分离甲苯-苯的混合液 设计

化工原理课程设计说明书

设计题目：分离甲苯设计者： 专业： 学号： 指导老师：-苯的混合液

2007年 6月 27日

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厦门大学化学工程与生物工程系

化工原理课程设计任务书

设计题目：分离甲苯-苯的混合液 设计条件： 处理量：4吨/小时 进料浓度：40%甲苯(质量)

处理要求： 塔顶甲苯浓度≤4.5%（质量）

塔底甲苯浓度≥96.5%（质量）

年工作小时： 7200小时

专业：化工 学号： 姓名： 指导老师：

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目 录

1 设计的方案简介

2 工艺流程图

3 精馏工段工艺计算

４ 附属设备及主要附件的选型

5 参考文献

6 附件

1 设计的方案简介

本设计采用板塔精馏塔连续分离苯-甲苯混合液,精馏时为泡点进料,回流比为最小回流比的1.791倍.设计中利用离心泵来输送物料和冷凝水.加热介质均为140℃,表压0.2Mpa的水蒸气,换热后降温至100℃;冷却介质为初温为25℃的水,换热后升温至35℃;塔顶采出液经换热降温至35℃,换热形式均采用间壁逆流换热,.

3

2 工艺流程图

利用离心泵把物料从储槽输送至预热器,加热至泡点时进入精馏塔进行连续精馏操作,上升蒸气经塔顶的冷凝器冷凝至泡点,部分回流,部分采出;釜底混合液经过再沸器加热,形成的蒸气回到塔中维持一定的蒸气量,剩下的釜底液从出料管导出。 流程图见附件6.2。

3 精馏工段工艺计算

3.1 工艺条件

系统进料： 25℃ 处理量： 4 吨/小时 进料浓度： 40%甲苯（质量）

处理要求： 塔顶甲苯浓度 ≦4.5%（质量）

4

塔底甲苯浓度 ≧96.5%（质量） 设备形式： 筛板塔 进塔物料状态： 泡点进料 回流比： 1.791Rmin 塔顶压强： 4kPa(表压) 冷却水温： 25℃

加热蒸汽： 0.2MPa（表压） 单板压降： <0.7kPa 塔顶冷凝采用全凝器。 塔低再沸器为间壁加热。 年工作：7200小时

年工作日：300天， 连续操作

3.2 双组分理想系统

系统汽液平衡数据（t-x-y； x-y）

表1 苯-甲苯的平衡数据

t/℃ x y

80.1 1.0 1.0 85 90 95 100 105 110.6 0 0 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 0.897 0.773 0.633 0.461 0.269 5

系统汽液平衡数据图（t-x-y； x-y）见附件。

3.3 塔的物料衡算

3.3.1 料液及塔顶、塔底产品组分质量（摩尔）分率 苯的摩尔质量 78.114kg/kmol 甲苯摩尔质量 92.141kg/kmol

料液组分 xF==0.639

塔顶组分 xD==0.962

塔底组分 xW==0.041

上述各点对应气相组成，通过t-x-y图读取：

yF=0.815, yD=0.990, yW=0.090

3.3.2 平均分子量

MFL=0.639×78.114+(1-0.639)×92.141=83.178kg/kmol MFV=0.815×78.114+(1-0.815)×92.141=80.709kg/kmol MDL=0.962×78.114+(1-0.962)×92.141=78.647kg/kmol MDV=0.990×78.114+(1-0.990)×92.141=78.254kg/kmol MWL=0.041×78.114+(1-0.041)×92.141=91.566kg/kmol

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MWV=0.090×78.114+(1-0.090)×92.141=90.879kg/kmol 3.3.3 总物料衡算、易挥发组分物料衡算

总物料衡算 D+W=F=4000/83.178=48.090kmol/h (a) 易挥发组分物料衡算 DxD+WxW=FxF (b) 联解(a)、(b)得到：

D=31.225kmol/h W=16.865kmol/h 3.4 塔板数的确定 3.4.1 最小回流比

泡点进料q=1． xq=xF=0.639

通过y-x图，得到yq=0.815 已知xD=0.962，yD=0.990 Rmin=

=

=0.835

3.4.2 回流比

取操作回流比为1.791，所以R=1.791×Rmin=1.495

3.4.3 精馏段操作线方程

y=

x+

=0.599x+0.386

q线方程 x=xF=0.639

3.4.4 图解得理论板数NT

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在对角线上定出点a （0.962，0.962），在y轴上定出截距的点b （0，0.386），连接ab即为精馏段操作线。

