《化工原理课程设计(doc 37页)debq.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理课程设计(doc 37页)debq.docx（52页珍藏版）》请在taowenge.com淘文阁网|工程机械CAD图纸|机械工程制图|CAD装配图下载|SolidWorks_CaTia_CAD_UG_PROE_设计图分享下载上搜索。
1、本科生（化化工原理理）课程程设计题 目 年产110万吨吨甲苯精精馏塔的的设计 学生姓名名 张淑淑云 黄黄桂林 王泽尉尉 指导老师师 徐琼琼 学 院 树树达学院院 专业班级级 化化学工程程与工艺艺 完成时间间 220144年122月 目录.设计计任务书书5.设计计说明书书第一章 工艺流程程的确定定和说明明6第二章 精馏塔的的工艺计计算2.1 操作条条件的相相关计算算7一、操作作压力、塔塔顶温度度、塔底底温度的的确定7二、相对对挥发度度的计算算和最小小回流比比、操作作回流比比的确定定1002.2全全塔物料料衡算和和热量衡衡算110一、物料料衡算110二、热量量衡算1112.3理理论塔板板数和实实际
2、塔板板数的计计算116一、理论论塔板数数的计算算166二、全塔塔效率的的估算117三、实际际塔板数数177第三章 精馏塔主主要尺寸寸设计计计算3.1基基础物性性数据计计算117一、液相相平均密密度及液液相体积积流量的的计算117二、气相相平均密密度及气气相体积积流量的的计算118三、液相相平均表表面张力力的计算算1883.2塔塔径的计计算1193.3塔塔高的计计算220一、塔板板间距的的估算220二、溢流流装置220三、塔的的有效高高度和总总高度220第四章 塔盘的设设计和计计算4.1塔塔板布置置224.2筛筛孔计算算和排列列22第五章 塔板流体体力学性性能5.1塔塔板流体体力学性性能的参参数
3、及校校核2335.2塔塔板性能能负荷图图255.3筛筛板设计计计算的的主要结结果227第六章 塔附属设设备的选选型及计计算228一、换热热器的选选型及计计算28二、原料料预热器器300三、塔底底再沸器器3116.1相相关管路路管径的的确定3336.2泵泵的选型型与计算算346.3储储罐的选选型与计计算335参考著作作和文献献377结束语338.附录录1、 说符号明明2、 图纸.设计计任务书书化工原理理课程设设计任务务书（220122级雷霆霆队）一、 设计题目目生产过程程中欲分分离甲苯苯与对二二甲苯的的混合物物，其组组成为对对二甲苯苯85%、甲苯苯15%（摩尔尔分率），拟拟建立一一座板式式精馏塔
4、塔，以对对其进行行精馏分分离，塔塔顶产品品含甲苯苯999%（摩摩尔分率率），塔塔底釜液液中含甲甲苯11%（摩摩尔分率率）。设设计要求求料液的的处理量量为10000000吨/年，每每年实际际生产天天数：3300天天。二、操作作条件1、常压压操作；2、塔顶顶全凝。3、间接接蒸汽加加热；4、泡点点进料；5、设备备热损失失为加热热蒸汽供供热量的的5；6、其他他条件自自选。三、设计计内容（1）单单元操作作流程设设计单元操操作方案案选择及及论证。根根据指定定的设计计任务，查查阅相关关的资料料，对可可用的生生产工艺艺进行比比较，筛筛选出技技术先进进、经济济合理、安安全可靠靠的操作作流程。绘绘制出工工艺流程程
5、简图，并并对之进进行详细细说明。物料及及热量衡衡算计算算。要求求对过程程中涉及及到的物物料平衡衡和能量量平衡全全部采用用手工计计算，不不得使用用各种模模拟软件件（如AAspeen等）；编制物物料及热热量平衡衡计算书书；绘制物物料流程程图（PPFD）。（2）设设备的工工艺设计计计算过程中中所出现现的各种种设备（包包括管线线）均采采用手工工进行工工艺设计计计算，不不得使用用各种模模拟软件件（如AAspeen等）获获得结果果，并编编制详细细的计算算说明书书；过程中中的机、泵泵可作为为标准设设备出现现，但要要根据计计算结果果，进行行选型说说明；编制设设备一览览表。（3）绘绘制工程程图样工艺流流程简图图
