苯-乙苯连续精馏浮阀塔设计

第1章设计方案
1.1 设计方案
1.1.1装置流程的确定
精馏装置包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。

热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分冷凝精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

在此过程中，热能利用率很低。

为此在确定装置流程时应考虑余热的利用。

另外，为保持塔的操作稳定性，流程中用泵直接将原料送入塔内。

塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

1.1.2加料热状况的选择
设计中采用泡点进料。

虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料
1.1.3回流比的选择
回流比的确定，是精馏塔设计中的一个关键性问题。

它确定的合理与否，直接影响到所设计的塔能否正常操作及投资的大小。

首先根据物系的性质及进料状况确定最小回流比，再根据最小回流比选定几个回流比，通过作图，从中找出适宜的操作回流比。

1.2 确定设计方案的原则
1.满足工艺和操作要求
2.满足经济上的要求
3.保证安全生产
第2章工艺计算及主体设备设计2.1 设计条件及基础数据
2.1.1 苯-乙苯连续精馏浮阀塔设计
1．处理量：4.8万吨/年；
2．料液组成（质量分数，下同）：乙苯：30%，苯：70%；
3．塔顶产品组成：塔顶的乙苯含量低于2.0%；
4. 塔底产品组成：残液中乙苯含量不得少于94%
5．年工作生产时间：330天。

2.1.2 基础数据
2.2 物料衡算及塔板数的确定
2.2.1全塔物料衡算
1.原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分数
=（0.7/78）／（0.7/78+0.3/106）=0.7602
X
F
X
=（0.98/78）／（0.98/78+0.02/106) =0.9852
D
X
=（0.06/78）／（0.06/78+0.94/106）=0.0798
W
2. 塔底产品的平均摩尔质量
0.079878(10.0798)106W M =⨯+-⨯=103.8kg/kmol
所以：W=7
4.81033024103.8
⨯⨯⨯=58.39Kmol/h
3.全塔物料衡算
F=D+W ；FX F =DX D +WX W
即：F=D+58.39
0.7602×F=0.9852×D+39.51×0.0798 则：可知F=234.96Kmol/h ；D=176.57Kmol/h
2.2.2平均相对挥发度α的计算
0lg /()P A B t C =-+①；将P=101.325 KPa 代入①式,在分别代入苯和乙苯的A 、B 、C
得苯的沸点为80.05,乙苯的沸点为136.15℃。

)/()(o B o A o B A p p p p x --= ②；A o A A x P p y ⨯=)/( ③ 用公式①、②、③计算不同温度下的a y x p p o
B o A
、、、、
n n m a a a a /121)......( =5.0333
作t-x-y 图，见附图一，由XD=0.9852，XW=0.0798 ； 查得：塔顶t=82℃ ，塔底t=117.9℃。

2.2.3 回流比R 及塔板数的确定
取泡点进料即：q = 1
所以：
Rmin=
(1)1]11D D F F x x α-x ×[-α--x =10.9852(10.9852)]10.760210.7602
5.033?-×[-5.033-- = 0.2424
当R = （1.1～2.0）Rmin 时:先进行逐板计算，通过Excel编辑公式，确定在不同的回流比下的理论塔板数。