在对角线上定出点e（0.639，0.639），过点e作垂直于x轴的直线交精馏段操作线与点d。此直线为q线。

在对角线定出c (0.041,0.041)，连接cd即为提馏段操作线。 从点a开始在平衡线与精馏段操作线之间作由水平线和铅垂线构成的阶梯，从第7个阶梯开始更换提馏段操作线，直至x =0.025

图解结果为：所需理论板数为13（不包括再沸器），从塔顶算起第7层理论板为加料板。 3.4.5 板效率

取全塔的平均操作温度为进料温度,即t=88.3℃, μmL为0.28cp.

所以,Eo=0.17-0.616×lg(0.28)=0.511

故实际板数N=13/0.511=25.4,取N为25(扣除再沸器) 实际进料板为6.3/0.511=12.3,即实际进料板为第12块板. 塔的有效高度H=(25-1)×0.45=10.8m 3.5 精馏段气液负荷

精馏段: V=(R+1)D=(1+1.495)×31.225=77.906Kmol/h L=RD=1.495×31.225=46.681Kmol/h 提馏段: V’=V+(1-q)F=77.906Kmol/h

L’=L+qF=46.681+1×48.090=94.771Kmol/h

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3.6 工艺条件及物性数据 以精馏段为例进行计算

安托尼公式 纯组分的饱和蒸汽压p0和温度的关系。 lgp0=A－

表2 苯与甲苯的安托尼常数

常数 苯 组分 甲苯 3.6.1 温度和组成

从图2可查出各处气相和液相组成, 并将数据列于表3中. 从图1可查出对应液相组成下的温度.

图３ 温度与组成

塔顶 塔釜 进料板 3.6.2 操作压力 塔顶

用安托尼公式求得纯苯蒸汽压ＰAsat=105.9kPa 纯甲苯蒸汽压ＰＢsat=41.1kPa 塔顶压力

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A 6.023 6.078 B 1206.35 1343.94 C 220.24 219.58 液相组成 0.920 0.041 0.639 气相组成 0.962 0.090 0.815 温度/℃ 81.5 109.0 88.5 ＰＤ＝ｘ１ＰAsat＋(１－x1)ＰＢsat=0.920×105.9+0.080×

41.1=100.7kPa 塔釜

用安托尼公式求得纯苯蒸汽压ＰAsat=228.5kPa 纯甲苯蒸汽压ＰＢsat=97.2kPa 塔顶压力

ＰＷ＝ｘWＰAsat＋(1－xW)ＰＢ97.2=102.6kPa 进料板

sat=0.041×228.5+0.959×

用安托尼公式求得纯苯蒸汽压ＰAsat=130.5kPa 纯甲苯蒸汽压ＰＢsat=52.0kPa 塔顶压力

ＰＦ＝ｘqＰAsat＋(1－xq)ＰＢsat=0.639×130.5+0.361×52.0

=102.2kPa 精馏段

P1＝(PD - PF)／ln(PD/PF)=101.4kPa 提馏段

P2＝(PW - PF)／ln(PW/PF)=102.4kPa 3.6.3 平均分子量 塔顶

ＭＤ＝x1MA+(1-x1)MB=0.920×78.114+0.080×92.141

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=79.236kg/kmol 塔釜

ＭW＝xWMA+(1-xW)MB=0.041×78.114+0.959×92.141 =91.566kg/kmol 进料板

ＭF＝xqMA+(1-xq)MB=0.639×78.114+0.361×92.141 =83.178kg/kmol 精馏段

Ｍ１=( MD - MF)／ln(MD/MF)=81.191 kg/kmol 提馏段

M2＝(MW - MF)／ln(MW/MF)=87.304 kg/kmol 3.6.4 平均密度 3.6.4.1 液相密度 塔顶

从有机液体相对密度共线图查81.5℃时, 苯和甲苯纯液体的密度

ρLDA=814kg/m3 , ρLDB=806kg/m3

1ρLD?aDρLDA?1-aDρLDB?0.955814?0.045806?1814

塔顶液相密度ρLＤ＝814kg/m3 塔釜

从有机液体相对密度共线图查109℃时, 苯和甲苯纯液体的密度

ρLＷA=780kg/m3 , ρLＷB=782kg/m3

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1ρLW?aWρLWA?1-aWρLWB?0.035780?0.965782?1782

