苯甲苯连续精馏塔的设计.docx

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1、设计题目：苯甲苯连续精馈塔的设计一、设计任务：试设计一连续浮阀精微塔以别离苯-甲苯混合物。具体工艺参数如下：1、原料处理量：年处理 76000 吨苯-甲苯混合液体。2、原料液中苯含量：27.5% （质量。3、产品要求：储出液中的苯含量为 97% （质量）。釜液中的苯含量不高于2% （质量）。设备的年运行时间平均为300天。二、设计条件：2o2、操作压力：常压。3、进料状况：泡点进料。4、冷却水进口温度：25,出口温度自定。5、塔板形式：浮阀塔板。三、应完成的工作量：1、确定全套精微装置的流程，绘制工艺流程示意图，标明所需的设备、管线及 有关控制或观测所需的主要仪表与装置。2、精微塔的工艺设计，

2、塔的结构尺寸设计。3、辅助装置的设计和选型；估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量 和再沸器换热面积；。4、编写设计说明书一份。5、绘制精储塔的装配图一张（一号图纸）。目录前百在精储装置中，可采用中间再沸器，由于塔中间液体沸点低于釜液，所以中间 再沸器的温度比塔底再沸器的温度低，因而可以利用比塔釜热源温度低的加热剂来加 热，降低能量消耗。同样，也可设置中间冷凝器，由于塔中蒸气温度高于塔顶，所以 可回收能位比塔顶更高的热能。这样都可以提高精储塔的热力学效率。当然，采用上述方式节能或余热利用时还需考虑所增加的设备费用，以及可 能给操作带来的不利影响。一个正常操作的精储塔当受到某一外界因素的影

3、响的干扰（如回流比、进料 组成发生波动等），全塔各板的组成将发生变动，全塔的温度分布也将发生相应 的变化。因此，有可能用测量温度的方法预示塔内组成尤其是塔顶镭出液组成的变 化。仔细考察操作条件变动前后的温度分布的变化，即可发现在精储段或提储段 的某些塔板上，温度变化最为显著。或者说，这些塔板的温度对外界干扰因素的反 映最灵敏，故将这些塔板称之为灵敏板。将感温元件安置在灵敏板上可以较早觉察 精镭操作所受的干扰；而且灵敏板比较靠近进料口，可在塔顶播出液组成尚未产生变 化之前先感受到进料参数的变动并及时采取调节手段，以稳定储出液的组成。因此， 在设计过程中根据不同回流比大小来确定全塔组成分布和温度分

4、布，画出以塔板序 号为纵坐标、温度变化为横坐标的温度分布曲线，得到温度变化最明显的位置，即 为灵敏板位置。苯和甲苯的混合溶液经原料预热器加热到泡点后，送入精储塔。塔顶上升蒸 汽采用全冷凝器冷凝后，一局部作为回流，其余为塔顶产品经冷凝器冷却后送至 贮槽。塔釜采用间接蒸汽向再沸器供热，塔底产品经冷却后送至贮槽。流程简图:图1精储操作流程原料液走向图：泡点进料S泡点进料St ： I： F为进料液物济 J *;2: D为塔ffi馆出液维流.姐成力切；W为塔底釜液物流，组戌为.i*图2精微工艺流程图全凝器内物流的走向:注：全凝器内物料走壳程，冷却水走管程;注：全凝器内物料走壳程，冷却水走管程;3全凝器内

5、物流流程图图再沸器内物流的走向:冷却水冷却水注：再沸器内加热蒸汽走光程,物料走管程；图4再沸器内加热蒸汽走壳程、物料走管程在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精储别离，如何利用两组分 的挥发度的差异实现高纯度别离，是精储塔的根本原理。精储装置包括精储塔、原料 预热器、蒸馆釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。本设计采用浮阀式 连续精镭塔，要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位 槽。塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器全能器连种不同的设置。在这里采用全 凝器，可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。因为这次设计采用 间接加热，所以需要再沸器。回流比是精储操作的重