由此N-R图，见回附图二知取回流比R=1.5Rmin=0.3636
2.2.4 实际塔板层数的确定
已知塔顶t=82℃塔底t=117.9℃由化工流体流动与传热（第二版）查液体黏度共线图得：
μ顶=)1(5.402.30D D X X -⨯+⨯=0.32×0.9852+（1-0.9852）0.45=0.322mPa ﹒s
)1(29.02.20W W X X -⨯+⨯=底μ=0.22×0.0798+（1-0.0798）0.29=0.288mPa ﹒s
2
底
顶μμμ+=
05.302
88
.2022.30=+=
mPa ﹒s
4.40)(9.404
5.20==-L T E αμ P N =
T T N E =.9154
.407= 所以：Np=16即实际板数为16块（不包括再沸器）
精馏段塔板数74.403
≈=精P N
提馏段塔板数94
.404
≈=提P N （不包括再沸器）
所以第8层为进料板
2.3 塔和塔板主要工艺尺寸的设计
2.3.1设计中参数的确定
（1）平均组成
a.t-x-y 图和F X 可得x =0.842；y =0.969
2.8)
8682(2)+=+=进顶精（T T t m =84.4℃ =+=+=2
.8)
86.9117(2)底进提（T T t m 102.35℃
b.根据精m t 与t-x-y 图可知精馏段的平均气液相组成x=0.842 y=0.969
c.塔顶压力顶p =101.3+4=105.3kPa 进料板压力进p =101.3+0.7⨯8=106.9kPa 塔底压力底p =101.3+0.7⨯16=116.5kPa
精馏段平均压力精p =(105.3+106.9)/2=106.1kPa 提馏段平均压力提p =(105.3+116.5)/2=111.7kPa （2）求Vs 及v ρ
① 精馏段气相体积流率 Vs=(R+1)D ×22.4×
m T T 精×
P
P 0
=1.3636 ×176.57×22.4×15.273/)15.2734.84(+×1
.1063
.101 =67403
m
h
=1.873
m
s
Mm =y M A + (1-y )M B = 0.969×78+（1-0.969）×106 =78.90Kg/Kmol
v ρ=
m
m PM RT 精
=2.816 3Kg m
② 精馏段液相体积流率
Mm=M A x +(1-x )M B =78×0.842+106×（1-0.842） = 82.42Kg/Kmol
αA =
B A A
M x xM xM )1(-+=106
)842.01(78842.078842.0⨯-+⨯⨯=0.7968
A ρ=912-1.187t=912-1.187×84.4=811.83
Kg
m
B ρ=363310245.21081.1359.11166t t t -⨯-⨯+- =809.23
Kg
m
ρL =
11A A
A B
-+ααρρ = 2.8097968.018.8117968.01
-+=811.273Kg m
Ls =
m L LM ρ = m
L
RDM ρ =6.5233m h ③ 精馏段表面张力的确定
从2.1.2 基础数据中可查得80℃时： 苯的表面张力为21.27 mN
m
，乙苯的表面张力为 22.92 mN
m
mc
i ic T
x T =∑=0.842×289.2+
（1-0.842）×619=341.97℃ 2
.12
212][T T T T C C --=σσ 2.1]80-7.9341.4847.9341[
7
.221-=苯
σ 2
.1]80
-7.9341.4847.9341[.9222-=乙苯σ
苯σ=20.77
mN m
乙苯σ=22.77mN
m
故精馏段：σm = (1)
x x +-A B
A B σσσσ= 22.42mN m
2.3.2提馏段参数的确定
（1）平均组成
由提馏段平均温度查气-液相平衡图（见附图）可得：x =0.4175 ，y =0.781 （2）Vs 及ρv 的确定 ① 提馏段气相体积流率
Vs = (R+1)D ×22.4×
0m T T 提×P
P
0 =1.363×176.57×22.4×15.273/)15.2735.3102(+×.7
1113
.101 = 6723.83 3
m
h
=1.8683
m
s
Mm =y M A + (1-y )M B = 0.781×78+(1-0.781)×106=84.132Kg/kmol ρV =
m
m PM RT 提
=3.177 3Kg m
② 提馏段液相体积流率
Mm = M A x +(1-x )M B =78×0.475+106×(1-0.475) =92.18Kg/Kmol
αA =B A A
M x xM xM )1(-+=106)41751(784175.0784175.0⨯-+⨯⨯ = 0.3453
A ρ=912-1.187t=912-1.187×102.35=790.53
Kg
m
B ρ=363310245.21081.1359.11166t t t -⨯-⨯+-=792.543
Kg
m
ρL =
11A A
A B
-+ααρρ =4.57923453.01.57903453.01
-+= 791.8 3Kg m
Ls =
m L LM ρ = ()m
L
RD qF M +ρ =34.833m h
从2.1.2 基础数据中可查得80℃时：
苯的表面张力为21.27 mN
m
， 乙苯的表面张力为22.92 mN
m
mc
i ic T
x T =∑=0.4175×289.2+（1-0.0.4175）×619=497.94℃
2.1]80-4.94975.31024.9497[
7
.221-=苯
σ；2.1]80
-4.949735.1024.9497[.9222-=乙苯σ
苯σ=20.02
mN m
乙苯σ=21.64mN
m
故提馏段：σm = (1)
x x +-A B
A B σσσσ= 20.66mN m
2.4 塔设备参数的确定
2.4.1 塔径的计算
(1) 以精馏段数据为准
选取板间距m H T 38.0=，板上液层高度m h l 06.0=进行相关计算。