6、一张；物料流流程图（PPFD）一一张，要要求对管管道进行行标注；主体设设备装配配图一张张，其他他附属设设备使用用条件图图，不绘绘制3DD效果图图。设计说明明书要求求用MSS-Woord编编辑，保保存为DDOC格格式；所所有的图图纸均用用AuttoCAAD绘制制（A44）。.设计计说明书书第一章、 工艺流程程的确定定和说明明 混合物物的分离离是化工工生产过过程中的的重要过过程。混混合物分分为均相相和非均均相物系系，非均均相物系系的分离离主要依依靠质点点运动与与流体流流动原理理实现分分离，而而化学工工业中通通常遇到到的是均均相分离离，通常常有精馏馏，吸收收，萃取取和干燥燥等单元元的操作作。 精馏是
7、是分离液液体混合合物（含含可液化化的气体体混合物物）最常常用的一一种典型型单元操操作，在在化工、炼炼油、石石油化工工等工业业中得到到广泛应应用，按按蒸馏方方式分为为简单蒸蒸馏，平平横蒸馏馏，精馏馏和特殊殊精馏等等。当混混合物各各组分挥挥发度差差别很小小或形成成共沸是是，采用用精馏。精精馏是多多级分离离过程，即即同时进进行多次次部分汽汽化和部部分冷凝凝的过程程，因此此可使混混合液得得到几乎乎完全分分离。工工业上以以精馏应应用最为为广泛，精精馏过程程在能量量剂的驱驱动下（有有时加质质量剂），使使气、液液两相多多次直接接接触和和分离，利利用液相相混合物物中各组组分挥发发度的不不同，使使易挥发发组分由
8、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。该过过程是同同时进行行传质、传传热的过过程。精精馏塔是是大型的的设备组组装件，分分为板式式塔和填填料塔两两大类。一一般处理理物料量量较大时时多采用用板式塔塔。板式式塔又有有筛板塔塔、泡罩罩塔。浮浮阀塔等等。本次设计计任务为为设计一一定产品品纯度的的精馏塔塔，实现现甲苯对二甲甲苯的分分离。鉴鉴于甲苯苯对二甲甲苯体系系比较易易于分离离，待处处理料液液清洁的的特点，同同时对筛筛板塔的的结构，性性能做了了较充分分的研究究，认识识到只要要设计合合理，操操作正确确，就可可以获得得较满意意的塔板板效率和和一定
9、的的操作弹弹性。设设计决定定选用筛筛板塔。本设计的的具体流流程：原原料液（甲甲苯和对对二甲苯苯，且泡泡点进料料）经预预热器加加热到指指定温度度后，送送入塔的的进料板板上与自自塔上部部下降的的回流液液体汇合合后，逐逐板下降降，最后后流入塔塔的再沸沸器中。在在每层塔塔板上，回回流液体体与上升升蒸汽互互相接触触，进行行传质、传传热。操操作时，连连续地从从塔底再再沸器取取出部分分液体作作为塔底底产品（或或为塔釜釜残液排排出），部部分液体体气化，产产生的蒸蒸气依次次上升通通过各层层塔板。塔塔顶蒸气气进入冷冷凝器中中被部分分（选择择适当的的回流比比）冷凝凝，并将将部分冷冷凝液用用泵或靠靠位差送送回塔顶顶作
10、为回回流液体体，其余余部分经经冷却器器后被送送出作为为塔顶产产品。本课程设设计的主主要内容容是过程程的物料料衡算、热热量衡算算，工艺艺计算，结结构设计计和校核核。第二章、精精馏塔的的工艺计计算2.1 操作条条件的相相关计算算一、操作作压力、塔塔顶温度度、塔底底温度的的确定：（1） 确定操作作压力：塔顶压力力：塔底压力力：（2） 计算塔顶顶温度：根据塔顶顶压力及及塔顶汽汽相组成成用试差差法计算算塔顶温温度。其其中甲苯苯、二甲甲苯发热热饱和蒸蒸汽压有有安托因因方程计计算。设由 得由 得设由由设由 得由 得 假设设正确，为为所求塔塔顶温度度。（3） 计算塔底底温度根据塔底底压力及及塔底残残液组成成用
