設(shè)計(jì)任務(wù)書設(shè)計(jì)題目苯甲苯連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)件操作壓力P10ATM絕壓處理量3260噸/年進(jìn)料含苯0415（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）塔頂產(chǎn)品含苯0976（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）塔釜?dú)堃褐斜綕舛炔淮笥?01（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）塔頂全凝器泡點(diǎn)回流塔釜為飽和蒸汽間接加熱塔板采用浮閥設(shè)計(jì)要求1完成該精餾塔及輔助設(shè)備工藝設(shè)計(jì)計(jì)算。2繪制生產(chǎn)工藝流程圖、精餾塔工藝條件圖。3撰寫設(shè)計(jì)說明書。目錄摘要1緒論2設(shè)計(jì)方案的選擇31設(shè)計(jì)流程32設(shè)計(jì)思路3第1章塔板的工藝設(shè)計(jì)511物料衡算512平衡線方程的確定513最小回流比的確定714求精餾塔的氣液相負(fù)荷715操作線方程716用逐板法算理論板數(shù)717實(shí)際板數(shù)的求取818全塔效率9第2章精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算1021物性數(shù)據(jù)的計(jì)算10211進(jìn)料溫度的計(jì)算10212操作壓強(qiáng)10213平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算10134平均密度計(jì)算11214液體平均表面張力計(jì)算13215液體平均粘度計(jì)算1422精餾塔主要工藝尺寸的計(jì)算14221塔徑的計(jì)算14222精餾塔有效高度的計(jì)算1623溢流裝置計(jì)算1624浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置1725塔板流體力學(xué)驗(yàn)算19251計(jì)算氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降19252淹塔20253計(jì)算霧沫夾帶量2126精餾段塔板負(fù)荷性能圖22261霧沫夾帶上限線22262液泛線23263液相負(fù)荷上限線24264漏液線24265液相負(fù)荷下限線2427小結(jié)25第3章熱量衡算2731相關(guān)介質(zhì)的選擇27311加熱介質(zhì)的選擇27312冷凝劑2732蒸發(fā)潛熱衡算27321塔頂熱量27322塔底熱量2833焓值衡算28第4章輔助設(shè)備3141冷凝器的選型31411計(jì)算冷卻水流量31412冷凝器的計(jì)算與選型3142接管3243塔總體高度的設(shè)計(jì)32431塔的頂部空間高度32432塔的底部空間高度3244人孔3345裙座3346塔立體高度33致謝34參考文獻(xiàn)35主要符號說明36摘要化工生產(chǎn)常需進(jìn)行二元液相混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝達(dá)到輕重組分分離目的的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類型之一。本次設(shè)計(jì)的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)針對二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程，該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。本設(shè)計(jì)書對苯和甲苯的分離設(shè)備浮閥精餾塔做了較詳細(xì)的敘述，主要包括工藝計(jì)算，輔助設(shè)備計(jì)算,塔設(shè)備等的附圖。采用浮閥精餾塔，塔高1311米，塔徑04米，按逐板計(jì)算理論板數(shù)為25。算得全塔效率為0534。塔頂使用全凝器，部分回流。精餾段實(shí)際板數(shù)為12，提餾段實(shí)際板數(shù)為12。實(shí)際加料位置在第13塊板從上往下數(shù)，操作彈性為343。通過板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學(xué)驗(yàn)算，均在安全操作范圍內(nèi)。塔的附屬設(shè)備中，所有管線均采用無縫鋼管。再沸器采用臥式浮頭式換熱器。用140飽和蒸汽加熱，用15循水作冷凝劑。飽和蒸汽走管程，釜液走殼程。關(guān)鍵詞苯_甲苯、精餾、精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu)緒論化工生產(chǎn)中常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的。互溶液體混合物的分離有多種方法，蒸餾及精餾是其中最常用的一種。