由前面计算知：3/97.930m kg L =ρ，3/276.1m kg V =ρ，
s m h m V S /985.2/11.1074733==，h m L S /13.53=
相关参数为：
m h H L T 32.0006.038.0=-=-=δ
V l = 0.5
S
S
L
V ⎛⎫ ⎪
⎝⎭
L
V ρρ=3.6740523.6)816.227.811(5.0=0.0164 a=32 6.4695- 5.54962.65624.531-δδδ++=-3.494
53253.01.32121.39- 107.9-0.474675b 32-2-=+⨯+=δδδ 0.0772- 0.431960.49123-0.08830710-7.29c 32-2=++⨯=δδδ
[
]2
20)(lg )lg(exp v v l c l b a C ++=
[
]
0611.0)0164.0(lg 77204.00)0164.0lg(532528.0494351.3ex p 2=-+-=
所以： C = C 200.220σ⎛⎫ ⎪⎝⎭
=0.0611×2
.02077.20⎪⎭⎫
⎝⎛=0.062
m ax u
×
816
.2816
.227.811-=1.064m/s
u=7 m ax u = 0.7×1.064=0.7454m s
故：
7454.014.387
.14⨯⨯ =1.79m
圆整为D=1.8m
校核：u = 2
4Vs D π= 28.114.387
.14⨯⨯=0.7316m/s
max
u u =0.7316/1.064=0.69，在0.6～0.8之间，因此满足要求。

(2) 以提馏段数据为准
选取板间距m H T 4.0=，板上液层高度m h l 06.0=进行相关计算。

故m h H L T 34.0006.04.0=-=-=δ
V l = 0.5
S
S
L
V ⎛⎫ ⎪⎝⎭
L
V ρρ=3.6740523.6)177.38.791(5.0 = 0.0818 a=32 6.4695- 5.54962.65624.531-δδδ++=-3.24087
5566.01.32121.39- 107.9-0.474675b 32-2-=+⨯+=δδδ 0.08268- 0.431960.49123-0.08830710-7.29c 32-2=++⨯=δδδ
所以：
[]
[
]
06499
.0)01818.0(lg 77204.00)01818.0lg(532528.0494351.3exp )(lg )lg(exp 2
2
20=-+-=++=v v l c l b a C
C = C200.220σ⎛⎫ ⎪⎝⎭
=0.6499×2
.02066.20⎪⎭⎫
⎝⎛= 0.06542
m ax u
=0.065×
177
.3177
.38.791-=1.0307m/s
u = 0.7 m ax u = 0.7×1.0307=0.7215m s
故：
7215.014.387
.14⨯⨯=1.816 m 圆整为D=1.8m 校核：u = 2
4Vs D π=28.114.3868
.14⨯⨯= 0.7343m/s
max
u u =0.7343/1.0307= 0.6039，在0.6～0.8之间，因此满足要求。

由以上数据可得提馏段的塔径和精馏段的塔径相同，取全塔径为D =1.8m 因此以后的数据均以提馏段数据为准。

2.4.2塔板数的选择与计算
由上述计算可知塔径为1.8m ， 因此选单流型塔板和弓形降液管 （1）溢流堰
①堰长的确定
单溢流型塔板堰长w L 一般为（0.6~0.8）D ，其中D 为塔径。

w L =0.6D=0.6×1.8=1.08 m
校核：
w h l l =08
.1523.6=6.0398<100-300故选择合理 其中：w L ----------溢流堰长，m h L ----------液体流量，h m /3 ②堰上液层高度
3
/2100084.2⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=w h ow l l E h
3
/208.1523.61100084.2⎪
⎭
⎫ ⎝⎛⨯=ow h =0.009419
式中：w L ----------堰长，m ；
E-----------液流收缩系数，一般情况取1。

③堰高
w h =ow ow h h -=0.06-0.009419 =0.0506m (2)降液管
①降液管的宽度d W 与截面积f A 的确定 由于
D l w
=0.6查弓形降液管的宽度与面积图得
Wd/D=0.11 ，T
f A A
= 0.055
所以：塔截面积:222543.28.14
14
.34
m D A T =⨯=
=
π
降液管截面积： 21399.0543.2055.0055.0m A A T f =⨯==
降液管宽度：m W d 198.08.111.0=⨯= 液体在降液管内停留的时间为：34.293600
523.638
.01399.0=⨯=
=
s
T f l H A θS
因为要求液体在降液管内的停留时间大于3-5秒，所以所选的降液管的宽度Wd 与截面积f A 合理。

