983y20.986x20.966y30.974x30.939y40.954x40.894y50.922x50.828y60.875x60.741y70.813x70.640y80.741x80.539y90.669x90.452y100.607x100.387由表可以看出，x9xex10,因此第10層為進(jìn)料層，從第10層開(kāi)始進(jìn)入提鎦段。提鎦段：操作線方程：其中：l=rd=2.5012

12、.50=31.25 kmol/h=63.55 kmol/hq=1代入方程得：將x10代入提餾段操作線方程方程求得y11=0.560，之后用相平衡關(guān)系即可求得x11=0.342。同理可求出其他值，如下表所列：表3-4y110.560 x110.342 y120.494 x120.285 y130.411 x130.222 y140.320 x140.161 y150.231 x150.109 y160.156 x160.0703 y170.0995 x170.0431 y180.0600 x180.0254 y190.0342 x190.0143 y200.0181 x200.00745 y21

13、0.00815 x210.00334 由表可看出x20 x21，因此理論減去塔釜相當(dāng)?shù)囊粚铀?，理論塔板?shù)在19和20塊之間，又：=0.38，所以理論塔板數(shù)為19.38塊（不含塔釜）。其中精餾段9塊，提餾段10.38塊，第10塊為進(jìn)料板。3.4 確定全塔效率et并求解實(shí)際塔板數(shù)1、確定全塔效率利用奧康奈爾的經(jīng)驗(yàn)公式其中：全塔平均溫度下的平均相對(duì)揮發(fā)度；全塔平均溫度下的液相粘度, mpa.s；液相混合物粘度，按下式求?。篿組分粘度：i組分摩爾分率（1）全塔平均溫度的求解：查表3-1，采用內(nèi)插法求得:塔頂溫度：td=80.44進(jìn)料溫度：tf=95.57塔底溫度：tw=110.33精餾段平均溫度為：

14、提餾段平均溫度為：全塔平均溫度為：（2）全塔平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度的求解： 用內(nèi)插法求得當(dāng)=95.45時(shí)， =0.391,=0.611,（3）全塔平均溫度下的液相粘度的求解：根據(jù)液體粘度共線圖查得：在95.45下，苯液體的粘度為1=0.231 mpa.s ，甲苯的液體粘度為2=0.260 mpa.s=0.629mpa.s因此=0.5532、確定實(shí)際塔板數(shù)實(shí)際板數(shù)： ，取36塊。實(shí)際精餾段塔板數(shù)：，取17塊。實(shí)際提餾段塔板數(shù)：，取19塊。3.5塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算1、操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力：pd=101.325kpa，每層壓降設(shè)為p0=1kpa.進(jìn)料板操作壓力：pf=101.325+1

15、71=118.325kpa.；塔底操作壓力：pw=101.325+136=137.325kpa.；精餾段平均操作壓力： kpa.；提餾段平均操作壓力： kpa.；2、平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量： x1=0.983 y1=xd=0.993mvdm=0.99378.11+(1-0.993) 92.13=78.21 kg/kmol；mldm=0.983 78.11+(1-0.983 ) 92.13=78.35 kg/kmol；進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量：xf=0.388 yf=0.608mvfm=0.60878.11+(1-0.608 )92.13=83.61 kg/kmol；mlfm=0.3887

16、8.11+(1-0.388) 92.13=86.69 kg/kmol；塔底平均摩爾質(zhì)量：xw=0.00589 yw=0.0143mvwm=0.014378.11+(1-0.0143 )92.13=91.93 kg/kmol；mlwm=0.0058978.11+(1-0.00589) 92.13=92.05 kg/kmol；精餾段平均摩爾質(zhì)量： kg/kmol； kg/kmol；提餾段平均摩爾質(zhì)量： kg/kmol； kg/kmol；3、平均密度計(jì)算（1）氣相平均密度計(jì)算：精餾段： kg/m3；提餾段： kg/m3；（2） 液相平均密度計(jì)算：1） 塔頂液相平均密度：td=80.44, 根據(jù)有機(jī)液

