化工原理課程設(shè)計002

1、 . . 36/36化工原理課程設(shè)計002 日期：本科生（化工原理）課程設(shè)計題 目 年產(chǎn)10萬噸甲苯精餾塔的設(shè)計 學(xué)生淑云 黃 王澤尉 指導(dǎo)老師 徐瓊 學(xué) 院 樹達學(xué)院 專業(yè)班級 化學(xué)工程與工藝 完成時間 2014年12月 目錄.設(shè)計任務(wù)書5.設(shè)計說明書工藝流程的確定和說明6精餾塔的工藝計算2.1 操作條件的相關(guān)計算7一、操作壓力、塔頂溫度、塔底溫度的確定7二、相對揮發(fā)度的計算和最小回流比、操作回流比的確定102.2全塔物料衡算和熱量衡算10一、物料衡算10二、熱量衡算112.3理論塔板數(shù)和實際塔板數(shù)的計算16一、理論塔板數(shù)的計算16二、全塔效率的估算17三、實際塔板數(shù)17精餾塔主要尺寸設(shè)計計

2、算3.1基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)計算17一、液相平均密度與液相體積流量的計算17二、氣相平均密度與氣相體積流量的計算18三、液相平均表面力的計算183.2塔徑的計算193.3塔高的計算20一、塔板間距的估算20二、溢流裝置20三、塔的有效高度和總高度20塔盤的設(shè)計和計算4.1塔板布置224.2篩孔計算和排列22塔板流體力學(xué)性能5.1塔板流體力學(xué)性能的參數(shù)與校核235.2塔板性能負荷圖255.3篩板設(shè)計計算的主要結(jié)果27塔附屬設(shè)備的選型與計算28一、換熱器的選型與計算28二、原料預(yù)熱器30三、塔底再沸器316.1相關(guān)管路管徑的確定336.2泵的選型與計算346.3儲罐的選型與計算35參考著作和文獻37結(jié)束語

3、38.附錄說符號明圖紙.設(shè)計任務(wù)書化工原理課程設(shè)計任務(wù)書（2012級雷霆隊）設(shè)計題目生產(chǎn)過程中欲分離甲苯與對二甲苯的混合物，其組成為對二甲苯85%、甲苯15%（摩爾分率），擬建立一座板式精餾塔，以對其進行精餾分離，塔頂產(chǎn)品含甲苯99%（摩爾分率），塔底釜液中含甲苯1%（摩爾分率）。設(shè)計要求料液的處理量為100000噸/年，每年實際生產(chǎn)天數(shù)：300天。二、操作條件1、常壓操作；2、塔頂全凝。3、間接蒸汽加熱；4、泡點進料；5、設(shè)備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5；6、其他條件自選。三、設(shè)計容（1）單元操作流程設(shè)計單元操作方案選擇與論證。根據(jù)指定的設(shè)計任務(wù)，查閱相關(guān)的資料，對可用的生產(chǎn)工藝進行比較，篩選

4、出技術(shù)先進、經(jīng)濟合理、安全可靠的操作流程。繪制出工藝流程簡圖，并對之進行詳細說明。物料與熱量衡算計算。要求對過程中涉與到的物料平衡和能量平衡全部采用手工計算，不得使用各種模擬軟件（如Aspen等）；編制物料與熱量平衡計算書；繪制物料流程圖（PFD）。（2）設(shè)備的工藝設(shè)計計算過程中所出現(xiàn)的各種設(shè)備（包括管線）均采用手工進行工藝設(shè)計計算，不得使用各種模擬軟件（如Aspen等）獲得結(jié)果，并編制詳細的計算說明書；過程中的機、泵可作為標準設(shè)備出現(xiàn)，但要根據(jù)計算結(jié)果，進行選型說明；編制設(shè)備一覽表。（3）繪制工程圖樣工藝流程簡圖一；物料流程圖（PFD）一，要求對管道進行標注；主體設(shè)備裝配圖一，其他附屬設(shè)備使