塔顶液相密度ρLＷ＝782kg/m3 进料板

从有机液体相对密度共线图查88.5℃时, 苯和甲苯纯液体的密度

ρLFA=805kg/m3 , ρLFB=800kg/m3

1ρLF?aFρLFA?1-aFρLFB?0.6805?0.4800?1803

塔顶液相密度ρLF＝803kg/m3 精馏段

ρL1=( ρLD - ρLF)／ln(ρLD/ρLF)=808 kg/m3 提馏段

ρL2＝(ρLW - ρLF)／ln(ρLW/ρLF)=792 kg/m3

3.6.4.2 气相密度 塔顶

ρVD?PDMRTDD?100.7?79.2368.314?(81.5?273.15)?2.7kg/m3

塔釜

ρVW?PWMWRTW?102.6?91.5668.314?(109.0?273.15)?3.0kg/m3

进料板

ρVF?PFMRTFF?102.2?83.1788.314?(88.5?273.15)?2.8kg/m3

精馏段

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ρV1=( ρVD -ρVF)／ln(ρVD/ρVF)=2.7 kg/m3

提馏段

ρV2＝(ρVW-ρVF)／ln(ρVW/ρVF)=2.9 kg/m3

3.6.5 液体表面张力 塔顶

从液体的表面张力共线图查81.5℃时, 苯和甲苯纯液体的表面张力

?LDA=21.6mN/m , ?LDB=21.6 mN/m 塔顶液体表面张力

?Ｄ＝x1?LDA+(1-x1)?LDB=0.92×21.6+0.08×21.6=21.6 mN/m 塔釜

从液体的表面张力共线图查109℃时, 苯和甲苯纯液体的表面张力

?LWA=18.2mN/m , ?LWB=19.0 mN/m 塔顶液体表面张力

?W＝xW?LWA+(1-xW)?LWB=0.041×18.2+0.959×19.0=19.0mN/m 进料板

从液体的表面张力共线图查88.5℃时, 苯和甲苯纯液体的表面张力

?LFA=20.5mN/m , ?LFB=21.0 mN/m 塔顶液体表面张力

?F＝xq?LFA+(1-xq)?LFB=0.639×20.5+0.361×21.0=20.7mN/m

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精馏段

?L1=( ?LD - ?LF)／ln(?LD/?LF)=21.1 mN/m 提馏段

?L2＝(?LW - ?LF)／ln(?LW/?LF)=19.8 mN/m

3.6.6 液体黏度 塔顶

从液体黏度共线图查81.5℃时, 苯和甲苯纯液体的黏度

μLDA=0.29mPa?s , μLDB=0.33mPa?s

塔顶液体黏度

μＤ＝（x1μLDA1/3+(1-x1)μLDB1/3）3=0.29mPa?s

塔釜

从液体黏度共线图查109℃时, 苯和甲苯纯液体黏度

μLWA=0.22mPa?s , μLWB=0.26mPa?s

塔顶液体黏度

μW＝（xWμLWA1/3+(1-xW)μLWB1/3）3=0.26mPa?s

进料板

从液体黏度共线图查88.5℃时, 苯和甲苯纯液体黏度

μLFA=0.28 mPa?s, μLFB=0.30mPa?s

塔顶液体黏度

μF＝（xqμLFA1/3+(1-xq)μLFB1/3）3=0.29mPa?s 精馏段

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μL1=( μLD - μLF)／ln(μLD/μLF)=0.29mPa?s

提馏段

μL2＝(μLW - μLF)／ln(μLW/μLF)=0.27mPa?s

3.6.7 塔的工艺条件及物性数据列表

表四 塔的工艺条件及物性数据列表

气相密压力 /kPa 量/kg/kmol 度/kg/m 3平均摩尔质液相密度/kg/m3 液相表面液相黏张力/mN/m 度/mPa?s 21.6 19.0 20.7 0.29 0.26 0.29 塔顶 100.7 塔釜 102.6 进料102.2 板 精馏101.4 段 提馏102.4 段 79.236 91.566 83.178 814 782 803 2.7 3.0 2.8 81.191 808 2.7 21.1 0.29 87.304 792 2.9 19.8 0.27 3.7 塔和塔板主要工艺尺寸计算 3.7.1 塔径D,最大空塔气速 3.7.1.1精馏段 体积流量 Ｖs1=

