化工原理课程设ji

天津大学仁爱学院
化工原理课程设计说明书设计题目：分离苯—甲苯系统的板式精馏塔设计
学生姓名班级
开始设计时间年月日
完成设计时间年月日
指导教师设计成绩
板式连续精馏塔设计任务书
一、设计题目：分离苯—甲苯系统的板式精馏塔设计
试设计一座分离苯—甲苯系统的板式连续精馏塔，要求原料液的年处理量为50000 吨，原料液中苯的含量为40 %，分离后苯的纯度达到96 %，塔底馏出液中苯含量不得高于1%（以上均为质量百分数）。

二、操作条件
1. 塔顶压强： 4 kPa （表压）；
2. 进料热状态：Q=1
3. 回流比：最小回流比的2倍
加热蒸气压强：101.3 kPa（表压）；
单板压降：≤ 0. 7 kPa
三、塔板类型：筛板塔
四、生产工作日
每年300天，每天24小时运行。

五、厂址
厂址为天津地区。

六、设计内容
1. 设计方案的确定及流程说明
2. 塔的工艺条件及有关物性数据的计算
3. 精馏塔的物料衡算
4. 塔板数的确定
5. 塔体工艺尺寸的计算
6. 塔板主要工艺尺寸的设计计算
7. 塔板流体力学验算
8. 绘制塔板负荷性能图
9. 塔顶冷凝器的初算与选型
10. 设备主要连接管直径的确定
11. 全塔工艺设计计算结果总表
12. 绘制生产工艺流程图及主体设备简图
13. 对本设计的评述及相关问题的分析讨论
目录
一、绪论 (1)
二、设计方案的确定及流程说明 (2)
2.1 设计目标 (2)
2.2 塔型选用原则 (2)
2.3 塔设备选型 (3)
三、精馏塔的工艺设计 (5)
四、塔板数的确定 (7)
五、精馏与提留段物性数据及气液负荷的计算 (16)
5.1.操作压力的计算 (16)
5.2.操作温度计算 (16)
5.3.平均摩尔质量计算 (17)
5.4.平均密度计算 (18)
5.5.液体平均表面张力的计算 (19)
5.6.平均粘度 (19)
六、塔径及塔板结构工艺尺寸的计算 (21)
6.1.塔径的计算 (21)
6.2.塔板结构布置图 (22)
七．塔板流体力学验算及负荷性能图 (27)
7.1.塔板流体力学验算 (27)
7.2塔板负荷性能图 (29)
八、精馏塔有效高度的计算 (32)
九、浮阀塔工艺设计计算总表 (33)
十、辅助设备的计算及选型 (35)
十一、对本设计的评论及相关问题的分析讨论 (38)
十二、参考文献 (39)
十三、附录 (39)
一、绪论
化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要环节，是综合应用本门课程和有关先修课程所学知识，完成以单元操作为主的一次设计实践。

通过课程设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，并在查阅技术资料、选用公式和数据、用简洁文字和图表表达设计结果、制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，在设计过程中还应培养学生树立正确的设计思想和实事求是、严肃负责的工作作风。

本课程是化工原理课程教学的一个实践环节，是使学生得到化工设计的初步训练，为毕业设计奠定基础。

围绕以某一典型单元设备（板式塔、填料塔、干燥器、蒸发器等）的设计为中心，训练学生非定型设备的设计和定型设备的选型能力。

教学时数为２周，其基本内容为：
(1)设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述。

(2)主要设备的工艺设计计算(含计算机辅助计算)：物料衡算，能量衡量，工艺参数的选定，设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算。

(3)辅助设备的选型：典型辅助设备主要工艺尺寸的计算，设备的规格、型号的选定。

(4)工艺流程图：以单线图的形式绘制，标出主体设备与辅助设备的物料方向，物流量、能流量，主要测量点。

(5).主要设备的工艺条件图：图面应包括设备的主要工艺尺寸，技术特性表和接管表。

(6).设计说明书的编写。

设计说明书的内容应包括：设计任务书，目录，设计方案简介，工艺计算及主要设备设计，辅助设备的计算和选型，设计结果汇总，设计评述，参考文献。

整个设计由论述，计算和图表三个部分组成，论述应该条理清晰，观点明确；计算要求方法正确，误差小于设计要求，计算公式和所有数据必需注明出处；图表应能简要表达计算的结果。