5、用條件圖，不繪制3D效果圖。設(shè)計說明書要求用MS-Word編輯，保存為DOC格式；所有的圖紙均用AutoCAD繪制（A4）。.設(shè)計說明書工藝流程的確定和說明 混合物的分離是化工生產(chǎn)過程中的重要過程?；旌衔锓譃榫嗪头蔷辔锵担蔷辔锵档姆蛛x主要依靠質(zhì)點運動與流體流動原理實現(xiàn)分離，而化學(xué)工業(yè)常遇到的是均相分離，通常有精餾，吸收，萃取和干燥等單元的操作。 精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種典型單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用，按蒸餾方式分為簡單蒸餾，平橫蒸餾，精餾和特殊精餾等。當混合物各組分揮發(fā)度差別很小或形成共沸是，采用精餾。精餾是多級分離過程，即同時

6、進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全分離。工業(yè)上以精餾應(yīng)用最為廣泛，精餾過程在能量劑的驅(qū)動下（有時加質(zhì)量劑），使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進行傳質(zhì)、傳熱的過程。精餾塔是大型的設(shè)備組裝件，分為板式塔和填料塔兩大類。一般處理物料量較大時多采用板式塔。板式塔又有篩板塔、泡罩塔。浮閥塔等。本次設(shè)計任務(wù)為設(shè)計一定產(chǎn)品純度的精餾塔，實現(xiàn)甲苯對二甲苯的分離。鑒于甲苯對二甲苯體系比較易于分離，待處理料液清潔的特點，同時對篩板塔的結(jié)構(gòu)，性能做了較充分

7、的研究，認識到只要設(shè)計合理，操作正確，就可以獲得較滿意的塔板效率和一定的操作彈性。設(shè)計決定選用篩板塔。本設(shè)計的具體流程：原料液（甲苯和對二甲苯，且泡點進料）經(jīng)預(yù)熱器加熱到指定溫度后，送入塔的進料板上與自塔上部下降的回流液體匯合后，逐板下降，最后流入塔的再沸器中。在每層塔板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行傳質(zhì)、傳熱。操作時，連續(xù)地從塔底再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（或為塔釜殘液排出），部分液體氣化，產(chǎn)生的蒸氣依次上升通過各層塔板。塔頂蒸氣進入冷凝器中被部分（選擇適當?shù)幕亓鞅龋├淠?，并將部分冷凝液用泵或靠位差送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)冷卻器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。本課程設(shè)計的主要容是過程

8、的物料衡算、熱量衡算，工藝計算，結(jié)構(gòu)設(shè)計和校核。第二章、精餾塔的工藝計算2.1 操作條件的相關(guān)計算一、操作壓力、塔頂溫度、塔底溫度的確定：確定操作壓力：塔頂壓力：塔底壓力：計算塔頂溫度：根據(jù)塔頂壓力與塔頂汽相組成用試差法計算塔頂溫度。其中甲苯、二甲苯發(fā)熱飽和蒸汽壓有安托因方程計算。設(shè)由 得由 得設(shè)由由設(shè)由 得由 得 假設(shè)正確，為所求塔頂溫度。計算塔底溫度根據(jù)塔底壓力與塔底殘液組成用試差法計算塔底溫度。其中甲苯、二甲苯的飽和蒸汽壓由安托因方程計算。設(shè)由由設(shè)由由設(shè)由由 假設(shè)正確，為所求塔底溫度。飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)：式中t：溫度，：飽和蒸汽壓，毫米工作汞柱：同組分種類有關(guān)的常數(shù)表21甲苯和對二甲苯飽和蒸

9、汽壓數(shù)據(jù)：組分名稱AiBiCi甲苯6.9531344219.4對二甲苯7.0001463214.7相對揮發(fā)度的計算和最小回流比和操作回流比的確定：相對揮發(fā)度的計算：根據(jù)安托因方程可得最小回流比與操作回流比的確定：由于要求泡點進料，所以 且一般操作回流比取最小回流比的1.12倍，本設(shè)計取1.5倍即2.2全塔物料衡算和熱量衡算物料衡算摩爾衡算甲苯的摩爾質(zhì)量：對二甲苯的摩爾質(zhì)量：原料液摩爾分率：塔頂產(chǎn)品摩爾分率：塔底產(chǎn)品摩爾分率：年處理量為100000噸/年，按300天生產(chǎn)時間計算，則：原料液的平均摩爾質(zhì)量：同理可求得：物料衡算原料處理量：總物料衡算：解得： 質(zhì)量衡算由解得： 物料衡算表 基準 1h