②降液管底隙高度ho
降液管底隙高度即液管下端与塔板间的距离，以o h 表示。

为了保证良好的液封，又不致使液流阻力太大，一般取为：m h h W o )012.0~006.0(-=。

所以：0404.0~0500.0)012.0~006.0(0506.0)012.0~006.0(=-=-=W o h h
取其平均值为：0452.02
0500
.00404.0=+=o h >025.0~02.0m ，
故所选0.0406合理。

(3)塔板布置 ①开孔区的计算
垂直弓形降液管的单流型塔板可按式子计算：
⎥⎦⎤⎢⎣
⎡
+-=-)(sin 18021222R x R x R x A a π
其中：a A ----------鼓泡区面积，m 2
)()2/(S d W W D x +-=，可选择m mm W s 07.070==，m mm W c 04.040==所以
632.0)07.0198.0(2
8
.1)()2/(=+-=
+-=S d W W D x m 86.004.02
8
.12/=-=-=C W D R ）（m 所以鼓泡区面积为：
2
1222122296.1)86.0632.0(sin 86.018014.3632.086.0632.02)(sin 1802m R x R x R x A a =⎥⎦⎤⎢⎣
⎡
⨯+-=⎥⎦⎤⎢⎣⎡+-=--π ②溢流区
取降液管面积f A =，
f A =0.1399m 2
③安定区 根据经验值选定：
溢流堰前的安定区：m W 07.0s = 进口堰后的安定区：m W 07.0s = ④无效区
同上也可根据经验值选定： （4）浮阀塔的开孔率及阀孔排列 ①浮阀数目的确定
F1型浮阀的孔径d 0 = 0.039 m
（F 0）c = (u 0 综合塔板效率、板压降、及生产能力，一般希望浮阀刚刚全开时操作。

所以（F 0）c=9-12
u 0 =(u 0
= 5.36～7.15m/s
取u 0=5.6m/s n =
2004()c Vs d u π =6
.5039.014.387
.142⨯⨯⨯ = 276.9=277（个）
②阀孔的排列
由于塔径D=1.8 m 较大，因此塔板要分块。

浮阀一般按等腰三角形排列，底边为75mm ，三角形高度h 取70 mm 。

③核算阀孔动能因数o F 及开孔率 实际阀孔个数：N =284 阀孔气速：u 0 =
204Vs Nd π = 284
039.014.387
.142
⨯⨯⨯ = 5.51 m/s 阀孔动能因数： o F = u
=5.51×816.2 = 9.24，在9 ～12之间，故合理。

开孔率：ϕ =2
0d N D ⎛⎫
⎪⎝⎭
=()2
2
8.1039.0184⨯ = 13.3% 在10～14%之间，也合理。

2.4.3塔板的流体力学验算
（1）气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）
气体通过一层浮阀塔时的压强降为：
σp p p p l c p ∆+∆+∆=∆
其中：p p ∆----------气体通过一层浮阀塔板的压降，Pa ； c p ∆----------气体克服干板阻力产生的压强降，Pa ；
l p ∆----------气体克服板上充气液层的静压强产生的压强降，Pa ； σp ∆----------气体克服液体表面张力产生的压强降，Pa 。

习惯上，常把压强降折合成塔内液体柱高度表示，所以上式可写为：
σ
h h h h l c p ++=
式中：p h ----------与p p ∆相当的液柱高度，m ，p
p L p h g
ρ∆=；
c h ----------与c p ∆相当的液柱高度，m ； l h ----------与l p ∆相当的液柱高度，m ； h σ----------与σp ∆相当的液柱高度，m 。

① 干板压降
计算干板压降前，首先确定临界孔速u 0c 对F1型重阀：u 0c
=
所以u 0 >u 0c 故浮阀未全开临界速度
h c = 2
v 05.342g
L u ρρ = 22.816 5.65.342811.279.8⨯⨯⨯⨯ = 0.030 m
其中： o u ----------阀孔气速，m/s ； L ρ----------液体密度，kg/ m 3； v ρ----------气体密度，kg/ m 3。

