化工原理课程设计(浮阀塔)(DOC41页)debw.doc

天津大学仁爱学院化工系化工原理课程设计Evaluation Warning: The document was created with Spire.Doc for .NET.板式连续续精馏塔塔设计任任务书一、设计计题目：分离苯苯甲苯系系统的板板式精馏馏塔设计计 试设计一一座分离离苯甲苯系系统的板板式连续续精馏塔塔，要求求原料液液的年处处理量为为500000 吨，原原料液中中苯的含含量为335%，分离离后苯的的纯度达达到 998 %，塔底底馏出液液中苯含含量不得得高于1%（以上上均为质质量百分分数）二、操作作条件1. 塔塔顶压强强： 4 kkPa （表压压）；2. 进进料热状状态： 饱和液液体进料料3. 回回流比： 加热蒸蒸气压强强： 1101.3 kkPa（表压压）；单板压降降： 0. 7 kPaa三、 塔板类型型 ： 浮阀阀塔板四、生产产工作日日每年3000天，每每天24小时运运行。五、厂址址厂址拟定定于天津津地区。六、设计计内容 1. 设计方方案的确确定及流流程说明明2. 塔塔的工艺艺条件及及有关物物性数据据的计算算3. 精精馏塔的的物料衡衡算4. 塔塔板数的的确定5. 塔塔体工艺艺尺寸的的计算6. 塔塔板主要要工艺尺尺寸的设设计计算算7. 塔塔板流体体力学验验算8. 绘绘制塔板板负荷性性能图9. 塔塔顶冷凝凝器的初初算与选选型10. 设备主主要连接接管直径径的确定定11. 全塔工工艺设计计计算结结果总表表12. 绘制生生产工艺艺流程图图及主体体设备简简图13. 对本设设计的评评述及相相关问题题的分析析讨论目录一、绪 论1二、设计计方案的的确定及及工艺流流程的说说明22.1设设计流程程22.2设设计要求求32.3设设计思路路32.4设设计方案案的确定定4三、全塔塔物料衡衡算53.2物物料衡算算5四、塔板板数的确确定64.1理理论板数数的求取取64.2全全塔效率率实际板板层数的的求取77五、精馏馏与提馏馏段物性性数据及及气液负负荷的计计算95.1进进料板与与塔顶、塔塔底平均均摩尔质质量的计计算95.2气气相平均均密度和和气相负负荷计算算105.3液液相平均均密度和和液相负负荷计算算105.4液液相液体体表面张张力的计计算1115.5塔塔内各段段操作条条件和物物性数据据表111六、塔径径及塔板板结构工工艺尺寸寸的计算算146.1塔塔径的计计算1446.2塔塔板主要要工艺尺尺寸计算算156.3塔塔板布置置及浮阀阀数目与与排列117七、 塔塔板流体体力学的的验算及及负荷性性能图1197.1塔塔板流体体力学的的验算1197.2塔塔板负荷荷性能图图22八、塔的的有效高高度与全全塔实际际高度的的计算227九、浮阀阀塔工艺艺设计计计算总表表28十、辅助助设备的的计算与与选型33010.11塔顶冷冷凝器的的试算与与初选33010.22塔主要要连接管管直径的的确定331十一、对对本设计计的评述述及相关关问题的的分析讨讨论33313.11设计基基础数据据3613.22附图388一、绪 论化工原理理课程设设计是综综合运用用化工工原理课课程和有有关先修修课程（物物理化学学，化化工制图图等）所所学知识识，完成成一个单单元设备备设计为为主的一一次性实实践教学学，是理理论联系系实际的的桥梁，在在整个教教学中起起着培养养学生能能力的重重要作用用。通过过课程设设计，要要求更加加熟悉工工程设计计的基本本内容，掌掌握化工工单元操操作设计计的主要要程序及及方法，锻锻炼和提提高学生生综合运运用理论论知识和和技能的的能力，问问题分析析能力，思思考问题题能力，计计算能力力等。精馏是分分离液体体混合物物（含可可液化的的气体混混合物）最最常用的的一种单单元操作作，在化化工，炼炼油，石石油化工工等工业业中得到到广泛应应用。