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1、化工原理课程设计说明书设计题目：苯氯苯精馏过程板式塔设计设 计 者：班级化工 095 闫宏阳日期：2011年 12月 13 号指导教师：胜凯设计成绩：日期：目 录设计任务书3 设计计算书4?设计方案的确定4?精馏塔物料衡算4?塔板数的确定5?精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算8?塔体工艺尺寸计算13?塔板主要工艺尺寸15?塔板流体力学验算17?浮阀塔的结构20?精馏塔接管尺寸23?产品冷却器选型25?对设计过程的评述和有关问题的讨论25 附图：生产工艺流程图精馏塔设计流程图设计任务书（一）题目试设计一座苯氯苯连续精馏塔，要求年产纯度99.8%的氯苯 21000吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2
2、%，原料液中含氯苯 45%（以上均为质量分数）。（二）操作条件（1）塔顶压力 4kPa（表压）；（2）进料热状况泡点；（3）回流比 R=1.4Rmin；（4）塔底加热蒸汽压力 0.5Mpa（表压）；（5）单板压降0.7 kPa；（三）塔板类型浮阀塔板（F1型）（四）工作日每年按 300天工作计，每天连续24 小时运行（五）厂址厂址为地区设计计算书一、设计方案的确定本任务是分离苯氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，本设计采用板式塔连续精馏。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送进精馏塔。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔，其余部分冷却后送至储
3、物罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.4 倍，且在常压下操作。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储物罐。二、精馏塔物料衡算（以轻组分计算）1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率苯的摩尔质量kmol/kg11.78AM氯苯的摩尔质量kmol/kg56.112BM003.056.112/998.011.78/002.011.78/002.0986.056.112/02.011.78/98.011.78/98.0638.056.112/45.011.78/55.011.78/55.0WDFxxx2原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量kmol/kg46.11256
4、.112)003.01(11.78003.0kmol/kg59.7856.112)986.01(11.78986.0kmol/kg58.9056.112)638.01(11.78638.0WDFMMM3物料衡算原料处理量h/25.93kmol46.11224300100000012W总物料衡算25.93DF苯物料衡算25.93003.0986.0638.0DF联立解得h/73.24kmolh/47.31kmolFD三、塔板数的确定1理论板数 NT的求取（1）由手册查得苯氯苯物系的气液平衡数据，绘出xy 图，见图 1。C/oT80 90 100 110 120 130 131.8 kPa/oAp
5、101.33 136.66 179.99 234.60 299.99 378.65 386.65 kPa/oBp19.73 27.33 39.07 53.33 72.40 95.86 101.33 oooBABppppx1.000 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0.000 xppyAo1.000 0.913 0.785 0.613 0.376 0.072 0.000 图 1 图解法求最小回流比（2）由于泡点进料 q=1，在图上作直线 x=0.986 交对角线于 a 点，作直线 x=0.638交平衡线于 q 点，连接 a、q 两点，过 q 点作横轴的平行线交纵轴于一
6、点，读得图 1 x y 图yq=0.896，则最小回流比如下：35.0638.0896.0896.0986.0minR取操作回流比为49.035.04.14.1minRR（3）求精馏塔的气、液相负荷h/70.49kmolh/96.42kmol73.2423.18h/70.49kmol47.31)149.0()1(h/23.18kmol47.3149.0VVFLLDRVRDL0.000 0.200 0.400 0.600 0.800 1.000 0.000 0.200 0.400 0.600 0.800 1.000 yxDxqxqqya（4）求操作线方程精馏段操作线方程626.0283.0986