17、體相對(duì)密度共線圖查得：kg/m3，kg/m3； kg/m3；2）進(jìn)料口液相平均密度：tf=95.57, 根據(jù)有機(jī)液體相對(duì)密度共線圖查得：kg/m3，kg/m3； kg/m3；3） 塔底液相平均密度：tw=110.33, 根據(jù)有機(jī)液體相對(duì)密度共線圖查得：kg/m3，kg/m3； kg/m3；故：精餾段液相平均密度： kg/m3；提餾段液相平均密度： kg/m3；4、液體平均表面張力的計(jì)算表3-6溫度 8090100110120表面張力dyne/cm苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6720.5919.4918.4117.34根據(jù)上表作出苯的表面張力與溫度的關(guān)系圖和甲苯

18、的表面張力與溫度的關(guān)系圖如下：液相混合物表面張力，按下式求取：混合物的表面張力，mn/m: i組分的等張比容；p苯: 205.1 p甲苯: 245.1：混合物液相摩爾濃度，mol/cm3：混合物氣相摩爾濃度，mol/cm3（1） 塔頂液相平均表面張力： td=80.44 x1=0.983 y1=xd=0.993 mn/m；（2）進(jìn)料板液相平均表面張力：tf=95.57, xf=0.388 yf=0.608 （3） 塔底液相平均表面張力：tw=110.33, xw=0.00589 yw=0.0143 故：精餾段液相平均表面張力： kg/m3；提餾段液相平均表面張力： kg/m3；5、液相平均粘度

19、的計(jì)算 按下式求?。篿組分粘度：i組分摩爾分率（1） 塔頂液相平均粘度：td=80.44,根據(jù)液體粘度共線圖查得：mpa.s， mpa.s； （2） 進(jìn)料口液相平均粘度：tf=95.57, 根據(jù)液體粘度共線圖查得：mpa.s， mpa.s；（3） 塔底液相平均粘度：tw=110.33, 根據(jù)液體粘度共線圖查得： mpa.s， mpa.s；故：精餾段液相平均粘度： mpa s；提餾段液相平均粘度： mpa s；3.6精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算1、板間距和塔徑的計(jì)算板間距的大小與液泛和霧沫夾帶有密切的關(guān)系。板距取大些，塔可允許氣流以較高的速度通過(guò)，對(duì)完成一定生產(chǎn)任務(wù)，塔徑可較?。环粗?，所需塔徑就要增大

20、些。板間距取得大，還對(duì)塔板效率、操作彈性及安裝檢修有利。但板間距增大以后，會(huì)增加塔身總高度，增加金屬耗量，增加塔基、支座等的負(fù)荷，從而又會(huì)增加全塔的造價(jià)。初選板間距時(shí)可參考下表所列的推薦值。表3-8 板間距與塔徑關(guān)系塔徑d, m0.30.50.50.80.81.61.62.0塔板間距ht mm200300250350350450450600精餾段：精餾段的氣相體積流率：m3/s精餾段的液相體積流率： m3/s橫坐標(biāo)取塔板間距ht=0.3 m，板上液層高度hl=0.06m,則 m由常用化工單元設(shè)備的設(shè)計(jì)圖4-9 篩板塔的泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖得：c20=0.0645 m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速=

21、m/sm按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后=0.763m (公稱外徑取775mm,壁厚取6mm的管)塔截面積 m2實(shí)際空塔氣速 m/s校核：實(shí)際空塔氣速/最大氣速在0.60.8范圍內(nèi)符合要求。提餾段同理可得： v=v=(r+1)d=(2.50+1)12.50=43.75koml/h （其中d為塔頂產(chǎn)品流量）提餾段的氣相體積流率： m3/s提餾段的液相體積流率： m3/s橫坐標(biāo)取塔板間距ht=0.35 m，板上液層高度hl=0.06 m,則 m由史密斯圖得：=0.0540 m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速= m/sm按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后=0.838m (公稱外徑取864mm,壁厚取13mm的管) 塔截面積 m2實(shí)

22、際空塔氣速 m/s經(jīng)核算，實(shí)際空塔氣速與最大氣速之比，在0.60.8范圍內(nèi)，滿足要求。2、精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度： m提餾段有效高度： m 精餾塔有效高度： m3.7塔板主要工藝尺寸計(jì)算它包括板間距的初估，塔徑的計(jì)算，塔板液流型式的確定，板上清液高度、堰長(zhǎng)、堰高的初估與計(jì)算，降液管的選型及系列參數(shù)的計(jì)算，塔板布置和篩板的篩孔和開(kāi)孔率，最后是水力校核和負(fù)荷性能圖。1、溢流裝置計(jì)算因?yàn)?0.763，=0.838，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤，各項(xiàng)計(jì)算如下：(1) 堰長(zhǎng)單溢流型塔板堰長(zhǎng)一般取為（0.60.8）d，所以取=0.7d精餾段堰長(zhǎng)取=0.7=0.70.763=0.534