精精馏过程程在能量量剂驱动动下（有有时加质质量剂），使使气液两两相多次次直接接接触和分分离，利利用液相相混合物物中各组组分的挥挥发度的的不同，使使易挥发发组分由由液相向向气相转转移，难难挥发组组分由气气相向液液相转移移，实现现原料混混合液中中各组分分的分离离。根据据生产上上的不同同要求，精精馏操作作可以是是连续的的或间歇歇的，有有些特殊殊的物系系还可采采用衡沸沸精馏或或萃取精精馏等特特殊方法法进行分分离。本本设计的的题目是是苯-甲苯连连续精馏馏筛板塔塔的设计计，即需需设计一一个精馏馏塔用来来分离易易挥发的的苯和不不易挥发发的甲苯苯，采用用连续操操作方式式，需设设计一板板式塔将将其分离离。二、设计计方案的的确定及及工艺流流程的说说明2.1设设计流程程本设计任任务为分分离苯、甲甲苯混合合物。对对于二元元混合物物的分离离，采用用连续精精馏流程程。设计计中采用用泡点进进料，将将原料液液通过预预热器加加热至泡泡点后送送入精馏馏塔内。塔塔顶上升升蒸气采采用全凝凝器冷凝凝，冷凝凝液在泡泡点下一一部分回回流至塔塔内，其其余部分分经产品品冷凝器器冷却后后送至储储罐。该该物系属属易分离离物系，最最小回流流比较小小，故操操作回流流比取最最小回流流比的1.7倍。塔塔釜采用用间接蒸蒸汽加热热，塔底底产品经经冷却后后送至储储罐。3图2-11 精馏馏工艺流流程图图2-22单塔工艺艺流程简简图2.2设设计要求求总的要求求是在符符合生产产工艺条条件下，尽尽可能多多的使用用新技术术，节约约能源和和成本，少少量的污污染。精精馏塔对对塔设备备的要求求大致如如下：生产能力力大，即即单位塔塔截面大大的气液液相流率率，不会会产生液液泛等不不正常流流动。 效率高高，气液液两相在在塔内保保持充分分的密切切接触，具具有较高高的塔板板效率或或传质效效率。  流体阻阻力小，流流体通过过塔设备备时阻力力降小，可可以节省省动力费费用，在在减压操操作是时时，易于于达到所所要求的的真空度度。  有一定定的操作作弹性，当当气液相相流率有有一定波波动时，两两相均能能维持正正常的流流动，而而且不会会使效率率发生较较大的变变化。  结构简简单，造造价低，安安装检修修方便。  能满足足某些工工艺的特特性：腐腐蚀性，热热敏性，起起泡性等等本次实验验我们根根据所给给条件设设计出塔塔的各项项参数及及其附属属设备的的参数。2.3设设计思路路在本次设设计中，我我们进行行的是苯苯和甲苯苯二元物物系的精精馏分离离，简单单蒸馏和和平衡蒸蒸馏只能能达到组组分的部部分增浓浓，如何何利用两两组分的的挥发度度的差异异实现高高纯度分分离，是是精馏塔塔的基本本原理。实实际上，蒸蒸馏装置置包括精精馏塔、原原料预热热器、蒸蒸馏釜、冷冷凝器、釜釜液冷却却器和产产品冷却却器等设设备。蒸蒸馏过程程按操作作方式不不同，分分为连续续蒸馏和和间歇蒸蒸馏，我我们这次次所用的的就是浮浮阀式连连续精馏馏塔。蒸馏是物物料在塔塔内的多多次部分分汽化与与多次部部分冷凝凝所实现现分离的的。热量量自塔釜釜输入，由由冷凝器器和冷却却器中的的冷却介介质将余余热带走走。在此此过程中中，热能能利用率率很低，有有时后可可以考虑虑将余热热再利用用，在此此就不叙叙述。要要保持塔塔的稳定定性，流流程中除除用泵直直接送入入塔原料料外也可可以采用用高位槽槽。塔顶冷凝凝器可采采用全凝凝器、分分凝器-全能器器连种不不同的设设置。在在这里准准备用全全凝器，因因为可以以准确的的控制回回流比。此此次设计计是在常常压下操操作。 因为这这次设计计采用间间接加热热，所以以需要再再沸器。回回流比是是精馏操操作的重重要工艺艺条件。选选择的原原则是使使设备和和操作费费用之和和最低。在在设计时时要根据据实际需需要选定定回流比比。本设计采采用连续续精馏操操作方式式、常压压操作、泡泡点进料料、间接接蒸汽加加热、选选R=11.7RRminn、塔顶顶选用全全凝器、选选用浮阀阀塔。