二、设计方案的确定及流程说明
2.1 设计目标
作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气液两相充分接触，以获得较高的传质效率；同时还应保证塔设备的经济性。

为此，塔设备应满足以下基本要求：
（1）气液两相充分接触，相际传热面积大；
（2）生产能力大，即气液相处理能力大；
（3）操作稳定，操作弹性大；
（4）流体流动阻力小，流体通过塔设备的压降小；
（5）结构简单、耗用材料少，制造与安装容易；
（6）耐腐蚀和不易堵塞。

本厂一共有六个塔设备，其中一个为急冷塔，一个为碱洗塔，一个为分隔壁精馏塔，其余四个塔为精馏塔，依次为脱甲烷塔，乙烯、乙烷分离塔，丙烯、丙烷分离塔。

2.2 塔型选用原则
工业上使用的塔类型主要是填料塔和板式塔两种，如何从中选取一个合适的类型有很多方面需要考虑，很难简单的进行判断。

考虑操作性能和成本费用，两种塔可以进行如下比较：
表 2-1 填料塔和板式塔的比较
（1）填料塔的优势
小直径塔费用低，便于安装。

压降较小，适合于要求压降较小的场合。

在难分离的场合可以降低塔高。

用于腐蚀严重的场合。

适合于发泡物系。

用于间歇精馏，因为填料塔的持液量低。

（2）板式塔的优势：
对于大直径塔设备费用低。

不易堵塞，且易清理。

适合大液量操作，因为板式塔气流为错流，流量增大对气体负荷影响不大。

适合于中间内部换热，侧线出料多的场合。

2.3 塔设备选型
比较了板式塔和填料塔的特点，并结合本项目体系特点，另外考虑设备的制造、投资和维修，本项目选用板式塔
（1）塔板选型
1、板式塔塔板种类
根据塔板上气、液两相的相对流动状态，板式塔分为穿流式和溢流式。

目前板式塔大多采用溢流式塔板。

穿流式塔板操作不稳定，很少使用。

2、各种塔板性能比较
工业上需分离的物料及其操作条件多种多样，为了适应各种不同的操作要求，迄今已开发和使用的塔板类型繁多。

这些塔板各有各的特点和使用体系，现将几种主要塔板的性能比较列表如下：
表2—2 几种主要塔板的性能比较
下表给出了几种主要塔板性能的量化比较。

表2—3 几种主要塔板性能的量化比较
3、塔板的选择
本项目设计精制过程对生产能力要求不高，生产较为稳定，负荷变化不大，对操作弹性的要求不高。

综合考虑塔板的效率、分离效果和设备的成本、维修等，我们初步选择浮阀板，下面通过具体的计算，论证选择筛板是否能满足生产要求。

三、 精馏塔的工艺设计
在一常压操作的连续精馏塔内分离苯——甲苯混合物，已知原料液的处理量为50000t/年，组成为0.40（苯的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成不低于0.96，塔底釜液的组成为0.01.
设计条件如下：
每年实际生产天数 300天（每天24小时） 精馏塔塔顶操作压力 4kPa
进料热状况 泡点 单板压降 0.7 kPa 冷却水温度 30℃
饱和水蒸气压力 0.1 kPa 设备类型 筛板塔 建厂地址 天津地区
3.1产品浓度的计算和进料组成确定
原料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率： 苯的摩尔质量 MA=78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量 MB=92.13kg/kmol
xF = =0.440
xF= =0.966
xW=
=0.012
99
.001.011.7801.0+
13.9260
.011.7840.011
.7896.0+
13
.9260
.011.7840.011.7840
.0+
原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
M85.96
11
.0
78
.0
60
440
.
+
92
=
⨯
⨯
=13
.
F
M78.59
11
.0
.0
034
966
78
.
⨯
92
+
=
⨯
.
=13 D
M91.96
11
.
.0
.0
012
78
92
⨯
988
+
⨯
.
=13
= W
3. 物料衡算
原料处理量F错误!未找到引用源。