10、進料出料項目kmolkg項目kmolkg進料133.4613888.89餾出液19.061984.13釜殘液114.4011904.76總計133.4613888.89133.4613888.89熱量衡算塔頂冷凝器的熱量衡算 目的：對塔頂冷凝器進行熱量衡算以確定冷卻水的用量。以便于塔頂冷凝器的相關(guān)設(shè)計。熱量衡算式如圖所示，根據(jù)熱量衡算式，有：QVQWQLQD式中 塔頂蒸氣帶入系統(tǒng)的熱量；回流液帶出系統(tǒng)的熱量；餾出液帶出系統(tǒng)的熱量；冷凝水帶出系統(tǒng)的熱量。各股物流的溫度與壓力由塔頂蒸汽組成 ，通過氣液平衡數(shù)據(jù)表，經(jīng)插值可知塔頂蒸汽溫度為111.12，由于蒸汽中甲苯的濃度很大，因此，該溫度也近似為回

11、流液和餾出液的溫度。由給定條件知：塔頂?shù)牟僮鲏簭姙?P101.3kPa基準態(tài)的選擇以101.3kPa、111.12的甲苯和對二甲苯為熱量衡算的基準態(tài)，則：各股物流熱量的計算查的甲苯與對二甲苯在正常沸點下的汽化焓分別為：正常沸點分別為：使用Watson公式計算甲苯和對二甲苯在111.12的汽化焓：式中 對比溫度；TC臨界溫度。查的苯和甲苯的臨界溫度分別為：對于甲苯： 對于對二甲苯： 由此可計算進入塔頂冷凝器蒸氣的熱量為：代入到熱量衡算式中，可求得塔頂冷凝器帶走的熱量為：冷卻水的用量設(shè)冷卻水的流量為，則：已知：以進出口水溫的平均值為定性溫度：查得水在37.5時的比熱容為：全塔的熱量衡算：目的：確定

12、再沸器的蒸汽用量。如圖所示，對精餾塔進行全塔的熱量衡算。QFQWQDQLQWQV熱量衡算式根據(jù)熱量衡算式，可得：由設(shè)計條件知：進料帶入系統(tǒng)的熱量；加熱蒸汽帶入系統(tǒng)的熱量；餾出液帶出系統(tǒng)的熱量；釜殘液帶出系統(tǒng)的熱量；冷卻水帶出系統(tǒng)的熱量；熱損失。各股物流的溫度由各股物流的組成，根據(jù)氣液平衡數(shù)據(jù)表，可得各股物流的溫度分別為：基準態(tài)的選擇以101.3kPa、111.12的甲苯和對二甲苯為熱量衡算的基準態(tài)，且忽略壓力的影響，則：各股物流熱量的計算由于溫度變化不大，采用平均溫度：的比熱容計算各股物流的熱量。據(jù)：查得：（甲苯）查得：（對二甲苯）故甲苯的比熱容為：對二甲苯的比熱容為：由此可求得進料與釜殘液的

13、熱量分別為：將以上結(jié)果代入到熱量衡算式中：解得：熱損失為：加熱蒸汽的用量設(shè)加熱蒸汽的用量為，則：已知蒸氣的壓力為（絕壓），查得該壓力下蒸汽的汽化熱由此可求得再沸器的加熱蒸汽用量為：熱量衡算表基準：1h輸 入輸 出項目kJ項目kJ進料872322.607餾出液0加熱蒸汽36325.69釜殘液901179.711冷卻水5652.3熱損失1816.3總計 908648.297908648.3112.3理論塔板數(shù)和實際塔板數(shù)的計算理論塔板數(shù)的計算已知R=7.8473，q=1則：相平衡關(guān)系式：精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：根據(jù)逐板法計算踏板層數(shù)： 精餾段 提餾段由上可知 全塔效率的估算：表22液體