② 板上充气液层阻力l h 一般的经验公式计算l h ：
l o L h h ε==0.5 ⨯0.06=0.03m
其中：l h ----------板上液层高度，m ；
o ε----------反映上液层充气程度的因数，称为充气因数，无因次。

液相为水时，o ε=0.5；为油相是o ε=35.0~2.0；为碳水化合物时，o ε=5.0~4.0，故可以选择o ε=0.5。

③表面张力引起的阻力
σh 此阻力很小可忽略
则：h p =0.03+0.03=0.06 m(液柱) 故单板压降：
p p ∆= h p L g σ = 0.06×811.27×9.81 = 477.5Pa
小于所要求的700Pa ，因此满足要求。

（2）液泛验算
溢流管内的清液层高度：
H d =h p +h d +h L
式中：d h ----------与液体流过降液管的压强降相当的液柱高； l h ----------板上液层高度，m
p h ----------上升气体通过一层塔板所相当的液柱高度，m 。

因为：p h =0.03m ；l h =0.03m 又因为板上装有进口堰：
h d =2
00.2Ls Lwh ⎛⎫ ⎪⎝
⎭
式中：S L ----------液体体积流量，m/s w l ----------堰长，m
o h ----------降液管底隙高度，m
2
4
6.5230.2 3.4101.080.04063600d h -⎛⎫==⨯ ⎪⨯⨯⎝⎭× m
故:
H d =0.03+0.03+3.4×10-4=0.06034 m
为防止液泛，通常H d 不大于ϕ（H T +h w ），取校正系数ϕ=0.35;
则有：ϕ（H T +h w ）=0.35×（0.38+0.06034）=0.154＞H d ,故不会产生液泛 （3）雾沫夹带验算 大塔：泛点率<80%
直径0.9m 以下塔：泛点率<70%
减压塔：泛点率<75%
泛点率=
1.36
100
V
L
L V
F b
Vs LsZ
ρ
ρρ
+
-
×%
其中：K----------物性系数。

对无泡正常系统K=1.0；
Z L ----------板上液体的流经长度，m。

对于单溢流塔板Z
L
=D-2W
d
=1.8-2×
0.198 = 1.404m；其中D为塔径，
d
W为弓形降液管高度；
A b ----------板上液泛面积，2
m。

对于单溢流塔板A b=A T-2A f=2.543-2×
0.1399 =2.263 m2；
C F ----------泛点负荷系数，查图可得C
F
=0.118。

则：
泛点率 =
2.816
1.87 1.36 6.523 1.404
811.27 2.816
⨯+⨯⨯
-= 47.06＜80﹪，可见雾沫
夹带均在允许范围内。

第3章 塔板负荷性能图
3.1雾沫夹带上限
因为D=1.8m>0.9m,所以取泛点率为80﹪代入泛点率计算公式:
泛点率
100F b
%
100%
可得雾沫夹带上限方程为V s =-33.9Ls+3.6
3.2 液泛线
塔板的适宜操作范围应在液泛线以下，否则将会发生液泛，使塔不能正常操作。

由于存在：
h L +h d +h p =ϕ(H T +h w )
可整理出：
aV s 2=b-cL s 2-dL s 2/3
其中：a = 1.91×105×
2
V L N ρρ
= 1.91×105×
2
2.816
0.07567296=⨯811.27
b = 0(1)T W H h ϕϕε+--
= 0.35×0.38+(0.35-1-0.5) ×0.0506 = 0.132
c =
2200.153W l h = 22
0.153
79.581.080.0406=× d = 02/30.667(1)W E
l ε+ = 2/3
0.667
1.5 1.08
× = 0.95 所以：222/3S s s
aV b cL dL =--，0.0076V s 2=0.13-79.6L s 2-0.95L s 2/3 3.3 液体负荷上限线
当降液管尺寸一定，若液体流量超过某一限度使液体在降液管中停留的时间过短，则其中气泡来不及释放就被带入下一层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。

液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3—5s,以t=5计算.
()max f T
s A H L t
=
则：(Ls)max =
20.13990.38
0.0106/5
m s =×
3.4 液体负荷下限线
为保证塔板上液流分布均匀，提高气液接触效果。

取液上堰层高度ow h =0.006m 作为液相负荷下限。

ow h = 2/3
h w L 2.84E 1000L ⎛⎫
⎪⎝⎭
得:
()2/3
2/3
min 100010.0062.843600W S L L E ⎛⎫
⎡⎤= ⎪⎣⎦
⎝⎭
××
即：()min s L = 9.648×10-4 m 3/s
3.5 气相负荷下限线
为不发生严重漏液现象时的最低气相负荷。

