化工原理课程设计苯甲苯的分离设备─浮阀精馏塔设计.doc

浮阀精馏塔工艺设计任务书班级 化工0916班 姓名 1 工艺要求与数据（1）料液为苯甲苯混合液，含苯40 %（质量分数）（2）XD=94 % XW=3 %（质量分数）（3）年生产能力：7万吨（进料）2 设计条件（1）连续常压操作、中间加料、泡点回流（2）泡点进料（3）年生产时间330天（4）塔釜用间接蒸汽加热，加热蒸汽压力 300 kPa（5）设塔顶冷凝用水进口温度为253 设计内容（1） 精馏流程设计及论证（2） 工艺计算（3） 塔盘设计（精馏段、提馏段各选一块）（4） 精馏段、提馏段流体力学条件校核（5） 主要辅助设备的选型（再沸器、冷凝器）（6） 控制系统、节能措施、工艺调整、故障处理、废液处理的方案4 设计成果（1） 设计说明书（含评价与体会）（2） 设计图纸（画在设计说明书中：流程图、t-x-y图、作图法求理论塔板数、负荷性能图2张）、（画在图纸上：塔盘布置图1张、浮阀塔工艺条件图1张）绪 论 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F1型（V1型）、V4型、十字架型、和A型，其中F1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB111881）。其阀孔直径为39mm，重阀质量为33g，轻阀为25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单。化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本设计书对苯和甲苯的分离设备浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。采用浮阀精馏塔，塔高15.54米，塔径1.4米，按逐板计算理论板数为12。算得全塔效率为0.511。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为10，提馏段实际板数为12。实际加料位置在第11块板(从上往下数)，操作弹性为4.5。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用加热蒸汽压力 300 kPa加热，用15循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。 由于时间仓促，再加上水平有限，书中难免有不妥之处，恳请老师批评指正。 2011/4/20设计方案的选择和论证 1 设计流程本设计任务为分离苯_甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。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内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.7倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3精馏工艺流程图2.设计要求总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等本次实验我们根据所给条件设计出塔的各项参数及其附属设备的参数。3 设计思路在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，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，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。塔板工艺计算流体力学验算塔负荷性能图冷凝器与再沸器的选型塔附属设备计算 图1-2 设计思路流程图1、本设计采用连续精馏操作方式。2、常压操作。3、泡点进料。4、间接蒸汽加热。5、选R=1.7Rmin。6、塔顶选用全凝器。7、选用浮阀塔。在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。从苯甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。4.相关符号说明Aa 塔板开孔区面积,m2； Af 降液管截面积,m2；A0 筛孔总面积,m2； AT 塔截面积,m2；c0 流量系数,无因次； C 计算umax时的负荷系数,m/sCS 气相负荷因子,m/s； d 填料直径,md0筛孔直径,m； D 塔径,m；ev 液体夹带量,kg（液）/kg（气）； ET 总板效率,无因次；F 气相动能因子,kg1/2/(s·m1/2）； F0 筛孔气相动能因子，kg1/2/(s·m1/2) ；g重力加速度,9.81m/ s2； h填料层分段高度,m；h1 进口堰与降液管间的水平距离,m； hc 与干板压降相当的液柱高度,m液柱；hd 与液体流过降液管的压降相当的液柱 hf 塔板上鼓泡层高度,m；h1 与板上液层阻力相当的液柱高度,m； hL 板上清液层高度,m；h0 降液管的底隙高度,m； hOW堰上液层高度,m；hW 