总物料衡算错误!未找到引用源。

苯物料衡算错误!未找到引用源。

联立解得错误!未找到引用源。

错误!未找到引用源。

四、塔板数的确定
1.理论板层数N T 的求取
苯―甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

由手册查得苯―甲苯物系的气液平衡数据，绘出x ―y 图，见图1-1。

求最小回流比及操作回流比
采用作图法求最小回流比。

在附图的对角线上，自点(0.440,0.440)作垂线，即为q 线，该线与平衡线的交点坐标为
y q =0.659 x q =0.440
故最小回流比为 R min = =1.402
选取回流比为 R=2R min =2⨯1.40=2.80
求精馏塔1的气、液相负荷
L=RD=2.80⨯36.25=75.4 kmol/h
V=(R+1)D=(2.8+1)*36.25=137.75kmol/h
L ’=L+F=182.29 kmol/h
V ’=V=137.75 kmol/h
求操作线方程
精馏段操作线方程为
提馏段操作线方程为
图解法求理论板层数
（1）.采用图解法求理论板层数，如附图1-1所示。

求解结果为
总理论板层数 NT=13.5（包括再沸器）
进料板位置 NT=6
440.0659.0659.0966.0--=--q q q D x y y x
（2）.全塔效率和实际塔板数的确定
利用安托尼方程和奥康奈尔方法计算ET
lgPo=A-B/(t+C)
A B C
苯 6.023 1206.35 220.24 甲苯 6.078 1343.94 219.58 错误!未找到引用源。

奥康奈尔方法错误!未找到引用源。

塔顶压强PD错误!未找到引用源。

塔底压强Pw错误!未找到引用源。

利用安托尼方程试差（Excel进行迭代得到精确数值！）
求得塔顶温度tD错误!未找到引用源。

℃
塔底温度tw错误!未找到引用源。

℃
全塔平均温度tm 错误!未找到引用源。

℃
已知t D=82. 003℃Po （苯）= 107.566kPa
Po（甲苯）= 41.852kPa
错误!未找到引用源。

= Po（苯）/ Po（甲苯）= 107.566/ 41.852=2.57 t W= 错误!未找到引用源。

℃Po（苯）= 272.07kPa
Po（甲苯）= 118.182kPa
αW= Po（苯）/ Po（甲苯）= 272.07/118.182=2.302
α=
α=W
Dα
又因为在平均温度错误!未找到引用源。

下
且错误!未找到引用源。

故可得x平均=0.39 y平均=0.61
μ苯=0.257mPa s μ甲苯=0.265mPa s
lgμ平均=0.39lg0.256+0.61lg0.265可得μ平均=0.262mPa s
故ET=0.49(2.43*0.262)-0.245=0.547
精馏段实际塔板层数
提馏段实际塔板层数
进料板为
五、精馏与提留段物性数据及气液负荷的计算
5.1.操作压力的计算
塔顶压强 D P =101.3+4=105.33kPa
每层塔板压降 0.7kPa p =∆
进料板压力 F P =105.33+0.7×10=112.33kPa 精馏段平均压力 m P =(105.3+112.3)/2=108.83kPa 塔底压强 w P =PD+N △P=105.33+0.7×26=123.53kPa 提馏段平均压力 '
m P =（112.33+123.53）/2=117.93kPa
5.2.操作温度计算
试差法求得塔顶温度 tD 错误!未找到引用源。

℃ 塔底温度 tw 错误!未找到引用源。

℃ 全塔平均温度 tm 错误!未找到引用源。

℃ 进料板温度 tF 错误!未找到引用源。

℃
精馏段平均温度 t 精馏m 错误!未找到引用源。

℃ 提留段平均温度 t 提馏m 错误!未找到引用源。

℃
5.3.平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量的计算
由xD=y1=0.966 根据
可得x1=0.917
进料板：xF=0.388 根据安托尼方程得αF=2.428由气液平衡方程得yF=0.604
塔底：xW=y26=0.012，根据气液平衡方程得x26=0.005
错误!未找到引用源。