7、.070.4947.3170.4918.23xxxVDxVLyD提馏段操作线方程001.0693.1003.070.4925.9370.4942.96xxxVWxVLyW（5）图解法求理论板层数如附图 1，将 x=0.638 带入精馏段操作线方程，得出y=0.871，在图中找出该点记为 d，连接 ad 两点即得精馏段操作线；在对角线上找到c 点（0.003，0.003），连接 cd 两点即得提馏段操作线。自a 点开始在操作线和平衡线之间作阶梯线。求解结果为：总理论板层数)(11 包括再沸器TN进料板位置4FN2实际板层数的求解（试差法）假设总板效率 ET=0.49 精馏段实际板层数4544.9
8、49.0/22精N提馏段实际板层数71-8.1149.0/4提N（不包括再沸器）实际板层数为 26/0.49-1=52（不包括再沸器）试差法计算如下：Np=52塔顶压力：105.3KPa43.101DP塔底压力：139.984Pa52667.03.105wP已知塔底组成为四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1操作压力的计算塔顶操作压力kPa33.10543.101DP每层塔板压降kPa7.0P进料板压力1.63kPa1197.033.105FP精馏段平均压力108.48kPa2/)33.1051.6311(1mP塔底操作压力1.43kPa12327.033.105DP提馏段平均压力16.5
9、3kPa12/)21.43111.631(2mP2操作温度的计算表 1 苯、氯苯Antoine常数数据表A B C 温度围（K）苯6.01907 1204.682-53.072 279-377 6.06832 1236.034-48.99 353-422 6.3607 1466.083-15.44 420-521 氯苯6.10416 1431.83-55.515 335-405 6.62988 1897.41 5.21 405-597（表 1 苯、氯苯Antoine常数数据表A B C 温度围（K）苯6.01907 1204.682-53.072 279-377 6.06832 1236.03
10、4-48.99 353-422 6.3607 1466.083-15.44 420-521 氯苯6.10416 1431.83-55.515 335-405 6.62988 1897.41 5.21 405-597 假设塔顶的泡点温度C2.83ot，则纯组分的饱和蒸气压为对苯111.53kPa2.0474215.2732.8399.48034.123606832.6lgooAApp对氯苯22.11kPa1.3446415.2732.83515.5583.143110416.6lgooBBpp代入泡点方程和露点方程，得DABABxxppyppppx986.033.105931.053.11193
11、1.011.2253.11111.22433.101oooo）（故假设正确，塔顶温度为C2.83oDt假设塔顶的进料板温度C4.49ot，则纯组分的饱和蒸气压为对苯kPa154.2618825.215.2734.4999.48034.123606832.6lgooAApp对氯苯32.77kPa1.5154815.2734.49515.5583.143110416.6lgooBBpp代入泡点方程和露点方程，得638.02.77354.2612.77323.110oooBABppppx假设正确，故进料板温度为C4.49oFt假设塔底的泡点温度C713ot，则纯组分的饱和蒸气压为对苯kPa51.42
12、415.27313799.48034.123606832.6lgooAApp对氯苯kPa28.15115.27313721.541.189762988.6lgooBBpp代入泡点方程，得003.00038.0115.28-442.5128.11553.116oooBABppppx假设正确，故塔顶温度为C137oWt精馏段平均温度C8.882/)4.492.83(o1mt提馏段平均温度C115.72/)1374.49(o2mt全塔平均温度C1.1102/)1372.83(omt3平均摩尔质量的计算塔顶：由986.01Dxy，查平衡曲线得920.01xkmol/kg87.8056.112)920.
13、01(11.78920.0kmol/kg60.7856.112)986.01(11.78986.0LDmVDmMM进料板：由图理论板得885.0Fy，查平衡曲线得621.0Fxkmol/kg17.1956.112)621.01(11.78621.0kmol/82.07kg56.112)885.01(11.78885.0LFmVFmMM塔底：由图理论板得300.0ny，查平衡曲线得100.0nxkmol/53kg.11256.112)100.01(11.78100.0kmol/kg64.11256.112)003.01(11.78300.0LWmVWmMM精馏段平均摩尔质量kmol/kg02.8
14、62/)17.9187.80(kmol/kg34.802/)07.8260.78(11LmVmMM提馏段平均摩尔质量kmol/kg85.1012/)53.11217.91(kmol/kg27.972/)46.11207.82(22LmVmMM4平均密度的计算（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，得精馏段31111m/kg90.2)15.2738.88(314.834.8048.108mVmmVmRTMp提馏段32222m/kg51.3)15.2737.115(314.827.9753.116mVmmVmRTMp（2）液相平均密度计算iiLmw1塔顶C2.83oDt时，333m/kg73
