苯-甲苯精餾塔課程設計

1、<p><b>　　課程設計任務書</b></p><p><b>　　一、課題名稱</b></p><p>　　苯——甲苯混合體系分離過程設計</p><p>　　二、課題條件（原始數(shù)據(jù)）</p><p>　　1、設計方案的選定 </p><p>　　原料：苯、

2、甲苯 </p><p>　　年處理量：108000t</p><p>　　原料組成（甲苯的質量分率）：0.5</p><p><b>　　塔頂產(chǎn)品組成：</b></p><p><b>　　塔底產(chǎn)品組成：</b></p><p><b>　　2、操作條件

3、</b></p><p><b>　　操作壓力：常壓</b></p><p>　　進料熱狀態(tài)：泡點進料</p><p><b>　　冷卻水：20 </b></p><p>　　加熱蒸汽：0.2MPa</p><p>　　塔頂為全凝器，中間泡點進料，連續(xù)精餾<

4、/p><p>　　3、設備型式：篩板塔</p><p><b>　　三、設計內(nèi)容</b></p><p><b>　　1、概述</b></p><p>　　2、設計方案的選擇及流程說明</p><p>　　3、塔板的計算（板式塔）</p><p>　　4、

5、主要設備工藝尺寸設計</p><p>　　板式塔：（1）塔徑及提餾段塔板結構尺寸的確定</p><p>　?。?）塔板的流體力學校核</p><p>　?。?）塔板的負荷性能圖</p><p>　?。?）總塔高、總壓降及接管尺寸的確定</p><p>　　5、輔助設備選型與計算（泵、塔頂冷凝器和塔釜再沸器）</p

6、><p><b>　　6、設計結果匯總</b></p><p><b>　　7、工藝流程圖</b></p><p><b>　　設計內(nèi)容</b></p><p>　　摘要：精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工﹑煉油﹑石油化工等工業(yè)中得到廣泛的應用。本設計的題目是苯—甲苯

7、二元物系板式精餾塔的設計。在確定的工藝要求下，確定設計方案，設計內(nèi)容包括精餾塔工藝設計計算，塔輔助設備設計計算，精餾工藝過程流程圖，精餾塔設備結構圖，設計說明書。</p><p>　　關鍵詞：板式塔；苯--甲苯；工藝計算；結構圖</p><p><b>　　簡介</b></p><p>　　塔設備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應用的氣液傳質

8、設備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結構型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內(nèi)設置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進行質熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進行質熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。</p><p>　　工業(yè)上對塔設備的主要要求是：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳熱、

9、傳質效率高；（3）氣流的摩擦阻力??；（4）操作穩(wěn)定，適應性強，操作彈性大；（5）結構簡單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。</p><p>　　板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩

10、塔板等。</p><p>　　苯的沸點為80.1℃，熔點為5.5℃，在常溫下是一種無色、味甜、有芳香氣味的透明液體，易揮發(fā)。苯比水密度低，密度為0.88g/ml，但其分子質量比水重。苯難溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一種良好的有機溶劑，溶解有機分子和一些非極性的無機分子的能力很強。</p><p>　　甲苯是最簡單，最重要的芳烴化合物之一。在空氣中，甲苯只能不完全燃燒，火焰呈黃

11、色。甲苯的熔點為-95 ℃，沸點為111 ℃。甲苯帶有一種特殊的芳香味（與苯的氣味類似），在常溫常壓下是一種無色透明，清澈如水的液體， 密度為0．866克／厘米3，對光有很強的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯幾乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多數(shù)其他常用有機溶劑中也有很好的溶解性。甲苯的粘性為0,6 mPa s，也就是說它的粘稠性弱于水。甲苯的熱值為40.94

12、0 kJ/kg，閃點為4 ℃，燃點為535 ℃。</p><p>　　分離苯和甲苯，可以利用二者沸點的不同，采用塔式設備改變其溫度，使其分離并分別進行回收和儲存。板式精餾塔、浮法塔都是常用的塔類型，可以根據(jù)不同塔各自特點選擇所需要的塔。</p><p>　　篩板是在塔板上鉆有均布的篩孔，呈正三角形排列。上升氣流經(jīng)篩孔分散、鼓泡通過板上液層，形成氣液密切接觸的泡沫層（或噴射的液滴群）。篩板塔

