苯與甲苯的化工填料精餾塔設(shè)計(jì)

長(zhǎng)沙學(xué)院課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)題目苯—甲苯填料精餾塔設(shè)計(jì)系(部)生物工程與環(huán)境科學(xué)系專業(yè)(班級(jí))營(yíng)養(yǎng)1班姓名曾成都學(xué)號(hào)2011032133指導(dǎo)教師李晉波起止日期2013/5/20—2013/5/31目錄15318長(zhǎng)沙學(xué)院 129644第1章設(shè)計(jì)流程的確定和說(shuō)明 4194181.1設(shè)計(jì)任務(wù) 4137091.2設(shè)計(jì)方案的確定 535321.2.1裝置流程的確定 5174691.2.2操作壓力的選擇 796801.2.3加料的方式 7274131.2.4進(jìn)料的方式 7131191.2.5塔頂冷凝方式 8207391.2.6回流比的選擇 867501.2.7加熱方式 81540第2章精餾塔的物料衡算 973882.2產(chǎn)品的摩爾分率、平均摩爾質(zhì)量及處理量 930760第3章精餾塔的理論板數(shù)和物性參數(shù)的計(jì)算 11161863.1塔頂、塔底、塔釜溫度的求算 11301633.2理論板數(shù)的求取 12108933.3塔頂條件下的流量及物性參數(shù) 13202223.4進(jìn)料條件下的流量及物性參數(shù) 13300123.5塔底條件下的流量及物性參數(shù) 14300823.6提餾段的流量及物性參數(shù) 15211503.7精餾段的流量及物性參數(shù) 1515538第4章精餾塔的塔體尺寸的計(jì)算 16267954.1填料的選擇 1668654.2塔徑的計(jì)算 16174394.2.1提餾段塔徑的計(jì)算 1689964.2.2精餾段塔徑的計(jì)算 17262984.3填料層高度的計(jì)算 1726035第5章精餾塔的熱量衡算 1821855.1加熱介質(zhì)和冷卻劑的選擇 1825505.2冷凝器的熱負(fù)荷的計(jì)算 18113465.3冷卻介質(zhì)消耗量的計(jì)算 19256005.4加熱器的熱負(fù)荷及全塔熱量衡算 1926788第6章精餾塔附屬設(shè)備選型及計(jì)算 21327406.1冷凝器 2146266.1.1冷凝器的選型 21157226.1.2傳熱面積的計(jì)算 2163116.2加熱器 2198116.2.1加熱器的選型 21147416.2.2傳熱面積的計(jì)算 2215282第7章精餾塔附件的選型及計(jì)算 22285777.1塔接管的計(jì)算及選擇 2269567.1.1進(jìn)料管 2281797.1.2回流管 2289887.1.3塔釜出料 22118017.1.4塔頂蒸汽接管 23135467.2液體分布器的選型 23147307.2.1回流也分布器的計(jì)算 23284487.2.2進(jìn)料液分布器的計(jì)算 2361297.3填料及支撐板的選擇 24176507.4塔釜設(shè)計(jì) 24314867.5除沫器 2418274第8章結(jié)語(yǔ) 24260018.1致謝 2521539參考文獻(xiàn) 25第1章設(shè)計(jì)流程的確定和說(shuō)明1.1設(shè)計(jì)任務(wù)化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)系主任張建社指導(dǎo)老師李晉波學(xué)生曾成都一、設(shè)計(jì)題目：苯-甲苯填料精餾塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)條件1.處理量：5200噸/年；2.料液組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：苯含量為68%的常溫液體；3.塔頂產(chǎn)品組成(質(zhì)量分?jǐn)?shù))：塔頂苯含量不低于（不高于）97%；4..塔底產(chǎn)品組成(質(zhì)量分?jǐn)?shù))：塔底苯含量不高于3%5.年工作生產(chǎn)時(shí)間：300天三、設(shè)計(jì)內(nèi)容1、設(shè)計(jì)方案的確定：（1）進(jìn)料狀態(tài)，自選（2）加熱方式，自選（3）熱能的利用2、工藝計(jì)算:(1)物料衡算；（2）熱量衡算；（3）回流比的確定；（4）理論塔板數(shù)的確定。3、填料精餾塔設(shè)備設(shè)計(jì)：填料的選擇、填料層壓降的計(jì)算、液體分布器簡(jiǎn)要設(shè)計(jì)、填料層高度的計(jì)算、精餾塔接管尺寸的計(jì)算、填料支承板的選擇、除沫器等4、流體力學(xué)的計(jì)算及有關(guān)水力性質(zhì)的校核。5、填料精餾塔的輔助設(shè)備的選型6、手工繪制主要設(shè)備的設(shè)計(jì)條件圖（A2圖紙）7、編寫設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)。