15、.81656.1034/02.024.813/98.01m/kg56.10342.83111.11127m/kg24.8132.83187.1912LDmBA进料板C4.94oFt时，333m/kg28.8947.1025/468.07.803/532.01532.056.112379.011.78621.011.78621.0m/kg12.10224.94111.11127m/kg95.79994.4187.1912LFmABAw塔底C137oWt时，333m/kg20.97479.974/998.038.749/002.01m/kg79.974137111.11127m/kg38.7491
16、37187.1912LWmBA精馏段液相平均密度为31m/kg51.8552/)28.89473.816(Lm提馏段液相平均密度为32m/kg24.9342/)20.97428.894(Lm5液相平均表面力的计算iiLmx塔顶C2.83oDt时，查得m/mN82.20Am/mN84.25Bm/mN22.2184.2508.082.20920.0LDm进料板C4.94oFt时，查得m/mN35.19Am/mN57.24Bm/mN32.2157.24379.035.19621.0LFm塔底C137oWt时，查得m/mN25.14Am/mN48.19Bm/mN47.1948.19999.025.14
17、001.0LWm精馏段液相平均表面力为m/mN27.212/)32.2122.21(1m提馏段液相平均表面力为m/mN40.202/)47.1932.21(2m6.液体平均粘度计算iimxlglg塔顶C2.83oDt时，smPa299.0AsmPa303.0B303.0lg08.0299.0lg920.0lgLDmsmPa299.0LDm进料板C4.94oFt时，smPa268.0AsmPa275.0B.2750lg379.0.2680lg621.0lgLDmsmPa271.0LDm塔底C137oWt时，smPa184.0AsmPa197.0B.1970lg999.0.1840lg001.0l
18、gLDmsmPa197.0LDm精馏段液相平均粘度为m/mN285.02/)271.0299.0(1m提留段液相平均粘度为m/mN234.02/)197.0271.0(2m全塔液相平均粘度为smPa248.02/)197.0299.0(L又塔顶和塔底平均温度为（83.2+137）/2=110.1 则此温度下的相对挥发度为40.453.3234.7ooBApp根据奥康奈尔关联法，48.0)248.040.4(49.0)(49.0245.0245.0LTE故假设成立，总板效率ET=0.48 五、塔体工艺尺寸计算1塔径的计算（1）精馏段s/m0006.01.855360002.8618.233600
19、s/m542.090.2360034.8049.70360031113111LmLmSVmVmSLMLVMV由VVLCumax式中 C由公式2.02020LCC计算，其中20C可由史密斯关联图查出，图的横坐标为019.090.251.8553600541.036000006.02121VLhhVL取板间距m42.0TH，板上液层高度m07.0Lh，则m35.007.042.0LThH由史密斯关系图得069.020Cs/m20.190.290.251.855070.0070.02027.21069.020max2.02.020uCCL取安全系数为 0.6，则空塔气速为s/m72.06.0maxu
20、m979.072.014.3542.044111uVDS统一按照塔板结构参数系列化标准（单溢流型）将塔径圆整后取 D=1.0m。塔截面积2223.141.00.785m44TAD实际空塔气速s/m690.0785.0542.0u（2）提馏段m35.007.042.0087.051.324.9343600543.036000029.0s/m0029.024.934360085.10142.963600s/m543.051.3360027.9749.703600212132223222LTVLhhLmLmSVmVmShHVLMLLMVV查图得068.020Cm00.1672.014.3543.04
21、4s/m67.012.16.06.0s/m12.151.351.324.934068.0068.02040.20068.020222max2max2.02.0220uVDuuuCCSm统一按照塔板结构参数系列化标准（单溢流型）将塔径圆整后取 D=1000mm。塔截面积222m785.01414.34DAT实际空塔气速s/m692.0785.0543.0u2塔高的计算（1）精馏塔的有效高度精馏段m36.342.0)19()1(THNZ精精提馏段m46.54.0)114()1(THNZ提提在进料板上方开一人孔，提馏段中开两个人孔，其高度为0.8m，则有效高度为m2.114.246.536.338.