6、要工艺条件。选择的原那么 是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。塔板工艺计算流体力卜验算塔负荷在能图冷凝器与电器的选型塔附属备计算图5设计思路流程图二、精储塔的工艺设计计算及结构设计1.原始液：苯一一甲苯的混合物原料液处理量760001/年原料液（含苯）2705% （质量分数）进料温度泡点进料塔顶产品含苯9% （质量百分数）塔底残液（含苯2% （质量百分数）操作压力常压单板压降原料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分数V入 27.5/78F =27.5/78 + 72.5/92X -97/78=97/78 + 3/92x -2/78-2/78 98/92平均摩尔质量=10X10

7、) X92乂口= X78+(1-) X92=78. 36 kg/kmol为3=*78+(10.024) X92 = 91. 66 kg/kmol vv物料衡算总物料衡算D +W =76000000/(300 X 24)X76000000/(300X24)联合以上二式得：FD，W，表1物料衡算结果工程含苯摩尔分一数F均摩尔质量 kg/kmol进料量/(kg/h)产品溜出液量 /(kg/h)产品釜液量/(kg/h)塔顶00进料00塔釜900表2苯和甲苯的气液平衡数据1根据苯和甲苯的气液平衡数据做yx图X0y01.0 -n0.00 506 -0 .4 -图6苯-甲苯的气液平衡图12)求取最小回流比R

8、min因为是泡点进料，在苯和甲苯的y-x图的对角线自点e 0.310 , 0.310) 做垂线即为进料线(q线)，该线和平衡线的交点坐标为(0.310 , 0.5479),此 即最小回流心怵W作好平衡线的交点坐标，依最小回流比计算式：Rmin=初- = 0.974 - 0.5479 = 1.791 yd 0.5479 -0.0310(3)计算平均相对挥发度表3苯和甲苯的气液平衡数据温度/859095100105X0y0查常压下气液平衡数据可知：85 -80.1当 x t=f x(0.974 0.078) + 85 = 80.7 D 0.78-1100-95同理：x=0.310 时,t=x(0.

9、31-0.258)+100 = 98.31x=0.024 时,t =x(0.024 - 0) +110.6 = 109.56 w0-0.1300coe o C苯和甲苯的饱和蒸气压可以用Antoine方程求算，即B川gP0 = A-t+C表4苯、甲苯的Antoine常数组分ABC苯甲苯计算，所得数据如下:表5苯，甲苯的饱和蒸汽压组分饱和蒸汽压/kpa塔顶进料塔釜苯甲苯塔顶a=l D进料a F塔底a w全塔平均相对挥发度为Q ,Q Q _.m = J 卬=V2.583x2.346 = 2.462精微段平均相对挥发度Q a a tm = V Dx F = 72.583x2.432 = 2.506萨段

10、平均相对挥发度为m = Fw9f = 72.346x2.432 = 2.389(4)最正确回流比确实定lg( x 1X r 0.974 1 r 1-0.02411 )(,)19 1-0.974 + 0.024Nmin=练1 = = 7.13lg a2.462实际回流比确实定：X（5）精储段和提福段理论塔板层数求精储塔的汽液相负荷qn, L=RXX qn, V=（R+l） Xqn,D=（2.886+1）Xqn, Lqn, V精储线操作方程； X +必 _ 116.22 X十 40.55 * 0.974 = 0.741x+0.249y=q/ -56.766156.766提储线操作方程；q , y

11、q v = 236.630 x、 80.49 x 0 024 = 1.509x,+0.0123用图解法作图求得理论塔板数，1.0由上图可知，在精储段一共有8块塔板，进料板在第8图7理论塔板数块板，提储段有9块塔板(不包括再沸器)(6)全塔效率ET根据奥康奈尔方法：ET=。,晌四厂245根据塔顶和塔底液相组成查苯和甲苯的t-x-y图，求得塔的平均温度为 该温度下进料液相平均黏度为：机“苯+ 1-0.310) 日甲苯X0. 267+ (1-0.310) X S所以 ET=049(a丹)3245=0.49x(2.462x0,272)。245 = 0.495应指出奥康奈尔方法适用于较老式的工业塔及试验