2.4设设计方案案的确定定本设计任任务为分分离苯一一甲苯混混合物。由由于对物物料没有有特殊的的要求，可可以在常常压下操操作。对对于二元元混合物物的分离离，应采采用连续续精馏流流程。设设计中采采用泡点点进料，将将原料液液通过预预热器加加热至泡泡点后送送人精馏馏塔内。塔塔顶上升升蒸气采采用全凝凝器冷凝凝，冷凝凝液在泡泡点下一一部分回回流至塔塔内，其其余部分分经产品品冷却器器冷却后后送至储储罐。该该物系属属易分离离物系，最最小回流流比较小小，故操操作回流流比取最最小回流流比的11.5-1.77倍。塔塔底设置置再沸器器采用间间接蒸汽汽加热，塔塔底产品品经冷却却后送至至储罐。三、全塔塔物料衡衡算3.1 原料液液及塔顶顶、塔底底产品的的平均摩摩尔质量量苯的摩尔尔质量：甲苯的的摩尔质质量：=0.3388=0.9983=0.001177=0.3350××78.11+0.6650××92.13=86.68(kg/kmool)=0.9983×778.111+00.0117×992.113=778.335(kg/kmool)=0.001177×788.111+0.98883×992.113=991.9965(kg/kmool)3.2物物料衡算算原料处理理量：FF=5000000×10000/(3000×224×886.668)=80.11kkmoll/h总物料衡衡算：880.111=DD+W苯物料衡衡算：880.111×0.0035=0.9983DD+0.01117W联合解得得：D=31.06kkmoll/hW=499.044kmool/hh最少回流流比：由由q=11和平衡衡线交点点画图的的出。（附附图1）四、塔板板数的确确定4.1理理论板数数的求取取苯-甲苯苯属理想想体系，可可采用图图解法球球理论板板层数。由手册册查得苯苯-甲苯物物系的气气液平衡衡数据，绘绘出t-x-yy图与x-y图。作图法法求最小小回流比比及操作作回流比比。如图图1-11。由，从从图中读读得所以最小小回流比比为=1.668取操作回回流比为为精馏塔打打气、液液相负荷荷L=RDD=2.8622×31.06=88.89kkmoll/hV=(RR+1)D=(2.8862+1)331.006=1199.955kmool/hhL'=LL+F=88.91+80.11= 1669.002kmmol/lV'=VV=1119.995 kkmoll/h操作线方方程:精馏段操操作线方方程:提馏段操操作线方方程:图解法求求理论层层数总理论板板层数：(包括再再沸器)进料板位位置：4.2全全塔效率率实际板板层数的的求取全塔效率率根据塔顶顶，塔底底液相组组成，查查t-xx-y图知塔塔顶温度度81，塔底底温度1099.9，求得得塔平均均温度为为：由精馏段段与提馏馏段的平平均温度度，依据据安托尼尼方程，求求出再求求出相对对挥发度度。其中中 苯： AA=6.0233,B=12006.335,CC=2220.224 甲苯：A=66.0778,BB=13343.94,C=2219.58当温度为为81 Kpa ，Kpaa同理当温温度为1109.9时， ，又因为平平均温度度为955.455，查表表知液体体黏度为为mPa··smPPa·ss=0.2270886mPPa·ss全塔效率率精馏段实实际板层层数 提馏段实实际板层层数 进料板为为总实际板板数=113+113=26块五、精馏馏与提馏馏段物性性数据及及气液负负荷的计计算5.1进进料板与与塔顶、塔塔底平均均摩尔质质量的计计算塔顶：，由平衡衡图知：进料板：，塔底：，查查得所以，精精馏段平平均摩尔尔质量提馏段平平均摩尔尔质量5.2气气相平均均密度和和气相负负荷计算算精馏段提馏段精馏段气气相负荷荷： 