正己烷正庚烷筛板精馏塔的设计课程设计1.doc

化工原理课程设计 题 目正己烷-正庚烷分筛板塔的设计系 （院）化学与化工系专 业化学工程与工艺班 级2011级化工本1班学生姓名侯小敏学 号1114100141指导教师贾冬梅职 称副教授二一三年 十一月 课程设计任务书一、课题名称正己烷正庚烷分离筛板塔精馏塔设计二、 设计参数（1）设计规模：苯甲苯混合液处理量_3_t/a（2）生产制度：年开工300天，每天三班8小时连续生产（3）原料组成：正己烷含量为40-50%（质量百分率，下同）（4）分离要求：塔顶苯含量不低于_99_%，塔底苯含量不大于_0.2_（5）建厂地区：大气压为760mmHg、自来水年平均温度为20的某地三、设计内容（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等根据目录列出大标题即可）1 、设计方案的选定2、精馏塔的物料衡算3、塔板数的确定4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数）5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算 6、塔板主要工艺尺寸的计算7、塔板的流体力学验算8、塔板负荷性能图（精馏段）9、换热器设计10、馏塔接管尺寸计算11、制生产工艺流程图（带控制点、机绘，A2图纸）12、绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件）（手绘，A1图纸）13、撰写课程设计说明书一份（设计说明书的基本内容：课程设计任务书；课程设计成绩评定表；中英文摘要；目录；设计计算与说明；设计结果汇总；小结；参考文献） 14、 有关物性数据可查相关手册15、 注意事项l 写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源l 每项设计结束后列出计算结果明细表l 设计最终需装订成册上交四、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）1.设计动员，下达设计任务书 0.5天2.收集资料，阅读教材，拟定设计进度 1-2天3.初步确定设计方案及设计计算内容 5-6天4.绘制总装置图 2-3天5.整理设计资料，撰写设计说明书 2天6.设计小结及答辩 1天前言1第一章 概述21.1精馏操作对塔设备的要求21.2板式塔的类型及性能评价21.3筛板塔的介绍2第二章主塔设备设计计算32.1精馏塔的物料衡算32.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数32.1.2原料液及塔顶、塔底产品含正己烷摩尔分数和平均摩尔质量42.1.3物料衡算52.2理论板数的计算52.2.1常压下正己烷-正庚烷气液平衡组成与温度的关系52.2.2 求q值及q线方程72.2.3 全塔效率ET92.2.4 实际板层数求解102.3精馏塔正己烷-正庚烷物性参数的计算102.3.1 操作温度102.3.2 平均摩尔质量102.3.3液相平均表面张力计算112.3.5 操作压力计算122.3.6 液相平均密度计算123.1塔体主要尺寸计算143.1.1 塔径的计算143.1.2 精馏塔有效高度的计算173.2 塔板主要工艺尺寸计算173.2.1 溢流装置计算173.2.2 堰长183.2.3溢流堰高度183.2.4弓形降液管宽度和截面积193.2.5 降液管底隙高度193.3塔板布置203.3.1 塔板的分块203.3.2边缘区宽度确定203.3.3开孔区面积计算203.3.4 筛孔计算及其排列213.4筛板的流体力学验算213.4.1塔板压降213.4.2气体通过液层的阻力计算223.4.3液体表面张力的阻力计算233.4.4 液沫夹带243.4.5 漏液243.4.6 液泛253.5 塔板负荷性能图263.5.1 漏液线263.5.2 液沫夹带线263.5.3 液相负荷下限线273.5.4液相负荷上限线283.5.5 液泛线28第五章 热量衡算325.1焓值衡算325.2回流液的焓335.3塔顶馏出液的焓345.4冷凝器消耗的焓345.5进料口的焓345.6塔底残液的焓345.7再沸器35第六章 附属设备设计356.1 冷凝器的选择356.2 再沸器的选择366.3 泵的选择376.3.1进料泵376.3.2回流泵376.4接管的设计386.4.1 进料管（313.15K）386.4.2 回流管386.4.3塔顶蒸气出料管396.4.5 法兰406.5筒体与封头406.6裙座406.7人孔与手孔416.8塔总体高度的设计416.8.1.塔的顶部空间高度416.8.2塔底空间高度416.8.3塔体空间高度41设计感想42参考文献42附录43前言设计是工程建设的工程，对工程建设起着主导和决定性的作用，决定着工业现代化对的水平。