化工原理課程設(shè)計(jì)

1、51化工原理課程設(shè)計(jì)課題名稱 年處理3萬噸苯-甲苯精餾塔設(shè)計(jì) 班級 姓名 指導(dǎo)教師 時間 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書一 設(shè)計(jì)課題苯-甲苯精餾二 設(shè)計(jì)原始數(shù)據(jù)：1. 原料液處理量：3噸/年2. 原料液含苯：40（質(zhì)量分率，下同）3. 釜?dú)堃褐泻讲淮笥?%，餾出液中含苯95%三 傳質(zhì)設(shè)備型式：精餾塔四 廠址：河南新鄉(xiāng)經(jīng)濟(jì)開發(fā)區(qū)五 設(shè)計(jì)要求：1. 設(shè)計(jì)工藝方案的選定及論證2. 裝置的物料衡算3. 裝置的能量衡算4. 傳質(zhì)設(shè)備結(jié)構(gòu)主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)5. 附屬設(shè)備的選型設(shè)計(jì)及主要管線計(jì)算6. 編寫設(shè)計(jì)說明書和設(shè)計(jì)計(jì)算書7. 繪制帶控制點(diǎn)的工藝流程圖、塔板板面結(jié)構(gòu)布置簡圖六 設(shè)計(jì)時間：2016年1月11日2

2、016年1月22日七 指導(dǎo)教師： 八 設(shè)計(jì)者姓名 班級目 錄1緒論11.1產(chǎn)品的國內(nèi)外發(fā)展?fàn)顩r11.1產(chǎn)品的性質(zhì)、用途31.2原料的性質(zhì)及來源41.3設(shè)計(jì)所采用的分離方法及特點(diǎn)42工藝流程設(shè)計(jì)及設(shè)備論證52.1工藝流程敘述及論證52.2工藝參數(shù)的選擇論證62.2.1操作壓力62.2.2進(jìn)料熱狀況62.3設(shè)備論證62.3.1精餾塔62.3.2再沸器73物料衡算74能量衡算94.1塔頂冷凝器的熱負(fù)荷94.2再沸器的熱負(fù)荷95精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算95.1最小回流比及操作回流比95.2操作線方程105.3圖解法求理論板層數(shù)115.4全塔效率及實(shí)際塔板數(shù)126精餾塔工藝尺寸設(shè)計(jì)136.1基礎(chǔ)物性計(jì)算136.2

3、精餾段塔板設(shè)計(jì)166.2.1塔徑166.2.2溢流裝置176.2.3塔板布置及浮閥數(shù)目與排列186.2.4塔板流體力學(xué)驗(yàn)算206.2.5塔板負(fù)荷性能圖216.2.6塔高246.3提餾段塔板設(shè)計(jì)256.3.1塔徑256.3.2溢流裝置256.3.3塔板布置及浮閥數(shù)目與排列266.3.4塔板流體力學(xué)驗(yàn)算276.3.5塔板負(fù)荷性能圖296.3.6塔高317附屬設(shè)備選型設(shè)計(jì)337.1塔頂冷凝器337.1.1初選換熱器的規(guī)格337.1.2換熱器核算347.2塔底再沸器387.3進(jìn)料預(yù)熱器387.3.1進(jìn)料預(yù)熱器1387.3.2進(jìn)料預(yù)熱器2407.4管徑、管材選擇417.4.1預(yù)熱器2到精餾塔417.4.

4、2預(yù)換熱器1到換熱器2417.4.3從原料貯槽到預(yù)熱器1427.4.4釜?dú)堃簭乃筋A(yù)熱器1427.4.5從預(yù)熱器1到釜?dú)堃嘿A槽437.4.6塔頂蒸氣從塔頂?shù)嚼淠?37.4.7冷凝液從冷凝器到精餾塔447.4.8冷凝液從冷凝器到餾出液貯槽447.4.9冷凝器冷卻水447.4.10進(jìn)入預(yù)熱器2的飽和水蒸汽457.4.11進(jìn)入再沸器的飽和水蒸汽457.5流體輸送設(shè)備467.5.1輸送背景467.5.2阻力計(jì)算467.5.3泵的選型488非工藝部分488.1生產(chǎn)安全488.2三廢處理499結(jié)束語4910參考文獻(xiàn)5151 緒論1.1 產(chǎn)品的國內(nèi)外發(fā)展?fàn)顩r據(jù)統(tǒng)計(jì)，2006年全球苯總生產(chǎn)能力為4464.

5、94萬t，其中北美962.1萬t，占21.5%，南美118.2萬t，占2.6%，西歐932.8萬t，占20.9%，東歐544.3萬t，占12.2%，中東/非洲262.2萬t，占5.9%，亞太地區(qū)1645.3萬t，占36.9%。2004年全球苯消費(fèi)量為3700萬t，預(yù)計(jì)2010年增至4610萬t，年均增長率3.7%。相應(yīng)生產(chǎn)能力，2004年4320萬t，2010年達(dá)到5010萬t，增加690萬t，年均增長率2.5%。2004年全球甲苯消費(fèi)量1660萬t，預(yù)計(jì)2010年增至1910萬t，增加260萬t，年均增長率2.4%。相應(yīng)的生產(chǎn)能力，2004年2470萬t，2010年達(dá)到2680萬t，增加約2

6、00萬t，年均增長率1.3%。苯的生產(chǎn)方法有多種，其中來自催化重整和裂解汽油的苯各占世界苯總產(chǎn)量的38%，甲苯歧化占13%，甲苯加氫脫烷基化占6%，另外還有5%來自焦化工藝。甲苯的主要來源是催化重整和裂解汽油，其中催化重整占世界甲苯產(chǎn)量的71%，甲苯在催化重整產(chǎn)物中的含量大約為9.5%-27%。大部分重整產(chǎn)物中的甲苯并不抽提，而是留在調(diào)和汽油中。裂解汽油中的甲苯占世界甲苯供應(yīng)量的24%。當(dāng)裂解石腦油和柴油時，通常每100t乙烯可產(chǎn)生10-15t甲苯。煤焦油和焦?fàn)t輕油生產(chǎn)的甲苯約占世界甲苯供應(yīng)量的1%。由于芳烴和非芳烴可能因沸點(diǎn)相近形成共沸液，因而有必要利用抽提技術(shù)回收BTX(苯、甲苯、二甲苯)