12、塔的总效率关联，所以对于新型高效的精微塔来说，总效率要适当提高。本设计总效率设为ET =50%(7)实际塔板数精微段 N精= 8/0.5 = 16取16块提储段N提= 9/0. 5 = 18取18块4.塔的工艺条件及物性数据计算1)操作压力塔顶压强PD=101.3kpa,取每一层塔板的压强降为AP=0.7kPa ,那么进料压强 PF= 101. 3+16 P塔釜压强PW=101. 3+26 X提镭段的平均操作压强:Pm= (112. 5+125. 1) /2 = 116kpa(2)温度tm由前面计算可知:由前面计算可知:tfoC tw()C精微段的平均温度tm精二80.7 +98.31 = S

13、MI 提储段的平均温度22109.56 + 98.310c= 103.94。3)平均摩尔质量Mm塔顶塔顶xD=yl=0. 974 AM.X78+ (1-0.974)M.X78+ (1-0.974)MLDm X 78+ (1-0.942)MLDm X 78+ (1-0.942)X 92 = 78.81 kg/kmol进料板进料板yF = 0. 515 XFMvDm X78+ (1-0.515)MvDm X78+ (1-0.515)MLDm X78+ (1-0.314)塔釜塔釜匕=0.0473MvDm x 78+ (1-0. 0473) X设计说明7（一）设计方案确实定101 操作压力（加压、常压

14、、减压）0 10.进料方式热状况） 1011111113（二）精镭塔的工艺设计计算及结构设计141141.原始液：笨甲笨的混合物14152023243X78+ (1-0.0240) X那么精储段的平均摩尔质量：MVmM提储段的平均摩尔质量MVmMLw4平均密度3P液体密度。 pA=815kg/m3pB=810kg/m3依下式 1/p= aA/P + aJPla为质量分数塔顶1/乙/3 进料板，有加料板液相组成? pA=795kg/m3pA=792kg/m3=0.280=0.2800.314x78a 二n 0.314x78 + (1-0.314)x92 l/A=0. 280/795+1-0.28

15、0) /792 %尸=792. 84 kg/必 pA=783kg/勿3pB=781kg/3塔釜1/1卜= 0.02/783+1-0.02) /7812今P依故精微段平均液相密度：l以精)=814.85+792.84) /2 = 803. 85 kg/侬P提储段平均液相密度：l以提)=(781.04+792.84) /2 = 786.94 kg/加气相密度mVnp MmV （精）=m 舒 制 =2 86 kg/加3pp M116x88.07mv （提）= m 姓（提）8 314x（103.44 + 273.15） 加小）液相外表张力工IO = i i m - i=o顶）X Xa加进）X X 19

16、.97=19. 78 mN/mc机提）X X 18. 41=18. 40 mN/m那么精微段平均外表张力为：团也=21.21 + 19.82） /2 = 20, 52 mN/m（5机提）一 U9. 82+18. 38） /2 = 19. 1 mN/m6液体黏度. 11 S 11 S u S LI S u - S u S|Ll = Xx H Lmi ii=l|LlXXLm（顶）|liXX0. 26=0. 257 mpaLm（进）|LiXX 0. 250=0. 249 mpaLm（提）那么精馆段平均液相黏度日=（0. 301+0. 257） /2 = 0.279 mpaLm（精）提偏段平均液相黏度