13、是1932年提出的，當時主要用于釀造，其優(yōu)點是結構簡單，制造維修方便，造價低，氣體壓降小，板上液面落差較小，相同條件下生產(chǎn)能力高于浮閥塔，塔板效率接近浮閥塔。其缺點是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的料液。但設計良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性，對易引起堵塞的物系可采用大孔徑篩板，故近年我國對篩板的應用日益增多，所以在本設計中設計該種塔型。</p><p><b>

14、　　二、設計方案的確定</b></p><p>　　2.1操作條件的確定</p><p>　　確定設計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設備的結構型式和某些操作指標。例如組分的分離順序、塔設備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結合課程設計的需要，對某些問題作些闡述。</p><p><b>　　2.1.1操作壓力<

15、/b></p><p>　　蒸餾操作通?？稍诔骸⒓訅汉蜏p壓下進行。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料的性質，兼顧技術上的可行性和經(jīng)濟上的合理性進行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應在加壓下進行蒸餾。當物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當?shù)靥岣卟僮?/p>

16、壓力可以提高塔的處理能力。有時應用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。</p><p>　　2.1.2進料狀態(tài) </p><p>　　進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產(chǎn)中進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，

17、不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設計和制造上提供了方便。</p><p><b>　　2.1.3加熱方式</b></p><p>　　蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃

18、度應較低，因而塔板數(shù)稍有增加。采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。對于苯-甲苯溶液，一般采用1.1~2.0KPa（表壓）。</p><h3>　　2.2 確定設計方案的原則</h2><p>　　確定設計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術上的最新成就，使生產(chǎn)達到技術上最先進、經(jīng)濟上最合理的要求，符合優(yōu)質、高產(chǎn)、安全、低

19、消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點：</p><p>　　2.2.1滿足工藝和操作的要求</p><p>　　所設計出來的流程和設備，首先必須保證產(chǎn)品達到任務規(guī)定的要求，而且質量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應的措施。其次所定的設計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應能在一定范圍內(nèi)進行調節(jié)，必要時傳熱量也可進行調整。因此，在必要的位置上要

20、裝置調節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應考慮到生產(chǎn)上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應措施。</p><p>　　2.2.2滿足經(jīng)濟上的要求</p><p>　　要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能

21、適當?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設備費也有很大影響。</p><p>　　2.2.3保證安全生產(chǎn)</p><p>　　例如苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而

22、產(chǎn)生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。</p><p>　　以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設計中，對第一個原則應作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。</p><p><b>　　三、塔體計算 </b></p><h3>　　3.1 設計方案的確定</h2>&l

23、t;p>　　本設計采用連續(xù)精餾流程，飽和液體進料。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點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罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用飽和蒸汽間接加熱，塔底產(chǎn)品冷卻后送至儲罐。</p><h3>　　3.2 精餾塔的物料衡算</h2><p>　　3.2.1原料液進料量、塔頂、塔底摩爾分率&

24、lt;/p><p>　　進料量：F=108000t/年=15000kg/h</p><p>　　苯的摩爾質量 MA=78Kg/mol</p><p>　　甲苯的摩爾質量 MB=92Kg/mol</p><p>　　3.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量</p><p>　　MD=0.9915 &l

25、t;/p><p><b>　　3.2.3物料衡算</b></p><p>　　原料處理量 </p><p>　　總物料衡算 F=D+W=177.67kmol/h</p><p>　　F.XF = D.XD + W.XW</p><p>　　解得：D=94.

26、9839Kmol/h W=82.6861Kmol/h</p><p><b>　　四、塔板計算</b></p><h3>　　4.1 塔板數(shù)的確定</h2><p>　　4.1.1理論板數(shù)的求取</p><p>　　(1)相對揮發(fā)度的求取</p><p>　　苯的沸點為80.1℃，甲苯

27、的沸點為110.8℃</p><p>　　當溫度為80.1℃時</p><p><b>　　解得:，</b></p><p>　　當溫度為110.8℃時</p><p><b>　　解得: ，</b></p><p>　　=239.3316/101.8357=2.35<

28、/p><p>　　(2)最小回流比的求取</p><p>　　由于是飽和液體進料，有q=1，q線為一垂直線，故，根據(jù)相平衡方程有</p><p><b>　　最小回流比為</b></p><p>　　回流比為最小回流比的2倍，即</p><p>　　R=2Rmin=2.46</p>&l

29、t;p>　　(3)精餾塔的氣、液相負荷</p><p><b>　　(4)操作線方程</b></p><p><b>　　精餾段操作線方程 </b></p><p>　　提餾段操作線方程 </p><p>　　兩操作線交點橫坐標為 </p><p><b