提馏段段气相负负荷：5.3液液相平均均密度和和液相负负荷计算算液相密度度依下式式计算，即即塔顶:,查得：，进料板:，查得：，进料板液液相的质质量分数数为进料板液液相平均均密度：由，查得， 塔釜液液相质量量分数为为：精馏段液液相平均均密度为为：提馏段液液相平均均密度为为：5.4液液相液体体表面张张力的计计算塔顶：查表知：, 进料板：查表知: ,塔底：查表知：，精馏段液液相平均均表面张张力为：提馏段液液相平均均表面张张力为：5.5塔塔内各段段操作条条件和物物性数据据表（1）操操作压力力塔顶压强强：=1001.33+4=1055.3KKpa每层塔板板压降：进料板压压力：=1005.33+0.7×113=1144.4KKpa精馏段平平均压力力：=(1105.3+1114.4)/2=1109.85KKpa塔底压强强：=PDD+NP=1105.3+00.7××26=1233.5KKpa提馏段平平均压力力：=（1144.4+1233.5）/2=1188.955Kpaa（2） 操作温度度由附录查查知，安安托因方方程中苯苯-甲苯参参数如下下:苯： AA=6.0233, B=12006.335, C=2220.24甲苯： A=66.0778， BB=13343.94， CC=2119.558所以：由由安托尼尼方程进进行试差差计算，得得塔顶温度度=81.7进料板温温度=999.66塔底温度度=1116.55精馏段平平均温度度=(811.7+99.6)/2=990.665提馏段平平均温度度=(999.66+1116.55)/22=1008.05（3） 平均粘度度液相平均均粘度计计算公式式：塔顶：查表知： ,由所以：进料板：查表知: ,=塔底： =1116.5查表知: ,=精馏段液液相平均均黏度为为：精馏段液液相平均均粘度为为：六、 塔径及塔塔板结构构工艺尺尺寸的计计算6.1塔塔径的计计算精馏段气气、液相相体积流流量： 提馏段段气、液液相体积积流量： 最大空空塔气速速计算公公式：取板间距距，板上上液层高高度，则则-=0.45-0.007=00.388m 精馏段段： 提馏段 ： 查表知：=0.0799，=0.0755所以 精馏段段：提馏段：取安全系系数0.6，则空空塔气速速为： 精馏段段： 提馏段：按标准塔塔径圆整整后为：D=11.4mm塔截面积积为：实际空塔塔气速精馏段： 提馏段段：6.2塔塔板主要要工艺尺尺寸计算算因塔径DD=1.4m，可造用用单溢流流弓形降降液管，采采用凹形形受液盘盘。各项项计算如如下：（1）堰堰长:取=0.6D=0.884m（2）溢溢流堰高高度由选用平直直堰，堰堰上液层层高度近似取EE=1,则（3）弓弓形降液液管宽度度和截面面积:由，查图图知故验算液体体在降液液管中停停留时间间:精馏段：提馏段 ： 故降液管管设计合合理。（4）降降液管底底隙高度度:精馏段取取：，则则提馏段取取：，则则故降液管管底隙高高度设计计合理。选用凹形形受液盘盘，深度度。6.3塔塔板布置置及浮阀阀数目与与排列取阀孔动动能系数数=10，由公公式，求孔速速由式N=求每层层板上的的浮阀数数即=1332（块块）;=1355（块）取边缘区区宽度=0.006m 破沫区区宽度=0.0992m按式计算算鼓泡区区面积即R=浮阀排列列方式采采用等腰腰三角形形叉排，取取同一横横排的孔孔心距tt=755mm=0.0075mm,则可可按下式式估算排排间距，即即精馏段提馏段考虑到塔塔的直径径较大，必必须采用用分块式式塔板，而而各分块块的支承承与衔接接也要占占去一部部分鼓泡泡区面积积，因此此排间距距不宜采采用1000mm，而而应小于于此值，故故取t=80mmm=0.0800m按t=775mmm，t=80mmm以等腰腰三角形形叉排方方式作图图，得阀阀数N=1400个图6-11 塔板阀阀门布置置图按N=1140个个重新核核算孔速速及阀孔孔动能因因数 阀孔动动能因故故变化不不大，仍仍在9到12范围围内。