17、|1= 0.257+0.249） /2 = 0.253 mpaLm（提）表6塔的工艺条件及物性数据计算结果工程数值及说明备注操作压力/kpa塔顶进料塔釜精储段提储段116操作温度/C塔顶进料塔釜精储段提储段液体密度/(kg/m3)塔顶进料塔釜精储段提福段气体密度/(kg/m3)精储段提福段液体外表张力/(dy n/cm)塔顶进料塔釜精储段提储段液体黏度/mpa塔顶进料塔釜精播段提馆段5.气液负荷计算由 V=L+D L=RD 得 V=(R+l)D=(2.866+1) X由于是泡点进料所以q=l , V=PXL=L+F=H6. 22+120. 41=236. 63kmol/h转换为质量流量XV X

18、X83. 21=9670. 66 kg/hL X89. 63 = 21209. 15 kg/h转化为体积流量丫=12784. 59/ (3600X m3 / s7 = 13806. 73/ 3600X m3/sXm31s1 =21209. 15/ (3600X m3/s表7精储段和提储段气液负荷计算结果工程kg/hm3/hm3/sVLV,6 ,塔和塔板主要工艺尺寸计算1塔径D 精微段的塔径：空塔气速=（平安系数）X Umax依据 u =C cy依据 u =C cymaxIllClAPv式中C可由图61史密斯关联图查出,0 旷 0.03 0.(NCU悔 OQ301O0.20 0.30 UJU 0

19、80.8Q LOO阿史密斯关联图图8史密斯关联图横坐标的数值L ( p5 12.024 ( 803.850-5 八VhPv) 4471.2 I 2.86 )H -h = 0.45-0.07 = 0.38m T L由以上数据，查图61得C20由公c/公。-2 =。.。84,2。47%CLm%20 JV 20 ；那么 u =c PL Py = 0.084max V pv1取平安系数为，空塔气速uX式o=020/3伊；2校正得: 0.084)3.85 2.86 = Lm/s2.86取塔板间距HT =0.45m,上层液层高度hL =0. 07m,那么图中参数值4 x 1.2427i x 0.9844

20、x 1.2427i x 0.984=1.268771提储段的塔径：空塔气速=(平安系数)X max依据三式中C可由图6 1史密斯关联图查出，横坐标的数值L ( p,产 28.3681786.94)05_2l _ I =x |=0.104V/lpJ4233.6 I 3.26 )取塔板间距H,上层液层高度h,那么图中参数值 TLH-h = 0.45-0.07 = 0.38mT LA。？由以上数据，查图得c ,由公式c = c I校正得:202020(、02Q Lm220j(、02Q Lm220j=0.084f 19.09 平之=0Q74I 20 )那么 u =C PrP V = 0.084 -a

21、= 1.145-/s max pv If Z86,取平安系数为，空塔气速zmax入塔径 D = EK = J4xlJ76 = 1.290m丫兀 nx 0.890所以按标准塔径圆整为 塔截面积 At =-02 =1x(i.3)2 = 1.33m2144实际空塔气速 精储段：u =匕_ 1.242 =0.955 /1.33提t留段：=&= 45=0 86141.330.806 八“精储段平安系数：u/uF = 二066 11,406在0.60. 8范围之间，适宜。0.861 提储段平安系数：u/uF = =075 1 F 1.145在0. 60. 8范围之间，适宜(2)溢流装置采用单溢流、弓形降液

22、管、平行受液盘及平直溢流堰，不设进口堰。各项计算如 下/溢流堰长W1取堰长w为0.66D,即IW XI. 3 = 0. 858m出口堰高hwh = h -hW L OW采用平直堰，堰上液层高度力可由下式算出OW/22.84 ( L -h -E h 3ow TUOO IT w )近似取E=l,那么h _ 2.84 / qI _ 2.84 1 f 12.024 0.0165m ow(精)1WQ七 一IQQQxlx _0785g_7722*（提广 2.84- 284 nJ 28.368/ = 0.0293m1000 UWJ 1000 v0.858）力（）=0.07 - 0.0165 =0.0535m