14、的物理性質(zhì)同溫度的近似關(guān)系： 性質(zhì)組分密度（kg/m3）粘度（CP）表面力（dyne/cm）甲苯869-0.9780.586-0.003528.53-0.113對二甲苯864-0.8750.687-0.004228.99-0.109全塔的平均溫度：根據(jù)表2-2算的甲苯的黏度：根據(jù)表2-2算的對二甲苯的黏度：因為所以，全塔效率：實際塔板數(shù) 精餾塔主要尺寸設(shè)計計算3.1基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)計算：液相平均密度與液相體積流量的計算：根據(jù)表2-2算的甲苯的液相密度：根據(jù)表2-2算的對二甲苯的液相密度：根據(jù)相平衡關(guān)系式可知甲苯和對二甲苯的摩爾分數(shù)：甲苯和對二甲苯的質(zhì)量分數(shù)：即可算出液相平均密度：液相平均相對分子質(zhì)

15、量：液相體積流量：氣相平均密度與氣相體積流量的計算：根據(jù)氣體方程PV=nRT可得甲苯的氣相密度：根據(jù)氣體方程PV=nRT可得對二甲苯的氣相密度：即可算出氣相平均密度：氣相平均相對分子質(zhì)量：氣相體積流量：液相平均表面力的計算：根據(jù)表2-2算的甲苯的表面力：根據(jù)表2-2算的對二甲苯的表面力：因為，所以液相平均表面力：基礎(chǔ)物性參數(shù)表單位數(shù)據(jù)92.443192.2704779.96702.92620.225714.228817.73665320.10063.2塔徑的計算1.空塔氣速：由上表可知氣、液相體積流量為：則取塔板間距，板上液層高，那么分離空間為：查史密斯關(guān)聯(lián)圖，查得汽相負荷參數(shù)，由于，且已知所

16、以由于適宜的空塔氣速(0.6 0.8)，因此，需先計算出最大允許氣速：取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：2.計算塔徑： 按標準塔徑圓整后取。塔截面積：3.實際空塔氣速：3.3 塔高的計算一、塔板間距的估算：塔板間距直接影響塔高。此外，塔板間距與塔的生產(chǎn)能力、操作彈性與塔板效率有關(guān)。在一定得生產(chǎn)任務(wù)下，采用較大的板間距，能允許較高的空塔氣速，因而塔徑可以小些，但塔高要增加。反之，采用較小的板間距，只能允許較小的空塔氣速，塔徑就要增加，但塔高可以小些。對于板數(shù)較多的精餾塔，往往采用較小的板間距。適當加大塔徑以降低塔高。本設(shè)計采用板間距為0.45m。二、溢流裝置：溢流裝置計算設(shè)計選用單溢流弓形降液管

17、，并不設(shè)進口堰：1.堰長：取。2.溢流堰高度：由選用平直堰：堰上液層高度則3.弓形降液管寬度和面積由，查弓形降液管的參數(shù)圖得降液管寬度：降液管面積：三、塔的有效高度和總高度：1.有效高度：根據(jù)給定的分離任務(wù)，求出理論板數(shù)后，可按下式計算塔有效段高度。 2.塔體總高度：板式塔塔體的總高度由下式?jīng)Q定。塔頂空間，m塔底空間，m封頭高度，m裙座高度，m塔板間距，m開有人孔的塔板間距，m實際塔板數(shù)人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間的人孔）1）塔頂空間 ：塔頂空間指塔最上層塔頂空間的距離，為了利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距。通常取為（1.52.0）。若回塔示意圖需要安裝除沫器時，需要根據(jù)除