塔板开孔孔率= 开孔率率= 常压塔塔开孔率率在100%-114%之之间，所所以满足足要求。七、 塔板流体体力学的的验算及负负荷性能能图7.1塔塔板流体体力学的的验算塔板液体体力学验验算得目目的是为为了检验验以上初初算塔径径及塔各各相工艺艺尺寸得得计算是是否合理理，塔板板能否正正常操作作，验算算项目如如下：1）气相相通过浮浮阀塔的的压强降降每层塔板板静压头头降可按按式计算算压力降降式中： 与相当得得液柱高高度， 与相相当得液液柱高度度， 与相相当得液液柱高度度， 与相相当得液液柱高度度，（1）计计算干板板静压头头降由于浮阀阀全部开开启前后后，其干干板阻力力的计算算规律不不同，故故在计算算干板压压降前，首首先需确确定临界界孔速。临临界孔速速是板上上所有浮浮阀全部部开启时时，气体体通过阀阀孔得速速度，以以表示 因，（2）板板上充气气液层阻阻力本设计分分离苯和和甲苯的的混合液液，即液液相为碳碳氢化合合物，可可取充气气系数由公式（3）克克服表面面张力所所造成的的阻力因本设计计采用浮浮阀塔，其其很小，可可忽略不不计。因因此，气气体流经经一层浮浮阀塔板板的压降降相当的的液柱高高度为：单板压降降 :2）淹塔塔为使液体体能由上上层塔板板稳定地地流入下下层塔板板，降液液管内必必须维持持一定高高度的液液柱。降降液管内内的清液液及高度度用来克克服相邻邻两层塔塔板间的的压强降降、板上上液层阻阻力和液液体流过过降液管管的阻力力。因次次，降液液管中清清夜层高高度可用用下式表表示：式且（1） 与气体通通过塔板板的压降降相当的的液柱高高度（2） 液体通过过降液柱柱的压头头损失，因因不设进进口堰，按按计算（3） 板上液层层高度，取取因此 为了防止止液泛，应保证降液管中当量清液层高度不超过上层塔板的出口堰。按式：，是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素的校正系数. 对一般物系，可取为0.30.4；对不易发泡物系，可取0.60.7.取校正系系数，又已选定定板间距距,可见从而而可知符符合防止止液泛的的要求。3) 雾沫夹带带量（1）通通常，用用操作时时的空塔塔气速与与发生液液泛时的的空塔气气速的比比值为估估算雾沫沫夹带量量的指标标，此比比值称为为泛点百百分数，或或称泛点点率。泛点率 或泛点率=计算泛泛点率板上液体体流经长长度：板上液流流面积：苯和甲苯苯可按正正常系统统按化化工原理表3-4，取物物性系数数K=11.0，由图3-113查得泛泛点负荷荷系数，代入公公式得按另一公公式计算算，得为避免雾雾沫夹带带过量，对对于大塔塔，泛点点需控制制在800%以下下。从以以上计算算的结果果可知，其其泛点率率都低于于80%，所以以雾沫夹夹带量能能满足的的要求。7.2塔塔板负荷荷性能图图当塔板的的各相结结构参数数均已确确定后，应应将极限限条件下下的关系系标绘在在直角坐坐标系中中，从而而得到塔塔板的适适宜气、液液相操作作范围，此此即塔板板的负荷荷性能图图。负荷荷性能图图由五条条线组成成。1）雾沫沫夹带线线当气相负负荷超过过此线时时，雾沫沫夹带量量将过大大，使板板效率严严重下降降，塔板板适宜操操作区应应在雾沫沫夹带线线下。对对于一定定的物系系及一定定的塔板板结构，式式中均为为已知值值，相应应于的泛泛点率上上限值亦亦可确定定，将各各已知故故代入上上式，便便得出的的关系式式，据此此做出雾雾沫夹带带线.