VM13600ρv1?77.906?81.1913600?2.7?0.651m/s

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Lh1= Ls1=

LMρl11?46.681?81.191808?4.69m/h3

Lh13600?4.693600?1.30?10?3m/s

3液气动能参数

Lh1Vh1ρl1ρv1?1.30?10?30.651?808?0.03, 52.7参数HT-hL=0.45-0.06=0.39m 查史密斯关联图，得Ｃ20=0.085m/s 校正蒸汽负荷因子 C=C20(σL)0.220?0.085?(21.120)0.2?0.086m/s

808?2.72.7?1.49m/s极限空塔气速umax =C

ρL-ρVρV?0.086?

取空塔气速u=0.8umax= 0.8×1.49=1.19m/s 塔径D=

4Vs?4?0.653.14?1.19?0.83m?u=830mm

圆整后, 取塔径D=1000mm

3.7.1.2提馏段 体积流量

Ｖs2=Lh2=

V'M23600ρv22?77.906?87.3043600?2.9?0.651m/s3

L'Mρl2?94.771?87.304792?10.45m/h3

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Ls2=

Lh23600?10.453600?2.90?10?3m/s

3液气动能参数

Lh2Vh2ρl2ρv2?2.90?100.651?3?7922.9?0.074,

参数HT-hL=0.45-0.06=0.39m 查史密斯关联图，得Ｃ20=0.082m/s 校正蒸汽负荷因子 C=C20(σL)0.220?0.082?(19.820)0.2?0.082m/s

792?2.92.9?1.35m/s极限空塔气速umax =C

ρL-ρVρV?0.082?

取空塔气速u=0.8umax= 0.8×1.35=1.08m/s 塔径D=

4Vs?4?0.653.14?1.08?0.876m?u=876mm

圆整后, 取塔径D=1000mm

3.7.1.3 全塔塔径 取塔径D=1000mm

3.7.2 溢流装置

因为塔径Ｄ＝１m，我们选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 3.7.2.1堰长lw

取lw＝0.6D=0.6×1=0.6m 3.7.2.2 溢流堰高度hw

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由hw=hL – how

选用平直堰，堰上液层高度h2.84ow＝1000E(Lh3l)2/

w近似取Ｅ＝１，则 精馏段

how＝2.842/31000?1???4.69??0.6??＝0.011m

hw=hL – how=0.06-0.011=0.049m 提馏段

how＝2.84?10.452/31000?1????0.6??＝0.019m

hw=hL – how =0.06-0.019=0.041m 3.7.2.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由 lw/D=0.7, 查弓形降液管的参数图，得 Af/AT=0.09 及 Wd/D=0.15 故Af=0.09AT=0.09D2=0.071m2

Wd=0.15D=0.15×1=0.15m 用公式 验算液体在降液管中的停留时间，即精馏段 ＝=24.52s > 5s 提馏段 ＝=11.01s > 5s

故降液管设计合理。

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3.7.2.4 降液管底隙高度 h0=

精馏段 取=0.10m/s 则 h0=

=0.0217m

hw - h0=0.05-0.0217=0.0283m > 0.006m 提馏段 取=0.24m/s 则 h0=

=0.020m

hw - h0=0.043-0.020=0.023m > 0.006m 故降液管高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度=50mm

3.7.3 塔板布置

各区尺寸确定：因D<1.5m, 取Ws=0.06m, Wc=0.03m

3.7.4 筛孔数与开孔率

由于所处理的物系无腐蚀性，可选用=4mm的碳钢板，筛板直径d0==4mm

筛板按正三角形排列，取孔中心距t为t=3 ,d0=12mm 筛孔数目n为n=

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其中 As=2

x=D/2 – (Wd + Ws)=1/2-(0.15+0.06) =0.29m r=D/2 – WC=1/2 – 0.03 =0.47m 则 As=2

n==4091个

开孔率

=0.907(0.004/0.012)2=0.1=10%

3.８ 流体力学验算 3.８.1 塔板压降

气体通过一层塔板的压降为 hp=hc+hl+h? 精馏段

干板压降hp=0.051(

)2(

)

其中,气体通过筛孔的速度为

uo =

=

=12.67m/s

由do/δ=1,查干筛孔的流量系数图 得,co=0.8 故 hc=

=0.043m (液柱)