23、m 提餾段堰長(zhǎng)取=0.7=0.70.838=0.587 m(2)溢流堰高度精餾段：由,選用平直堰。堰上液層高度，其中e近似為1。則。取板上清液層高度hl=60 mm，故有精餾段溢流堰高度：提餾段（同理）：校核：綜上可知0.006m、 5 s提餾段： s 5 s故降液管設(shè)計(jì)合理。（1） 降液管底隙高度為了保證良好的液封，又不使得液流阻力太大，一般取為精餾段： （0.02 0.025）m提餾段： （0.02 0.025）m液體流過(guò)底隙的流速u隙精餾段：提餾段： 2、塔板布置（1）塔板的分塊：因800mm, 在800mm到900 mm之間，故選整版式塔板。（2）安定區(qū)對(duì)于篩板塔，=取50100mm之

24、間，小塔取較小值，則取=0.05m。（3）邊緣區(qū)篩板塔一般取5060mm，則取=0.05m（4）開(kāi)孔區(qū)面積對(duì)于單流型塔板： 式中： ：孔區(qū)面積，；精餾段： 提餾段： =0.331（5） 篩孔數(shù)的計(jì)算及其排列所處理的物系無(wú)腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距 篩孔數(shù)目 精餾段 提留段 開(kāi)孔率為 氣體通過(guò)篩孔的氣速為 精餾段 提留段 3. 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1塔板壓降（1）干板阻力計(jì)算 有查圖得故 精餾段 液注提留段 液注（2）氣體通過(guò)液層阻力計(jì)算精餾段 查圖得故液注提留段查圖得0.65故液注（3） 液體表面張力的阻力計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力計(jì)算精餾段氣體通過(guò)每層塔

25、板的液注高度 液注氣體通過(guò)每層塔板的壓降為1kpa提留段氣體通過(guò)每層塔板的液注高度 液注氣體通過(guò)每層塔板的壓降為1kpa 2、 液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3、 液沫夾帶液沫夾帶計(jì)算 精餾段 故 故在本設(shè)中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)提留段m故在本設(shè)中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)4、 漏液 精餾段 =實(shí)際孔速穩(wěn)定系數(shù) 故無(wú)明顯漏液提留段 =實(shí)際孔速穩(wěn)定系數(shù) 5、 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從苯-甲苯物系屬一般物系，取則精餾段 故不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象提留段 故不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象3.9塔板負(fù)荷性能圖1. 漏液線精餾段， ，得： =在操作范圍內(nèi)任

26、取幾個(gè)值 帶入0.0002240.00150.00300.00450.157550.166300.173130.17865提留段 =在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)值 帶入0.0002560.00150.00300.00450.17050.17960.186950.1929由此表數(shù)據(jù)即可作出漏夜線(1)。2.液沫夾帶線 以為限，求關(guān)系如下 精餾段 ， 整理得提留段 ， 整理得3.液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直埯，取液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)對(duì)于精餾段提留段 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線。4、液相負(fù)荷上限線對(duì)于精餾段、提留段以作為液體在降壓管中停留的時(shí)間的下限 精餾段 提留段 據(jù)此，可作出與氣體流

27、量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線。5、 液泛線令：， ， 聯(lián)立得： 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得 對(duì)于精餾段 對(duì)于提留段 6、操作線精餾段：以為斜率作過(guò)原點(diǎn)的直線，即為塔板工作線。提餾段：以為斜率，作過(guò)原點(diǎn)的直線。7、負(fù)荷性能圖對(duì)于精餾段 點(diǎn)p為設(shè)計(jì)點(diǎn)， =0.380m/s,氣相負(fù)荷下限=0.16m/s。故精餾段操作彈性為： 上操作彈性： 下操作彈性：。對(duì)于提留段p為設(shè)計(jì)點(diǎn)， =0.495m/s,氣相負(fù)荷下限=0.180m/s。本設(shè)計(jì)提餾段的操作彈性：上操作彈性：下操作彈性：3.10 主要尺寸確定及熱量橫算1、塔底高度、塔頂高及塔總高計(jì)算 理論板數(shù)為塊（不含塔釜），實(shí)際塔板數(shù)為塊，精