蒸餾是分離均相混合物的單元操作之一，精餾是最常用的蒸餾方式，是組成化工生產(chǎn)過程的主要單元操作。為實(shí)現(xiàn)高純度的分離已成為蒸餾方法能否廣泛應(yīng)用的核心問題，為此而提出了精餾過程。精餾的核心是回流，精餾操作的實(shí)質(zhì)是塔底供熱產(chǎn)生蒸汽回流，塔頂冷凝造成液體回流。我們工科大學(xué)生應(yīng)具有較高的綜合能力、解決實(shí)際生產(chǎn)問題的能力和創(chuàng)新的能力。課程設(shè)計(jì)是一次讓我們接觸并了解實(shí)際生產(chǎn)的大好機(jī)會(huì)，我們應(yīng)充分利用這樣的機(jī)會(huì)去認(rèn)真去對待。而新穎的設(shè)計(jì)思想、科學(xué)的設(shè)計(jì)方法和優(yōu)秀的設(shè)計(jì)作品是我們所應(yīng)堅(jiān)持努力的方向和追求的目標(biāo)。浮閥塔盤自20世紀(jì)50年代初期開發(fā)以來，由于制造方便及其性能上的優(yōu)點(diǎn)，很多場合已取代了泡罩塔盤。這類塔盤的塔盤板開有閥孔，安置了能在適當(dāng)范圍內(nèi)上下浮動(dòng)的閥片，其形狀有圓形、條形及方形等。由于浮閥與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負(fù)荷的變動(dòng)而自動(dòng)調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時(shí)間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。與泡罩塔盤相比，處理能力較大，壓力降較低，而塔板效率較高，缺點(diǎn)是閥孔易磨損，閥片易脫落。操作氣速不可能會(huì)很高，因?yàn)闀?huì)產(chǎn)生嚴(yán)重的霧沫夾帶，這就限制了生產(chǎn)能力的進(jìn)一步提高。具有代表性的浮閥塔有F1型（V1型）浮閥塔板、重盤式浮閥塔、盤式浮閥、條形浮閥及錐心形浮閥等。設(shè)計(jì)方案的選擇1設(shè)計(jì)流程本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯_甲苯混合物。對于二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。連續(xù)精餾塔流程流程圖圖11流程圖2設(shè)計(jì)思路在本次設(shè)計(jì)中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡單蒸餾和平衡蒸餾只能達(dá)到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實(shí)現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實(shí)際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實(shí)現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，有時(shí)后可以考慮將余熱再利用，在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器全能器連種不同的設(shè)置。在這里準(zhǔn)備用全凝器，因?yàn)榭梢詼?zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計(jì)是在常壓下操作。因?yàn)檫@次設(shè)計(jì)采用間接加熱，所以需要再沸器?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費(fèi)用之和最低。在設(shè)計(jì)時(shí)要根據(jù)實(shí)際需要選定回流比。塔板工藝計(jì)算流體力學(xué)驗(yàn)算塔負(fù)荷性能圖全塔熱量衡算塔附屬設(shè)備計(jì)算圖12設(shè)計(jì)思路流程圖浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩者的優(yōu)點(diǎn)，其突出優(yōu)點(diǎn)是可以根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度，這樣就可以避免過多的漏液。另外還具有結(jié)構(gòu)簡單，造價(jià)低，制造方便，塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點(diǎn)。浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備，其多用不銹鋼板或合金。近年來所研究開發(fā)出的新型浮閥進(jìn)一步加強(qiáng)了流體的導(dǎo)向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動(dòng)接觸更加有效，可顯著提高操作彈性和效率。從苯甲苯的相關(guān)物性中可看出它們可近似地看作理想物系。