在化工设计中，化工单元设备的设计是整个化工过程和装置设计的核心和基础。并贯穿于设计过程的始终。课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察实际工问题复杂性、学习化工知识的初次尝试。通过成设计，要求学生能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定时间内完成的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。我们应在以下几个方面进行训练：查阅资料、选用公式和收集数据的能力 综合分析任务要求、确定化工工艺流程、进行设备选型，并提出保证正常通过、安全运行所需要的检测和计量参数，同事还要考虑劳动条件和环境保护的有效措施正确、迅速的进行工程计算掌握化工设计的基本程序和方法精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量驱动下，使气、液两相多次接触和分离，利用各组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，实现原料混合物中各组分分离，该过程是同时进行传热传质过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离乙酸乙酯-乙酸丁酯混合物的精馏塔。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。而在板式精馏塔中，筛板塔有结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右，处理能力大等优点，综合考虑更符合本设计的要求。所以说化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要环节，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。第一章 概述 精馏过程是现代化工生产中应用极为广泛的传质过程，其目的是利用混合液中各组分挥发度的不同将各组进行分离，并达到规定要求。塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程广泛采用的起、液传输设备根据塔内气、液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。1.1精馏操作对塔设备的要求 精馏过程是气(汽)、液两相间的传质单元操作过程，而作为传质所用的塔设备，必须要能使气(汽)、液两相在塔板处得到充分的接触。评价塔设备性能指标有以下几点： （1）生产能力：气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 （2）操作弹性：操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 （3）压降：流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 （4） 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 （5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。（6） 塔内的滞留量要小。1.2板式塔的类型及性能评价按照塔内气液流动的方式，可将塔板分为错流式与逆流式。错流式塔板上带有降液管，在每层塔板上保持一定的液层厚度，气体垂直穿过液层，但对整个塔板来说，两相为逆流流动。错流式塔板广泛应用于精馏、吸收等传质操作中。 逆流塔板也称穿流板，板上不设降液管，气液两相同时由板上孔道逆向穿流而过。栅板、淋降筛板等都属于逆流塔板。这种塔板的结构虽简单，板面利用率也高，但需要更高的气速才能维持板上液层，操作范围较小，分离效率也很低，工业上应用也很少。塔板板式塔的主要构件，在几种主要类型错流塔板中，应用最早的是泡罩塔，目前使用最广的是筛板塔和浮阀塔。1.3筛板塔的介绍 筛板塔板简称筛板，筛板上开有许多均匀分布的小孔，根具孔径大小，分为小孔径（孔径为3-8mm）筛板和大孔径（孔径为10-25mm）筛板两类。筛孔在塔板上通常做正三角形排列。在正常的操作气速下，通过筛板上升的气流，应能阻止液体经筛孔向下泄露。筛孔塔板的优点是：结构简单，造价低廉，气体压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率均较泡罩塔高。其主要缺点：操作弹性小，筛孔小时容易堵塞。采用大孔径筛板可能避免堵塞，而且由于气速的提高，生产能力增大。 到20世纪50年代初，对筛板塔的结构、性能做了较充分的研究，价值设计和控制水平的提高，故近年来筛板塔的应用日趋广泛。 