30、>　　理論板計算過程如下</b></p><p>　　總理論板數(shù)為15（包括蒸餾釜），精餾段理論板數(shù)為7，第8塊板為進料板。</p><p>　　4.1.2實際板數(shù)的求取</p><p>　　取全塔效率為0.52，則有</p><p>　　總板數(shù)為24（包括蒸餾釜），精餾段板數(shù)為14，提餾段板數(shù)為12</p>

31、<p><b>　　4.2提溜段的計算</b></p><p>　　4.2.1 精餾塔的提餾段工藝條件</p><p>　　(1)操作壓力的計算</p><p><b>　　設每層塔板壓降 </b></p><p><b>　　已知 則 </b></p>

32、<p>　　(2)操作溫度的計算</p><p>　　依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽有安托尼方程計算，計算結果如下：</p><p>　　試差得到的PA、PB代入到</p><p>　　計算得到的結果如下：</p><p><b>　　塔頂溫度：</b></p

33、><p>　　塔釜溫度 </p><p>　　進料板溫度 </p><p>　　提餾段平均溫度 </p><p>　　(3)平均摩爾質量計算</p><p>　　塔釜平均摩爾質量的計算</p><p>　　由理論板的計算過程可知，，</p><p&

34、gt;<b>　　，</b></p><p>　　由理論板的計算過程可知，提餾段的平均摩爾質量為：</p><p><b>　　(4)平均密度計算</b></p><p>　?、?氣相平均密度計算</p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程式計算，即</p><p>　?、?液相

35、平均密度計算</p><p>　　液相平均密度計算依下式計算，即：</p><p>　　塔釜液相平均密度的計算。</p><p>　　由，查液體在不同溫度下的密度表得：</p><p>　　進料板液相平均密度的計算。</p><p>　　由，查液體在不同溫度下的密度表得：</p><p>　　提

36、餾段的平均密度為：</p><p>　　(5)液體平均表面張力的計算</p><p>　　液相平均表面張力依下式計算，即：</p><p>　　進料板液相平均表面張力的計算。</p><p>　　由，查液體表面張力共線圖得：</p><p>　　塔釜液液相平均表面張力的計算。</p><p>　

37、　由，查液體表面張力共線圖得：</p><p>　　提餾段平均表面張力為：</p><p>　　(6)液體平均黏度計算</p><p>　　液相平均黏度依下式計算，即：</p><p>　　塔釜液相平均黏度的計算：</p><p>　　由，查氣體黏度共線圖得：</p><p>　　提餾段液相平均

38、黏度的計算：</p><p>　　由，查氣體黏度共線圖得：</p><p>　　提餾段液相平均黏度為：</p><p>　　4.2.2塔徑的計算</p><p><b>　　(1)最大氣速</b></p><p>　　精餾段的氣、液相體積流率為：</p><p><b

39、>　　設 </b></p><p>　　查篩板塔汽液負荷因子曲線圖得</p><p>　　取安全系數(shù)為0.75，則空塔氣速為：</p><p><b>　　(2)塔徑</b></p><p><b>　　按標準塔徑圓整后為</b></p><p>&

40、lt;b>　　塔截面積為：</b></p><p>　　4.2.3.塔板主要工藝尺寸的計算</p><p>　　(1)溢流堰工藝尺寸的計算</p><p>　　因塔徑，液體流量為。</p><p>　　可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：</p><p><b>　　堰長&

41、lt;/b></p><p><b>　　取 </b></p><p><b>　　溢流堰高度</b></p><p><b>　　由，選用平直堰。</b></p><p>　　由和查表得液流收縮系數(shù)E=1.051</p><p>　　堰上液層高度

42、由下式計算，即：</p><p><b>　　則</b></p><p><b>　　故</b></p><p>　　弓形降液管寬度和截面積：</p><p>　　由，查弓形降液管參數(shù)圖得：</p><p><b>　　則：，</b></p>

43、<p>　　驗算液體在降液管中停留時間，即：</p><p><b>　　故降液管設計合理。</b></p><p>　　降液管底隙的流速，則：</p><p><b>　　則</b></p><p>　　故降液管底隙高度設計合理。</p><p>　　選用凹形

44、受液盤，深度。</p><p><b>　　(2)塔板布置</b></p><p><b>　　① 塔板的分塊。</b></p><p>　　因，故塔板采用分塊式。查塔板塊數(shù)表得塔板分為4塊。</p><p>　?、?邊緣區(qū)寬度確定：</p><p><b>　　取