22、0提精有效ZZZ（2）全塔实际高度取进料板板间距为 0.8m，人孔处的板间距为0.8m，塔底空间高度为 2.0m，塔顶空间高度为 0.7m，封头高度为 0.6m，裙座高度为 2.0m，则全塔高为m06.160.26.00.27.08.038.042.0)13123()1(21HHHHHnHnHnnnHBDPPFFTPF六、塔板主要工艺尺寸计算根据塔径和液体流量，选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘，塔板采用单流和分块式组装。1溢流装置的计算（1）堰长：m66.00.166.066.0DlW（2）堰高：由OWLWhhh，选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式求得精馏段：m00626.066.0360
23、00006.0100084.2100084.2323211WhOWlLEh取m07.0Lh，则m06374.000626.007.011OWLWhhh提馏段：m0018.066.036000029.0100084.2100084.2323222WhOWlLEhm052.0018.007.022OWLWhhh（3）降液管面积当66.0DlW时，查表得2m057.0785.00722.00722.0m124.00.1124.0124.0fTfddAAAWDW，塔的相对操作面积为%7.85%1000715.021（4）液体在降液管里停留的时间精馏段s5s380006.0360040.0057.036
24、00360011hTfLHA故降液管设计合理（5）降液管底隙高度0h003600ulLhWh精馏段和提馏段降液管下端与塔板间出口处的液体流速分别取s/m180.0s/m075.00201uu精馏段m012.0075.066.036000006.03600360001101ulLhWh提馏段m024.0180.066.036000029.03600360002202ulLhWh2塔板布置的计算选用 F1 型浮阀，阀孔直径 39mm，阀片直径 48mm，阀片厚度 2mm，最大开度8.5mm，静止开度 2.5mm，阀质量为 3234g。（1）阀孔临界速度精馏段s/m86.590.28.728.725
25、48.0548.0110VKpu提馏段s/m27.551.38.728.72548.0548.0220VKpu上下两段相应的阀孔动能因子为：873.951.327.5979.990.286.52200211001VKpVKpuFuF均属正常操作围。取边缘区宽度Wc 0.055m,安定区宽度mWs065.0，开孔区面积RxRxRxAa1222sin180221222504.0445.0311.0sin445.0180311.0445.0311.02m其中，mWDRC445.0055.020.12，311.0065.0124.020.12sdWWDx（2）提馏段塔板布置取边缘区宽度Wc 0.030
26、m,安定区宽度mWs055.0，开孔区面积RxRxRxAa1222sin180221222552.0470.0321.0sin470.0180321.0470.0321.02m其中，mWDRC470.0030.020.12，321.0055.0124.020.12sdWWDx（3）浮阀数n与开孔率F1 型浮阀的阀孔直径为39mm 阀孔气速VFu00，其中取F0=10 浮阀数目4/200duVn开孔率Dn220d精馏段smu/87.590.210078039.0039.087.5542.04n%86.111.1039.0039.078提留段smu/34.551.31008614.3039.003
27、9.034.5543.04n%94.1211039.0039.086浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=0.075m，则排间距t为精馏段mmmntAta2.860862.0075.078504.0提留段mmmntAta6.860856.0075.086552.0考虑到塔的直径较大，故采用分块式塔板，而各分快板的支撑与衔接将占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小于计算值，故取t=80mm=0.08m 重新计算孔速及阀数精馏段8408.0075.0504.0t tAnasmdV/53.514.3039.0039.0844542.04/nu20041.990.253.5F0%78.1
28、211039.0039.084提留段9208.0075.0552.0t tAnasmdV/94.414.3039.0039.0924543.04/nu20025.951.394.4F0%99.1311039.0039.092由此可知，阀孔动能因数变化不大七、塔板流体力学验算1塔板压降hhhhlcp（1）干板阻力精馏段s/m860.590.2/1.73/1.73825.1825.1110Vcu液柱则m029.051.85553.5190.19,175.01175.00111001Lccuhuu提馏段s/m27.551.3/1.73/1.73825.1825.1220Vcu液柱则m026.024.