第二章主塔设备设计计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数正己烷的摩尔质量 正庚烷的摩尔质量 原料处理量为： 2.1.2原料液及塔顶、塔底产品含正己烷摩尔分数和平均摩尔质量 2.1.3物料衡算 总物料衡算 正己烷物料衡算 联立解得 = 1805kg/h，=2361.67 kg/h，4166.67kg/h 回收率式中：F原料液流量，Kmol/h D流出液流量，Kmol/h W釜残液流量，Kmol/h XF原料液中易挥发组分的摩尔分数 XD馏出液中易挥发组分的摩尔分数 XW釜残液中易挥发组分的摩尔分数2.2理论板数的计算 Antoine常数值组分ABCPS正己烷5.996941168.337223.9891（KPa）正庚烷6.902401268.115216.900(mmHg)2.2.1常压下正己烷-正庚烷气液平衡组成与温度的关系 表一：气液平衡数据PA/KPaPB/KPa液相中正己烷的摩尔分率x 气相中正庚烷的摩尔分率y温度t/101.17201738.638235191.0020466221.0007806368.7104.388890140.041457710.9519966850.98102544269.7107.685197941.485348280.9035466410.96049949570.7111.062266842.970754970.8566301950.93918352771.7114.521431944.498535180.8111841630.91705796572.7118.064036746.069555540.7671483090.89410292373.7121.69143347.684691870.7244651950.870298274.7125.404980849.344829120.6830800320.84562328175.7129.206048151.050861320.6429405490.8200573376.7133.096010552.803691470.6039968590.79357919477.7137.076251654.604231550.5662013420.766167478.7141.148162456.453402380.5295085270.73780015479.7145.313141258.352133580.4938749860.70845533680.7149.572593660.301363520.4592592310.67811050781.7153.927932262.302039190.4256216180.64674289882.7158.380576464.355116170.3929242540.61432941683.7162.931952466.461558560.3611309130.58084664184.7167.58349368.622338850.3302069530.54627082585.7172.336637270.838437880.3001192370.51057788886.7177.192830473.110844740.2708360630.47374342287.7182.15352475.440556690.2423270940.43574268788.7187.220175277.828579080.2145632910.39655061289.7192.394247180.275925260.1875168520.35614179290.7197.67720882.783616450.1611611520.31449048991.7203.07053285.352681720.1354706890.2715706392.7208.575698387.984157860.110421030.2273558193.7214.194190890.679089260.0859887630.18181928394.7219.927498893.438527860.0621514440.13493397495.7225.777115996.263533030.0388875580.08667246596.7235.9926376101.219540.0005970030.00139080498.4正己烷正庚烷t-x-y图如下： 由上图可知溶液的泡点温度=81.5 2.2.2 求q值及q线方程表二：正己烷和正庚烷的汽化热(求81.5)温度T/K353.2363.2 正己烷r1(KJ/mol)28.3527.64 正庚烷r2(KJ/mol)33.0832.41 内插法可得 平均温度表三：正己烷和正庚烷的比热容(求60.89下)温度T/K330340 正庚烷Cp2(J/(mol/K)237.4241.7内插法：正己烷用已知所以 q线方程为 由图可看出q线与平衡线的交点（0.518，0.712） 所以 取 故精馏段操作线方程 所以作上图。