11、试差差法计算算塔底温温度。其其中甲苯苯、二甲甲苯的饱饱和蒸汽汽压由安安托因方方程计算算。设由由设由由设由由 假设设正确，为为所求塔塔底温度度。饱和蒸汽汽压数据据：式中t：温度，：饱和蒸蒸汽压，毫米工工作汞柱柱：同组分分种类有有关的常常数表211甲苯和和对二甲甲苯饱和和蒸汽压压数据：组分名称称AiBiCi甲苯6.955313444219.4对二甲苯苯7.000014633214.7二、 相对挥发发度的计计算和最最小回流流比和操操作回流流比的确确定：（1） 相对挥发发度的计计算：根据安托托因方程程可得（2） 最小回流流比及操操作回流流比的确确定：由于要求求泡点进进料，所所以 且一般操作作回流比比取
12、最小小回流比比的1.122倍，本本设计取取1.55倍即2.2全全塔物料料衡算和和热量衡衡算一、 物料衡算算1. 摩尔衡算算甲苯的摩摩尔质量量：对二甲苯苯的摩尔尔质量：原料液摩摩尔分率率：塔顶产品品摩尔分分率：塔底产品品摩尔分分率：年处理量量为10000000吨/年，按按3000天生产产时间计计算，则则：原料液的的平均摩摩尔质量量：同理可求求得：物料衡算算原料处处理量：总物料衡衡算：解得： 2. 质量衡算算由解得： 物料衡算算表 基准准 11h进料出料项目kmollkg项目kmollkg进料133.46138888.889馏出液19.00619844.133釜残液114.40119004.776
13、总计133.46138888.889133.46138888.889二、 热量衡算算1. 塔顶冷凝凝器的热热量衡算算 目的的：对塔塔顶冷凝凝器进行行热量衡衡算以确确定冷却却水的用用量。以以便于塔塔顶冷凝凝器的相相关设计计。（1） 热量衡算算式如图所示示，根据据热量衡衡算式，有有：QVQWQLQD式中 塔顶顶蒸气带带入系统统的热量量；回流流液带出出系统的的热量；馏出出液带出出系统的的热量；冷凝凝水带出出系统的的热量。（2） 各股物流流的温度度与压力力由塔顶蒸蒸汽组成成 ，通通过气液液平衡数数据表，经经插值可可知塔顶顶蒸汽温温度为1111.12，由于于蒸汽中中甲苯的的浓度很很大，因因此，该该温度也
14、也近似为为回流液液和馏出出液的温温度。由给定条条件知：塔顶的的操作压压强为 P1001.33kPaa（3） 基准态的的选择以1011.3kkPa、111.12的甲苯和对二甲苯为热量衡算的基准态，则：（4） 各股物流流热量的的计算查的甲苯苯与对二二甲苯在在正常沸沸点下的的汽化焓焓分别为为：正常沸点点分别为为：使用Waatsoon公式式计算甲甲苯和对对二甲苯苯在1111.112的汽化化焓：式中 对比比温度；TC临界温温度。查的苯和和甲苯的的临界温温度分别别为：对于甲苯苯： 对于对二二甲苯： 由此可计计算进入入塔顶冷冷凝器蒸蒸气的热热量为：代入到热热量衡算算式中，可可求得塔塔顶冷凝凝器带走走的热量量
15、为：（5） 冷却水的的用量设冷却水水的流量量为，则：已知：以进出口口水温的的平均值值为定性性温度：查得水在在37.5时的比比热容为为：2. 全塔的热热量衡算算：目的：确确定再沸沸器的蒸蒸汽用量量。如图所示示，对精精馏塔进进行全塔塔的热量量衡算。QFQWQDQLQWQV（1） 热量衡算算式根据热量量衡算式式，可得得：由设计条条件知：进料料带入系系统的热热量；加热热蒸汽带带入系统统的热量量；馏出出液带出出系统的的热量；釜残残液带出出系统的的热量；冷却却水带出出系统的的热量；热损损失。（2） 各股物流流的温度度由各股物物流的组组成，根根据气液液平衡数数据表，可可得各股股物流的的温度分分别为：（3）