而且浮閥與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負(fù)荷的變動(dòng)而自動(dòng)調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時(shí)間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。第1章塔板的工藝設(shè)計(jì)11物料衡算處理量30F261KG年進(jìn)料組成45FX餾出液組成97D釜液組成（以上均為摩爾分率）018WX（1）A苯的摩爾質(zhì)量MKG/MOLB甲苯的摩爾質(zhì)量23（2）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量04567810456918574297360FDWKG/MOL/L（3）物料衡算總物料衡算FWD即（1）32601/8易揮發(fā)組分物料衡算FDWXX即（2）397260415/80D解得F47526D21592W25905KMOL/HKMOL/HKMOL/H12平衡線方程的確定表11苯甲苯（1013KPA）的TXY相平衡數(shù)據(jù)【1】苯摩爾分?jǐn)?shù)液相氣相溫度苯摩爾分?jǐn)?shù)液相氣相溫度000011060592078989400880212106107000853868020003701022080309148440300050098609030957823039706189520950097981204890710921100100802F926140T926550進(jìn)料溫度D8877塔頂溫度W1103T塔底溫度求得OOOFDT925CT4T09C精餾段平均溫度F1728645提餾段平均溫度W2T1飽和蒸汽壓P0由0BLGATC表12苯甲苯ANTOINE常數(shù)【2】組分ABC苯（以A表示）602312063522024甲苯（以B表示）607813439421958查表得A苯6023A甲苯6078B苯120635B甲苯134394C苯22024C甲苯21958苯00FFDD00WW12635LGP6P1465KA9L884L23239KP1甲苯00FFDD00WW9LGP67P517A584L836K213L99苯FD0甲苯P247683567FW12精餾段平均相對揮發(fā)度91提餾段平均相對揮發(fā)度478因?yàn)槭桥蔹c(diǎn)進(jìn)料，所以12M5087所以平衡線方程XXY13最小回流比的確定因?yàn)镼1DMINF1X2508719696R132825087144取操作回流比MINR614求精餾塔的氣液相負(fù)荷LD275619285KOL/HVR043MF8467L/03KMOL/H15操作線方程精餾段操作線方程為DN1NNXR27560976YX12107369提餾段操作線方程為N1WNNLWX8V8043Y216用逐板法算理論板數(shù)塔頂為全凝器，所以從塔頂最上一層塔板上升的蒸汽全部冷凝成飽和溫度下的液體，故餾出液和回流液的組成均為離開第一層理論板的氣相組成Y11D1D1YXX09760953Y2581D212XRY0736950269588X013Y21同理可算出如下值3344556677F88789910Y098X102Y095L3提餾段FTF2H22005故降液管設(shè)計(jì)合理。（5）降液管底隙高度H0取液體通過降液管底隙的流速為01M/S依式計(jì)算降液管底隙高度H0，即U精餾段S10W0L7H654ML2提餾段0209803LU故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤，深度WH524浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置（1）塔板的分塊本設(shè)計(jì)塔徑為，故塔板采用整塊式。D04M（2）邊緣區(qū)寬度確定取破沫區(qū)寬度邊緣區(qū)寬度。SW08MCW05M（3）開孔區(qū)面積計(jì)算221AXAXRRINR其中DSCD04960874RW51M2故22212A3405074A07407SIN6M85（4）浮閥數(shù)計(jì)算及其排列預(yù)先選取閥孔動(dòng)能因子,由F0可求閥孔氣速，1VUOU精餾段即01VF2U765M/S8每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為S1220V09N8DU37654則設(shè)計(jì)條件下的閥孔氣速為S02VUND4即01U69M/S閥孔排列采用等腰三角形叉排方式?，F(xiàn)按的等腰三角形叉排方式排列，T75M估算排列間距AA06T8NT875閥孔動(dòng)能因數(shù)為0VFU9214所以閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在912的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實(shí)排數(shù)適用。塔板開孔率015476此開孔率在515范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的提餾段02VF12U7M/S839每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為S220V06N9DU39714則設(shè)計(jì)條件下的閥孔氣速為S02VUND402U6384M/S閥孔排列采用等腰三角形叉排方式?