对F1型重阀，当F 0 =5-6时，泄露量接近10%，当F 0 = 5时为确定气相负荷下限的依据。

故：
2max 0()4
Vs d N
π
=
=
23.14
0.0394××296?3/s 3.6 液相负荷性能图
液相负荷性能图见附图三
由图查得：Vsmax=3.39m 3/s ，Vsmin=1.05 m 3/s 故：
操作弹性 =3.39/1.05=3.23 ，操作弹性在3～4之间。

第4章 板式塔的结构与附属设备
4.1塔体结构
4.1.1塔顶空间
取H D = 1.0 m
4.1.2塔底空间
a.由于贮存液量停留3 - 5 min ，因此取 5min;
b.塔底液面至最下层塔板之间要有1-2m 的间距。

故：H B = 24560S L D π× = 2
434.835
3.14 1.8⨯⨯⨯⨯60 = 1.14 m 因此：可取H B = 1.2 m
4.1.3人孔
苯和乙苯不需经常清洗，因此可每隔6层设一人孔，故可在实际板中设3个人孔。

设人孔处板间距0.7m ，人孔直径0.45m 所以塔高：
(1)F P T F F P P D B H n n n H n H n H H H =---++++
=（16-1-3-1）×0.38+1×0.4+3×0.7+1.0+1.2=8.88m
4.2 精馏塔的附属设备
4.2.1塔的热量衡算
(1) 塔顶全凝器热负荷的计算
塔顶温度T 顶 = 82℃，运用拉格朗日内插法，用80℃～100℃的汽化热算出82℃的汽化热。

在80℃与100℃下苯的汽化热分别为： 80℃：80394.1=r /kJ kg ；
100℃：100379.3r =/kJ kg ；
A
A A A r r t t r r t t 顶顶--=--1,
2
1
所以：
A
r 顶--=--.139482
80.3379.139410080
mol KJ kg KJ r A /6.301000
78
62.392/2.6392=⨯=
=顶
在80℃与100℃下乙苯的汽化热分别为： 80℃：370=B r kg KJ /
100℃：3.359,
=B
r kg KJ / B
B B B r r t t r r t t 顶顶--=--1,
2
1; 即：
B
r 顶--=--37082
803.35937010080
kg KJ B /3.2369r =顶所以算得：mol KJ /11.391000
106
23.369=⨯=
塔顶上升蒸汽的摩尔潜热：
(1)V r y y r =+-苯乙苯r =30.6×0.9852+39.11×（1-0.9852）= 30.73/mol kJ 故热量：
V Q Vr = = V r D R ⨯⨯+)1( s KJ /2.20553600
73
.30100057.176)3636.01(=⨯⨯⨯+=
水的定压比热容为： 4.183/(C)P c kJ kg =︒•
令冷凝器水的进口温度为20℃出口温度为40℃则：
P Q Gc c t =
△ s kg /57.2420
183.42
.2055=⨯= (2) 塔底再沸器热负荷的计算 塔底温度底T = 117.9℃
同冷凝器中一样分别计算出 kg KJ r A /5.528=底 kg KJ r B /07.37=底 塔底上升蒸汽的摩尔潜热：
(1)V r y y r =+-苯乙苯r =28.55×0.218+37.07×（1-0.218）=28.99/kJ mol 故热量：
V Q V r =′′′ s KJ /755.19333600
99
.28100057.176)3636.01(=⨯⨯⨯+=
再沸器中加热水蒸气的压强为500kPa ，则查化工原理（上册）可得此时水蒸气的汽化潜热kg KJ r R /.22113=。

则：
1933.75 1.1 1.0/2113.2
R Q Gh kg s r =
==′×（1+0.1）× 4.2.2塔主要接管尺寸计算
（1）塔顶蒸汽出口管径
因是常压操作因此蒸汽流速：u = 15 m/s 故：
d =
= 0.3985m=398.5mm 所以选择:φ=426mm ×10mm 的无缝钢管，
流速核算：0.406=
符合12～20m/s 范围， 所以u = 15 m/s 可取。

（2）回流液管径
在重力回流状态下，取u = 0.3 m/s 。

故：
d =
=0.088 m=88mm
所以选择φ=95mm ×3.5mm 的无缝钢管，
流速核算：0.088=
u=0.29m/s ，符合0.2～0.5m/s 范围。