图解法求理论塔板数：第9块板进料，总理论板层数为17块（不含再沸器），精馏段8块，提馏段9块 2.2.3 全塔效率ET塔顶与塔底平均温度正己烷： 正庚烷：正己烷： x(温度) y(纯物质饱和蒸汽压) 正庚烷： 2.2.4 实际板层数求解ET=0.5752精馏段：N1=8/0.5752=14提馏段：N2=9/0.5752=16实际总板数：30块2.3精馏塔正己烷-正庚烷物性参数的计算2.3.1 操作温度利用表一数据内插法可求得、精馏段平均温度提馏段平均温度2.3.2 平均摩尔质量精馏段（75.21） 提馏段(89.912)2.3.3液相平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即 表四：正己烷和正庚烷液相表面张力T/K343.2353.2363.2/()13.2012.2411.22/()15.3814.3513.42 精馏段液相平均表面张力()正己烷正庚烷 提馏段液相平均表面张力（） 正己烷 正庚烷2.3.4 液相平均黏度计算液相平均粘度依下式计算：表五：正己烷和正庚烷液相黏度T/K343.2353.2363.20.2410.221/0.2610.2410.209精馏段液相平均黏度()正己烷 正庚烷 提馏段液相平均黏度（） 正己烷 正庚烷c. 2.3.5 操作压力计算取塔顶表压为塔顶操作压力每层塔板压降 ，一般进料板压力 塔底操作压力 精馏段平均压力 =提馏段平均压力 塔板平均操作压力 2.3.6 液相平均密度计算精馏段平均密度计算（） 表六：正己烷和正庚烷液相密度t/6080100620600.2579.3649.4630.7611.0液相平均密度依下式计算：正己烷 正庚烷 提馏段平均密度计算（）液相平均密度：正己烷正庚烷 气相密度： 第三章 塔体的主要工艺尺寸计算3.1塔体主要尺寸计算3.1.1 塔径的计算一： 精馏段精馏段的气、液相体积流率为 式中 V精馏段气相流量，kmol/h L精馏段液相流量，kmol/hMVM、MLM分别为精馏段气、液相平均摩尔质量，kg/kmol、分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3取板间距HT=0.40mm,取板上层液高度为0.06m . 则，0.2HT=0.60.450.30.150.40.30.21.00.70.10.040.030.020.070.010.040.030.020.070.010.10.090.060.05 史密斯关联图 C0=0.0723、分别为气、液相平均密度，kg/m3C20物系表面张力的负荷系数 m操作物系的液体平均表面张力，mN/m C操作物系的负荷系数取安全系数0.7，则空塔气速为式中 D塔径，m Vs塔内气体流量，m3/s u空塔气速，即按空塔截面积计算的气体线速度，m/s二：提馏段提馏段的气、液相体积流率为式中 V提馏段气相流量，kmol/h L提馏段液相流量，kmol/hMVM、MLM分别为提馏段气、液相平均摩尔质量，kg/kmol、分别为提馏段气、液相平均密度，kg/m3取板间距HT=0.40mm,取板上层液高度为0.06m . 则，查史密斯关联图得 C0=0.0672、分别为气、液相平均密度，kg/m3C20物系表面张力的负荷系数 m操作物系的液体平均表面张力，mN/m C操作物系的负荷系数取安全系数0.7，则空塔气速为式中 D塔径，m Vs塔内气体流量，m3/s u空塔气速，即按空塔截面积计算的气体线速度，m/s按标准塔径圆整后D=1.2m塔截面积：实际空塔气速：精馏段提馏段3.1.2 精馏塔有效高度的计算塔 径/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距/HT，mm200300250350300450350600400600 化工生产中常用板间距为：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm。 精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开一人孔，其高度为0.6m ，故精馏塔的有效高度为3.2 塔板主要工艺尺寸计算3.2.1 溢流装置计算溢流装置包括溢流堰和降液管。降液管形式和底隙降液管：弓形、圆形。小塔用圆形，一般采用弓形降液管。 塔板溢流形式有：U型流、单溢流、双溢流和阶梯流。表 溢流形式选择塔 径小塔、液体流量小塔径小于2.2m塔径大于2m塔径很大、液体流量很大溢流形式U型流单溢流双溢流阶梯流因塔径 D=1.2m ，可选用单溢流弓形降液管。各项计算如下：3.2.2 堰长堰长由液相负荷和溢流形式决定。对单溢流，一般取lw=0.6-0.8D，对双溢流，一般取lw=0.5-0.8D。同理，提馏段的为3.2.3溢流堰高度由式中 堰高，m 板上液层高度，m 堰上液层高度，m溢流堰板的形状由决定，>0.6选平直堰；<0.6选齿形堰选用平直堰，堰上液层高度：近似取E=1（一般情况取1，可借用博尔斯对泡罩塔提出的液流收缩系数计算图求取。）