28、餾段17塊，第18塊為進(jìn)料板，取, m。設(shè)釜液在釜底停留時(shí)間為12min，考慮到釜液波動(dòng)，此外再考慮塔頂端上方的氣液分離空間高度均取為，以減少出口氣體帶量。本設(shè)計(jì)為清潔物料,精餾段共17塊，以每隔6到8塊板設(shè)一個(gè)人孔，則精餾段有2個(gè)人孔 (即)；提餾段共19塊，以每隔6到8塊板設(shè)一個(gè)人孔，則提餾段有2個(gè)人孔 (即)；人孔處塔間距，人孔高0.6m。進(jìn)料段高度取m封頭m裙座 塔底空間=3m 塔的總高度為m2、主要接管尺寸確定 （1）進(jìn)料管 采用料液由泵流入塔內(nèi)，進(jìn)料管內(nèi)流速可取m/s，取 m 經(jīng)過(guò)圓整后取管型號(hào):公稱外徑為33.7mm，公稱壁厚為3.2mm的鋼管。把圓整后的=27.3mm代入校核m

29、/s在范圍中。（2）回流管： 常壓采用強(qiáng)制回流，流速可取1.52.5m/s，取則：m 經(jīng)過(guò)圓整后取管型號(hào)：公稱外徑為33.7mm，公稱壁厚為3.2mm的鋼管。把圓整后的27.3mm代入校核得m/s（3）塔頂蒸汽出口管徑 常壓下常壓塔蒸汽流速可取1220m/s，取, 則：m 經(jīng)過(guò)圓整后取管型號(hào): 公稱外徑為168.3mm，公稱壁厚為4.5mm的鋼管。圓整取159.3mm,校核16.66m/s在范圍內(nèi)。（4）塔底殘液排出管管徑 殘液在管內(nèi)流速流速可取0.51.0m/s，取m 經(jīng)過(guò)圓整后取管型號(hào)：公稱外徑為60.3m，公稱壁厚為3.8m的鋼管.圓整取52.7mm,校核=0.92m/s在范圍內(nèi)（5）塔

30、底蒸汽排出管管徑 取蒸汽在管內(nèi)流速取 經(jīng)過(guò)圓整后取管型號(hào)：稱外徑為168.3m，公稱壁厚為4.5m的鋼管。圓整取159.3mm,校核u=14.9m/s3、熱量衡算 1）、平均汽化熱溫度 8090100110120汽化熱kcal/kmol苯73537218707767766430甲苯83498216808079397794圖7溫度甲苯汽化熱、苯汽化熱關(guān)系圖 由上兩圖可知：；(1)塔頂平均汽化熱，帶入上兩式中：(2)進(jìn)料口平均汽化熱 ，帶入上兩式中： (3)塔底平均汽化熱 ，帶入上兩式中：精餾塔：提餾段： 2、 熱負(fù)荷 塔頂：kal/h 塔底：kal/h3、冷卻劑與加熱劑消耗估算 （1）冷卻劑 用

31、水作冷卻劑，水由30升高至45。水的比熱 冷卻水用量 冷凝器的換熱面積: 水蒸氣冷凝到油沸騰可取290870 w/(m2.k) (由教材p135，表4-11查得) ，現(xiàn)??；， 則： （2）加熱劑 其中取140攝氏度的水蒸氣作為加熱劑，r=2148.7kj/kg 加熱蒸汽用量 再沸器的換熱面積為： 又：； 第4篇 計(jì)算結(jié)果列表序號(hào)項(xiàng)目數(shù)據(jù)精餾段提餾段1進(jìn)料量f32.30kmol/h2餾出液量d12.50kmol/h3釜液流量w19.80kmol/h4塔頂溫度80.445塔釜溫度110.336進(jìn)料溫度95.577液相分率q18最小回流比rmin1.759操作回流比r2.5010理論板數(shù)n910.3811理論加料板位置第10塊12全塔效率et0.55313實(shí)際塔板數(shù)np171914實(shí)際加料板位置第18塊15液相流量l0.000891 m3/s0.002 m3/s16氣相流量v0.332 m3/s 0.297 m3/s17液泛氣速umax1.0366m/s0.766 m/s18實(shí)際空塔氣速u0.726m/s0.539 m/s19塔徑d763mm838mm20板間距ht0.300.3521板上清液層高度hl0.006m22堰長(zhǎng) 0.534m 0.