对常压，塔塔径>9900 的大塔塔，取泛泛点率=80%为其雾雾沫夹带带量上限限，则：按泛点率率为800%计算算如下：整理得或 精精馏段提馏段雾沫夹带带线为直直线，则则在操作作范围内内任取两两个值，依1式算出出相应的的表7-11 雾沫夹夹带线数数据0.00010.00062.2772.1550.00010.00062.1332.01192）液泛泛线由公式：确定的液液泛线，忽忽略式中中的，得得： 物系一定定，塔板板结构尺尺寸一定定，则及及等均为为定值，而而与又有如如下关系系，即式中阀孔孔数N与孔径径亦为定定值，因因此，可可将上式式简化得得在操作范范围内任任取若干干个值，依2式算出出相应的的值列于于附表2中表7-22 液泛线线数据0.000050.00010.00020.00030.00040.00050.00060.00072.1112.0992.0331.9881.9331.8771.8111.7442.0662.0331.9881.9441.9001.8551.8001.7553）液相相负荷上上限线当降液管管尺寸一一定时，若若液体流流量超过过某一限限度使液液体在降降液管的的停留时时间过短短，则其其中气泡泡来不及及释放就就带入下下一层塔塔板，造造成气相相返混，降降低塔板板效率。要求液体体在降液液管内的的停留时时间秒，取取秒计算算，则如如下式知知液体在在降液管管内停留留时间以作为液液体在降降液管中中停留时时间的下下限，则则求出上限限液体流流量值。在在图上做做出液相相负荷上上限线为为与气体体流量无无关的竖竖直线。4）漏液液线对F1型型重阀，当当时，泄泄漏量接接近100%为确确定气相相负荷下下限的依依据。FF1型重重阀，取取 计算，则 又知，则则以F0=5作为规规定气体体最小负负荷的标标准，则则据此做出出与液体体流量无无关的水水平漏液液线（44）。5）液相相负荷下下限线为保证板板上液流流分布均均匀，提提高接触触效果，取取堰上液液层高度度作为液液相负荷荷下限条条件。依依下列的的计算式式计算出的的下限值值，依次次做出液液相负荷荷下限线线，该线线与气相相流量无无关的竖竖直直线线取E=11,则，则：由以上五五条线在在直角坐坐标上作作图，五五条线所所围成的的区域即即为适宜宜操作区区。根据以上上五个方方程可分分别做出出塔板负负荷性能能图上的的（1）、（22）、（33）、（44）及（55）共五五条线，见见附图44。由塔板负负荷性能能图可以以看出：（1）任任务规定定的气、液液负荷下下的操作作点P（设计计点），处处在适宜宜操作区区以内的的适中位位置。（2）塔塔板的气气相负荷荷上限由由雾沫夹夹带控制制，操作作下限由由漏液控控制。（3）按按照固定定的液气气比，由由附图44查出塔塔板的气气相负荷荷上限，和下限限，操作弹性性=设计塔板板时，应应适当调调整塔板板结构参参数，使使操作点点在图中中位置适适中，以以提高塔塔的操作作弹性。八、塔的的有效高高度与全全塔实际际高度的的计算塔体有效效高度根据化工工工艺设设计手册册(第四版)每6块板开开一人孔孔，266/64，人孔孔数为4，高度度为0.8m故有效高高度 塔顶层层空间的的高度，取取。 塔底空空间的高高度，塔塔釜停留留时间取取，则取取。 塔顶封封头的确确定 。 裙座高高度的确确定，为为了制作作方便，裙裙座为圆圆形 人孔数，在在进料板板上方开开一个人人孔，人人孔处板板间距为为0.88m。进料板高高度取00.8mm。总高度 =(26-1-4-1)×0.45+1×00.8+3×0.8+11.2+1.55+0.35+4.22=19.9m九、浮阀阀塔工艺艺设计计计算总表表所设计筛筛板塔的的主要结结果汇总总于表如如下：序号项目数值精馏段提馏段1平均温度度90.665108.052平均压力力109.85118.953气相流量量m3/s0.91170.88884液相流量量0.00025660.00053995实际塔板板数N13136有效段高高度Z/mm13.887塔径D/m1.48板间距/m0.4559溢流形式式单溢流10降液管形形式弓形降液液管11堰长/mm0.84412堰高/mm0.0555900.04470.0446913板上液层层高度