16、基准态的的选择以1011.3kkPa、111.12的甲苯和对二甲苯为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，则：（4） 各股物流流热量的的计算由于温度度变化不不大，采采用平均均温度：的比热热容计算算各股物物流的热热量。据：查得：（甲甲苯）查得：（对对二甲苯苯）故甲苯的的比热容容为：对二甲苯苯的比热热容为：由此可求求得进料料与釜残残液的热热量分别别为：将以上结结果代入入到热量量衡算式式中：解得：热损失为为：（5） 加热蒸汽汽的用量量设加热蒸蒸汽的用用量为，则：已知蒸气气的压力力为（绝绝压），查得该压力下蒸汽的汽化热由此可求求得再沸沸器的加加热蒸汽汽用量为为：热量衡算算表基准：11h输 入入输 出出项
17、目kJ项目kJ进料8723322.6077馏出液0加热蒸汽汽363225.669釜残液9011179.7111冷却水56522.3热损失18166.3总计 90086448.22979086648.31112.3理理论塔板板数和实实际塔板板数的计计算一、 理论塔板板数的计计算已知R=7.884733，q=1则：相平衡关关系式：精馏段操操作线方方程：提馏段操操作线方方程：根据逐板板法计算算踏板层层数： 精馏馏段 提馏馏段由上可知知 二、 全塔效率率的估算算：表222液体的的物理性性质同温温度的近近似关系系： 性质质组分密度（kkg/mm3）粘度（CCP）表面张力力（dyyne/cm）甲苯869-
18、0.99780.5886-0.00035528.553-0.1113对二甲苯苯864-0.88750.6887-0.00042228.999-0.1109全塔的平平均温度度：根据表22-2算算的甲苯苯的黏度度：根据表22-2算算的对二二甲苯的的黏度：因为所以，全塔效率率：三、 实际塔板板数 第三章、 精馏塔主主要尺寸寸设计计计算3.1基基础物性性数据计计算：一、 液相平均均密度及及液相体体积流量量的计算算：根据表22-2算算的甲苯苯的液相相密度：根据表22-2算算的对二二甲苯的的液相密密度：根据相平平衡关系系式可知知甲苯和和对二甲甲苯的摩摩尔分数数：甲苯和对对二甲苯苯的质量量分数：即可算出出液
19、相平平均密度度：液相平均均相对分分子质量量：液相体积积流量：二、 气相平均均密度及及气相体体积流量量的计算算：根据气体体方程PPV=nnRT可可得甲苯苯的气相相密度：根据气体体方程PPV=nnRT可可得对二二甲苯的的气相密密度：即可算出出气相平平均密度度：气相平均均相对分分子质量量：气相体积积流量：三、 液相平均均表面张张力的计计算：根据表22-2算算的甲苯苯的表面面张力：根据表22-2算算的对二二甲苯的的表面张张力：因为，所所以液相相平均表表面张力力：基础物性性参数表表单位数据92.44431192.227044779.967702.922620.2225714.22288817.77366
20、653200.100063.2塔塔径的计计算1.空塔塔气速：由上表可可知气、液液相体积积流量为为：则取塔板间间距，板板上液层层高，那么分分离空间间为：查史密斯斯关联图图，查得得汽相负负荷参数数，由于于，且已知所以由于适宜宜的空塔塔气速(0.66 0.88)，因因此，需需先计算算出最大大允许气气速：取安全系系数为00.7，则则空塔气气速为：2.计算算塔径： 按标标准塔径径圆整后后取。塔截面积积：3.实际际空塔气气速：3.3 塔高的的计算一、塔板板间距的的估算：塔板间距距直接影影响塔高高。此外外，塔板板间距与与塔的生生产能力力、操作作弹性及及塔板效效率有关关。在一一定得生生产任务务下，采采用较大大