廠址：長(zhǎng)沙地區(qū)（1.01×Pa）設(shè)計(jì)任務(wù)完成精餾塔的工藝設(shè)計(jì)，有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)和選型，繪制精餾塔設(shè)備的設(shè)計(jì)條件圖，編寫設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)。設(shè)計(jì)時(shí)間安排2013.5.102013.5.311.2設(shè)計(jì)方案的確定在化工生產(chǎn)中，精餾是最常用的單元操作,，是分離均相液體混合物的最有效方法之一，在煉油、化工、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。塔設(shè)備一般分為級(jí)間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。隨著石油化工的發(fā)展，填料塔日益受到人們的重視，填料塔技術(shù)有了長(zhǎng)足的進(jìn)步，涌現(xiàn)出不少高效填料與新型塔。苯和甲苯的分離對(duì)于工業(yè)生產(chǎn)具有重要的意義填料塔是塔設(shè)備的一種。塔內(nèi)填充適當(dāng)高度的填料，以增加兩種流體間的接觸表面。結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn)單，檢修較方便。廣泛應(yīng)用于氣體吸收、蒸餾、萃取等操作。據(jù)有關(guān)資料報(bào)道塔設(shè)備的資料費(fèi)用占整個(gè)投資的費(fèi)用的較大比例。因此，塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究，受到化工和煉油行業(yè)的極大重視。根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)，此塔設(shè)計(jì)為填料精餾塔。1.2.1裝置流程的確定冷卻器設(shè)備。蒸餾過(guò)程按操作方式的不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾兩種流程。連續(xù)蒸餾具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)，適合小規(guī)模，多品種或多組分物系的初步分離。蒸餾裝置包括精餾塔,原料預(yù)熱塔,蒸餾釜,冷凝器,釜液器,釜液冷卻器和產(chǎn)品蒸餾是通過(guò)物料在塔內(nèi)的多次部分汽化和多次部分冷凝實(shí)現(xiàn)分離的，熱量自塔釜輸入，由冷凝器冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余人熱帶走。在此過(guò)程中，熱能利用很低，為此，在確定裝置流程時(shí)應(yīng)考慮余熱的利用。譬如，用原料做為塔頂產(chǎn)品冷卻器的冷卻介質(zhì)，即可將原料預(yù)熱，有可節(jié)余冷卻介質(zhì)。另外，為保持塔的穩(wěn)定性，流程中初用泵送入塔原料外也可采用高位槽入料，以免受泵操作波動(dòng)的影響。塔頂冷凝裝置可采用全凝器，分冷器—全冷器兩種不同的設(shè)置。工業(yè)上以采用全凝器為主，以便于準(zhǔn)卻的控制回流比。塔頂分凝器對(duì)上升蒸氣有一定的增濃作用，若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則應(yīng)用分凝器。總之，確定流程時(shí)要教全面合理的兼顧設(shè)備、操作費(fèi)用、操作控制及安全等因素。1.2.2操作壓力的選擇塔內(nèi)操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問(wèn)題，而且與塔頂和塔底溫度的選取有關(guān)。根據(jù)所處理的物料性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來(lái)綜合考慮，一般有下列原則：一、壓力增加可提高塔的處理能力，但會(huì)增加塔身的壁厚，導(dǎo)致設(shè)備費(fèi)用增加；壓力增加，組分間的相對(duì)揮發(fā)度降低，回流比或塔高增加，導(dǎo)致操作費(fèi)用或設(shè)備費(fèi)用增加。因此如果在常壓下操作時(shí)，塔頂蒸氣可以用普通冷卻水進(jìn)行冷卻，一般不采用加壓操作。操作壓力大于1.6MPa才能使普通冷卻水冷卻塔頂蒸氣時(shí)，應(yīng)對(duì)低壓、冷凍劑冷卻和高壓、冷卻水冷卻的方案進(jìn)行比較后，確定適宜的操作方式。二、考慮利用較高溫度的蒸氣冷凝熱，或可利用較低品位的冷源使蒸氣冷凝，且壓力提高后不致引起操作上的其他問(wèn)題和設(shè)備費(fèi)用的增加，可以使用加壓操作。三、真空操作不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操作費(fèi)用，而且由于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設(shè)備費(fèi)用增加。1.2.3加料的方式加料方式有兩種：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通過(guò)控制液位高度，可以得到穩(wěn)定的流量和流速。