18、沫器的安裝需求確定塔頂空間。2）塔底空間 ：塔底空間指塔最下層塔板到塔底間距要求：.當進料有15分鐘緩沖時間的容量時，塔底產(chǎn)品的停留時間可取35分鐘.再沸器的安裝方式與安裝高度.塔底液面與最下層塔板之間要留有12m的距離 t取4min 3）人孔：人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，一般每隔68快塔板設(shè)1個人孔本次設(shè)計的精餾塔共設(shè)33塊，需要4個人孔。直徑為600mm，人孔處板間距取800mm，人孔伸入塔部應(yīng)與塔壁修平。4）筒體：壁厚選8mm5）封頭高度：本設(shè)計采用橢圓形封頭，由于公稱直徑1.2m，查得曲面高度300mm，厚度10mm，直邊高度40mm，表面積1.17，容積0.272m。選用封

19、頭Dg120010 1154-736）裙座的相關(guān)尺寸計算：塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連續(xù)處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是主要的支撐形式。為了制作方便，一般采用圓筒形，由于裙座徑大于800mm，故裙座壁取16mm?；A(chǔ)環(huán)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整后故腐蝕余量取18mm，再沸器裙座高度取，地角螺栓直徑取M30。7）塔體總高度：第四章 塔盤的設(shè)計和計算4.1塔板分布：1.塔板布置：因為D800mm，故塔板采用分塊式，查表得塔板分4塊。2.邊緣區(qū)寬度的確定：取，3.開孔區(qū)面積計算：故4.2篩孔計算和排列：甲苯對二甲苯物系無腐蝕性，故選取篩孔直徑，篩孔按正三角形排列，孔中心距/孔徑，孔中心距選塔板厚度（

20、碳鋼板）。開孔率：氣體通過篩孔的流速：孔個數(shù)個第五章 塔板流體力學(xué)性能5.1塔板流體力學(xué)性能的參數(shù)與校核液沫夾帶分率的檢驗：故在本設(shè)計液沫夾帶在允許圍塔板壓降：干板壓降：由故，查干篩孔的流量系數(shù)表得孔流系數(shù)液層靜壓降： 對單溢流板： 通過有效傳質(zhì)區(qū)的氣速： 氣相動能因子： 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得充氣系數(shù)。液層表面力壓降：單板總壓降：液面落差的校驗： 對于篩板塔，液面落差很小，本設(shè)計塔徑和液流量均不大，可忽略液面落差的影響。塔板漏液的干板壓降：產(chǎn)生漏液的干板壓降：工作狀態(tài)下：穩(wěn)定系數(shù)故不會產(chǎn)生嚴重漏液。降液管液泛情況的校驗：選取降液管下緣至下層塔板的距離；則降液管下緣縫隙通道的截面積液體流出降液管

21、的阻力損失：計算降液管的清液層高度與泡沫層高度： 甲苯對二甲苯物系屬一般物系，取， 則校核： 故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。液體在降液管停留時間的校驗： 在35s圍故降液管設(shè)計合理。5.2塔板性能負荷圖負荷性能圖：過量液沫夾帶線：最大氣相負荷線：以作為液體在降液管中停留時間的下限，最小液相負荷線：最小氣相負荷線:降液管液泛線：根據(jù)以上各線方程，可作出篩板的負荷性能圖。（圖）(二) 操作性能的評定：1）本設(shè)計的操作條件為， 在負荷性能圖上作出操作點P（）,連接OP，即作出操作線。2）根據(jù)操作線同負荷性能圖的交點與設(shè)計工作點的坐標，計算下列參數(shù)： 根據(jù)操作線同負荷性能圖的交點，可以看出從圖上讀出：

22、操作彈性系數(shù)（極限負荷比）： 按汽相負荷計算： 按液相負荷計算：設(shè)計工作點的安定系數(shù)（設(shè)計負荷對極限之比）： 對汽相負荷上限： 對汽相負荷下限： 對液相負荷上限： 對液相負荷下限： 5.3篩板設(shè)計計算的主要結(jié)果篩板塔設(shè)計計算結(jié)果項目符號單位數(shù)據(jù)平均流量氣相5320.1006液相17.7366實際塔板數(shù)塊33板間距0.45塔徑1.6空塔氣速0.8059塔板液流型式單溢流溢流裝置降液管型式弓形堰長1.12堰高0.05降液管寬度0.224堰上方液層高度0.0177板上液層高度0.0677降液管清液層高度0.1359孔徑5開孔面積0.147孔中心距0.015開孔率10.1篩板氣速10.02單板壓降0.