23、 w精h （）= 0.07 - 0.0293 = 0.0407m w盘弓形降液管w和面积A af用弓形降液管的宽度与面积图2求取W和A ，因为/d f皿由图查得A /A =0.0721 W f Td所以A X m 2 fW X d 液体在降液管中的停留时间（精）9（提）3600A H 3600x 0.096x0.45 1._4-=L12.024h3600A H 3600 x 0.096 x 0.45 =L28.368h停留时间。5s,故降液管可以使用降液管底隙高度 oh = oh0（精）h0（提）h = oh0（精）h0（提）L h3600/ aW 0 =h3600/uJ w = Lh取，01

24、2.024XOQUO 56 0030063= 0.026m 0J5=0.061m3600/J。3600x 0.858x 0.15塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因子F =10 ,那么孔速u为取阀孔动能因子F =10 ,那么孔速u为求取每层塔板上的浮阀数，即zVNvs-zVNvs-（精）d2u4v N =s71（提）一d2u4 o o兀2单7 0.039 x 5.9141.176= 176.1 取 177 个X40.039x5.54= 177.79 取 178 个取边缘宽度W =0. 06m,c取边缘宽度W =0. 06m,c破沫区宽度为W =0. Im,计算塔板上的鼓泡区面积, sAs =

25、2 x Jr? X2As = 2 x Jr? X2兀+180XRz arcsin _ R=D/2-WcX = D/2-（W +W d s0.38970-592 -0.38920.38970-592 -0.389271+18020,38912x 0.59 arcsin1, = 0.846m0.59 J浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距为t = 0.075ni,估算排间距人即 精微段I =A、= 0.846Nt 177x0.075提微段/二皂 846Nt 178x0.075考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支承与衔接也是要占 去一局部鼓泡区的面积，因此排间距不宜采

26、用0.064m,而应该小于此值。故取力 按t = 75mm =60mm等腰三角形叉排方式作图0000007 ooooooo0000007 ooooooo-9-o o CCC 3 0OOOOOOO0OO0 0OOOOOOO0OO 0 D OCO。OOOC。D517qod / ooooo 0OOOOQO图9精储段和提储段阀孔数精微段排得阀数为151个提储段排得阀数为151个 按N=180个重新核算及阀孔动能因数精储段。（精）=提储段二0（提）=6.89m / s=6.52m / s匕_ , L242-二兀（ jd20.039 21514 n 4V 1.176工d 2 -（0.039）1514 o

27、n 4 精微段 F =uo/； = 6.89 x V186 = 11.65提储段 F= 6.52 x V126 = 11.14阀孔动能因数尸变化不大，还在9-12范围内。 0精储段塔板开孔率=0. 955/6. 89=13. 9% u0 3539 43前百精微的根本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同，采用屡次局部汽化 和屡次局部冷凝的原理来实现连续的高纯度别离。在现代的工业生产中已经广泛提储段塔板开孔率=1 =0. 861/6. 52 = 13. 9%u0精储段和提储段的开孔率都在10%14%之间，两者都符合要求。4)塔板流体力学验算气相通过浮阀塔板的压强降，可以公式h h + h + h

28、P = CIO干板阻力1U = ( ) T825-ocpV精镭段 u J 73.1 4i25 = 5.91 m/s 12.86 ,提储段 =173.1=5.50 m/s因为精储段和提储段的，故o OC1 U 0.175n _qC P r L焙偷留 h U 0.175 、, 相储反 c/_ X 803,85PL提僭的 h U 0.175、/ 旋谓及 c 3一 X 78，PL板上充气液层阻力本设备别离苯和甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取为充气系数=0.5,o所以= XI 0 L液体外表张力所造成的阻力此阻力很小，忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液体高度为精微段hP提偏段

29、hp那么精微段单板压降AP =h p X X9.81 = 552PaPp l提微段单板压降=h pXXPp l提储段和精储段的单板压降App所以假设符合要求。淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，H 3 H +）, dT w可以按公式H = h +h +hd p L d与气体通过塔板的压强降所相当的液体高度： p精微段hp提储段h p液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故可以按公式Lh （丁尸 Wd I hw o精微段万-00334 fd 0.858 x 0.026）提微段力（0-00788 Y13858x0,061；板上液层高度：hL故精储段H d提储段H d取9 =0