45、，</b></p><p>　?、?開孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積計算為：</p><p><b>　　其中 </b></p><p><b>　　故 </b></p><p>　?、?篩孔計算及其排列。</p><p>　　由于苯和甲苯?jīng)]有腐蝕性，可選用碳鋼

46、板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為：</p><p><b>　　篩孔數(shù)目n為：</b></p><p><b>　　開孔率 為：</b></p><p>　　氣體通過篩孔的氣速 為：</p><p>　　4.2.4.篩板的流體力學驗算</p><p><

47、;b>　　(1)塔板壓降</b></p><p>　?、?干板阻力計算。干板阻力由下式計算：</p><p>　　由，查篩板塔汽液負荷因子曲線圖得</p><p><b>　　故液柱</b></p><p>　　② 氣體通過液層的阻力計算。</p><p>　　氣體通過液層的阻力

48、由下式計算，即</p><p>　　查充氣系數(shù)關聯(lián)圖得。</p><p><b>　　故。</b></p><p>　?、?液體表面張力的阻力計算。</p><p>　　液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計算，即：</p><p>　　氣體通過每層塔板的液柱高度按下式計算：</p>&l

49、t;p>　　氣體通過每層塔板的壓降為：</p><p><b>　　(2) 液面落差</b></p><p>　　對于篩板塔，液面落差很小，且本設計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。</p><p><b>　　(3) 溢流液泛</b></p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液

50、管內(nèi)液層高應服從下式所表示的關系，即：</p><p><b>　　而 </b></p><p><b>　　塔板不設進口堰 則</b></p><p>　　苯—甲苯物系屬一般物系，取，則：</p><p>　　所以設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象</p><p><b&g

51、t;　　(4) 液沫夾帶</b></p><p>　　液沫夾帶按下式計算：</p><p>　　故液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)。</p><p><b>　　(5) 漏液</b></p><p>　　對篩板塔，漏液點氣速可由以下公式計算：</p><p><b>　　實際氣速&l

52、t;/b></p><p><b>　　穩(wěn)定系數(shù)為</b></p><p>　　故在本設計中無明顯漏液。</p><p>　　4.2.5.精餾段塔板負荷性能圖</p><p><b>　　(1)漏液線</b></p><p><b>　　由</b>

53、</p><p><b>　　, ， </b></p><p><b>　　得：</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表</p><p>　　表4-1 漏液線計算結果</p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1&l

54、t;/p><p><b>　　(2)液沫夾帶線</b></p><p>　　以為限，求關系如下：</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表</p><p>　　表4-2 液沫夾帶線計算結果</p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2</p>

55、<p>　　(3)液相負荷下限線</p><p>　　對于平直堰，取堰上液層高度=0.006m作為最小液體負荷標準:</p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3</p><p>　　(4)液相負荷上限線</p><p>　　以作為液體在降液管中停留時間的下限</p><p><b

56、>　　故</b></p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4。</p><p><b>　　(5)液泛線</b></p><p><b>　　令</b></p><p><b>　　由</b></p><p>&

57、lt;b>　　聯(lián)立解得</b></p><p>　　忽略，將與，與，與的關系式代入上式，并整理得：</p><p><b>　　式中</b></p><p>　　將有關的數(shù)據(jù)代入整理，得</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表</p><p&g

58、t;　　表4-3液泛線計算表</p><p>　　由上表即可作出液泛線</p><p><b>　　圖一：</b></p><p>　　圖一提餾段負荷性能圖</p><p>　　由上圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得：</p><p>　　= 0.664

59、 = 3.628</p><p>　　故操作彈性為：/=5.463</p><p>　　所設計提餾段篩板的主要結果匯總于下表</p><p>　　表4-7 提餾段篩板塔設計計算結果</p><p><b>　　五、塔附件設計</b></p><p><b>　　5.1附件的計算&l

60、t;/b></p><p><b>　　5.1.1接管</b></p><p><b>　　(1)進料管</b></p><p>　　進料管的結構類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設計采用直管進料管。F=108t/h=15000Kg/h , =752.9Kg/ </p><p>

61、;<b>　　則體積流量 </b></p><p><b>　　取管內(nèi)流速</b></p><p><b>　　則管徑</b></p><p>　　取進料管規(guī)格Φ68×3 則管內(nèi)徑d=62mm</p><p><b>　　進料管實際流速</b&