7、產(chǎn)品。已工業(yè)化的芳烴抽提工藝有Salfo-lane工藝、Tetra工藝等，所用溶劑有環(huán)丁砜、甘醇、N-甲基吡咯烷酮等。目前應(yīng)用最廣泛的是以環(huán)丁砜為溶劑的Salfolane工藝。UOP稱其最新的Salfolane工藝采用萃取蒸餾和液液抽提相結(jié)合的工藝，可采用更廣泛的物料，可同時回收C6-C9芳烴。UOP最近還開發(fā)了Carom芳烴抽提工藝，采用的溶劑是在四乙二醇醚中加入一種稱為Carom的溶劑，采用此工藝改造現(xiàn)有Salfolane和Tetra工藝可使生產(chǎn)能力分別提高40%和50%，且能耗有較大下降。GTC公司也開發(fā)了一種采用高選擇性和高處理能力復(fù)合溶劑的芳烴抽提工藝，可應(yīng)用于全餾分重整油的芳烴回收

8、，而不需要預(yù)分離。韓國LG-Caltex石油公司已采用該工藝建成了世界最大單系列芳烴抽提裝置，以重整油為原料每年可生產(chǎn)苯232萬t，甲苯554萬t，苯和甲苯回收率均在99.9%以上，純度均在99.99%以上。德國Uhde公司開發(fā)的專用Morphylane抽提蒸餾工藝是長期來回收芳烴的一種有效而經(jīng)濟(jì)的方法，其產(chǎn)品純度為99.999%，收率超過99.9%。一般工藝采用兩只塔：一只萃取蒸餾塔解吸非芳烴并將芳烴吸收到溶劑中，一只汽提塔用于分離溶劑和芳烴，來自汽提塔底用過的溶劑循環(huán)到抽提蒸餾塔。1972年以來，世界范圍已設(shè)計(jì)和建造了50多套兩塔抽提蒸餾裝置，為了進(jìn)一步降低操作和投資費(fèi)用，近年來Uhde開

9、發(fā)了一塔抽提蒸餾技術(shù)。該一塔工藝將抽提蒸餾塔和汽提塔合并成一只塔，采用外部的再沸器加熱塔底物流，還將兩臺冷凝器合并成一臺冷凝器，一內(nèi)置的豎式壁將塔體分成幾個室，整只塔包括5個互連的蒸餾工序，即從非芳烴中移除痕量溶劑的溶劑回收、精餾、汽提、從芳烴中移除痕量溶劑的側(cè)線精餾以及溶劑抽提。這類內(nèi)部連接的塔的熱力學(xué)優(yōu)勢在于可節(jié)省20%能耗，即生產(chǎn)1t芳烴可節(jié)省約48MW·h或100kg蒸汽。由于塔結(jié)構(gòu)的緊湊型，減少了很多泵、回流液儲器以及其他設(shè)備，使投資費(fèi)用節(jié)省了20%-25%。改進(jìn)的UhdeMorphylane工藝于2004年10月在德國Gelsenkirchen地區(qū)ARAL芳烴股份有限公司

10、投運(yùn)的甲苯回收裝置上首次實(shí)現(xiàn)工業(yè)應(yīng)用。該裝置以全流程加氫的焦?fàn)t輕油(COLO)為原料生產(chǎn)純甲苯，其生產(chǎn)能力為3萬t/a，采用N-甲?；鶈徇?NFM)作溶劑，產(chǎn)品純度超過99.99%。該蒸餾塔易于操作，甚至適用于不同的進(jìn)料條件和產(chǎn)品規(guī)格要求。脫烷基制苯工藝有催化脫烷基和熱脫烷基2種。催化脫烷基典型的操作條件是575-650，壓力為2.5-6.0MPa。熱脫烷基溫度可高達(dá)760。兩者的基本工藝流程是相似的。用富氫氣體循環(huán)控制放熱反應(yīng)段的溫度。液體產(chǎn)品通過除去輕組分穩(wěn)定化，再用白土處理，最后精餾得到苯產(chǎn)品。我國苯和甲苯主要來自催化重整油、裂解汽油和焦化輕油。隨著石油化工的發(fā)展，石油苯和甲苯已成為主要

11、來源，而且苯和甲苯重要來源現(xiàn)代化的芳烴聯(lián)合裝置。在芳烴抽提技術(shù)方面，中國石化石油科學(xué)研究院成功開發(fā)了具有自主知識產(chǎn)權(quán)的芳烴抽提蒸餾技術(shù)(SED)，并已分別應(yīng)用于中國石油大連分公司15萬t/a工業(yè)裝置和賽科公司55萬t/a工業(yè)裝置。SED技術(shù)采用環(huán)丁砜和助溶劑COS，顯著增強(qiáng)了芳烴的溶解能力，提高了苯的收率。賽科裝置的標(biāo)定結(jié)果表明，在苯和甲苯的純度不低于99.96%和99.91%的情況下，回收率分別大于99.3%和98.7%，達(dá)到了世界先進(jìn)水平。在加氫脫烷基技術(shù)方面，燕山石化和寶鋼集團(tuán)分別引進(jìn)的10萬t/a“Pyrotol”工藝裝置和5萬t/a“Litol”工藝裝置早在投入運(yùn)行，并且技術(shù)又得到進(jìn)

12、一步的改進(jìn)。1.1 產(chǎn)品的性質(zhì)、用途苯在常溫下一種無色、有甜味的透明液體，并具有強(qiáng)烈的芳香氣味。苯可燃，有毒，也是一種致癌物質(zhì)。苯是一種碳?xì)浠衔镆彩亲詈唵蔚姆紵N。它難溶于水，易溶于有機(jī)溶劑，本身也可作為有機(jī)溶劑。苯是一種石油化工基本原料。苯的產(chǎn)量和生產(chǎn)的技術(shù)水平是一個國家石油化工發(fā)展水平的標(biāo)志之一。早在1920年代，苯就已是工業(yè)上一種常用的溶劑，主要用于金屬脫脂。由于苯有毒，人體能直接接觸溶劑的生產(chǎn)過程現(xiàn)已不用苯作溶劑。苯有減輕爆震的作用而能作為汽油添加劑。在1950年代四乙基鉛開始使用以前，所有的抗爆劑都是苯。然而隨著含鉛汽油的淡出，苯又被重新起用。由于苯對人體有不利影響，對地下水質(zhì)也有污