精馏段平均摩尔质量
提馏段平均摩尔质量
5.4.平均密度计算
1）气相平均密度计算
精馏段错误!未找到引用源。

提馏段错误!未找到引用源。

2）液相平均密度计算
液相密度依下式计算，即
∑
=i i
Lm
a 1
ρρ
塔顶：tD 错误!未找到引用源。

℃,查得 错误!未找到引用源。

错误!未找到引用源。

错误!未找到引用源。

进料板：tF 错误!未找到引用源。

℃， 查得错误!未找到引用源。

错误!未找到引用源。

进料板液相的摩尔分数为xF=0.388 进料板液相的质量分数为aF=0.388 错误!未找到引用源。

所以精馏段平均密度为：
错误!未找到引用源。

塔底：tw 错误!未找到引用源。

℃，查得 3
/761.06m kg A =ρ，3/762.56m kg B =ρ
错误!未找到引用源。

所以提馏段平均密度 错误!未找到引用源。

5.5.液体平均表面张力的计算
液相平均表面张力依下式计算，即 错误!未找到引用源。

塔顶： tD 错误!未找到引用源。

℃ 查表知；m mN A /21.2=σ, m mN B /21.415=σ
进料板： tF 错误!未找到引用源。

℃ 查表知: m mN A /18.97=σ, m mN B /02=σ
所以精馏段液相平均表面张力
塔底： tw 错误!未找到引用源。

℃
查表知：m mN A /16.89=σ， m mN B /68.17=σ 错误!未找到引用源。

所以提馏段液相表面张力
5.6.平均粘度
塔顶： tD 错误!未找到引用源。

℃
查表知： s mPa A ·0.30=μ ,s mPa B ·0.305=μ 由 错误!未找到引用源。

所以： 错误!未找到引用源。

进料板：tF 错误!未找到引用源。

℃
查表知: s mPa A ·
0.256=μ,s mPa B ·0.265=μ 错误!未找到引用源。

错误!未找到引用源。

所以精馏段液相平均黏度： 错误!未找到引用源。

塔底： tw 错误!未找到引用源。

℃
查表知: s mPa A ·
0.221=μ,s mPa B ·0.237=μ
错误!未找到引用源。

提馏段液相平均黏度 错误!未找到引用源。

六、塔径及塔板结构工艺尺寸的计算 6.1.塔径的计算
精馏段气、液相体积流率为
s
m V s /067.192
.2360013
.81137.753600VM 3Vm Vm =⨯⨯==
ρ
s
m LM L Lm Lm /00217.0725
.800360098
.824.7536003s =⨯⨯==
ρ
提馏段
/s m 031.13.26360081.8775.1373600M V 3Vm Vm
=⨯⨯='''=
'ρs V
/s m 00581.0778.85
360089.37182.2936003s =⨯⨯='''=
'Lm Lm M L L ρ
欲求塔径应先求出空塔气速u ，而
错误!未找到引用源。

, 错误!未找到引用源。

式中C 可由史密斯关联图查出，横坐标的数值为 精馏段
.0603
02.91
800.725
3600
1.0673600
21700.0=⨯⨯⨯=V L h
h V L ρρ
提馏段
8710.03.26
778.8536001.0313********.0)(
'=⨯⨯=V L V
L ρρ
取板间距 错误!未找到引用源。

，板上液层高度错误!未找到引用源。

，则 错误!未找到引用源。

根据以上数值，由史密斯关联图查的错误!未找到引用源。

因物系表面张力错误!未找到引用源。

, 错误!未找到引用源。

精馏段 错误!未找到引用源。

提馏段 错误!未找到引用源。

取安全系数0.6，则空塔气速为 精馏段 错误!未找到引用源。

提馏段 错误!未找到引用源。

按标准塔径圆整后为 错误!未找到引用源。

实际空塔气速为
6.2.塔板结构布置图
1）溢流装置
因塔径D=1.6m，选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。