/m0.033514堰上液层层高度/m0.01140.022315降液管底底隙高度度/m0.022540.0229216安定区宽宽度/mm0.099217边缘区宽宽度/mm0.06618开孔区面面积/1.0229919浮阀直径径/m0.0003920浮阀数目目n14021孔中心距距t/m0.077522排间距tt/mm0.08823开孔率/10.886412.88224空塔气速速u/0.788320.6880825孔阀气速速/5.81125.499726每层塔板板压降/Pa540.91531.5927液体在降降液管停停留时间间/s14.8847.055728降液管内内清液层层高度0.14410.133929泛点率/%35.22537.55430液沫夹带带0.000430.0004831气相负荷荷上限/1.7771.79932气相负荷荷下限/0.48860.455933操作弹性性3.6443.9十、辅助助设备的的计算与与选型10.11塔顶冷冷凝器的的试算与与初选出料液温温度：81.77 （饱和和气）881.77 （饱和和液）冷却水温温度：2545当t=881.77时，查查表得 rr=0.98××3922.7+0.002×3378.7=3392.42kkJ/kkg假设K=550）根据S=42.61选选用F6600IIV-0.66-422.6查查手册可可知选择择的尺寸寸如下：公称直径径：600mmm管长：330000mm管子总数数：188管程数：4中心排管管数：10 S=nndL=1888××0.0255×(3-00.1)=422.79982 若选择择该型号号的换热热器，则则要求过过程的总总传热系系数为： K=5477.2 与原设设值接近近所以选择择F6000IVV-00.6-42.6型号换换热器10.22塔主要要连接管管直径的的确定（1） 塔顶蒸汽汽出口管管径因塔顶出出口全部部为气体体流速uu取5330之间故取流速速u=200m/ss故可选取取无缝钢钢管，d=2245mmm。验算实际际流速满足要求求（2） 回流液管管径因为苯和和甲苯属属于易燃燃、易爆爆液体，需需流速uu<1mm/s 故取流速速u=00.5m/ss故可选取取无缝钢钢管，d=881mmm。实际流速速满足要求求（3）进进料管径径 同上，取取u=0.5m/s=选取无缝缝钢管，d=811mm。实际流速速满足要求求（4）塔塔底出口口管径 同上，取取u=00.5m/ss =选取无缝缝钢管，d=1117mmm。实际流速速:满足要求求（5）再再沸腾加加热蒸汽汽管径 同（1），取u=220m/s选取无缝缝钢管，d=2245mmm满足要求求十一、对对本设计计的评述述及相关关问题的的分析讨讨论1.对本本设计的的评述工程设计计本身存存在一个个多目标标优化问问题，同同时又是是政策性性很强的的工作。设设计者在在进行工工程设计计时应综综合考虑虑诸多影影响因素素，使生生产达到到技术先先进、经经济合理理的要求求，符合合优质、高高产、安安全、低低能耗的的原则。首首先，要要满足工工艺和操操作的要要求。所所设计出出来的流流程和设设备能保保证得到到质量稳稳定的产产品。由由于工业业上原料料的浓度度、温度度经常有有变化，因因此设计计的流程程与设备备需要一一定的操操作弹性性，可方方便地进进行流量量和传热热量的调调节。设设置必需需的仪表表并安装装在适宜宜部位，以以便能通通过这些些仪表来来观测和和控制生生产过程程。其次次要满足足经济上上的要求求。要节节省热能能和电能能的消耗耗，减少少设备与与基建的的费用，如如合理利利用塔顶顶和塔底底的废热热，既可可节省蒸蒸汽和冷冷却介质质的消耗耗，也能能节省电电的消耗耗。回流流比对操操作费用用和设备备费用均均有很大大的影响响，因此此必须选选择合适适的回流流比。