13、染，歐美國家限定汽油中苯的含量不得超過1%。苯在工業(yè)上最重要的用途是做化工原料。苯可以合成一系列苯的衍生物：苯經(jīng)取代反應(yīng)、加成反應(yīng)、氧化反應(yīng)等生成的一系列化合物可以作為制取塑料、橡膠、纖維、染料、去污劑、殺蟲劑等的原料。大約10%的苯用于制造苯系中間體的基本原料。苯與乙烯生成乙苯，后者可以用來生產(chǎn)制塑料的苯乙烯；苯與丙烯生成異丙苯，后者可以經(jīng)異丙苯法來生產(chǎn)丙酮與制樹脂和粘合劑的苯酚；制尼龍的環(huán)己烷；合成順丁烯二酸酐；用于制作苯胺的硝基苯；多用于農(nóng)藥的各種氯苯；合成用于生產(chǎn)洗滌劑和添加劑的各種烷基苯。合成氫醌，蒽醌等化工產(chǎn)品。甲苯是無色澄清液體。有苯樣氣味。有強(qiáng)折光性。能與乙醇、 乙醚、丙酮、氯

14、仿、二硫化碳和冰乙酸混溶，極微溶于水。相對密度 0.866。凝固點(diǎn)-95。沸點(diǎn)110.6。折光率 1.4967。閃點(diǎn)（閉杯） 4.4。易燃。蒸氣能與空氣形成爆炸性混合物，爆炸極限 1.2%7.0%（體積）。低毒，半數(shù)致死量（大鼠，經(jīng)口）5000mg/kg。高濃度氣體有麻醉性。有刺激性。甲苯大量用作溶劑和高辛烷值汽油添加劑，也是有機(jī)化工的重要原料，但與同時從煤和石油得到的苯和二甲苯相比，目前的產(chǎn)量相對過剩，因此相當(dāng)數(shù)量的甲苯用于脫烷基制苯或岐化制二甲苯。甲苯衍生的一系列中間體，廣泛用于染料；醫(yī)藥；農(nóng)藥；火炸藥；助劑；香料等精細(xì)化學(xué)品的生產(chǎn)，也用于合成材料工業(yè)。甲苯進(jìn)行側(cè)鏈氯化得到的一氯芐；二氯芐

15、和三氯芐，包括它們的衍生物苯甲醇；苯甲醛和苯甲酰氯（一般也從苯甲酸光氣化得到），在醫(yī)藥；農(nóng)藥；染料，特別是香料合成中應(yīng)用廣泛。甲苯的環(huán)氯化產(chǎn)物是農(nóng)藥；醫(yī)藥；染料的中間體。甲苯氧化得到苯甲酸，是重要的食品防腐劑（主要使用其鈉鹽），也用作有機(jī)合成的中間體。甲苯及苯衍生物經(jīng)磺化制得的中間體，包括對甲苯磺酸及其鈉鹽；CLT酸；甲苯-2,4-二磺酸；苯甲醛-2,4-二磺酸；甲苯磺酰氯等，用于洗滌劑添加劑，化肥防結(jié)塊添加劑；有機(jī)顏料；醫(yī)藥；染料的生產(chǎn)。甲苯硝化制得大量的中間體?？裳苌玫胶芏嘧罱K產(chǎn)品，其中在聚氨酯制品；染料和有機(jī)顏料；橡膠助劑；醫(yī)藥；炸藥等方面最為重要。1.2 原料的性質(zhì)及來源原料是煤焦油

16、分餾后的產(chǎn)物，主要含有苯和甲苯。煤焦油又稱煤膏、煤餾油、煤焦油溶液。是煤焦化過程中得到的一種黑色或黑褐色粘稠狀液體，比重大于水，具有一定溶性和特殊的臭味，可燃并有腐蝕性，煤焦油是煉焦工業(yè)煤熱解生成的粗煤氣中的產(chǎn)物之一，其產(chǎn)量約占裝爐煤的3%4%在常溫常壓下其產(chǎn)品呈黑色粘稠液狀。煤焦油是煤化學(xué)工業(yè)的主要原料，其成分達(dá)上萬種，主要含有苯、甲苯、二甲苯、萘、蒽等芳烴，以及芳香族含氧化合物（如苯酚等酚類化合物），含氮、含硫的雜環(huán)化合物等多種有機(jī)物，可采用分餾的方法把煤焦油分割成不同沸點(diǎn)范圍的餾分。煤焦油是生產(chǎn)塑料、合成纖維、染料、橡膠、醫(yī)藥、耐高溫材料等的重要原料，可以用來合成殺蟲劑、糖精、染料、藥品

17、、炸藥等多種工業(yè)品。1.3 設(shè)計(jì)所采用的分離方法及特點(diǎn)原料中主要是苯和甲苯，其他成分含量極少，可忽略不計(jì)。本次設(shè)計(jì)采用精餾的方式分離苯和甲苯的混合物。精餾一種利用回流使液體混合物得到高純度分離的蒸餾方法，是工業(yè)上應(yīng)用最廣的液體混合物分離操作，廣泛用于石油、化工、輕工、食品、冶金等部門。雙組分混合液的分離是最簡單的精餾操作。典型的精餾設(shè)備是連續(xù)精餾裝置，包括精餾塔、再沸器、冷凝器等。精餾塔供汽液兩相接觸進(jìn)行相際傳質(zhì)，位于塔頂?shù)睦淠魇拐魵獾玫讲糠掷淠?部分凝液作為回流液返回塔底,其余餾出液是塔頂產(chǎn)品。位于塔底的再沸器使液體部分汽化，蒸氣沿塔上升，余下的液體作為塔底產(chǎn)品。進(jìn)料加在塔的中部,進(jìn)料中的

18、液體和上塔段來的液體一起沿塔下降，進(jìn)料中的蒸氣和下塔段來的蒸氣一起沿塔上升。在整個精餾塔中，汽液兩相逆流接觸，進(jìn)行相際傳質(zhì)。液相中的易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相，汽相中的難揮發(fā)組分轉(zhuǎn)入液相。對不形成恒沸物的物系，只要設(shè)計(jì)和操作得當(dāng)，餾出液將是高純度的易揮發(fā)組分，塔底產(chǎn)物將是高純度的難揮發(fā)組分。進(jìn)料口以上的塔段，把上升蒸氣中易揮發(fā)組分進(jìn)一步提濃，稱為精餾段；進(jìn)料口以下的塔段，從下降液體中提取易揮發(fā)組分，稱為提餾段。兩段操作的結(jié)合，使液體混合物中的兩個組分較完全地分離，生產(chǎn)出所需純度的兩種產(chǎn)品。精餾之所以能使液體混合物得到較完全的分離，關(guān)鍵在于回流的應(yīng)用?；亓靼ㄋ敻邼舛纫讚]發(fā)組分液體和塔底高濃度難揮發(fā)組