各项计算如下：
①堰长错误!未找到引用源。

:取堰长错误!未找到引用源。

，即
错误!未找到引用源。

②出口堰高错误!未找到引用源。

：依存错误!未找到引用源。

知
错误!未找到引用源。

采用平直堰，堰上液层高度计算，
近似取E=1，则可由列线图查出错误!未找到引用源。

值。

因错误!未找到引用源。

，
精馏段：错误!未找到引用源。

，由列线图查得错误!未找到引用源。

，则
错误!未找到引用源。

提馏段：错误!未找到引用源。

，由列线图查得错误!未找到引用源。

，则
错误!未找到引用源。

③弓形降液管宽度错误!未找到引用源。

和截面积错误!未找到引用源。

:
用弓形降液管宽度错误!未找到引用源。

和截面积错误!未找到引用源。

图求取错误!未找到引用源。

与错误!未找到引用源。

，因为
有该图查得：
则错误!未找到引用源。

错误!未找到引用源。

验算液体在降液管中的停留时间，即
精馏段：
提馏段：
停留时间错误!未找到引用源。

，故降液管尺寸合理。

④降液管底隙高度错误!未找到引用源。

：
验算液体在降液管中的停留时间，即
精馏段：
取降液管底隙处液体流速错误!未找到引用源。

，则
提馏段：
取降液管底隙处液体流速错误!未找到引用源。

2）塔板布置及浮法数目与排列
取阀动因子错误!未找到引用源。

,用式错误!未找到引用源。

求空速错误!未找到引用源。

，即精馏段错误!未找到引用源。

提馏段错误!未找到引用源。

依式
其中d o=0.039m求得每层塔板上的浮阀数
精馏段
精馏段
取边缘区宽度错误!未找到引用源。

，破沫区宽度错误!未找到引用源。

依据式
计算塔板上的鼓泡区面积，即
浮阀排列方法采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75mm=0.075mm，则可按式
考虑到塔的直径比较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支撑和衔接也要占用一部分鼓泡区的面积，因此排间距不宜采用84mm，而应小于此值，故取t’为65mm。

按t=75mm，t’=65mm,以等腰三角形叉排方式作图（见附图），排列阀数为260
按错误!未找到引用源。

重新核算孔速及阀动动能因数：
3．塔板结构布置图
见装配图1-3
七．塔板流体力学验算及负荷性能图
7.1.塔板流体力学验算
1.1塔板压降
（1）干板阻力hc计算
精馏段：错误!未找到引用源。

错误!未找到引用源。

干板阻力错误!未找到引用源。

液柱
提馏段：错误!未找到引用源。

错误!未找到引用源。

干板阻力错误!未找到引用源。

液柱
（2）气体充气液层的阻力h1的计算，本设备分离苯和甲苯的混合物，及液相为碳氢化合物，可取充气系数错误!未找到引用源。

错误!未找到引用源。

液柱
h计算，此阻力很小，忽略不计。

（3）液体表面张力的阻力
因此，与气体经过一层浮阀塔板的压力降所相当的液柱高度为 精馏段：错误!未找到引用源。

提馏段：错误!未找到引用源。

则单板压降为
精馏段：kpa pa g h p L p p 7.044.51881.9725.800066.0≤=⨯⨯==∆ρ（设计允许值） 提馏段：kpa pa g h p L p p 7.091.11581.985.877670.0≤=⨯⨯=''='∆ρ（设计允许值）
1.2液泛
为防止液泛现象的发生，要求控制将液管中清液高度，错误!未找到引用源。