冷冷却水的的节省也也对操作作费用和和设备费费用有影影响，减减少冷却却水用量量，操作作费用下下降，但但所需传传热设备备面积增增加，设设备费用用增加。因因此，设设计时应应全面考考虑，力力求总费费用尽可可能低一一些。最最后还要要保证生生产安全全。生产产中应防防止物料料的泄露露，生产产和使用用易燃物物料车间间的电器器均应为为防爆品品。塔体体大都安安装在室室外，为为能抵抗抗大自然然的破坏坏，塔设设备应具具有一定定刚度和和强度。2.相关关问题的的讨论本设计中中要求分分离的苯苯-甲苯物物系，采采用的是是常压操操作。进进料状态态与塔板板数、塔塔径、回回流量及及塔的热热负荷都都有密切切的联系系。在实实际的生生产中进进料状态态有多种种，但一一般都将将料液预预热到泡泡点或接接近泡点点才送入入塔中，这这主要是是由于此此时塔的的操作比比较容易易控制，不不致受季季节气温温的影响响。此外外，在泡泡点进料料时，精精馏段与与提馏段段的塔径径相同，为为设计和和制造上上提供了了方便。因因此，本本设计中中采用泡泡点进料料，将原原料液通通过预热热器加热热至泡点点后送入入精馏塔塔。精馏馏釜的加加热方式式通常采采用间接接蒸汽加加热，设设置再沸沸器。冷冷却剂与与出口温温度。冷冷却剂的的选择由由塔顶蒸蒸汽温度度决定。冷冷却水出出口温度度取得高高些，冷冷却剂的的消耗可可以减少少，但同同时温度度差较小小，传热热面积将将增加。冷冷却水出出口温度度的选择择由当地地水资源源确定，但但一般不不宜超过过50，否则则溶于水水中的无无机盐将将析出，生生成水垢垢附着在在换热器器的表面面而影响响传热。综综合考虑虑经济成成本，本本设计用用常温水水作冷却却剂。精精馏过程程是组分分反复汽汽化和反反复冷凝凝的过程程，耗能能较多，如如何节约约和合理理地利用用精馏过过程本身身的热能能是十分分重要的的。选取取适宜的的回流比比，使过过程处于于最佳条条件下进进行，可可使能耗耗降至最最低。十二、参参考文献献1夏夏清，贾贾绍义.化工原原理(上册）M.天津：天津大大学出版版社.20012。2夏夏清，贾贾绍义.化工原原理(下册）M.天津：天津大大学出版版社.20012。3中中国石化化集团上上海工程程有限公公司.化工工工艺设计计手册（上上下册）M.第四版.北京：化学工工业出版版社.20009。4贾贾绍义，柴柴诚敬. 化工原原理课程程设计M.天津：天津大大学出版版社，20005。5黄黄璐,王保国.化工设设计M.北京：化学工工业出版版社.20011。6谭谭蔚,聂清德.化工设设备设计计基础M.天津：天津大大学出版版社.20004 。十三、附附录13.11设计基基础数据据表13-1苯和和甲苯的的物理性性质项目分子式分子量MM沸点（）临界温度度tC（）临界压强强PC（kPaa）苯(A)C6H6678.11180.11288.568333.4苯(B)C7H8892.113110.6318.5741077.7表13-2常温温下苯和和甲苯气气液平衡衡数据T/80859095100105x1.00000.78800.58810.41120.25580.1330y1.00000.90000.77770.63330.45560.2662表13-3苯和甲苯的的液相密密度温度t/()8090100110120815803.9792.5780.3768.9810800.2790.3780.3770.0表13-4苯和甲苯的的表面张张力温度t/()809010011012021.7720.00618.88517.66616.44921.66920.55919.99418.44117.331表13-6苯和甲甲苯的液液体粘度度温度t/()80901001101200.30080.27790.25550.23330.21150.31110.28860.26640.25540.2228表13-6苯和甲甲苯的液液体汽化化