式中 lw堰长，m Lh塔内液体流量，m3/hE液流收缩系数，则精馏段 同理，提馏段的为取板上清液层高度 ， 故，精馏段提馏段3.2.4弓形降液管宽度和截面积由由弓形降液管的参数图查得为避免严重的气泡夹带，停留时间，其中。验算液体在降液管中停留时间为：精馏段：提馏段： 式中 Lh'塔内液体流量，m3/h HT板间距，m Af弓形降液管截面积，m2故降液管设计合理3.2.5 降液管底隙高度底隙 h0：通常在 30-40mm，若太低易于堵塞。 根据经验，一般取=0.07 m/s 0.25 m/s精馏段：提馏段：故降液管底隙高度设计合理。3.3塔板布置3.3.1 塔板的分块塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般，塔径从小于800mm时采用整块式塔板；当塔径在900mm以上时，采用分块式塔板。因，故塔板采用分块式。 溢流区区（受液区和降液区） Wd一般两区面积相等。 鼓泡区 气液传质有效区入口安定区和出口安定区 Ws=50-100mm。边缘区：小塔Wc=30-50mm，大塔50-75mm。3.3.2边缘区宽度确定，3.3.3开孔区面积计算开孔区面积：其中故式中 边缘区宽度，m 开孔区面积，m2 弓形降液管宽度，m 破沫区宽度，m3.3.4 筛孔计算及其排列本利所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距 为筛孔数目n为：式中 开孔区面积，m2 t孔间距，m开孔率为提馏段气体通过筛孔的气速为 提馏段气体通过筛孔的气速为3.4筛板的流体力学验算3.4.1塔板压降干板阻力：式中 气体通过筛孔的气速，m/s C0干筛孔的流量系数、分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3由查查干筛孔的流量系数图得，故精馏段提馏段3.4.2气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力： ，式中 Vs塔内气体流量，m3/s AT塔截面积，m2 Af弓形降液管截面积，m2精馏段 提馏段的为 查充气系数关联图，精馏段得提馏段的式中 hL板上液层高度，m 充气因数，无量纲。液相为水时，=0.5，为油时，=0.20.35，为碳氢化合物时，=0.40.53.4.3液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力：精馏段的为提馏段的为 式中 d0孔直径，m m操作物系的液体平均表面张力，mN/m气体通过每层塔板的液柱高度 可按下式计算，即精馏段的为提馏段的为气体通过每层塔板的压降为精馏段的为（设计允许值） 提馏段的为（设计允许值）3.4.4 液沫夹带雾沫夹带量：精馏段的为同理，提馏段的为 式中 板上液层高度，m HT板间距，m m操作物系的液体平均表面张力，mN/m ua气体通过筛孔时的速度，m/s故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。3.4.5 漏液对筛板塔，漏液点气速：实际孔速稳定系数为同理，提馏段的为， 稳定系数为式中 板上液层高度，mC0干筛孔的流量系数、分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3 与液体表面张力压强降相当的液柱高度，m 故在本设计中无明显漏液。3.4.6 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 式中 HT板间距，m hw堰高，m 系数，是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素的校正系数。易气泡物系，不易起泡物系，一般物系，取。取，则精馏段的为 板上不设进口堰，液柱液柱提馏段的为 故在本设计中不会发生液泛现象。3.5 塔板负荷性能图3.5.1 漏液线由 精馏段 由hw=0.0488 得 同理，提馏段的为 由上表数据即可分别作出精馏段和提馏段的漏液线1。3.5.2 液沫夹带线以 为限，求关系如下：由 同理，提馏段的为 同理，提馏段的为 故 同理，提馏段的为 整理得 同理，提馏段的为 在操作范围内，任取几个 值，依上式计算出 值，计算结果列于表3-5。表3-5雾沫夹带线计算结果由上表数据即分别可作出精馏段和提馏段的雾沫夹带线2。3.5.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由式得取 E=1，则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。