其中错误!未找到引用源。

（1） 与气体通过塔板压力相当的液柱高度精馏段：错误!未找到引用源。

提馏段：错误!
未找到引用源。

（2） 液体通过将液管的压头损失：因不设进口堰，故
精馏段：
错误!未找到引用源。

液柱 提馏段：
错误!未找到引用源。

液柱
板上液层高度：h L =0.07m ， 则精馏段：错误!未找到引用源。

提馏段：错误!未找到引用源。

取错误!未找到引用源。

，又已经选定错误!未找到引用源。

，错误!未找到引用源。

符合防止液泛的要求。

1.3雾沫夹带
根据式
其中，板上液体流径长度 错误!未找到引用源。

板上液流面积 错误!未找到引用源。

苯和甲苯是正常系统，可取物性系数错误!未找到引用源。

，查图得泛点符合系数精馏段提馏段均为错误!未找到引用源。

，将上数值带入上式得
精馏段
提馏段
计算得精馏段提馏段泛点率均小于80%，故可知雾沫夹带量能够满足ev ＜0.1kg （液）/kg(气) 的要求。

7.2塔板负荷性能图
2.1雾沫夹带线
由错误!未找到引用源。

按泛点为80%计算得
精馏段雾沫夹带线
即错误!未找到引用源。

精馏段雾沫夹带线
即错误!未找到引用源。

2.2液泛线
由于塔板结构的尺寸一定，则T H 、hw 、ho 、lw 等均为定值，而uo 与Vs 又有如下关系，即
错误!未找到引用源。

式中阀孔数N 与孔径do 亦为定值，因此可将Vs 和Ls 的关系化简如下：
即精馏段液泛线为错误!未找到引用源。

精馏段液泛线为错误!未找到引用源。

2.3液相负荷上限线
液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低以3-5s ，依式错误!未找到引用源。

以错误!未找到引用源。

作为液体在降液管中停留时间的下限则
精馏段：
提馏段：
求出上限液体流量的值为常数与Vs无关。

2.4漏液线
以F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则
精馏段：
提馏段：
据此画出与液体流量无关的水平漏液线。

2.5液相负荷下限线
取堰上液层高度错误!未找到引用源。

作为液相负荷下限的条件，依据错误!未找到引用源。

的计算式计算出Ls的下限值，作出液相负荷下限，该线与气相流量无关的竖直的线
可得精馏段错误!未找到引用源。

提馏段错误!未找到引用源。

依据以上所求做图得塔的负荷性能图，如附图所示，可看出：1、任务规定的气液负荷下的操作点，处在适宜的操作区内的适中位置；2、塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制；3、按照固定的液气比，由图查出精馏段气相负荷上限错误!未找到引用源。

气相负荷下限错误!未找到引用源。

所以操作弹性=错误!未找到引用源。

；提馏段气相负荷上限错误!未找到引用源。

气相负荷下限错误!未找到引用源。

所以操作弹性=错误!未找到引用源。

八、精馏塔有效高度与全塔实际高度的计算
1、塔体有效高度
m
H N Z m N Z T 6.7545.0)1-61()1-(05.445.0)1-10(1)H -(提提T 精精======
在进料板上方开一人孔，其高度为0.7m
故有效高度
2、塔体实际高度
塔顶空间高度 H 1=1.0m
最后一块板到塔底的距离
进气管顶部到最后一块板的距离d 1=0.5m 进气管管径d 2=1m
进气管底部到塔釜液面的距离d 3=0.5m 为保证塔底有1min 的液体储量
m
28.04
6083.69d 2
4=•⨯
=
D
π
裙座高度
m 2.30.22
5.1H 3=+=
D
封头高度
m 0.12.04
H 4=+=
D
开人孔处增加的高度
进料板人孔塔板间距为0.7m ，故需增加高度H 5=0.25m 所以塔高：m 53.1825.00.12.328.2145.02-26H =+++++⨯=）（
九、浮阀塔工艺设计计算总表
十、辅助设备的计算及选型
1.塔顶冷凝器的试算与初选
出料液温度：82℃ （饱和气）−→−82℃ （饱和液）
冷却水温度：25℃ −→−45℃
571=∆t ℃ 372=∆t ℃ =∆∆∆-∆=
∆21
21t t Ln
t t t m 28.46375737
57=-Ln ℃ 当t=82℃时，查表得kg KJ r /7.392=苯 kg KJ r /7.378=甲苯
r =0.96*392.7+0.04*378.7=392.14kJ/kg
kw M r V Q vm 86.10833600/59.7814.39261.126****===
假设K=550⋅2/(m W ℃）
2*58.4228
.465501000
86.1083m t K Q S m =⨯=∆=
根据S=42.582
m 查手册可知选择的尺寸如下：
公称直径：450mm
管长：4500mm 管子总数：135 管程数：1 中心排管数：13
S=n πdL=135*3.14*0.025(4.5-0.1)=46.65㎡ 若选择该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为： K ==547.2 与原设值接近
2.塔主要连接管直径的确定 本设计采用直管进料管 s m FM V FM F F /300251.08
.787*360018
.88*7.803600*===
ρ
取u F =2m/s m u V d F F F 0399.02
14.300251
.044**===π s m d V u F
F
F
/20399
.0*14.300251.0*442
2
==
=
π
接管尺寸由管内蒸气、液体速度及体积流量决定。