29、93494.4190.19,175.02175.00222002Lccuhuu（2）板上充气液层阻力取充气系数5.00，则液柱m035.007.05.00Llhh（3）液体表面力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不计。因此，上下两段塔板压降如下精馏段每层压降液柱m064.0035.0029.011lcphhhPa700Pa12.53781.951.855064.0111ghpLpp提馏段每层压降液柱m061.0035.0026.022lcphhhPa700Pa06.55981.924.934061.0222ghpLpp上下两段单板压降均符合设计任务要求。2液泛为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管
30、中清液层高度)(WTdhHH，而dLpdhhhH（1）与气体通过塔板压降所相当的液柱高度精馏段液柱m064.01ph提馏段液柱m061.02ph（2）液体通过降液管的压头损失精馏段液柱m00088.0012.066.00006.0153.0153.0220111hlLhWSd提馏段液柱m0051.0024.066.00029.0153.0153.0220222hlLhWSd（3）板上液层高度精馏段和提馏段皆为m07.0Lh因此，5.0取，降液管中清液层高度如下：精馏段m1349.000088.0070.0064.01111dLpdhhhH112419.0)06374.042.0(5.0)(dW
31、THhH可见，精馏段符合防止液泛的要求。提馏段m136.00051.007.0061.02222dLpdhhhH22236.0)052.042.0(5.0)(dWTHhH可见，提馏段符合防止液泛的要求。3液沫夹带(1)精馏段液沫夹带量ve的验算fTsaAAVu2.36107.5fTavhHue气液气液kgkgkgkg/1.0/0094.007.05.242.07445.01027.21107.52.336故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。(2)提馏段液沫夹带量ve的验算气液气液kgkgkgkghHuefTav/1.0/0085.007.05.242.07458.01040.20107.510
32、7.52.3362.36故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。4漏液的验算(1)精馏段漏液的验算VFu00取 F0=5，则smsm/53.5/94.290.25u0故在设计负荷下不会产生过量漏液。(2)提馏段漏液的验算smsm/94.4/67.251.35u0故在设计负荷下不会产生过量漏液。八、塔板负荷性能图计算（一）精馏段塔板负荷性能图1、漏液线VFu00取 F0=5，又4/200duVn故smnVds/295.094.284039.04u432020min）（据此做出与液体流量无关的水平漏液线（1）2液沫夹带线2.36107.5fTavhHue其中，SSfTSaVVAAVu746.0057.
33、0785.0（a）32336001084.25.25.2WSwowwflLEhhhh近似取 E1.0,mlmhWw66.0,06374.03/232320.2159.066.036000.11084.206374.05.2SSfLLh（b）取液沫夹带极限值ve为气液kgkg/1.0。已知mN/m7.21，mHT42.0并将ba,代入得：2.33/2362.2159.042.0746.0107.21107.51.0SSLV整理得：3/287.1823.2SSLV在操作围任取几个SL 值，依上式算出相应的SV值列于下表中smLs/,30.0006 0.0015 0.0030 0.0045 smVs
34、/,32.10 1.98 1.84 1.72 依表中数据在 VSLS图中作出液沫夹带线(2)。3液相负荷下限线取平堰、堰上液层高度mhow006.0作为液相负荷下限条件，取0.1E则3/2min,)3600(100084.2wSowlLEh32min,66.036000.1100084.2006.0SL整理上式得smLs/00056.03min,依此值在 VSLS图中作线即为液相负荷下限线（3）。4液相负荷上限线s/m006.0442.0057.04)(3maxTfSHAL依此值在 VSLS图中作线即为液相负荷上限线（4）5液泛线令)(WTdhHH由owLLcpdLpdhhhhhhhhhhhh
35、HW;11联立整理得3222dLscLbaVss式中029.0)51.85590.2()772.0100.0(051.0)()(051.022LvoocAa140.006374.0)160.05.0(42.05.0)1(WThHb2439)012.066.0(153.0)/(153.022oWhlc40.1)66.03600)(60.01(1084.2)3600)(1(1084.2323323wlEd故322240.1243914.0029.0sssLLV在操作围任取几个SL，计算出SV 的值列于表中。smLs/,30.0006 0.0015 0.0030 0.0045 smVs/,34.79