气体通过充气液层得压降hl=βhL计算

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=0.51m2

ev=

整理得 Vs=1.542-10.42 Ls2/3 列表计算如下

Ls/(m3/s) 0.002 Vs/(m3/s) 1.377 据上表可作出液沫夹带线2’

3.9.2 气相负荷下限（漏液线） 精馏段

前已求得u0,min=6.09m/s

0.004 1.279 0.006 1.198

=0.1

0.008 1.125 故Vs,min=d02nu0,min=0.785×0.0042×4091×6.09=0.313m3/s 据此可作出与液体流量无关的水平漏液线１。 提馏段

前已求得u0,min=5.87m/s

故Vs,min=d02nu0,min=0.785×0.0042×4091×5.87=0.302m3/s 据此可作出与液体流量无关的水平漏液线１’。 3.9.3 液相负荷上限线

以θ=5s作为降液管中液体得停留时间下限 θ=Af×HT/Ls=5

故 Ls,min=Af×HT/5=0.071×0.45/5=0.00639m3/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4

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3.9.4 液相负荷下限

对于平直堰,取堰上液层高度how=0.006作为最小液体负荷标准. how=0.00284×(3600Ls/lw)2/3=0.006

得,Ls,min=(0.006×1000/2.84)1.5×0.6/3600=0.00051m3/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 3.9.5 液泛线 精馏段

令 Hd=φ(HT+hw)

由 Hd=hp+hL+hd ; hp=hc+hl+h? ; hl=βhL ; hL=hw+how

联立得φHT+(φ-β-1)hw=(β+1)how+hc+hd+h?

忽略h?,将how与Ls; hd与Ls; hc与Vs的关系式代入上式,整理得:

a’Vs2=b’- c’Ls2-d’Ls2/3

式中 a’=[0.051/(Aoco)2](ρv/ρL) (式中Ao= b’=φHT+(φ-β-1)hw c’=0.153/(lw×ho)2

d’=2.84×10-3E(1+β)(3600/lw)2/3 将有关值代入,得

a’=[0.051/(0.785×0.0042×4091×0.8)2]×(2.7/808)=0.1009

b’=0.5×0.45+(0.5-0.6-1)×0.049=0.171 c’=0.153/(0.6×0.0217)2=902.5

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)

d’=0.00284×(1+0.6)×(3600/0.6)2/3=1.500 故 0.1009Vs2=0.171-902.5Ls2-1.500Ls2/3 列表计算如下 Ls/(m3/s) 0.004 Vs/(m3/s) 1.085 0.006 0.939 0.008 0.726 0.010 0.332

由上表可作出液泛线5 提馏段

令 Hd=φ(HT+hw)

由 Hd=hp+hL+hd ; hp=hc+hl+h? ; hl=βhL ; hL=hw+how

联立得φHT+(φ-β-1)hw=(β+1)how+hc+hd+h?

忽略h?,将how与Ls; hd与Ls; hc与Vs的关系式代入上式,整理得:

a’Vs2=b’- c’Ls2-d’Ls2/3

式中 a’=[0.051/(Aoco)2](ρv/ρL) (式中Ao= b’=φHT+(φ-β-1)hw c’=0.153/(lw×ho)2

d’=2.84×10-3E(1+β)(3600/lw)2/3 将有关值代入,得

a’=[0.051/(0.785×0.0042×4091×0.8)2]×(2.9/792)=0.1105

b’=0.5×0.45+(0.5-0.59-1)×0.041=0.180

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)

c’=0.153/(0.6×0.02)2=1062.5

d’=0.00284×(1+0.59)×(3600/0.6)2/3=1.491 故 0.1105Vs2=0.180-1062.5Ls2-1.491Ls2/3 列表计算如下 Ls/(m3/s) 0.004 Vs/(m3/s) 1.065 0.006 0.915 0.008 0.688 0.010 0.203

由上表可作出液泛线5’