出口堰高度,m； h,W进口堰高度,m；h与阻力表面张力的压降相当的液柱高度, H板式塔高度,m；Hd降液管内清液层高度,m； HD塔顶空间高度,m；HF进料板处塔板间距,m； HP人孔处塔板间距,m；HT塔板间距,m； LW堰长,m；Lh 液体体积流量,m3/h； Ls 液体体积流量,m3/s；NT理论板层数； P 操作压力,Pa；P压力降,Pa； PP气体通过每层筛板的降压,Pa；t筛孔的中心距,m； u空塔气速,m/s；u0气体通过筛孔的速度,m/s； u0, min漏液点气速,m/s；u0液体通过降液管底隙的速度,m/s； Vh气体体积流量,m3/h；Vs气体体积流量,m3/s； Ls液体质量流量,kg/s；vs气体质量流量,kg/s； Wc边缘无效区宽度,m；Wd弓形降液管宽度,m； Ws泡沫区宽度,m；x 液相摩尔分数； X液相摩尔比；y气相摩尔分数； Y气相摩尔分比；Z板式塔的有效高度,m； uF 泛点气速,m/s；下标max最大的；min最小的；L 液相的；V 气相的液体在降液管内停留时间,s； 粘度,mPa·s；开孔率或孔流系数，无因次；表面张力,N/m；密度,kg/m3；第一章 塔板的工艺设计1.1基础物性数据 表1-1 苯、甲苯的粘度温度020406080100120苯0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228 表1-2 苯、甲苯的密度温度020406080100120苯-877.4857.3836.6815.0792.5767.9甲苯885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.0 表1-3 苯、甲苯的表面张力温度020406080100120苯 31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34 表1-4 苯、甲苯的摩尔定比热容温度050100150苯 72.789.7104.8118.1甲苯93.3113.3131.0146.6 表1-5 苯、甲苯的汽化潜热温度20406080100120苯 431.1420.0407.7394.1379.3363.2甲苯 412.7402.1391.0379.4367.1354.21.1塔的工艺计算一、 物料衡算含苯40 XD=94 % XW=3 %（质量分数）年产量7万吨料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数XF=0.440XD=0.949XW =0.0353平均摩尔质量F=0.440×78.11+0.560×92.13=85.96(kg/kmol)D=0.949×78.11+0.051×92.13=78.83(kg/kmol)W=0.0353×78.11+0.9647×92.13=91.64(kg/kmol)物料衡算生产时间按330天/年F=102.82(kg/h)而=0.443D=102.82×0.443=45.55(kmol/h)W=57.27(kmol/h)根据最少回流比计算式yq=0.658 xq=0.440根据工艺条件满足R=1.7R=1.7×1.33=2.26故精馏段操作线方程式为y已知操作条件下，苯-甲苯混合液的平均相对挥发度a=2.47y=对于饱和液体进料q=1,原料液进入加料板后全部进入提馏段。即：L=L+qF= L+F=RD+F=2.26×45.55+102.82=205.763(kmol/h)逐板计算法求理论板数的计算过程如下:由于采用全凝器泡点回流故代入相平衡方程求出，所以，所以代入相平衡方程求出=0.7833，所以代入相平衡方程求出=0.6648同理可得：通过上述计算可得出：有5层精馏段，7层提馏段（包括再沸器）第六层为加料板。通过摩尔分数，苯与甲苯气液相平衡图可查出：塔底： 平均温度：由平均温度可在粘度表中查出：苯的粘度甲苯的粘度0.264mpa·s0.293 mpa·s3.实际塔板数精馏段: (块)提馏段: (块)4.2.1精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1)操作压力的计算塔顶的操作压力 每层塔板的压降 进料板压力 精馏段平均压力 塔底压力 提馏段（2）温度，根据操作压力通过试差计算：P=,塔顶, 精馏段温度, 提馏段温度(3)平均摩尔质量塔顶 =0.949×78.11+(1-0.949) ×92.13=78.83(kg/kmol)=0.883×78.11+(1-0.883) ×92.13=79.95(kg/kmol)进料板： =0.5991×78.11+(1-0.5991) ×92.13=83.73(kg/kmol)=0.3770×78.11+(1-0.3770) ×92.13=86.85(kg/kmol)塔底 =0.4439×78.11+(1-0.4439) ×92.13=85.90(kg/kmol)=0.01846×78.11+(1-0.01846) ×92.13=91.86(kg/kmol)=83.3(kg/kmol)=81.28(kg/kmol)=83.3(kg/kmol)=84.82(kg/kmol)(4)平均密度计算 气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即 液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即：塔顶液相平均密度的计算。