19、分蒸氣兩者返回塔中。汽液回流形成了逆流接觸的汽液兩相，從而在塔的兩端分別得到相當(dāng)純凈的單組分產(chǎn)品。塔頂回流入塔的液體量與塔頂產(chǎn)品量之比，稱為回流比，它是精餾操作的一個重要控制參數(shù)，它的變化影響精餾操作的分離效果和能耗。2 工藝流程設(shè)計(jì)及設(shè)備論證22.1 工藝流程敘述及論證苯和甲苯的原料混合物由槽罐車運(yùn)送到精餾廠區(qū)，輸入原料貯槽，在里面停留一段時間后，通過原料輸送泵進(jìn)入第一臺原料預(yù)熱器，加熱到50左右，再進(jìn)入第二臺原料預(yù)熱器，預(yù)熱到93后，通過精餾塔的進(jìn)料口進(jìn)入精餾塔內(nèi)。進(jìn)料熱狀況為泡點(diǎn)進(jìn)料，原料液的溫度與進(jìn)料板溫度相近，因此原料全部進(jìn)入提餾段，作為提餾段的回流液?；亓饕旱竭_(dá)塔底，一部分進(jìn)入再沸

20、器，在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)溫度，以蒸氣的形式進(jìn)入精餾塔，依次通過各層塔板，與回流液進(jìn)行組分傳遞。塔頂蒸氣進(jìn)入全凝器，將部分冷凝液送回塔頂作為回流液體，其余部分作為作為餾出液采出。其余塔底產(chǎn)品用泵送入第一臺原料預(yù)熱器，降溫到70后進(jìn)入釜液貯槽。苯和甲苯屬于理想的二元混合物，不會形成恒沸物，而且苯比甲苯更易揮發(fā)，所以只需要一次精餾就就可以將苯和甲苯分離。將釜?dú)堃河帽孟人椭令A(yù)熱器來預(yù)熱原料，這樣做即降低了釜液的溫度，也可對原料進(jìn)行一次預(yù)熱升溫。2.2 工藝參數(shù)的選擇論證2.2.1 操作壓力通常，對常壓下沸點(diǎn)在室溫至150左右的混合液，可采用常壓精餾。常壓下苯的沸點(diǎn)為80.1，甲苯為110.6，所以本

21、次精餾操作在常壓下進(jìn)行。122.12.22.2.12.2.2 進(jìn)料熱狀況本次設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料。泡點(diǎn)進(jìn)料有兩個好處：可以不受春夏秋冬因?yàn)檫M(jìn)料溫度的變化而造成塔的不穩(wěn)定?？梢允咕s段與提餾段的氣液負(fù)荷（液氣比）一致，從而在塔的設(shè)計(jì)時可以采用等徑（精餾段與提餾段塔徑相等），便于加工制作與設(shè)計(jì)。2.3 設(shè)備論證2.3.1 精餾塔本次設(shè)計(jì)采用浮閥塔。浮閥塔具有下列優(yōu)點(diǎn)。生產(chǎn)能力大。由于浮閥塔具有較大的開孔率，故其生產(chǎn)能力比泡罩塔大20%-40%，與篩板塔相近。操作彈性大。由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的表變化，故維持正常操作所容許的負(fù)荷波動范圍比泡罩塔和篩板塔都寬。塔板效率高。因上升氣體以水平方向吹入液

22、層，故氣、液接觸時間較長而霧沫夾帶量較小，故板效率較高。氣體壓降及液面落差較小。因?yàn)闅狻⒁毫鬟^浮閥塔時所遇到的阻力較小，故氣體的壓力降及板上的液面落差都比泡罩塔的小。塔的造價低。因構(gòu)造簡單，易于制造，浮閥塔的造價一般為泡罩塔的60%-80%，為篩板塔的120%-130%。綜上所述，所以本次設(shè)計(jì)采用浮閥塔。122.12.22.32.3.12.3.2 再沸器本次設(shè)計(jì)采用立式熱虹吸式再沸器。虹吸式再沸器占地面積小，傳熱系數(shù)高。立式虹吸式再沸器依靠塔釜內(nèi)的液體靜壓頭和再沸器內(nèi)兩相流的密度差產(chǎn)生推動力形成熱虹吸式的運(yùn)動，因此塔釜內(nèi)的液面高度一般和再沸器的上管板在同一高度。所以在控制塔釜液面高度時，只需要

23、一個液位計(jì)便可同時控制塔釜液面高度和再沸器內(nèi)液面高度。其他設(shè)備均為常規(guī)設(shè)備，所以不再進(jìn)行論證。3 物料衡算年處理量為3萬噸/年，原料組成為40%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）的苯和60%的甲苯，釜?dú)堃褐斜降暮坎荒艽笥?%，餾出液中苯的含量為95%。年生產(chǎn)天數(shù)為300天，每天生產(chǎn)24小時。苯的相對分子質(zhì)量為78g/mol，甲苯的相對分子質(zhì)量為92g/mol。原料液組成：餾出液組成：釜?dú)堃航M成：原料液的平均摩爾質(zhì)量：餾出液的平均摩爾質(zhì)量：釜?dú)堃浩骄栙|(zhì)量：原料處理量F:全塔物料衡算：聯(lián)立二式，可得D=20.64kmol/h，W=27.9kmol/h。物料衡算總結(jié)如表3-1表3-1 物料衡算總結(jié)表名稱原料液

24、F餾出液D釜?dú)堃篧質(zhì)量分?jǐn)?shù)/%40955摩爾分?jǐn)?shù)0.440.9570.058摩爾質(zhì)量/(kg/kmol) 85.8478.691.188流量kmol/h48.5420.6427.9塔頂易揮發(fā)組分回收率=塔底難揮發(fā)組分的回收率4 能量衡算344.1 塔頂冷凝器的熱負(fù)荷因塔頂餾出液幾乎為純苯，故其汽化潛熱約等于純苯。在80.1時，苯的汽化潛熱為394.646KJ/kg【1】。精餾段上升氣量冷凝器的熱負(fù)荷4.2 再沸器的熱負(fù)荷因釜?dú)堃簬缀鯙榧兗妆剑势淦瘽摕峒s等于純甲苯。在110.6時，甲苯的汽化潛熱為360KJ/kg1。對于泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1。提餾段上升氣量再沸器熱負(fù)荷55 精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算5.1