3.5.4液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限：故同理，提馏段的为 据此可分别作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 3.5.5 液泛线令 由 ；联立得 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得式中 将有关的数据代入，精馏段 得同理，提馏段的为 故 精馏段同理，提馏段的为 精馏段在操作范围内，任取几个值，依上式计算出个值，计算结果列于表0.00060.00150.0030.00450.008漏液线0.26161880.2685073 0.27710770.28412070.2974785Ev(液沫夹带线)1.50438041.440707511.35888701.29026011.1548液泛线0.92249760.883933830.801238730.678710240.2333835 精馏段筛板负荷性能图提馏段0.00060.00150.0030.00450.008漏液线0.23267290.23952616 0.24805470.25498820.2681483Ev(液沫夹带线)1.6219211.558703471.477446791.40933161.27484液泛线0.90178710.876200180.837745360.79806090.6867488 提馏段筛板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：该筛板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限为漏液控制。在任务规定的气液负荷下的操作点p,处在适宜操作区内的适宜位置。按照规定的液气比，由上图查出精馏段塔板的气相负荷上限=0.83，气相负荷下限=0.26，所以：操作弹性= =3.19(2-4)同理提馏段塔板的气相负荷上限=0.77，气相负荷下限=0.25，操作弹性= =3.08(2-4）项目精馏段数值提馏段数值平均温度75.2189.912平均压力106.2116.7气相流量0.50020.474液相流量0.001840.00447塔的有效高度Z/m5.2 6实际塔板数1416塔径/m0.99621.041板间距0.40.4溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓型弓型堰长/m0.840.84堰高/m0.04880.0397板上液层高度/m0.060.06堰上液层高度/m0.00600.0066降液管底隙高度/m0.010950.0266安定区宽度/m0.0650.065边缘区宽度/m0.0350.035开孔区面积0.3410.341筛孔直径/m0.0080.008筛孔数目2737 2737孔中心距/m0.0240.024开孔率/%7.4047.404空塔气速0.4420.419筛孔气速 9.3318.842稳定系数1.8491.86单板压降/Pa490.11492.37负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制液相负荷上限0.007780.00778液相负荷下限0.0007170.000717操作弹性3.193.08第五章 热量衡算5.1焓值衡算由前面的计算过程及结果可知：塔顶温度，塔底温度，进料温度。下: 温度(K)330340正庚烷CP237.4241.7 正己烷比热容 正庚烷比热容 同理的下： 下： 10时塔顶气体上升的焓QV塔顶以0为基准。5.2回流液的焓 液组成与塔顶组成相同。5.3塔顶馏出液的焓5.4冷凝器消耗的焓 5.5进料口的焓下： 所以 5.6塔底残液的焓5.7再沸器若塔釜热损失为10%，则=0.9，设再沸器热量损失=0.1，则所以，加热器实际热负荷为：第六章 附属设备设计6.1 冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为2901160W/(m2.)本设计取K=700 W/(m2.)出料液温度：68.92（饱和气）68.92（饱和液）冷却水温度：2030汽化潜热： 逆流操作： ，平均摩尔质量：蒸汽流量：蒸汽平均汽化热： 传热面积：因为两流体温差小于70，故选用固定板式列管换热器。查姚玉英化工原理（上）查得有关参数（查姚玉英化工原理（上）壳程/mm273管子尺寸/mm公称压强/MPa1.6管长/m6管程流通面积/m20.00115管子总数65管程数1管子排列方法三角形 6.2 再沸器的选择水蒸气再沸器设计选用的总体传热系数一般范围为20004250W/(m2.)本设计取K=2500 W/(m2.)水蒸气温度：110（蒸汽）110（水）逆流操作：平均摩尔质量：蒸汽流量： 蒸汽汽化热：传热面积：选用列管换热器，由于含有（查柴诚敬化工原理（上）P340页附录）查得有关参数如下表：壳程/mm450管子尺寸/mm公称压强/MPa1.6管长/m3公称面积/m20.0307管子总数200管程数4管子排列