由，查液体在不同温度下的密度表得： 进料板液相平均密度的计算。由，查液体在不同温度下的密度表得： 精馏段的平均密度为：塔底液相平均密度的计算。由，查液体在不同温度下的密度表得： 提馏段的平均密度为：(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：塔顶液相平均表面张力的计算。由，查液体表面张力共线图得： 进料板液相平均表面张力的计算。由，查液体表面张力共线图得： 塔底液相平均表面张力的计算。由，查液体表面张力共线图得： 精馏段平均表面张力为：提馏段平均表面张力为：(6)液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即：塔顶液相平均黏度的计算：由，查气体黏度共线图得： 精馏段液相平均黏度的计算：由，查气体黏度共线图得： 精馏段液相平均黏度为：精馏段液相平均黏度的计算：由，查气体黏度共线图得： 提馏段液相平均黏度为：2精馏塔工艺尺寸的计算21塔径的计算精馏段气液相体积流率为精馏段的气、液相体积流率为：提馏段的气、液相体积流率为：2.2塔板工艺尺寸计算(1)塔径空塔气速 精馏段取板间距HT=0.45m,取上板液层高度hL=0.07m，则图中参数值为；由，式中C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为根据以上数据,由史密斯关联图查得 因物系表面张力为时的C:取安全系数为0.7，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为。塔截面积为：精馏段取板间距HT=0.45m,取上板液层高度hL=0.07m，则图中参数值为；由，式中C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为根据以上数据,由史密斯关联图查得 因物系表面张力为时的C:取安全系数为0.7，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为。塔截面积为：（2）塔的有效高度Z精=（N精-1）*HT=9*0.45=4.05mZ提=（Z提-1）*HT=11*0.45=4.95m故精馏塔的有效高度为:Z=4.05+4.95=9m(3)塔板主要工艺尺寸的计算(1)溢流装置计算因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 堰长取 溢流堰高度由，选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即：近似取E=1.02，则取板上清液层高度故弓形降液管宽度和截面积：由，查弓形降液管参数图得： 则：，验算液体在降液管中停留时间，即：故降液管设计合理。 降液管底隙的流速，则：故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。(2) 塔板布置与浮阀数目及排列塔板的分块。因，故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔极分为3块。选用F1型重阀，阀孔直径d0=39mm，底边孔中心距t=75mm精馏段计算取阀孔动能因子F0=12孔速浮阀数： 边缘区宽度确定：取， 开孔区面积计算。开孔区面积计算为：其中 故 筛孔计算及其排列。浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0.075m 估算其排间距hh=考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积.故取t=100mm=0.1m按t=75mm，t=0.1m，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数140个按N=140重新核算孔速及阀孔动能因数 阀孔动能因数F0变化不大，仍在912范围内塔板开孔率%提馏段堰长lw取堰长lw=0.684×1.4=0.958出口堰高hwLh=3600=3600×0.006=21.6/h =故采用平直堰：堰上高度近似取E=1.028故：=0.070.023=0.047m降液管的宽度wd与降液管的面积Af由：查化工设计手册得：故wd=0.013D=0.013×1.4=0.18mAf=0.08At=0.08×0.785×1.4=0.12m停留时间：5s）符合要求降液管底隙高度h0 (3)塔板布置及浮阀数目、浮阀排列取阀孔动能因子：F0=12孔速：浮阀数：取无效区宽度：wc=0.06m安定区宽度：ws=0.07m开孔区面积： 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排方式取同一横排的孔心距a=75mm=0.075m则估算排间距h=考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此，排间距可采用0.065m按a=75mm,h=0.045m重新排列阀孔。