，F(xiàn)按的等腰三角形叉排方式排列，T75M估算排列間距AA06T016NT975閥孔動(dòng)能因數(shù)為0VFU38428所以閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在912的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實(shí)排數(shù)適用。塔板開孔率0256917此開孔率在515范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的。25塔板流體力學(xué)驗(yàn)算251計(jì)算氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降每層塔板靜壓頭降可按式計(jì)算。PCLH1精餾段1計(jì)算干板靜壓頭降C由式可計(jì)算臨界閥孔氣速，即1825CV73UOCU18251825OCV601M/S，可用算干板靜壓頭降，即01CU0CVCLUH5342GC27865349M192計(jì)算塔板上含氣液層靜壓頭降FH由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)，已知板上液層高度05所以依式LH06,L0LHL1533計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降H4由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為FPCLH05308M換算成單板壓降設(shè)計(jì)允許值F1FLPHG719362843PA07K2提餾段1計(jì)算干板靜壓頭降C18251825OCV73U93M/S9所以02C2C871H40496M652計(jì)算塔板上含氣液層靜壓頭降FH由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)，已知板上液層高度05L2H5603M3計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降HPCL08換算成單板壓降設(shè)計(jì)允許值F2FLPHG796258195PA07K252淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清夜層高度DTWHH式DPLDHH1精餾段1計(jì)算氣相通過一層塔板的靜壓頭降P1H前已計(jì)算F08M2液體通過降液管的靜壓頭降D因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式即2SW0L53H2D1017H531M645板上液層高度則LD1H085為了防止液泛，按式，取校正系數(shù)，選定板間距,DTWHH50TH04WH5MTW054025M從而可知，符合防止淹塔的要求。D1TWH45，可見不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。26精餾段塔板負(fù)荷性能圖261霧沫夾帶上限線對于苯甲苯物系和已設(shè)計(jì)出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值所對應(yīng)的泛點(diǎn)率亦為上限值,利用式VE01KG（液）/干氣）1F和便可作出此線。由于塔徑較大，VSSLL1FPV136ZF0KCAVSL1FTV1078KCA所以取泛點(diǎn)率，依上式有18精餾段SS27V36L105093817整理后得SS50提餾段SS2839V16L03876075整理后得SS4此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值便可SL依式算出相應(yīng)的。利用兩點(diǎn)確定一條直線，便可在負(fù)荷性能圖中得到霧2539LSV沫夾帶的上限線。LS000100030005VS014501310117LS000100030005VS010400940084262液泛線由式，,DTWHHDPWDOWPCLHH,H聯(lián)立。即則TWC0LDCD0L（1）2223V0SS0WLW0WU60L28453453（）HGLH1L式中閥孔氣速U0與體積流量有如下關(guān)系S02VDN4式中各參數(shù)已知或已計(jì)算出，即33TW0VL05H4MH5278KG/M80719KG/MN8；代入上式。U93/S031D39整理后便可得與的關(guān)系，即VSL223S1S1SV5L4同理提餾段與的關(guān)系S20此式即為液泛線的方程表達(dá)式。在操作范圍內(nèi)任取若干值，依S和帶入2223S1S1S1058L042223SSS85439L0LS000100030005VS011400910057LS00010003VS01210086263液相負(fù)荷上限線為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時(shí)間分離出，液體在降液管中停留時(shí)間不應(yīng)小于35S。所以對液體的流量須有一個(gè)限制，其最大流量必須保證滿足上述條件。由式可知，液體在降液管內(nèi)最短停留時(shí)間為35秒。