30、.5又选定了”精储段万=0. 0535m精储段6=0. 0407m,那么WW精微段3 （H +hx提储段9提储段9(+/? X可见“86,94- 3.26 xlOo% =57.12%根据两个泛点公式计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足e 0. 1kg （液）/kg气）的要求。 v7.塔板负荷性能图K 泛点率=1雾沫夹带线，按公式A +1.36LZp - ps L-LnKCAF b按泛点率为80%计算如下精储段精储段I_261 1803.96 -2.86+ 1.36 x 0.9781,= 0.8VLS S” + 1.36 X 0.978L提偏段 W 786.94 -3.26 =

31、0用VLS S由上式可知道雾沫夹带线为直线，那么在操作范围内任取两个L可作出雾沫夹S带线相应的/和L值表9雾沫夹带线取点精储段Ls/ (m3/s)Vs/ (m3/s)提储段Ls/ (m3/sVs/ (m3/s)（2）液泛线由公式=h +/?+/? =p L dp U2 L9 1H+h - o ( s)2 +t w p 2g I hL wop U2 L9 1H+h - o ( s)2 +t w p 2g I hL wo2.843600L(1+s) h +E(i)2/3 _o w 1000/由于物系一定，塔板结构尺寸一定，而且 Vu = .。2d2N4 。将上式化简为VL 2 L 2/3S S S

32、V2L 2 L 2/3 s s s相应的U和L值s s表10液泛线取点精福段Ls/m3/sVs/ (m3/s)提微段Ls/ (m3/s)Vs/m3/s)根据数据作出液泛线2）（3）液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留的时间不低于3-5so依据公式，液体在降液管内的停留时间为3600 A H0= f TLh以e =5s作为液体在降液管中停留时间的下限，那么精储段 （L ） = 4% = m31ss max L5s提微段 （L） _，叫= 0.096x 0.45 m31ss max L5求出上限液体流量L值常数。在L图液相负荷上限线为与气体流量，无SSSS关的竖线（4）漏液线对于户型重

33、阀,1对于户型重阀,1依尸=U计算，那么U =00 V05又知道那么提憎段s maxn-d?N4 。= 26.039% 51= 0,499 m3 / s/T 4V3?26兀乂V = d iNus 4 。 0715V =_d?Ns 4 。以F=5作为规定气体最小负荷的标准，那么 o精微段 （，）=%2N 2 =6.0391151 5 = 0.533 m3/ss max 4 0 f P 4，2.86作出与液相流量无关的水平漏液线4） 液相负荷下限线 取堰上液层高度 =0. 006m作为液相负荷下限条件，依公式OW2.84 3600(1)E( min )2/31000/)IV取E=l,那么精储段(L

34、 )=10.。06 x 1000丫5 0.858 = 0100073 mi/ssmin I 2.84) 3600提储段(L) J。写那皤= o.ooo73%/s s minI7分别作出塔板负荷性能图上的(1)(3(4(5条线由塔板负荷性能图可以看出：(1)任务规定的气液负荷下的操作点P (设计点，处在适宜操作区内的位置。(2)精储段气相负荷上限是由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。提微段塔板的气相负荷上限是由液相负荷上限控制，操作下限由漏液控制。(3)按照固定的气液比，由下面两个图，可查出精储段的塔板气相负荷上限(V) m3 1s s max气相负荷下限(V) m3 1s s min提偏段的塔