通過(guò)重力加料，可以節(jié)約一筆動(dòng)力費(fèi)用，但由于多了高位槽，建設(shè)費(fèi)用增加；采用泵加料，受泵的影響，流量不太穩(wěn)定，流速也忽大忽小，從而影響了傳質(zhì)效率，但結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、安裝方便；本次設(shè)計(jì)選用高位槽加料。1.2.4進(jìn)料的方式本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-甲苯溶液混合物，對(duì)于二元混合物的分離應(yīng)選用連續(xù)精餾操作，本設(shè)計(jì)中的進(jìn)料方式為泡點(diǎn)回流，也就是將原料液通過(guò)加熱器加熱到泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)，塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。采用泡點(diǎn)進(jìn)料，不僅對(duì)穩(wěn)定塔操作較為方便，且不受春夏秋冬因?yàn)檫M(jìn)料溫度的變化而造成塔的不穩(wěn)定。1.2.5塔頂冷凝方式塔頂采用全冷凝器，用水冷凝，塔頂出來(lái)的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無(wú)需進(jìn)一步冷卻。此次分離選用全冷凝器。1.2.6回流比的選擇該物系屬于易分離物系，最小回流比也比較小，故使操作回流比取最小回流比的2倍。最小回流比的選取關(guān)系著塔板數(shù)的個(gè)數(shù)，要想達(dá)到理想的分離效果，如果回流比越小，塔板數(shù)就會(huì)越大，從而減少操作成本，但是精餾塔制造的固定成本提高，相反，回流比越大，塔板數(shù)就越小，操作成本高但是制造成本低。1.2.7加熱方式加熱方式分為直接蒸汽和間接蒸汽加熱，本設(shè)計(jì)采用間接蒸汽加熱，間接加熱是通過(guò)加熱器使釜液產(chǎn)生汽化，上升蒸汽與回流下來(lái)的冷液進(jìn)行傳質(zhì)。采用間接蒸汽加熱可以使釜液部分汽化，維持原來(lái)的濃度，以此可以減少理論板數(shù)。缺點(diǎn)是增加加熱裝置。第2章精餾塔的物料衡算2.1原料的摩爾分率、平均摩爾質(zhì)量及處理量苯的摩爾質(zhì)量MA=78.11kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量MB=92.13kg/kmol由已知條件得知，料液組成為68%，從而可求原料的摩爾分率和原料的平均摩爾質(zhì)量xF==0.715MF=0.71578.11+(1-0.715)92.13=82.11kg/kmol又由已知的處理量為5200噸/年，可得原料處理量：F==722.22g/h即F==722.22/82.11=8.8kmol/h2.2產(chǎn)品的摩爾分率、平均摩爾質(zhì)量及處理量由已知條件，塔頂產(chǎn)品組成為97%，可求塔頂組成的摩爾分率及平均摩爾質(zhì)量。xD==0.9744MD=0.974478.11+（1-0.9744）92.13=78.47kg/kmol塔釜產(chǎn)品為3%，可求塔釜組成的摩爾分率及平均摩爾質(zhì)量。xW==0.035MW=0.03578.11+(1-0.035)92.13=91.64kg/kmol又已知F=D+WFxF=DxD+Wxw即8.8=D+W8.80.733=D0.9744+W0.035聯(lián)立以上兩式D=6.368kmol/hW=F－D=8.8－6.368=2.432kmol/h物料中塔頂產(chǎn)品的平均相對(duì)分子質(zhì)量：M=78.11×0.9744+92.13×（1－0.9744）=78.47kg/kmol塔頂產(chǎn)品流量：D=6.368×78.47=498.16kg/h塔釜產(chǎn)品的平均相對(duì)分子質(zhì)量：M=78.11×0.035+92.13×（1－0.035）=2.432kg/kmol塔底流量：W=2.432×91.64=224.06kg/hF=D+W=722.22kg/h物料衡算結(jié)果（表2-1）單位進(jìn)料F塔頂D塔釜W物料流量Kg/h722.22498.16224.06Kmol/h8.86.3682.432組成質(zhì)量分率68%97%3%摩爾分率0.7150.97440.035第3章精餾塔的理論板數(shù)和物性參數(shù)的計(jì)算3.1塔頂、塔底、塔釜溫度的求算由《化工原理課程設(shè)計(jì)》劉雪暖湯景凝主編查得苯——甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)表4-1常壓下苯——甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t℃液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0根據(jù)汽液平衡表（x-y-t）利用內(nèi)插法求以下幾個(gè)溫度塔頂溫度tLD、tVD=得tLD=80.℃=得tVD=77.88℃b、塔釜溫度=得tW=117.05℃c、進(jìn)料溫度=得tF=86.38℃d、相對(duì)揮發(fā)度t=108℃時(shí)，1===2.38t=84℃時(shí)2===2.543.2理論板數(shù)的求取由于本次設(shè)計(jì)的相對(duì)揮發(fā)度是變化的，所以不能用簡(jiǎn)捷法求得，應(yīng)用圖解法。