36、 4.01 3.07 1.81 依此值在 VSLS图中作线即为液泛线（5）将以上 5 条线标绘于SSLV图中，即为精馏段负荷性能图。5 条线包围区域为精馏段塔板操作区，A为操作点，OA为操作线。OA线与（2）线的交点相应相负荷为max,SV，OA线与气相负荷下限线（1）的交点相应气相负荷为min,sV。图见坐标纸。可知本设计塔板上限由液沫夹带控制，下限由漏液控制。读图，精馏段的操作弹性442.068.1min,max,SSVV二、提馏段塔板负荷性能图1、液沫夹带线（1）2.36107.5fTavhHue式中SSfTSaVVAAVu374.1057.0785.0（a）32336001084.25
37、.25.2WSwowwflLEhhhh近似取 E1.0,mlmhWw66.0,052.0故3/23232.213.066.036000.11084.2052.05.2SSfLLh（b）取液沫夹带极限值ve为气液 kgkg/1.0。已知mN/1040.203，mHT42.0整理得：3/21.1036.1SSLV2.33/2362.213.042.0374.11040.20107.51.0SSLV在操作围任取几个SL值，依上式算出相应的SV值列于下表中LS，m3/s 0.0006 0.0015 0.003 0.0045 VS,m3/s 1.29 1.23 1.15 1.08 依表中数据在VSLS图
38、中作出液沫夹带线(1)。2、液泛线（2）由)(wTddLpdhHHhhhH和得dowwpwThhhhhH，近似取1E.0，mlw66.03232332388.066.036000.11084.236001084.2sSwSowLLlLEhhhhhlCp22200200032.024.93451.3100.0772.0051.0051.0051.0SSLvSLvcVVACVCh3/23/2206424.0038.088.0052.073.0SowwlLLhhhmh0018.0（已算出），故0398.06424.0032.00018.06424.0038.0032.03/22322SSSSpLVL
39、Vh222079.609024.066.0153.0153.0SSwSdLLhlLh将THm42.0，5.0,052.0mhW及以上各式代入得23/23/2279.60988.0052.06424.00398.0032.0052.042.05.0SSSSLLLV整理得23/220.1905658.4751.4SSSLLV在操作围任取几个SL值，依上式计算Vs值列于下表中LS，m3/s 0.0006 0.0015 0.003 0.0045 VS,m3/s 2.04 1.97 1.83 1.68 依表中数据在VSLS图中作出液泛线（2）。3、液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为4秒，由下
40、式smAHLfTS/00599.04057.042.03max液相负荷上限线（3）在 VSLS图中为与气相流量sV无关的垂线。4、漏液线（气相负荷下限线）（4）VFu00取 F0=5，又4/200duVn故smnVds/293.067.292039.04u432020min）（据此做出与液体流量无关的水平漏液线（1）5、液相负荷下限线（5）取平堰、堰上液层高度mhow006.0作为液相负荷下限条件，取0.1E则3/2min,)3600(100084.2wSowlLEh32min,66.036000.1100084.2006.0SL整理上式得smLs/1063.534min,依此值在 VS LS
41、图中作线即为液相负荷下限线（5）。将以上 5 条线标绘于SSLV图中，即为提馏段负荷性能图。5 条线包围区域为提馏段塔板操作区，P 为操作点，OP 为操作线。OP 线与（2）线的交点相应相负荷为max,SV，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为min,sV。图见坐标纸。可知本设计塔板上限由液泛控制，下限由漏液控制。读图，提馏段的操作弹性38.342.042.1min,max,SSVV九、精馏塔接管尺寸计算1塔顶蒸气出口管s/m551.033.1053600)15.2732.83(314.849.7036003DDSpVRTV选择蒸气速度s/m18u，则m197.01814.3551
42、.044uVdS按照 GB8163 87，选择热轧无缝钢管mm5.6245核算s/m69.11245.014.3551.04422dVuS，在之间，可用。s/m20102塔顶回流液管s/m001.081.823360018.805.3536003LDmLDmSLML选择回流液流速s/m4.0u，则m043.04.014.30006.044uLdS按照 GB8163 87，选择冷轧无缝钢管mm245核算s/m377.0045.014.30006.04422dLuS，在之间，可用。s/m5.02.03进料管s/m0021.028.894360017.9124.7336003LFmLFmSFMF选择
43、进料液流速s/m0.2u，则m037.00.214.30021.044uFdS按照 GB8163 87，选择冷轧无缝钢管mm242核算s/m52.1042.014.30021.04422dFuS，在之间，可用。s/m5.25.14塔釜出料管s/m0031.020.974360053.11242.9636003LWmLWmSMLL选择塔釜出料液流速s/m8.0u，则m071.08.014.30034.044uLdS按照 GB8163 87，选择冷轧无缝钢管mm283核算s/m57.0083.014.300309.04422dLuS，在之间，可用。s/m0.15.05加热蒸气进口管15.126.1