取為液體FTSAH35秒L5S在降液管中停留時(shí)間的下限，所對應(yīng)的則為液體的最大流量,即液相負(fù)荷上限，于是可得SMAXL3FTFTSMAXAH0964L0725M/S顯然由式55264漏液線對于F1型重閥，因5時(shí)，會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，故取計(jì)算相應(yīng)的氣相流量0F0FSMINV精餾段223SMINV15VDN398289M/S47提餾段2230SIN01/265液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣OWH06M相流量無關(guān)的豎直線。，代入的值則可求出為23SW60L284E061L取E1WLSMINL23WSMINL128M/S所的負(fù)荷性能圖如下00204060811214161822224000010002000300040005LSM3/SVSM3/S漏液線液沫夾帶線液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷上限線液泛線操作線精餾段負(fù)荷性能圖00204060811214161822224000010002000300040005LSM3/SVSM3/S漏液線液沫夾帶線液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷上限線液泛線操作線提餾段負(fù)荷性能圖27小結(jié)1從塔板負(fù)荷性能圖中可看出，按生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點(diǎn)P在適宜操作區(qū)的適中位置，說明塔板設(shè)計(jì)合理。2因?yàn)橐悍壕€在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。3按固定的液氣比，從負(fù)荷性能圖中可查得氣相負(fù)荷上限158M3/S,氣相負(fù)荷下限SAXV046M3/S，所以可得SINVSAXIN158操作特性4306塔板的這一操作彈性在合理的范圍35之內(nèi)，由此也可表明塔板設(shè)計(jì)是合理的。第3章熱量衡算31相關(guān)介質(zhì)的選擇311加熱介質(zhì)的選擇選用飽和水蒸氣，溫度140,工程大氣壓為369ATM。原因水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道。飽和水蒸氣冷凝放熱值大，而水蒸氣壓力越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相應(yīng)減少，但水蒸氣壓力不宜太高。312冷凝劑選冷卻水，溫度25，溫升10。原因冷卻水方便易得，清潔不易結(jié)垢，升溫線越高，用水量越小，但平均溫差小，傳熱面積大，綜合考慮選擇15。32蒸發(fā)潛熱衡算321塔頂熱量CVDLQR1I其中VDLADVBIXH1038R221T則0CDT84R21T735/28131CVDL6QRI80954KJ/G322塔底熱量CVDLQR1I其中ADVBXH1038R2V21T則0CWT19633焓值衡算表14苯甲苯的摩爾定比熱容【11】溫度050100150苯KJ/MOL72789710481181甲苯L933113313101466由前面的計(jì)算過程及結(jié)果可知塔頂溫度，塔底溫度，進(jìn)料溫DT804WT1098度。FT925下D804P1C94KJ/MOLP2C136KJ/MOLPD2DX07630495/L下FT925P1C459KJ/OLP2C8KJOLFF2FX063841056391/MLK下WT1096P1C9KJ/MOLP2CKJ/OLWP2WXX8013609153/L塔頂溫度下的汽化潛熱DT表31苯甲苯的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度【12】表32苯甲苯的汽化潛熱【13】溫度20406080100120苯KJ/G431142004077394137933632甲苯412740213910379436713542下利用插值法求出DT8041398KJ/G23716KJ/G12DX3976310245KJ/GD12D塔頂MX8930784KG/MOL10時(shí)塔頂氣體上升的焓QV塔頂以0為基準(zhǔn)。VPDDQCTM80432780439578469KJ/H2回流液的焓R注此為泡點(diǎn)回流，據(jù)TXY圖查得此時(shí)組成下的泡點(diǎn)TD,用內(nèi)插法求得回流液組成下的TD，TD805。得到此溫度下CP19914CP212436KJ/MOLKKJ/MOLKPD1P2DX94076143025KJ/OLK注回流液組成與塔頂組成相同。