62、gt;</p><p><b>　　(2)回流管</b></p><p>　　采用直管回流管，回流管的回流量：</p><p>　　塔頂液相平均摩爾質量,</p><p>　　塔頂溫度t=105.3 查表得：</p><p><b>　　平均密度</b></p>

63、<p><b>　　則液體流量</b></p><p><b>　　取管內(nèi)流速</b></p><p><b>　　則回流管直徑</b></p><p>　　可取回流管規(guī)格Φ42×2.5 則管內(nèi)直徑d=37mm</p><p><b>　　

64、回流管內(nèi)實際流速</b></p><p><b>　　(3)塔頂蒸汽接管</b></p><p><b>　　塔頂蒸汽密度</b></p><p>　　塔頂汽相平均摩爾質量</p><p><b>　　則蒸汽的體積流量：</b></p><p&g

65、t;<b>　　取管內(nèi)蒸汽流速</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　可取回流管規(guī)格Φ245×6.5 則實際管徑d=232mm</p><p>　　塔頂蒸汽接管實際流速</p><p><b>　　(4)釜液排出管</b></p&

66、gt;<p>　　塔底W=82.6861kmol/h 平均密度</p><p><b>　　平均摩爾質量</b></p><p><b>　　體積流量：</b></p><p><b>　　取管內(nèi)流速</b></p><p><b>　　則</

67、b></p><p>　　可取回流管規(guī)格Φ83×3.5 則實際管徑d=76mm</p><p>　　塔頂蒸汽接管實際流速：</p><p><b>　　(5)塔釜進氣管</b></p><p>　　V′=328.644kmol/h 相平均摩爾質量</p><p><b&

68、gt;　　塔釜蒸汽密度</b></p><p>　　則塔釜蒸汽體積流量：</p><p><b>　　取管內(nèi)蒸汽流速</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　可取回流管規(guī)格Φ273×7 則實際管徑d=259mm</p><p&

69、gt;　　塔頂蒸汽接管實際流速</p><p><b>　　5.1.2總塔高</b></p><p>　　每隔6~8層塔板（苯-甲苯不需要經(jīng)常清洗）設一個人孔便于安裝、檢修，則設整個塔設五個人孔，孔徑為500mm</p><p>　　取塔頂空間H頂=1.2m 塔底空間H底=1.5m</p><p>　　則塔高（

70、不包括封頭和裙坐）</p><p>　　H=15.25m </p><h3>　　5.2 附屬設備設計</h2><h3>　　5.2.1 泵的計算及選型</h2><p>　　進料溫度tq=116.2℃ </p><p><b>　　已知進料量</b></p><p&g

71、t;　　F=15000kg/h=4.167kg/s </p><p><b>　　取管內(nèi)流速則</b></p><p>　　故可采用GB3091-93 Φ68×4的油泵</p><p>　　則內(nèi)徑d=57-3.5×2=50mm 代入得</p><p><b>　　取絕對粗糙度為</b

72、></p><p><b>　　則相對粗糙度為</b></p><p>　　由雷諾數(shù)Re和相對粗糙度 可查圖得摩擦系數(shù)λ=0.03</p><p>　　進料口位置高度h=10×0.45+0.5×2=5.5m</p><p><b>　　揚程</b></p>

73、<p>　　可選擇泵為IS80—65--160</p><p><b>　　5.2.2冷凝器</b></p><p>　　塔頂溫度tD=105.3℃ 冷凝水t1=20℃ </p><p><b>　　則</b></p><p>　　由tD=105.3℃ 查液體比汽化熱共線圖得&

74、lt;/p><p>　　又氣體流量Vh=4791.65m3/h</p><p><b>　　塔頂被冷凝量 </b></p><p><b>　　冷凝的熱量</b></p><p>　　取傳熱系數(shù)K=600W/m2k，</p><p><b>　　則傳熱面積</b&

75、gt;</p><p><b>　　冷凝水流量</b></p><p><b>　　5.2.3 再沸器</b></p><p>　　塔底溫度tw=136.4℃ 用t0=170℃的蒸汽，釜液出口溫度t1=140℃</p><p><b>　　則</b></p>

76、<p><b>　　參考文獻</b></p><p>　　[1]諸林，王兵等.化工原理[M].北京.石油工業(yè)出版社，2007.</p><p>　　[2]柴誠敬，劉國維等.化工原理課程設計[M]. 天津：天津科學技術出版社，1995.</p><p>　　[3]申迎華，郝曉剛.化工原理課程設計[M].北京：化學工業(yè)出版社，2007.&