本塔的接管均采用YB231-64热扎无缝钢管。

①塔顶蒸汽出口管径 mm u Vs d 2500.25m 20
3.140.98
44==⨯⨯==
π 故可选取 6.5273⨯φ无缝钢管 mm d 260= 验算实际流速
s m d V s /47.18260
.014.398
.044u 2
2=⨯⨯=⨯=π实 ②回流液管径
mm u s d 1.440.0441m 2
3.140.00305
4L 4==⨯⨯==
π 故可选取 2.545⨯φ无缝钢管 40mm d =
实际流速
2.43m/s 040.014.300305
.04L 4u 2
2=⨯⨯=⨯=d s π实 ③进料管径F d
料液由低位槽进塔，由泵输送，取u=2m/s
/s 0.0031m 8.877360084.1
32.1043600LM V 3LFm LFm F s =⨯⨯='=
ρ F d =
mm 440.044m 2.0
3.140.0031
4==⨯⨯
选取 2.545⨯φ无缝钢管 d i =40mm 实际流速
2.47m/s 0.04
14.30031
.04V 4u 2
2SF =⨯⨯=⨯=d π实 ④釜液排出管径w d
取u=0.8m/s
w d =
mm 970.097m 0.8
3.140.00588
4==⨯⨯
选取 3.5102⨯φ无缝钢管 d i =95mm
实际流速：0.83m/s 095.014.300588.04L 4u 2
2=⨯⨯='⨯=d s π实
⑤冷却水出口管径c d
L ’s=L ’*M ’LM /(3600*ρ’L )=183.07*92.06/(3600*773.7)=0.00605m ³/s
取u=30m/s
mm m dc 16016.030
*14.300605
.0*4===
选取φ16*0.25无缝钢管 dc=15.5mm
s m u
/11.30016
.0*14.300605
.0*42
==
实
十一、对本设计的评论及相关问题的分析讨论
本设计认真贯彻落实国家基本建设的有关政策、法规，合理安排建设周期，严格控制工程建设项目的生产规模和投资。

严格遵循现行消防、安全、卫生、劳动保护等有关规定、规范，保障生产安全顺利进行和操作人员的安全。

产品生产和质量指标符合国家及地方颁发的各项相关标准。

坚持体现“社会经济效益、环保效益和企业经济效益并重”的原则，按照国民经济和社会发展的长远规划，行业、地区的发展规划，在项目调查、选择中对项目进行详细全面的论证。

积极采用国内外先进技术，使得工艺技术及设备先进、可靠，并且具备国际竞争力，尽可能开拓海外市场。

坚持统一规划，立足当前，兼顾长远的原则。

本设计中要求分离的苯-甲苯物系，采用的是常压操作。

进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。

在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。

此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。

因此，本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入精馏塔。

精馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。

冷却剂与出口温度。

冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。

冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。

冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50℃，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。

综合考虑经济成本，本设计用常温水作冷却剂。

精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。

选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。

十二、参考文献
[1]夏清，陈常贵.化工原理（上册）.天津：天津大学出版社，2006
[2]夏清，陈常贵.化工原理（下册）.天津：天津大学出版社，2006
[3]陈敏恒，丛德滋等.化工原理（上册）.北京：化学工业出版社，2007
[4]陈敏恒，丛德滋等.化工原理（下册）.北京：化学工业出版社，2007
[5]申迎华，郝晓刚.化工原理课程设计.北京：化学工业出版社，2009
[6]贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，2002
[7]上海医药设计院.化工工艺设计手册.北京：化学工业出版社，2000
[8]卢焕章等。

石油化工基础数据手册.北京：化学工业出版社，1982
[9]马沛生等。

石油化工基础数据手册（续篇）.北京：化学工业出版社，1993
[10]韦明鑫等。

13.8万吨丙烯制环氧丙烷项目.：仁爱：2013
十三、附录
见图集。