所以u = 0.3 m/s 可取。

（3）加料管径
由于使用泵输送原料液 所以选取进入流速u=2m/s F = 234.96 Kmol/h
M F = x F M A +(1-x F )M B = 0.7602×78+（1-0.7602）×106= 84.71kg/kmol 86.8℃时：
苯的密度：A ρ=912-1.187t=912-1.187×86.8=808.973/kg m
乙苯的密度：B ρ=363310245.21081.1359.11166t t t -⨯-⨯+-=1060.53/kg m 故：
ρ=
1A B
A B
a a +ρρ =
1
849.880.796810.7968
808.911060.5
=-+3/kg m
F
v F M F ρ
⨯=
=
3234.9684.71
23.42/849.88
m h ⨯=
d =
0.064m =
=；
所以选择φ=70mm ×3mm 的无缝钢管
流速核算：0.0480.064= u=2.02m/s 符合1.5～2.5m/s 范围。

所以u = 2 m/s 可取 （4）排液排出管径 选取u=0.7m/s 所以：
d =
=
；
所以选择φ=140mm ×4.5mm 的无缝钢管
流速核算：0.131=
u=0.718m/s ，符合0.5～1.0m/s 范围。

所以u = 0.7 m/s 可取。

（5）饱和水蒸汽管径
由于表压在785kPa 以下，所以选择u=50m/s 。

水蒸气密度33.1686/kg m ρ=（水蒸汽操作压力为500Kpa ）
d =
=所以选择φ=102mm ×6mm 的无缝钢管
流速核算：0.09=
，u=49.63m/s ，符合40～60m/s 范围。

所以u = 50 m/s 可取。

（6）辅助设备的选取 ① 再沸器
水蒸气的热流量：
V Q V r =′′′ s KJ /755.1933360099
.28100057.176)3636.01(=⨯⨯⨯+=
加热水蒸气的温度 T = 158.7℃ ，假设降温到100℃时有：
ΔTm=158.7－100=58.7K 选择：K=1000w/( m 2·K) 则有：A= Q ′ /(K×ΔTm)= 33.03 m 2
取安全系数为0.8 ，则有： A 实际=33.03/0.8=41.28 m 2
查化工流体流动与传热第二版附录二十五选换热器规格：
② 塔顶全凝器
塔顶苯的气化热：mol KJ r A /6.30=顶 Qc=(R+1)D×r
=(0.3636+1)×176.57×1000×30.6 = 7.37×106kJ/h
冷凝塔顶产品由温度82℃冷却到温度40℃，采用冷凝水由20℃到50℃ ，逆流接触， 故：
ΔTm=(ΔT1－ΔT2)/ln(ΔT1/ΔT2) =（32－20）/ ln （32/20）= 25.53K 选择K=800w/( m 2·K)。

则有：
A= Qc /(K×ΔTm) = （7.37×106×103/3600×800×25.53）= 100.20m 2 取安全系数为0.8，实际面积A=100.20/0.8=125.25 m 2。

查化工流体流动与传热第二版附录二十五选择冷凝器的系列：
第五章设计结果一览表
主要符号说明
参考文献：
[1] 柴诚敬，张国亮主编.化工流体流动与传热(第二版)[M]. 北京:化学工业出版
社.2007.
[2] 柴诚敬，张国亮主编.化工传质与分离过程(第二版)[M].北京:化学工业出版
社.2007.
[3] 高俊主编.化工原理课程设计[M].内蒙古：内蒙古出版社.2010.
[4] 刘光启，马连湘，刘杰主编.化学化工五行数据手册(有机卷)[M].北京:化学工业
出版社.2006.
[5] 贾绍义.化工原理课程设计[M].天津：天津大学出版社.2002.
谢辞
经过两周的查资料、计算结果、设计整个过程，今天我终于顺利的完成课设任务。

这还算是我大学阶段独自设计的处女作，为我以后更多的设计做出了较大的帮助。

首先，我要感谢学校能给我这次“化工原理课程设计”的机会，并且为我们课程设计提供了一个比较安静舒适的教室；再者我要深深地感谢辛勤的武老师能在百忙之中挤出宝贵的时间来为我们指导；最后，我要感谢我们小组为我做出许多帮助的伙伴们。

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