35、板气相负荷上限(V) m3 1s s max气相负荷下限(V) m31s s min0.0000.0020.004 O.OOe0.0080.010(Ls/(m Vs)图11精微段操作性能图2 。 8.e2 2 11.2 。 8.e2 2 11.2.O.S 11.0. (5空0.010Ls/(m)Vs)图12提微段操作性能图精微段操作弹性(V) /(V) s max s min提储段 操作弹性(V) /(V) s max s min8 .塔的附属设备计算(1)全塔热量衡算通过对精福塔全塔的热量衡算以确定再沸器的蒸汽用量，如图14所示，对 精储塔进行全塔的热量衡算。冷凝器热量衡算可知:Q = (R

36、 +1 )。(/ -I ) = (2.866 +l)x 40.55 x 393.5 x 78 = 5.44 x 106 V/zCVD &冷却水用量：W =-=3.82x106=1 303x105C c Q T) 4.174x(35-25) pc 21,水的出口温度为35,另外该温度下苯的平均比热容为1900J/(kg.)由管式换热器总传热系数K可知K = 800W/(m2. )所以对数平均温度差空At = tm 0ln 2tAt = tm 0ln 2t(80.7-35)-(35-25) 80.75 - 35In35-25=23.5之二 5.44 x106 年gg.36加 2换热面积为:KAt

37、800 x23.5m因水和苯两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数一般较大， 且易结垢，应选择冷却水走换热器管程，苯走壳程。因此查管壳式换热器系列标准得：应选用JB/T4715的固定管板式换热器。即其公称直径为1000mm.公称压 地应用于物系的别离、提纯、制备等领域，并取得了良好的效益。其中主要包括 板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、 舌形塔板、网孔塔板、垂直塔板等等，精福过程与其他蒸储过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相 和气相回流，为精储过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理 论板的条件下，为精储实现高纯度的别离时

38、，始终能保证一定的传质推动力。所以 ,只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在 塔底获得高纯度的重组分产品。精储广泛应用于石油，化工,轻工等工业生产中,是 液体混合物别离中首选别离方法。板式塔浮阀塔板）的设计，包括设计方案确实定及流程说明（确定全套精 储装置的流程，绘出流程示意图），塔的工艺计算（物料衡算确定理论塔板数和实 际塔板数），塔和塔板主要设备的工艺结构尺寸的设计计算，辅助设备的选型与计 算，设计结果概要或设计参数一览表，对本设计的评述或有关问题的分析讨论等六 个内容。,在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g

39、/ml,但其分子质量比水 重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶 解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。甲苯是最简单，最重要的芳煌化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃 烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ,沸点为111 。甲苯带有一种特殊的 芳香味（与苯的气味类似，在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密 度为0. 866克/厘米3,对光有很强的折射作用折射率：1,4961）。甲苯几乎 不溶于水9,52g/1）,但可以和二硫化碳，酒精，乙醛以任意比例混溶，在氯仿， 丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0,6 mPas ，也

40、就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940 kJ/kg,闪点为4 C,燃点 为 535 o由于在常压下，苯和甲苯的相对挥发度有很大的差异，故可以通过精微的方 式别离苯和甲苯的混合溶液，到达要求的别离目的。精储设备所用的设备及其相互联系，总称为精储装置，其核心为精储塔。常强为4.0Mpa的二管程、换热器面积为289.5m2的固定板式换热器。且列管尺寸 为19mm,管心距为25mm,列管长度为4500mm,管子总根数为1148,中心 排管数为38。再沸器再沸器采用间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为0.25Mpa表压）查得温度T=127.2全塔热量衡算得到再沸器的热负荷：Qb = Qd + Qw + Q1 + Qc-Qf前面计算得QB=4.98X106kJ/h,加热蒸气的消耗量可按下式计算，即W =Qb= 498 x 106 : 2216.49.kg / hh 2246.8,加热后蒸汽的液体；由列管式换热器总传热系数K可知K= 600W/（m2.） A_ Qd 4.98x106换热面积： A - b = 470.52m 2KAt 600x17.64m查管壳式换热器系列标准得：应选用JB/T4715的固定管板式换热器。即其公称直径为1000mm,公称压 强为4M