23、0667液體在降液管停留時間4.88液沫夾帶分率0.0115操作彈性系數(shù)2.29液泛分率63.02穩(wěn)定系數(shù)1.68氣相負荷上限29.07氣相負荷下限12.70第六章 塔附屬設(shè)備的選型與計算一、換熱器的選型與計算熱流量：平均傳熱溫差：冷卻水 3045餾出液 110111.12管程流體定性溫度 溫差計算傳熱面積A：取換熱器衡算：熱量核算： 由正三角形排列得當量直徑，取管心距殼程流體截面面積：殼程流體流速：普蘭特效：管程對流傳熱系數(shù)：殼體徑：采用弓形折流擋板，取弓形折流擋板圓缺高度為殼體徑的35%則切去的圓缺高度為取折流擋板間距B=0.6D，則管程流通截面積：管程流體流速：殼程液流量普蘭特準數(shù)粘度校

24、正：污垢熱阻管壁的導(dǎo)熱系數(shù)換熱器的主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果：換熱器的主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果換熱器形式：固定管板式名稱管程殼程定壓比熱容kJ/（kg）4.1782.02345操作溫度37.5111.12流體密度kg/m3993.18778.561流速m/s0.03121.1221總傳熱系數(shù)w/m2k534.16程數(shù)61管子規(guī)格管間距32殼體徑2500管數(shù)430管長4500排列方式正三角形傳熱面積147.6748管程流通截面積0.01289根據(jù)以上規(guī)格，按照標準選取換熱器的型號為BESX(Y)900-1.0-145-4.5/25-6REB(b)二、原料預(yù)熱器原料預(yù)熱器溫度30146.77（泡點溫度）

25、采用150過熱飽和蒸汽加熱平均溫度平均溫度下取總傳熱系數(shù)由 得 換熱面積換熱面積預(yù)值為10%15%的換熱面積，故預(yù)值為：根據(jù)計算可得飽和蒸汽用量：三、塔底再沸器1.再沸器該設(shè)備是用于加熱塔底料液合之部分汽化提供蒸餾過程所需熱量的熱交換設(shè)備常見的有：置式再沸器 釜式再沸器 強制再沸器 虹式再沸器。綜合其傳熱生產(chǎn)條件考慮選取虹式再沸器。2.再沸器的負荷：精餾塔塔釜再沸器的設(shè)計，該精餾塔為篩板板式塔，塔釜出料為對二甲苯和水的混合物。本設(shè)計采用立式虹吸式再沸器。水的飽和蒸汽溫度為120密度溫度比熱容熱導(dǎo)率黏度水殼程943.11204.2500.686有機物管程766.6146.772.1320.102

26、取因有機物管程，水蒸氣殼程 換熱長度為102m 管程流通面積 中心排管數(shù)33 管子根數(shù)n=931 管程數(shù)N=1 公稱壓力 0.6 公稱直徑ON/mm 12003.確定總傳熱系數(shù)K釜液循環(huán)質(zhì)量流量 管流通截面積 管總質(zhì)量流速 管流體流速4.殼程對流傳熱系數(shù)： 查得金屬管的導(dǎo)熱系數(shù) 對二甲苯液體的污垢阻力 水蒸氣的污垢阻力6.2 相關(guān)管路管徑的確定進料管管徑料液由高位槽進塔時料液流速取0.40.8m/s,輸送時流速取1.52.5m/s采用直管出料管。取 則則查標準系列進料管取，管徑，進料管實際流速回流管管徑 冷凝器安裝在塔頂時，冷凝液靠重力回流，一般流速為0.20.5m/s，速度太大則冷凝器高度也