实际孔数为：阀孔动能因子变化不大，仍在912的合理范围内，故此阀孔实排数适用。%8.塔板流体力学校核（精馏段）气相通过浮阀塔板的压力降干板阻力：计算塔板上含气液层阻力：由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度 所以依式计算液体表面张力所造成的阻力：由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降液柱高度为：换算成单板压降(设计允许值)提馏段气相通过浮阀塔板的压力降干板阻力：计算塔板上含气液层阻力：由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度 所以依式计算液体表面张力所造成的阻力：由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降液柱高度为：换算成单板压降(设计允许值)精馏段计算为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd(HT+hw) Hd=hp+hl+hd气体通过塔板的压强降所相当的液体高度hp，前已算hp=0.081m液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰故 Hd=板上液层高度，前已选定hl=0.07m则Hd=0.081+0.07+0.00062=0.1520m取=0.5 又已选定HT=0.45m，hw=0.055m，则(HT+hw)=0.5×（0.45+0.055）=0.25m可见Hd(HT+hw),符合防止淹塔的要求提馏段计算为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd(HT+hw) Hd=hp+hl+hd气体通过塔板的压强降所相当的液体高度hp，前已算hp=0.081m液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰故 Hd=板上液层高度，前已选定hl=0.07m则Hd=0.081+0.07+0.00062=0.16m取=0.5 又已选定HT=0.45m，hw=0.047m，则(HT+hw)=0.5×（0.45+0.047）=0.25m可见Hd(HT+hw),符合防止淹塔的要求(3) 液沫夹带精馏段：液沫夹带按下式计算：故在本设计中液沫夹带量在允许的范围内。泛点率的计算时间可用式：和塔板上液体流程长度塔板上液流面积苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,取泛点负荷因数,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为 为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以能满足的工艺的要求。提馏段：液沫夹带按下式计算：故在本设计中液沫夹带量在允许的范围内。泛点率的计算时间可用式：和塔板上液体流程长度塔板上液流面积苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,取泛点负荷因数,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以能满足的工艺的要求。（4）严重漏液校核当阀孔的动能因数低于5时将会发生严重漏液，前面已计算，可见不会发生严重漏液。九 塔板负荷性能图 1、雾沫夹带线精馏段：按泛点率=80%计上式整理得；00270031151141提馏段：按泛点率=80%计上式整理得； 00250030151141（2）液泛线精馏段：(HT+hw)=由此确定液泛线方程：(HT+hw)= + +（ 1+）【 化简整理得： 0012.21820提馏段：(HT+hw)=由此确定液泛线方程：(HT+hw)= + +（ 1+）【 化简整理得： 0012.11870（3） 液相负荷上限线； 精馏段.提馏段求出上限线液体流量的值以降液管内停留时间t=5s 则；（4）漏液线：对于F1型重阀精馏段：由可得： 提馏段：由可得：(5)液相负荷下限线(精馏段.提馏段)对于平直堰，取堰上液层高度=0.006作为最小液体负荷标准。将以上五条线标绘在同一VsLs直角坐标系中，画出塔板的操作负荷性能图。将设计点（Ls，Vs）标绘在图中，如P点所示，由原点O及P作操作线OP。操作线交严重漏液线于点A，过量雾沫夹带线于点B。由此可见，此塔板操作负荷上下限受严重漏液线及过量雾沫夹带线的控制。分别从图中A、B两点读得气相流量的下限Vmin及上限Vmax，可求得该塔的操作弹性。 