25、最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。先作出常壓下苯-甲苯混合溶液的x-y圖，此次精餾采用泡點(diǎn)進(jìn)料，根據(jù)q線方程，作出q線。q線與平衡線的交點(diǎn)為（Xq，Yq），根據(jù)公式求出最小回流比。，求出在精餾設(shè)計(jì)中，一般不能詳細(xì)的經(jīng)濟(jì)衡算，而是根據(jù)經(jīng)驗(yàn)選取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.12倍，即，此次精餾取1.5，回流比R=2.1。如圖5-1所示圖5-1 最小回流比作圖法123455.15.1.15.2 操作線方程精餾段操作線方程為：將R=2.1,XD=0.957代入上式，得提餾段操作線方程為：其中代入q=1，F(xiàn)=48.54kmol/h，W=27.9kmol/h，XW=0.058可以得出5

26、.3 圖解法求理論板層數(shù)如圖5-2所示，精餾段理論塔板數(shù)為5，提餾段理論塔板數(shù)為7（包括再沸器），總塔板數(shù)為12。精餾段方程提餾段方程圖5-2 圖解法求理論塔板數(shù)5.4 全塔效率及實(shí)際塔板數(shù)采用奧康奈爾法【2】求塔板效率，塔頂溫度近似苯的沸點(diǎn)為80.1，塔底溫度近似甲苯的沸點(diǎn)為110.6，精餾塔的平均溫度為95.35。用安托因方程【3】計(jì)算苯、甲苯在95.35下的飽和蒸汽壓。安托因方程對于苯，A=9.2806；B=2788.51；C=-52.36對于甲苯，A=9.3935；B=3096.52；C=-53.67相對揮發(fā)度在95.35時，苯的粘度為0.2664mPa·s【1】，甲苯的粘度

27、為0.274mPa·s，查苯-甲苯t-x-y圖，得95.35時，液相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)為0.325，甲苯為0.675?？偘逍蕦?shí)際板層數(shù)精餾段實(shí)際板層數(shù)，提餾段實(shí)際板層數(shù)加料版為第11塊。6 精餾塔工藝尺寸設(shè)計(jì)66.1 基礎(chǔ)物性計(jì)算操作溫度計(jì)算查t-x-y圖，得泡點(diǎn)進(jìn)料溫度為93，塔頂溫度為82，塔底溫度為107。精餾段平均溫度提餾段平均溫度平均摩爾質(zhì)量塔頂液相：查t-x-y圖，得,汽相：進(jìn)料板液相：汽相：塔底液相：汽相：精餾段的平均摩爾質(zhì)量液相：汽相：提餾段平均摩爾質(zhì)量液相：汽相：操作壓力計(jì)算設(shè)塔頂汽相流過冷凝器的壓降為8kPa，每層塔板壓降為0.7kPa。塔頂操作壓力進(jìn)料板操作壓力塔

28、底操作壓力精餾段操作壓力=提餾段操作壓力=平均密度汽相平均密度，由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算。精餾段：提餾段：液相平均密度塔頂:塔頂溫度為82，液體混合物計(jì)算公式【4】進(jìn)料板:進(jìn)料溫度為93，塔底：塔底溫度為107，精餾段液相平均密度:提餾段液相平均密度: 液相表面張力塔頂：塔頂溫度為82，進(jìn)料：進(jìn)料溫度為93，塔底：塔底溫度為107，精餾段液相平均表面張力：提餾段液相平均表面張力：氣液負(fù)荷計(jì)算精餾段氣液負(fù)荷：氣: 液: 提餾段氣液負(fù)荷：氣： 液： 將整個精餾塔分成精餾段和提餾段分別計(jì)算，先算精餾段。6.2 精餾段塔板設(shè)計(jì)6.2.1 塔徑欲求塔徑，先求出空塔氣速u，式中【2】C可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，

29、橫坐標(biāo)值為取板間距HT=0.35m，取板上液層高度hL=0.07m，則圖中參數(shù)為根據(jù)以上數(shù)據(jù)查得C20=0.06。因?yàn)槲锵当砻鎻埩?，所以C=C20=0.06，則安全系數(shù)取0.6，塔徑【2】按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為D=1m，則塔截面積實(shí)際空塔氣速1234566.16.26.2.16.2.2 溢流裝置凡塔徑在2.2m以下的浮閥塔，一般采用單溢流，選擇弓形降液管【2】。堰長取堰長出口堰高采用平直堰，堰上液層高度,近似取E=1，出口堰高弓形降液管弓形降液管寬度Wd和截面積Af可由圖3-9【2】查得，因?yàn)橛稍搱D查得：，則依式（3-10）【2】驗(yàn)算液體在降液管中的停留時間，即故降液管尺寸合理。降液管底隙高度h0，

30、取uo=0.1m/s【2】6.2.3 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取孔動能因子FO=10，用式（3-14a）【2】求空速u0。即依式（3-15）求每層塔板上的浮閥數(shù)，即取邊緣寬度WC=0.04m，破沫區(qū)寬度WS=0.065m。；依式（3-18）計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即浮閥排列方式采用等邊三角形叉排。取空心距為85mm。以等邊三角形叉排方式作圖，排的閥孔數(shù)為79個。按N=79個重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：，閥孔動能因數(shù)F0變化不大,仍在9-12范圍內(nèi)。塔板開孔率塔板設(shè)計(jì)具體見圖6-1圖6-1 精餾段塔板設(shè)計(jì)6.2.4 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算氣相通過浮閥塔的壓力降根據(jù)式（3-19a）【2】估算塔板壓力降，

31、即干板阻力：由式（3-21a）計(jì)算，即因uoc>uo，故按式（3-20）計(jì)算干板阻力，即板上充氣液層阻力：苯設(shè)備分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)0=0.5【2】。依式（3-22）知液體表面張力所造成的阻力:此阻力很小，忽略不計(jì)。則單板壓降液泛 為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，【2】。Hd可用式（3-24）【2】計(jì)算，即液體通過降液管的壓頭損失：因不設(shè)進(jìn)口堰，故按式（3-25）計(jì)算，即則因?yàn)楸?甲苯屬于不易起泡體系，所以取=0.5【2】，則可見，符合防止液泛的要求。霧沫夾帶按式（3-28）及式（3-29）【2】計(jì)算泛點(diǎn)率，即泛點(diǎn)率泛點(diǎn)率板上液體流徑