27、相應(yīng)增加，用泵回流時，速度可取1.52.5m/s故取 則則查標準系列回流管取，管直徑，回流管實際管速塔頂出料管管徑取查表取塔頂出料管徑。管直徑為d=22mm塔頂出料管實際流速塔頂蒸氣管管徑蒸氣出口管中的允許氣速應(yīng)不產(chǎn)生過大的壓降。其值可參照表：操作壓力（常壓） 常壓 140600Pa 6000Pa 蒸氣速度m/s 1220 3050 5070因6KPa。故取出口氣速查表塔頂蒸氣接管取 管直徑塔頂出料實際流速塔底出料管管徑取查表取塔底出料管徑。管直徑為d=50mm塔底出料管實際流速6.3泵的選型與計算工藝流程有三個主要的泵裝置，一個進料泵，負責把液體打進板式塔;一個出料泵，負責把液體抽出輸送到儲

28、罐；另一個為回流泵，負責把回流液打回塔重新進行精餾。由于設(shè)計的泵用于輸送化工液體，與一般泵不同，它要求泵操作方便、運行可靠，性能良好和維修方便。泵的選型首先要根據(jù)被輸送的物料的基本性質(zhì)，包括相態(tài)、溫度、黏度、密度，揮發(fā)度和毒性等，還要考慮生產(chǎn)的工藝過程、動力、環(huán)境和安全要求等條件。在流量小而壓頭高，液體又無懸浮物且黏度不高的情況下，選用旋渦泵較為適宜。進料泵：進料泵揚程計算提餾段高度 塔支座高度取塔板高0.5m考慮到再沸器，裙座高度取3m，則原料進料密度為，安全系數(shù)取1.3則流量計算為此條件下采用巧型單改單口吸離心泵IS5032250A流量 3.5 轉(zhuǎn)速 1450揚程m 18 效率% 22汽蝕

29、余量m 2.0 電動機率kw 0.93 回流泵：回流泵揚程計算精餾段高度 塔支座高度取塔板高0.5m塔支座高度取3m，則由前面計算可知，回流液密度為，安全系數(shù)取1.3則流量計算為此條件下采用巧型單改單口吸離心泵IS6550160A流量 23.4 轉(zhuǎn)速 2900揚程m 28 效率% 64汽蝕余量m 2.0 電動機率kw 4出料泵:出料泵揚程計算 h塔支座高度取塔板高0.5m塔支座高度取3m,則:原料出料密度為，安全系數(shù)取1.3則流量計算為：此條件下采用巧型單改口吸離心泵IS（IR）5032125J流量 3.75 轉(zhuǎn)速1450揚程m 24 效率% 26汽蝕余量m 2.0 電動機率kw 0.986.

30、4儲罐的選型與計算原料儲罐的選擇設(shè)計：在30下，甲苯的密度為，對二甲苯的密度為原料的密度則若原料儲罐的儲存量可以使用25天，則所需的儲罐體積為：由標準申請一臺HG21502.292127型鋼制立式圓桶型浮頂儲罐公稱容積 10000 罐壁高度mm 16500計算容積 10700 拱頂高度mm 3260儲罐徑m 30000 總高度mm 19760則原料儲罐的裝料因數(shù) 符合要求塔頂回流罐的選擇設(shè)計：在111.12下甲苯的密度為，對二甲苯的密度為則若回流罐的液體持有量為6分鐘，則所需回流罐的體積為：由標準申請一臺HG515808572型臥式橢圓封斗儲罐公稱容積 2 公稱直徑mm 900全容積 2 筒體長度mm 2800則回流罐的實料因數(shù) 符合要求塔頂產(chǎn)品儲罐的選擇設(shè)計：在45下，甲苯的密度為，對二甲苯的密度為則若塔頂產(chǎn)品儲罐的儲存量可以使用12天，則所需的儲罐體積為：由標準申請一臺HG21502.292111型鋼制立式圓桶型浮頂儲罐公稱容積 600 罐壁高度mm 11000計算容積 635 拱頂高度mm 969儲罐徑m 9000 總高度mm 11969則原料儲罐的裝料因數(shù) 符合要求塔底產(chǎn)品儲罐的選擇設(shè)計：設(shè)出口溫度為130，甲