精馏段操作弹性:K= 精馏段操作弹性: K=设计结果一览表序号项目符号单位计算结果精馏段提馏段1平均温度tm87.98101.882平均压力Pmkpa108.8116.53平均流量气相Vsm3/s1.141.14液相Lsm3/s0.0030.0065实际塔板数Np块10126塔的有效高度Zm4.05 4.957塔径Dm1.4 1.40 8板间距Hm0.450.459塔板溢流形式单流型单流型10空塔气速um/s0.910.7111溢流装置溢流管形式弓形弓形12溢流堰长度Lwm0.9580.95813溢流堰高度hwm0.0550.04714板上液层高度hLm0.070.0715堰上液层高度howm0.0120.02216安定区宽度Wsm0.070.0717开孔区到塔壁距离Wcm0.060.0618开孔区面积Aam21.051.0519阀孔直径dm0.0390.03920浮阀数个n个14014021阀孔气速u0m/s6.826.5922阀孔动能因数F0121223开孔率%10.910.924孔心距tm0.0750.07525排间距tm0.010.0126塔板压降Pkpa0.63990.65927液体在降液管内的停留时间ts18928底隙高度hom0.0490.04130泛点率，%44.74831液相负荷上限Ls maxm3/s0.01080.010832液相负荷下限Ls minm3/s0.0001650.00016533气相负荷下限Vs minm3/s0.4870.46934操作弹性4.54.5二：辅助设备的选型：2.1冷凝器的选型本设计冷凝器选用管壳式全凝器原因：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式全凝器或空冷器，螺旋板式换热器，以便及时排出冷凝液。冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。取进口（冷却水）温度为t1=25(夏季)冷却水出口温度一般不超过40，否则易结垢，取出口温度t2=35。2.2冷凝器的传热面积和冷却水的用量：塔顶温度tD=82.74 冷凝水t1=25 t2=35 =80.1则由tD=82.74 查液体比汽化热共线图得又气体流量Vh=1.14m3/S塔顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数K=600W/m2k，则传热面积冷凝水流量2 再沸器1.选用釜式再沸器塔底温度tw=110.54 用t0=133.3的蒸汽，釜液出口温度t1=110.6则 由tw=110.54 查液体比汽化热共线图得又气体流量Vh=1.1 m3/S 密度则取传热系数K=900W/m2k，则传热面积加热蒸汽的质量流量第三章 塔附件设计3.1附件的计算3.1.1接管(1)进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。F=8838.4Kg/h , =800.4Kg/ 则体积流量 管内流速则管径取进料管规格57×3.5 则管内径d=50mm进料管实际流速(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量塔顶液相平均摩尔质量,平均密度则液体流量取管内流速则回流管直径可取回流管规格57×4.5 则管内直径d=48mm回流管内实际流速(3)塔顶蒸汽接管塔顶蒸汽密度塔顶汽相平均摩尔质量则整齐体积流量：取管内蒸汽流速则可取回流管规格325×12 则实际管径d=301mm塔顶蒸汽接管实际流速(4)釜液排出管塔底w=57.27kmol/h 平均密度平均摩尔质量体积流量：取管内流速则可取回流管规格45×3 则实际管径d=39mm塔顶蒸汽接管实际流速(5)塔釜进气管V=148.49 相平均摩尔质量塔釜蒸汽密度塔顶汽相平均摩尔质量则塔釜蒸汽体积流量：取管内蒸汽流速则可取回流管规格237×8 则实际管径d=257mm塔顶蒸汽接管实际流速(6)法兰 由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。进料管接管法兰：PN6DN50 HG 5010回流管接管法兰：PN6DN50 HG 5010塔釜出料管接法兰：PN6DN40 HG 5010塔顶蒸汽管法兰：PN6DN300 HG 5010塔釜蒸汽进气管法兰：PN6DN250 HG 50103.1.2.筒体与封头(1)筒体 向上圆整为 所用材质为16MnR(2)封头 封头采用椭圆形封头，由公称直径DN=1400mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 h1=450mm，直边高度h0=40mm，内表面积F封=3.73m2 容积V封=0.866m3选用封头 DN1400×6，J13-1154(3)进料位置 取板间距1200mm(4)裙座由于裙座内径>800mm，故裙座壁厚取16mm基础环内径：基础环外径：圆整 基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm 考虑到再沸器，裙座高度取2.2m， 地角螺栓直径取M22采用Q-235B(4)塔总体高度的设计塔的顶部空间高度为1200m （取除味器到第一块板的距离为600mm）塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，取塔底空间为1.45m塔总体高度:H=H+H+H裙+H封+h顶=1.45+9+2.2+0.49+1.2+1.2=15.54m第四章：安全与环保4.1.1 安全注意事项苯类产品是易燃、易爆、有毒的无色透明液体，其蒸汽与空气混合能形成爆炸性混合物，因此，应特别注意防火，强化安全措施。（1）不准有明火和