21、的板间间距，能能允许较较高的空空塔气速速，因而而塔径可可以小些些，但塔塔高要增增加。反反之，采采用较小小的板间间距，只只能允许许较小的的空塔气气速，塔塔径就要要增加，但但塔高可可以小些些。对于于板数较较多的精精馏塔，往往往采用用较小的的板间距距。适当当加大塔塔径以降降低塔高高。本设设计采用用板间距距为0.45mm。二、溢流流装置：溢流装置置计算设计选用用单溢流流弓形降降液管，并并不设进进口堰：1.堰长长：取。2.溢流流堰高度度：由选用平平直堰：堰上液层层高度则3.弓形形降液管管宽度和和面积由，查弓弓形降液液管的参参数图得降液管宽宽度：降液管面面积：三、塔的的有效高高度和总总高度：1.有效效高度
22、：根据给定定的分离离任务，求求出理论论板数后后，可按按下式计计算塔有有效段高高度。 2.塔体体总高度度：板式塔塔塔体的总总高度由由下式决决定。塔顶顶空间，mm塔底底空间，mm封头头高度，mm裙座座高度，mm塔板板间距，mm开有有人孔的的塔板间间距，mm实际际塔板数数人孔孔数目（不不包括塔塔顶空间间和塔底底空间的的人孔）1）塔顶顶空间 ：塔顶空间间指塔内内最上层层塔顶空空间的距距离，为为了利于于出塔气气体夹带带的液滴滴沉降，其其高度应应大于板板间距。通通常取为为（1.522.0）。若回塔示意图需要安装除沫器时，需要根据除沫器的安装需求确定塔顶空间。2）塔底底空间 ：塔底空间间指塔内内最下层层塔板
23、到到塔底间间距要求：.当进进料有115分钟钟缓冲时时间的容容量时，塔塔底产品品的停留留时间可可取35分钟钟.再沸沸器的安安装方式式及安装装高度.塔底底液面与与最下层层塔板之之间要留留有12m的距距离 t取取4miin 3）人孔孔：人孔是安安装或检检修人员员进出塔塔的唯一一通道，一般每每隔68快塔塔板设11个人孔孔本次设设计的精精馏塔共共设333块，需需要4个人人孔。直直径为6600mmm，人人孔处板板间距取取8000mm，人人孔伸入入塔内部部应与塔塔内壁修修平。4）筒体体：壁厚选88mm5）封头头高度：本设计采采用椭圆圆形封头头，由于于公称直直径1.2m，查查得曲面面高度3300mmm，厚厚度
24、100mm，直直边高度度40mmm，内内表面积积1.117，容容积0.2722m。选用用封头DDg1220010JJB 111544-7336）裙座座的相关关尺寸计计算：塔底常用用裙座支支撑，裙裙座的结结构性能能好，连连续处产产生的局局部阻力力小，所所以它是是主要的的支撑形形式。为为了制作作方便，一一般采用用圆筒形形，由于于裙座内内径大于于8000mm，故故裙座壁壁取166mm。基础环内内径：基础环外外径：圆整后故腐蚀余余量取118mmm，再沸沸器裙座座高度取取，地角角螺栓直直径取MM30。7）塔体体总高度度：第四章 塔盘的的设计和和计算4.1塔塔板分布布：1.塔板板布置：因为D8000mm，
25、故故塔板采采用分块块式，查查表得塔塔板分44块。2.边缘缘区宽度度的确定定：取，3.开孔孔区面积积计算：故4.2筛筛孔计算算和排列列：甲苯对对二甲苯苯物系无无腐蚀性性，故选选取筛孔孔直径，筛孔按正正三角形形排列，孔孔中心距距/孔径径，孔中心心距选塔板厚厚度（碳碳钢板）。开孔率：气体通过过筛孔的的流速：孔个数个个第五章 塔板流流体力学学性能5.1塔塔板流体体力学性性能的参参数及校校核1. 液沫夹带带分率的的检验：故在本设设计液沫沫夹带在在允许范范围内2. 塔板压降降：1） 干板压降降：由故，查查干筛孔孔的流量量系数表表得孔流系系数2） 液层静压压降： 对单单溢流板板： 通过过有效传传质区的的气速