32、長度苯和甲苯為正常系統(tǒng)，可按表3-4【2】取物性系數(shù)K=1.0，又由圖3-13查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)CF=0.115，即泛點(diǎn)率泛點(diǎn)率根據(jù)兩式計(jì)算出的泛點(diǎn)率均在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。6.2.5 塔板負(fù)荷性能圖霧沫夾帶線依式（3-28）作出，即泛點(diǎn)率按泛點(diǎn)率等于80%計(jì)算如下：整理得液泛線 聯(lián)立式（3-19a）、式（3-25）及式（3-27），得由上式確定液泛線。忽略式中h，將式（3-21）、式（3-22）、式（3-5）、式（3-6）及式（3-29）代入上式，得整理得液相負(fù)荷上限線液體的最大流量保證在降液管中停留時間不低于3-5s【2】。依式（3-10）知液體在降液管中停留的時間為

33、以=5s作為液體在降液管中停留的下限，則漏液線對于F1型重閥，依計(jì)算【2】，則。以F0=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則液負(fù)荷下限線 取堰上液層高度hOW=0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，依hQW的計(jì)算式（3-6）【2】計(jì)算出LS的下限值，依次作出液相負(fù)荷下限線。整理得根據(jù)得出的結(jié)果作出塔板負(fù)荷性能圖，如圖6-2所示。圖6-2 精餾段塔板負(fù)荷性能圖由圖6-2可得塔板的氣相負(fù)荷上限=1.02m3/s，氣相負(fù)荷下限=0.29 m3/s，所以操作彈性=6.2.6 塔高將計(jì)算結(jié)果匯總于表6-1中表6-1 精餾段塔板工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目數(shù)值及說明備注塔徑D/m1板間距HT/m0.35塔板形式單溢流弓形

34、降液管整塊式塔板空塔氣速u/(m/s)0.7堰長lW/m0.6堰高h(yuǎn)W/m0.04板上液層高度hL/m0.05降液管底隙高度h0/m0.02浮閥數(shù)N/個79等邊三角形叉排閥孔氣速u0/(m/s)5.83閥孔動能因數(shù)F09.42臨界閥孔氣速u0c/(m/s)6.2孔心距t/m0.085排間距t/m0.0736單板壓降Pa/Pa466液體在降液管內(nèi)的停留時間/s12.4降液管內(nèi)清液層的高度Hd/m0.11泛點(diǎn)率/%44.5氣相負(fù)荷上限(VS)max/(m3/s)1.02霧沫夾帶控制 續(xù)表項(xiàng)目數(shù)值備注氣相負(fù)荷上限線(VS)max/(m3/s)0.29漏液控制操作彈性3.5塔高Z/m3.156.3 提

35、餾段塔板設(shè)計(jì)6.3.1 塔徑因?yàn)榫s段與提餾段上升氣量差別不大，所以塔徑與精餾段相等【2】。板間距也跟精餾段相同，取為實(shí)際空塔氣速1234566.16.26.36.3.16.3.2 溢流裝置凡塔徑在2.2m以下的浮閥塔，一般采用單溢流，選擇弓形降液管【2】。堰長取堰長出口堰高采用平直堰，堰上液層高度,近似取E=1，出口堰高弓形降液管弓形降液管寬度Wd和截面積Af可由圖3-9【2】查得，因?yàn)橛稍搱D查得：，則依式（3-10）【2】驗(yàn)算液體在降液管中的停留時間，即故降液管尺寸合理。降液管底隙高度h0，取uo=0.15m/s【2】6.3.3 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取孔動能因子FO=10，用式（3-1

36、4a）【2】求空速u0。即依式（3-15）求每層塔板上的浮閥數(shù)，即取邊緣寬度WC=0.04m，破沫區(qū)寬度WS=0.065m。；依式（3-18）計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即浮閥排列方式采用等邊三角形叉排。取空心距t=85mm，排間距t以等邊三角形叉排方式作圖，排的閥孔數(shù)為79個。按N=79個重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：，閥孔動能因數(shù)F0變化不大,仍在9-12范圍內(nèi)。塔板開孔率提餾段塔板設(shè)計(jì)圖與精餾段設(shè)計(jì)圖相同，具體見圖6-16.3.4 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算氣相通過浮閥塔的壓力降根據(jù)式（3-19a）【2】估算塔板壓力降，即干板阻力：由式（3-21a）計(jì)算，即因uoc<uo，故按式（3-21）計(jì)算干

37、板阻力，即板上充氣液層阻力：苯設(shè)備分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)0=0.5【2】。依式（3-22）知液體表面張力所造成的阻力:此阻力很小，忽略不計(jì)。則單板壓降液泛 為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，【2】。Hd可用式（3-24）【2】計(jì)算，即液體通過降液管的壓頭損失：因不設(shè)進(jìn)口堰，故按式（3-25）計(jì)算，即則因?yàn)楸?甲苯屬于不易起泡體系，所以取=0.5【2】，則可見，符合防止液泛的要求。霧沫夾帶按式（3-28）及式（3-29）【2】計(jì)算泛點(diǎn)率，即泛點(diǎn)率泛點(diǎn)率板上液體流徑長度苯和甲苯為正常系統(tǒng)，可按表3-4【2】取物性系數(shù)K=1.0，又由圖3-13查得泛

38、點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)CF=0.12，即泛點(diǎn)率泛點(diǎn)率根據(jù)兩式計(jì)算出的泛點(diǎn)率均在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。6.3.5 塔板負(fù)荷性能圖霧沫夾帶線依式（3-28）作出，即泛點(diǎn)率按泛點(diǎn)率等于80%計(jì)算如下：整理得液泛線 聯(lián)立式（3-19a）、式（3-25）及式（3-27），得由上式確定液泛線。忽略式中h，將式（3-21）、式（3-22）、式（3-5）、式（3-6）及式（3-29）代入上式，得整理得液相負(fù)荷上限線液體的最大流量保證在降液管中停留時間不低于3-5s【2】。依式（3-10）知液體在降液管中停留的時間為以=5s作為液體在降液管中停留的下限，則漏液線對于F1型重閥，依計(jì)算【2】，則。以F0

39、=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則液負(fù)荷下限線 取堰上液層高度hOW=0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，依hQW的計(jì)算式（3-6）【2】計(jì)算出LS的下限值，依次作出液相負(fù)荷下限線。整理得根據(jù)得出的結(jié)果作出塔板負(fù)荷性能圖，如圖6-3所示。圖6-3 提餾段塔板負(fù)荷性能圖由圖6-3可得塔板的氣相負(fù)荷上限=0.56m3/s，氣相負(fù)荷下限=0.276 m3/s，所以操作彈性=6.3.6 塔高將計(jì)算結(jié)果匯總于表6-2中表6-2 提餾段塔板工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目數(shù)值及說明備注塔徑D/m1板間距HT/m0.35塔板形式單溢流弓形降液管整塊式塔板空塔氣速u/(m/s)0.669堰長lW/m0.6堰高h(yuǎn)W/m0.0