44、278350oKK选择蒸气速度s/m15u，则s/m573.053.1163600)15.273137(314.849.7036003wwpRTVVSm22.01514.3747.044uVdS按照 GB8163 87，选择热轧无缝钢管mm12245核算s/m3.12245.014.3747.04422dVuS，在之间，可用。s/m2012十 产品冷却器选型 基本物性数据的查取:塔顶氯苯含量较少，可按纯苯求取苯的定性温度Dt=83.2设水的进口温度为25t1根据设计经验，选择冷却水的温升为8，则水的出口温度为33825t2水的定性温度2923325查得苯在定性温度下的物性数据密度：812.94
45、3/mkg饱和蒸汽气化热：r=393.9kJ/kg 查得水在定性温度下的物性数据密度：995.53/mkg定压比热容：pC4.174kJ/(kg）导热系数：k=0.618W/(2m)黏度：=0.80310Pas 热负荷计算:Q MDr=78.11 47.31393.9310/3600=4.04 510W 冷却水耗量:11.1225-3310174.41004.4t-t3512pc）（）（CQWCkg/s 确定流体的流径该设计任务的热流体为苯，冷流体为水，为使苯能通过壳壁面向空气中散热，提高冷却效果，令苯走壳程，水走管程.计算平均温度:暂按单壳程、双管程考虑，先求逆流时平均温度差苯 T 83.2
46、-83.2 冷却水 t 33 -25 _ t 50.2 58.2 10.542.502.58ln2.50-2.58ttlnt-tt1212m计算 R和 P:0t-t1221TTR，P137.0tt-t1112T查表得：1t，因,8.0t选单壳程可行。10.54tmmtt选择换热器型号由于两流体温差 50,壳选用固定管板式换热器的系列标准（JB/T4715-92）选择主要参数如下：公称直径 DN 400mm 公称压力 NP 1.6MPA 管程数pN 4 管子尺寸5.225管子根数 n 94 管长 6000mm 管中心距 32mm 中心排管数 11 管子排列方式正三角形管程流通面积 0.0163m
47、2实际换热面积200m5.431.06025.014.3941.0dn）（）（LS选 K值，估算传热面积参照化工流体流动与传热附录二十六，初选取K=310 W/(2m)25mm1.2410.543101004.4tKQS安全系数：%1.89%1000.230.235.43，传热面积的裕度可满足工艺要求。采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：17210.545.431004.4t5m00SQK W/(2m)验算：15.180.1172310oKK，符合实际标准十一、设计结果一览表物料衡算结果序号项目符号单位数值备注1 塔顶摩尔分数Dx10.986 2 塔顶平均摩尔质量DMkg/kmo
48、l78.60 80.87 气相液相3 塔顶流量Dkmol/h45.07 4 进料摩尔分数Fx10.638 5 进料液平均摩尔质量FMkg/kmol82.07 91.17 气相液相6 进料流量Fkmol/h73.24 7 塔釜摩尔分数Wx10.003 8 塔釜平均摩尔质量WMkmol/h112.46 112.53 气相液相9 塔釜产品流量W25.93 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果序号项目符号单位精馏段提馏段备注1 每层塔板压降pkPa0.7 48.0TE2 平均压力mpkPa108.48 116.53 3 平均温度mtCo88.8 115.7 4 平均粘度msmPa0.286 0.235
49、 5 液相平均摩尔质量LmMkg/kmol86.02 101.85 6 气相平均摩尔质量VmMkg/kmol80.34 97.27 7 液相平均密度Lm3kg/m855.51 934.24 8 气相平均密度Vm3kg/m2.9 3.51 9 平均表面力LmmN/m21.27 20.24 浮阀塔板工艺设计结果序号项目符号单位数值备注1 堰长Wlm0.792 精馏段和提 馏 段 塔径、堰高、降液管底隙高度进行统2 堰高Whm0.064 0.052 3 弓形降液管界面积fAm0.057 4 弓形降液管宽度dWm0.124 5 降液管底隙高度0hm0.012 0.024 一圆整，以便加工。6 横排孔心
50、距tm0.075 7 排间距tm0.080 8 浮阀数0N1 84 92 9 开孔率%12.78 13.99 接管尺寸计算结果序号项目规格材料1 塔顶蒸气出口管5.6245热轧无缝钢管2 塔顶回流液管0.245冷拔无缝钢管3 进料管0.242冷拔无缝钢管4 塔釜出料管0.283冷拔无缝钢管5 加热蒸气进口管0.12245热轧无缝钢管十二、对设计过程的评述1.浮阀塔的优点是结构简单，制造维修方便，造价低。2.作图和读数会有人为误差，计算时保留小数位数不同，采用近似计算等都会造成一定误差，但作为工程上的初步计算，可认为基本准确合理。3.由于理论知识不够，在选材设计上参考了大量资料、手册等，故计算结