26、： 气相相动能因因子： 查充充气系数数关联图图，得充充气系数数。3） 液层表面面张力压压降：4） 单板总压压降：3. 液面落差差的校验验： 对于于筛板塔塔，液面面落差很很小，本本设计塔塔径和液液流量均均不大，可可忽略液液面落差差的影响响。4. 塔板漏液液的干板板压降：1） 产生漏液液的干板板压降：2） 工作状态态下：稳定系数数故不会产产生严重重漏液。5. 降液管液液泛情况况的校验验：（1） 选取降液液管下缘缘至下层层塔板的的距离；则降液管管下缘缝缝隙通道道的截面面积（2） 液体流出出降液管管的阻力力损失：（3） 计算降液液管内的的清液层层高度及及泡沫层层高度： 甲苯苯对二甲甲苯物系系属一般般物
27、系，取取， 则则（4） 校核： 故在在本设计计中不会会发生液液泛现象象。6. 液体在降降液管内内停留时时间的校校验： 在在355s范围围内故降液管管设计合合理。5.2塔塔板性能能负荷图图（一） 负荷性能能图：1. 过量液沫沫夹带线线：2. 最大气相相负荷线线：以作为液液体在降降液管中中停留时时间的下下限，3. 最小液相相负荷线线：4. 最小气相相负荷线线:5. 降液管液液泛线：根据以上上各线方方程，可作出出筛板的的负荷性性能图。（图图）(二) 操作性性能的评评定：1）本设设计的操操作条件件为， 在在负荷性性能图上上作出操操作点PP（）,连接OOP，即即作出操操作线。2）根据据操作线线同负荷荷性
28、能图图的交点点及设计计工作点点的坐标标，计算算下列参参数： 根据据操作线线同负荷荷性能图图的交点点，可以以看出从图上读读出：A. 操作弹性性系数（极极限负荷荷比）： 按汽汽相负荷荷计算： 按液液相负荷荷计算：B. 设计工作作点的安安定系数数（设计计负荷对对极限之之比）： 对汽汽相负荷荷上限： 对汽汽相负荷荷下限： 对液液相负荷荷上限： 对液液相负荷荷下限： 5.3筛筛板设计计计算的的主要结结果筛板塔设设计计算算结果项目符号单位数据平均流量量气相53200.10006液相17.773666实际塔板板数块33板间距0.455塔径1.6空塔气速速0.80059塔板液流流型式单溢流溢流装置置降液管型型
29、式弓形堰长1.122堰高0.055降液管宽宽度0.2224堰上方液液层高度度0.01177板上液层层高度0.06677降液管内内清液层层高度0.13359孔径5开孔面积积0.1447孔中心距距0.0115开孔率10.11筛板气速速10.002单板压降降0.06667液体在降降液管内内停留时时间4.888液沫夹带带分率0.01115操作弹性性系数2.299液泛分率率63.002稳定系数数1.688气相负荷荷上限29.007气相负荷荷下限12.770第六章 塔附属属设备的的选型及及计算一、换热热器的选选型及计计算1. 热流量：2. 平均传热热温差：冷却水 330445馏出液 11101111.12
30、2管程流体体定性温温度 温差3. 计算传热热面积AA：取4. 换热器衡衡算：热量核算算： 由正正三角形形排列得得当量直直径，取取管心距距壳程流体体截面面面积：壳程流体体流速：普兰特效效：管程对流流传热系系数：壳体内径径：采用弓形形折流挡挡板，取取弓形折折流挡板板圆缺高高度为壳壳体内径径的355%则切去的的圆缺高高度为取折流挡挡板间距距B=00.6DD，则管程流通通截面积积：管程流体体流速：壳程液流流量普兰特准准数粘度校正正：污垢热阻阻管壁的导导热系数数换热器的的主要结结构尺寸寸和计算算结果：换热器的的主要结结构尺寸寸和计算算结果换热器形形式：固固定管板板式名称管程壳程定压比热热容kJJ/（kk
31、g）4.17782.0223455操作温度度37.55111.12流体密度度kg/m3993.18778.5611流速m/s0.033121.12221总传热系系数w/m2k534.16程数61管子规格格管间距32壳体内径径25000管数430管长45000排列方式式正三角形形传热面积积147.67448管程流通通截面积积0.0112899根据以上上规格，按按照标准准选取换换热器的的型号为为BESSX(YY)9000-11.0-1455-4.5/225-66REBB(b)二、原料料预热器器1. 原料预热热器温度度301466.777（泡点点温度）采用1550过热饱饱和蒸汽汽加热平均温度度平均温