根据以上各线方程,即可得筛板塔的负荷性能图,如下图所示

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４ 附属设备及主要附件的选型

4.1冷凝器

选用管壳式换热器,总传热系数K=500W/(m2/℃) 对数平均温度差

△tm=[(81-35)-(81-25)]/Ln[(81-35)/(81-25)]=50.84℃

换热面积S=1000Q/(3600×k×△tm)=26.38m2

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可选用FLB500-40-25-2型冷凝器,相关参数表

公称换热管程数 壳程数 管长/m 管径/m 面积/m2 2 4.2加热器

加热介质为140℃加压饱和水蒸汽,换热后,温度降为100℃.取换

热器的总传热系数K=1500W/(m2.s) 4.2.1再沸器

温差△t=140-100=40℃

换热面积S= QS,/(K×△t)=2585035.6/(3.6×1500×40)=11.96m2 可选用G400Ⅳ-1.6-12型换热器 4.2.2 预热器

温差△t=[(140-88.3)-(100-25)]/ln[(140-88.3)/(100-25)] =62.63℃

换热面积S= QF/(K×△t)=465128.4/(3.6×1500×62.63) =1.375m2

可选用G159Ⅰ-2.5-1型换热器 4.3塔内管径的计算及选择 本设计选用热轧无缝钢管。 4.3.1 进料管

设计 uF=0.6m/s

dF =[4F/(3600?π?uF?ρLF)]1/2

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计算换热面积/m2 32.0 设备质量/Kg 2000 1 3 25 30 =[4×4000/(3600×3.14×0.6×806) ]1/2 =0.054m

圆整，选用φ=57mm 4.3.2 回流管

设计 uR=0.4m/s

dR =[4×L/(3600×π?uR?ρLR)]1/2

=[4×47.970×78.61/(3600×3.14×0.4×812)]1/2 =0.064m

圆整，选用φ=68mm 4.3.3 塔顶蒸汽接管

设计 uV =20m/s

dV =[4×V/ (3600?π?uV?ρDV)]1/2

=[4×79.241×78.25/(3600×3.14×20×2.694)]1/2 =0.202m

圆整后，选用φ =203mm 4.3.4塔釜出料管

设计 uW = 0.6m/s

dW =[4W/(3600×π×uW×ρLW)]1/2

=[4×16.890×91.56/(3600×3.14×0.6×788)]1/2 = 0.034 m

圆整后，选用φ=38 mm 4.4泵的选择 4.4.1加料泵

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苯-甲苯混合液属于一般物系,故输送物料时可选用离心泵. 因为F=4000Kg/h,ρ=815Kg/m3,所以流量Q=F/ρ=4.908m3/h.泵的流量选择为计算值的1.1-1.15倍,即5.399～5.644m3/h. 进料口距塔釜为(21-9)×0.45=5.4m,又假设塔釜离地1.6m,则泵的扬程为7m, 选泵的额定扬程为理论扬程的1.05-1.1倍,即7.35～7.7m.

符合上述条件的离心泵为IS65-50-125,其规格为

转速n/(r/min) 流量/(m3/h) 扬程H/m 效率η/% 轴功率/Kw 1450 4.4.2 冷凝水泵

冷凝水的消耗量Wc=57836.3kg/h,25℃下,水的密度为997.0kg/m3 故冷凝水的体积流量Q=Wc/ρ=57836.3/997.0=58.01,则选取的泵的流量为63.81～66.71m3/h.

塔的有效高度为9m,冷凝器距地面为9+1.6=10.6m.故泵的扬程H为 11.13～11.66m.

选取的泵为离心泵,型号为IS125-100-200,其规格为

转速n/(r/min) 流量/(m3/h) 扬程H/m 效率η/% 轴功率/Kw 1450 4.5 储槽

为安全起见,考虑在没原料供应的情况下储槽中原料液的量能维

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6.3 8.0 64 0.27 100 12.5 76 4.48 持精馏操正常进行2小时,即储槽的体积为4.908×2=9.816m3. 设储槽的高度和直径均为L,则0.7854L3=9.816 解得L=2.32m,圆整为2.5m,圆整后体积为12.27m3 故储槽的直径和高度为2.5m,体积为12.27 m3.

因为储槽中的物料常温常压,故选择的材质为20R碳素容器用钢.

5 参考文献

1.柴诚敬,张国亮.化工流体流动与传热.北京:化学工业出版社,2006.

2.贾绍义,柴诚敬.化工传质与分离过程.北京:化学工业出版社,2005.

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3.马沛生.化工数据.北京:中国石化出版社,2003. 4.董大勤.化工设备机械基础.北京:化学工业出版社,2007. 5.谭天恩,窦梅,周明华.化工原理.北京:化学工业出版社,2006. 6.陈声宗主编. 化工设计.北京: 化学工业出版社,2001.

6 附件

6.1相平衡曲线x-y（求理论板图解法）

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本文来源：https://www.bwwdw.com/article/0bi6.html