40、31板上液層高度hL/m0.05降液管底隙高度h0/m0.031浮閥數(shù)N/個79等邊三角形叉排閥孔氣速u0/(m/s)5.56閥孔動能因數(shù)F09.5臨界閥孔氣速u0c/(m/s)5.83孔心距t/m0.085排間距t/m0.0736單板壓降Pa/Pa457.7液體在降液管內(nèi)的停留時間/s5.38降液管內(nèi)清液層的高度Hd/m0.11泛點(diǎn)率/%43.6氣相負(fù)荷上限(VS)max/(m3/s)0.56液相負(fù)荷上限控制氣相負(fù)荷下限(VS)min/(m3/s)0.276漏液控制操作彈性2提餾段塔高Z/m4.27 附屬設(shè)備選型設(shè)計(jì)77.1 塔頂冷凝器7.1.1 初選換熱器的規(guī)格計(jì)算熱負(fù)荷與冷卻水用量塔頂冷

41、凝器熱負(fù)荷冷卻水進(jìn)口溫度t1=20，冷卻水出口溫度t2=30，水的平均比熱容【4】計(jì)算兩流體的平均溫度差冷卻水走管程，塔頂蒸氣走殼程，逆流時平均溫度差為：初選換熱器規(guī)格根據(jù)兩流體的情況，假設(shè)，故由于，因此需要考慮熱補(bǔ)償，選用浮頭式換換熱器。參考附錄【4】選定F426II-25-20型換熱器。換熱器具體參數(shù)見表7-1。表7-1 換熱器具體參數(shù)項(xiàng)目參數(shù)項(xiàng)目參數(shù)殼徑/mm426管子尺寸 /mm25*2.5公稱壓力/MPa2.5管長/m3公稱面積/m220管子根數(shù)74管程數(shù)2中心排管數(shù)7計(jì)算設(shè)計(jì)換熱面積【4】，式中d為換熱管外徑，n為管子總數(shù)，L為管子長度，為管板厚度（假定為0.05m）。若選該型號換

42、熱器，則要求過程的總傳熱系數(shù)為：12345677.17.1.17.1.2 換熱器核算管程壓力降【4】式中Ft為結(jié)垢校正因子，量綱為1，對25mm*2.5mm的管子，取1.4,對19mm*2mm的管子，取1.5。（本次設(shè)計(jì)選1.4）。NF為管程數(shù) （本次計(jì)算取值為2）NS殼程數(shù) （本次計(jì)算取值為1）管程流通面積設(shè)管壁的粗糙度為=0.1mm,/di=0.1/20=0.005,根據(jù)圖1-27【4】取。殼程壓力降【4】式中FS為殼程壓力降的結(jié)垢校正系數(shù)，量綱為1，液體可取1.15，氣體取1.0，(本次計(jì)算取1.15)式中【4】F為管子排列方法對壓力降的校正系數(shù)，對正三角形排列F=0.5，對正方形斜轉(zhuǎn)4

43、5°排列為0.4，正方形排列為0.3.（本次計(jì)算取0.5）f0為殼程流體的摩擦系數(shù)，當(dāng)Re>500時，為橫過管束中心線的管子數(shù)，當(dāng)管子按正三角形排列，；當(dāng)管子按正方形排列：。NB為折流擋板數(shù)h為折流擋板間距，m為按殼程流通截面積A0計(jì)算的流速，m/s，而查換熱器設(shè)計(jì)手冊【5】，取取折流擋板的間距h=0.1m。上述計(jì)算可以說明管殼與管程的壓力降都符合要求。核算總傳熱系數(shù)管程對流傳熱系數(shù)i殼程對流傳熱系數(shù)0蒸氣在水平管束外冷凝，可用下式【4】估算管壁吸收的熱量可由下式【4】估算，t為蒸氣的飽和溫度ts和壁面溫度tw之差，。先假設(shè)，膜溫查得67時苯的粘度、密度和導(dǎo)熱系數(shù)為【1】=82

44、9kg/m3，導(dǎo)熱系數(shù)=129.6mW/(m·)，粘度=355mPa·s，所以符合要求。參考化工原理書附錄，管內(nèi)側(cè)，管外側(cè)的污垢熱阻分別取為總傳熱系數(shù)K計(jì)管壁熱阻忽略，總傳熱系數(shù)為【4】由前面的計(jì)算可知，選用該型號的換熱器時要求過程的總傳熱系數(shù)為507W/(m2·)，在規(guī)定的流動條件下，計(jì)算出的K計(jì)為623 W/(m2·)故選用的換熱器是合適的，其安全系數(shù)為7.2 塔底再沸器計(jì)算熱負(fù)荷與飽和水蒸汽用量再沸器熱負(fù)荷用120的飽和水蒸汽進(jìn)行加熱，汽化潛熱【4】為2205.2KJ/kg飽和水蒸汽用量為計(jì)算兩流體的平均溫度差，逆流時平均溫差為：根據(jù)兩流體的情況，

45、假設(shè)，故參考附錄【4】選定立式虹吸式再沸器。換熱器具體參數(shù)見表7-2表7-2 立式虹吸式再沸器參數(shù)項(xiàng)目參數(shù)項(xiàng)目參數(shù)殼徑/mm900管子尺寸 /mm25*2.5公稱壓力/MPa2.5管長/m1.5公稱面積/m266管子根數(shù)605管程數(shù)1中心排管數(shù)277.3 進(jìn)料預(yù)熱器7.3.1 進(jìn)料預(yù)熱器1假設(shè)釜?dú)堃簭膖1=107降溫到t2=70，原料液從T1=25加熱到T2=50。釜?dú)堃航禍胤懦龅臒崃克壮隽狭吭仙郎匚盏臒崃窟M(jìn)料量,所以假設(shè)正確。查圖4-19【4】，對于單殼程，單管程的換熱器，=0.94根據(jù)兩流體的情況，假設(shè)，所以不用考慮熱補(bǔ)償。參考附錄【4】選定G219I-1.6-2.8型換熱器。換熱器