32、度度下取总传热热系数由 得 2. 换热面积积换热面积积预值为为10%155%的换换热面积积，故预预值为：根据计算算可得饱饱和蒸汽汽用量：三、塔底底再沸器器1.再沸沸器该设备是是用于加加热塔底底料液合合之部分分汽化提提供蒸馏馏过程所所需热量量的热交交换设备备常见的的有：内内置式再再沸器 釜式再再沸器 强制再再沸器 虹式再再沸器。综综合其传传热生产产条件考考虑选取取虹式再再沸器。2.再沸沸器的负负荷：精馏塔塔塔釜再沸沸器的设设计，该该精馏塔塔为筛板板板式塔塔，塔釜釜出料为为对二甲甲苯和水水的混合合物。本本设计采采用立式式虹吸式式再沸器器。水的饱和和蒸汽温温度为1120密度温度比热容热导率黏度水壳程
33、943.11204.25500.6886有机物管程766.6146.772.13320.1002取因有机物物管程，水水蒸气壳壳程 换换热长度度为1002m 管管程流通通面积 中中心排管管数333 管管子根数数n=9931 管管程数NN=1 公公称压力力 0.66 公公称直径径ON/mm 120003.确定定总传热热系数KK 釜釜液循环环质量流流量 管管内流通通截面积积 管管内总质质量流速速 管管内流体体流速4.壳程程对流传传热系数数： 查得得金属管管的导热热系数 对二二甲苯液液体的污污垢阻力力 水蒸蒸气的污污垢阻力力6.2 相关管管路管径径的确定定1. 进料管管管径料液由高高位槽进进塔时料料液
34、流速速取0.400.8mm/s,输送时时流速取取1.552.5m/s采用用直管出出料管。取 则则查标准系系列进料料管取，管内径径，进料管管实际流流速2. 回流管管管径 冷冷凝器安安装在塔塔顶时，冷冷凝液靠靠重力回回流，一一般流速速为0.200.5mm/s，速速度太大大则冷凝凝器高度度也相应应增加，用用泵回流流时，速速度可取取1.552.5m/s故取 则则查标准系系列回流流管取，管内直直径，回流管管实际管管速3. 塔顶出料料管管径径取查表取塔塔顶出料料管径。管内直直径为dd=22mmm塔顶出料料管实际际流速4. 塔顶蒸气气管管径径蒸气出口口管中的的允许气气速应不不产生过过大的压压降。其值可可参照
35、表表：操作压力力（常压压） 常常压 14006000Paa 60000Paa 蒸气速度度m/ss 112220 3050 5070因6KKPa。故故取出口口气速查表塔顶顶蒸气接接管取 管内直直径塔顶出料料实际流流速5. 塔底出料料管管径径取查表取塔塔底出料料管径。管内直直径为dd=50mmm塔底出料料管实际际流速6.3泵泵的选型型与计算算工艺流程程有三个个主要的的泵装置置，一个个进料泵泵，负责责把液体体打进板板式塔;一个出出料泵，负负责把液液体抽出出输送到到储罐；另一个个为回流流泵，负负责把回回流液打打回塔内内重新进进行精馏馏。由于于设计的的泵用于于输送化化工液体体，与一一般泵不不同，它它要求泵泵操作方方便、运运行可靠靠，性能能良好和和维修方方便。泵泵的选型型首先要要根据被被输送的的物料的的基本性性质，包包括相态态、温度度、黏度度、密度度，挥发发度和毒毒性等，还还要考虑虑生产的的工艺过过程、动动力、环环境和安安全要求求等条件件。在流流量小而而压头高高，液体体又无悬悬浮物且且黏度不不高的情情况下，选选用旋涡涡泵较为为适宜。1. 进料泵：进料泵扬扬程计算算提馏段段高度 塔支座座高度取塔板高高0.55m考虑到再再沸器，裙裙座高度度取3mm，则原料进料料密度为为，安全系系数取11.