RPDQLCT物質(zhì)沸點(diǎn)0C蒸發(fā)潛熱KJ/KG臨界溫度TC/K苯8013942885甲苯1106336331857581964805472KJ/MOLK3塔頂餾出液的焓DQ因餾出口與回流口組成一樣，所以PD964KJ/MOLKCPT215964812578KJ/H4冷凝器消耗的焓CQQCQVQRQD47211141748282634919879936KJ/H5進(jìn)料口的焓F下CP110380CP212979FT5KJ/MOLKKJ/MOLKPF1FP2FX038456197045679KJ/OL所以FPFQCT452614607KJ/H6塔底殘液的焓WPQCT259014383KJ/H7再沸器全塔范圍內(nèi)列衡算式B塔釜熱損失為10，則09設(shè)再沸器損失能量Q損01QB，QBQFQCQWQ損QD加熱器實(shí)際熱負(fù)荷09QBQCQWQDQF19879936340044117482854072519621407KJ/HQB19621407/0921801563KJ/H第4章輔助設(shè)備41冷凝器的選型本設(shè)計(jì)冷凝器選用重力回流直立或管殼式冷凝器原因因本設(shè)計(jì)冷凝器與被冷凝氣體走管間，對于蒸餾塔的冷凝器，一般選管殼式冷凝器或空冷器，螺旋板式換熱器，以便及時(shí)排出冷凝液。冷凝水循環(huán)與氣體之間方向相反，當(dāng)逆流式流入冷凝器時(shí)，起液膜減少，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費(fèi)用。取進(jìn)口（冷卻水）溫度為T120夏季冷卻水可來自松花江，冷卻水出口溫度一般不超過40，否則易結(jié)垢，取出口溫度T235。泡點(diǎn)回流溫度TD805TD8125被冷凝的氣體的平均溫度，冷凝水的平均溫度。在CO802580CO57320此前提下，PC16KJ/KMOL16KJ/7923GK1KJ/GK表41各自對應(yīng)的相關(guān)物性數(shù)據(jù)【13】項(xiàng)目種類CPKJ/KGK/KG/M3/PAS/WM1K1混合氣體12772809077106013冷卻后的混合液體1880813203061030125冷凝水417610399630845310306293411計(jì)算冷卻水流量3CCP21Q987610G768KG/HCT452412冷凝器的計(jì)算與選型冷凝器選擇列管式，逆流方式。OD1D2MTTT5306CLNCMQKATK5502302KJ/2KCAL/H2MHCM198736T05按雙管程計(jì)時(shí)，初步選定換熱器，其具體參數(shù)見表殼徑/MM600管子尺寸25MM25MM公稱壓力/MPA25管長3M公稱傳熱面積/M2449M2管子總數(shù)198管程數(shù)2管子排列方式正方形斜轉(zhuǎn)45殼程數(shù)1折流擋板形式圓缺形42接管進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、T型進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管，管徑計(jì)算如下取，SF4VDUF16M/S302/F41D643塔總體高度的設(shè)計(jì)431塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，本設(shè)計(jì)取塔頂間距,取塔頂空間12MATH2048M432塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時(shí)間取5MIN。取塔底液面至最下一層塔板間距為15M則BSTHTL60V/A15598023/015283M44人孔由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲度難以達(dá)到要求，一般每隔1020塊板才設(shè)一個(gè)孔，本塔中共25塊板，需設(shè)置2個(gè)人孔，但是塔的直徑太小所以不設(shè)置人孔。45裙座塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。取裙座壁厚取800MM?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑3BID402804126M基礎(chǔ)環(huán)外徑3BO8經(jīng)圓整后裙座取，；基礎(chǔ)環(huán)厚度考慮到腐蝕余量去12M；考慮到再I04MBO10沸器，裙座高度取10M。46塔立體高度1THN504251035M10B頂裙封H284263致謝經(jīng)過這段時(shí)間的查閱文獻(xiàn)、計(jì)算數(shù)據(jù)和上機(jī)敲電子版，化工原理課程設(shè)計(jì)的基本工作已經(jīng)完成，并得出了可行的設(shè)計(jì)方案，全部計(jì)算過程已在前面的章節(jié)中給以體現(xiàn)。課程設(shè)計(jì)是對以往學(xué)過的知識加以檢驗(yàn)，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實(shí)際的能力，尤其是這次精餾塔設(shè)計(jì)更加深入了對化工生產(chǎn)過程的理解和認(rèn)識，使我們所學(xué)的知識不局限于書本，并鍛煉了我們的邏輯思維能力，同時(shí)也讓我深深地感受到工程設(shè)計(jì)的復(fù)雜性以及我了解的知識的狹隘性。所有的這些為我今后的努力指明了具體的方向。設(shè)計(jì)過程中培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，設(shè)計(jì)中的許多知識都需要查閱資料和文獻(xiàn)