46、具體參數(shù)見表7-3。表7-3項(xiàng)目參數(shù)項(xiàng)目參數(shù)殼徑/mm219管子尺寸 /mm19*2公稱壓力/MPa1.6管長/m1.5公稱面積/m22.8管子根數(shù)33管程數(shù)1中心排管數(shù)712345677.17.27.37.3.17.3.2 進(jìn)料預(yù)熱器2計(jì)算熱負(fù)荷與飽和水蒸汽用量預(yù)熱器熱負(fù)荷用110的飽和水蒸汽進(jìn)行加熱，汽化潛熱【4】為2232KJ/kg飽和水蒸汽用量為計(jì)算兩流體的平均溫度差，逆流時平均溫差為：根據(jù)兩流體的情況，假設(shè)，故，所以不需要熱補(bǔ)償。參考附錄【4】選定G273II-2.5-4.7型換熱器。換熱器具體參數(shù)見表7-4。表7-4項(xiàng)目參數(shù)項(xiàng)目參數(shù)殼徑/mm273管子尺寸 /mm19*2公稱壓力/

47、MPa2.5管長/m1.5公稱面積/m24.7管子根數(shù)56管程數(shù)2中心排管數(shù)87.4 管徑、管材選擇7.4.1 預(yù)熱器2到精餾塔根據(jù)表1-1【4】取原料液的流速為1m/s，根據(jù)附錄的管子規(guī)格【4】，選用50*3.5mm的無縫鋼管。其內(nèi)徑，重新計(jì)算流速，即12345677.17.27.37.47.4.17.4.2 預(yù)換熱器1到換熱器2根據(jù)表1-1【4】取原料液的流速為1m/s，根據(jù)附錄的管子規(guī)格【4】，選用50*3.5mm的無縫鋼管。其內(nèi)徑，重新計(jì)算流速，即7.4.3 從原料貯槽到預(yù)熱器1根據(jù)表1-1【4】取原料液的流速為1m/s，根據(jù)附錄的管子規(guī)格【4】，選用45*2.5mm的無縫鋼管。其內(nèi)徑

48、，重新計(jì)算流速，即7.4.4 釜?dú)堃簭乃筋A(yù)熱器1根據(jù)表1-1【4】取釜?dú)堃旱牧魉贋?m/s，根據(jù)附錄的管子規(guī)格【4】，選用40*3mm的無縫鋼管。其內(nèi)徑，重新計(jì)算流速，即7.4.5 從預(yù)熱器1到釜?dú)堃嘿A槽根據(jù)表1-1【4】取釜?dú)堃旱牧魉贋?m/s，根據(jù)附錄的管子規(guī)格【4】，選用40*3mm的無縫鋼管。其內(nèi)徑，重新計(jì)算流速，即7.4.6 塔頂蒸氣從塔頂?shù)嚼淠鞲鶕?jù)表1-1【4】取飽和蒸氣的流速為30m/s，根據(jù)附錄的管子規(guī)格【4】，選用159*3.5mm的無縫鋼管。其內(nèi)徑，重新計(jì)算流速，即7.4.7 冷凝液從冷凝器到精餾塔根據(jù)表1-1【4】取冷凝液的流速為1m/s，根據(jù)附錄的管子規(guī)格【4】，

49、選用45*1.5mm的無縫鋼管。其內(nèi)徑，重新計(jì)算流速，即7.4.8 冷凝液從冷凝器到餾出液貯槽根據(jù)表1-1【4】取冷凝液的流速為1m/s，根據(jù)附錄的管子規(guī)格【4】，選用32*2.5mm的無縫鋼管。其內(nèi)徑，重新計(jì)算流速，即7.4.9 冷凝器冷卻水根據(jù)表1-1【4】取冷卻水的流速為1.5m/s，根據(jù)附錄的管子規(guī)格【4】，選用114*3.5mm的無縫鋼管。其內(nèi)徑，重新計(jì)算流速，即7.4.10 進(jìn)入預(yù)熱器2的飽和水蒸汽根據(jù)表1-1【4】取水蒸汽的流速為30m/s，根據(jù)附錄的管子規(guī)格【4】，選用54*4mm的無縫鋼管。其內(nèi)徑，重新計(jì)算流速，即7.4.11 進(jìn)入再沸器的飽和水蒸汽根據(jù)表1-1【4】取水蒸汽

50、的流速為30m/s，根據(jù)附錄的管子規(guī)格【4】，選用108*4mm的無縫鋼管。其內(nèi)徑，重新計(jì)算流速，即7.5 流體輸送設(shè)備7.5.1 輸送背景用密封性很好的離心泵將25的原料液從原料液貯槽送到精餾塔進(jìn)料口，泵的出口與預(yù)熱器1的直管總長為15m，中間有一個氣動調(diào)節(jié)閥、兩個截止閥和兩個直角彎頭；預(yù)熱器1到預(yù)熱器2的直管總長為8m；預(yù)熱器2與精餾塔的直管總長為2m。取原料貯槽的液面為截面1，精餾塔進(jìn)料口為截面2，以地面為基準(zhǔn)水平面，在兩截面間列伯努利方程【2】，即假設(shè)在原料貯槽內(nèi)的原料液面最低時，Z1=0，Z2=提餾段高度+塔底高度+塔的安裝高度，假設(shè)塔底高度為2m，安裝高度為1.5m，則Z2=4.2

51、+2+1.5=7.7m。因?yàn)樵腺A槽的截面比較大，所以u1=0，u2=1m/s。P1=101.325KPa,P2=100.3KPa。12345677.17.27.37.47.57.5.17.5.2 阻力計(jì)算吸入管路直管段很短，直管段阻力很小，可以忽略不計(jì)，吸入管路上有一個止回閥。有圖1-29【4】查出止回閥的當(dāng)量長度為3m，故25原料液的密度為866kg/m3，粘度為6.1*10-4Pa·s【1】參考表1-2【1】。取管壁的絕對粗糙程度=0.3mm，由圖1-27查得=0.035。泵出口與預(yù)熱器1之間的阻力氣動調(diào)節(jié)閥可以看成一個截止閥，一共有3個截止閥和兩個直角彎頭。有圖1-29【4】查出截止閥和直角彎頭的當(dāng)量長度分別為：截止閥=3*14=42m，直角彎頭=1.4*2=2.8m。原料液的密度為866kg/m3,粘度為6.1*10-4Pa·s參考表1-2【1】。取管壁的絕對粗糙程度=0.3mm，,由圖1-27查得=0.035。預(yù)熱器1到預(yù)熱器2之間的阻力這之間沒有任何