根據(jù)苯-甲苯溶液物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖(見(jiàn)附頁(yè)1)求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比，在氣液相平衡圖中對(duì)角線自點(diǎn)e（0.69,0.69）作垂線ef即為進(jìn)料線q線，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)：yp=0.87，xp=0.715故最小回流比為:Rmin===0.645取操作回流比為:R=2Rmin=1.29精餾塔的氣、液相負(fù)荷：L=RD=1.8764.52=8.22kmol/hV=(R+1)D=2.8764.52=14.59kmol/hL’=L+qF=8.48+6.11=17.02kmol/hV’=V+(q-1)F=14.59kmol/h圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求解理論板數(shù)，如圖附錄1，求解結(jié)果為：總理論板數(shù)NT=15(含再沸器)進(jìn)料板位置NF=7精餾段理論板數(shù)：8塊提餾段：7塊3.3塔頂條件下的流量及物性參數(shù)xD=0.9744==0.9695D=6.368kmol/La、氣相平均相對(duì)分子質(zhì)量MVD=MAxD+MB(1-xD)=0.97478.11+（1-0.974）92.13=78.475kg/kmolb、液相平均相對(duì)分子質(zhì)量：MLD=MAx1+MB(1-x1)==78.475kg/kmolc.氣相密度：VD===2.726kg/m3d.液相密度：當(dāng)tLD=77.88℃時(shí)利用內(nèi)插法得A=815.0kg/m3，B=835.0kg/m3=故LD=819.20kg/m3e.液相黏度tLD=77.88℃時(shí)利用內(nèi)插法得=0.32mpa·s，=0.33mpa·s=AXD+(1-XD))=0.320.974+0.33(1-0.974)=0.3203mpa·sf.塔頂出料口質(zhì)量流量：D=6.36878.11=497.4kg/h3.4進(jìn)料條件下的流量及物性參數(shù)F=8.8kmol/hxF=0.715yF=0.68F==0.68a.氣相平均相對(duì)分子質(zhì)量MVF=MAyF+MB(1-yF)=0.960378.11+（1-0.9603）92.13=78.67kg/kmolb、液相平均相對(duì)分子質(zhì)量MLF=MAxF+MB(1-XF)=0.71578.11+（1-0.715）92.13=82.11kg/kmolc.氣相密度：VF===2.67kg/m3d.液相密度：當(dāng)tLD=86.38℃時(shí)利用內(nèi)插法得A=830kg/m3，B=805kg/m3=LF=787.4kg/m3e.液相黏度tLF=86.38℃時(shí)利用內(nèi)插法得=0.28mpa·s，=0.31mpa·s=AXF+(1-XF))=0.280.715+0.31(1-0.715)=0.289mpa·sf.進(jìn)料質(zhì)量流量：F==722.22kg/h3.5塔底條件下的流量及物性參數(shù)Xw=0.0351w==0.023a、液相平均相對(duì)分子質(zhì)量：=78.110.0351+92.13(1-0.0351)=92.13kg/kmolb.氣相密度：當(dāng)Tw=117.05℃時(shí)VW===2.88kg/m3c.液相密度:Tw=117.05℃時(shí)=800kg/md.液相黏度Tw=117.05℃時(shí)=0.243.6提餾段的流量及物性參數(shù)a.氣相平均相對(duì)分子質(zhì)量：MVT==85.4kg/kmolb、液相平均相對(duì)分子質(zhì)量：MLT==87.12kg/kmolc.氣相密度：VT==2.775kg/m3d.液相密度：LJ==793.7kg/m3e.氣相流量：V’=（q-1)F+V=14.59kmol/hV’=14.59×78.67=1147.795kg/hf.液相流量：L’=L+qF=17.02kmol/hL’=17.02×82.11=1397.51kg/hg.液相黏度：μLT==0.264mpa·s3.7精餾段的流量及物性參數(shù)a.氣相平均相對(duì)分子質(zhì)量：MVJ==78.57kg/kmolb、液相平均相對(duì)分子質(zhì)量：MLJ==80.29kg/kmolc.氣相密度：VJ==2.698kg/m3d.液相密度：LJ==803.3kg/m3e.氣相流量：V=(R+1)D=(1.876+1)4.52=14.58kmol/hV=14.58×78.475=1144.17kg/hf.液相流量：L=RD=8.215kmol/hL=8.215×78.475=644.67kg/hg.液相黏度：==0.305mpa·s第四章精餾塔的塔體尺寸的計(jì)算4.1填料的選擇填料是填料塔的核心構(gòu)件，它提供了氣液兩相相接觸傳質(zhì)與傳熱的表面，與塔內(nèi)件一起決定了填料塔的性質(zhì)。本設(shè)計(jì)選用規(guī)整填料，金屬波紋250Y型填料。規(guī)整填料是一種在塔內(nèi)按均勻圖形排布、整齊堆砌的填料，規(guī)定了氣液的通路，改善了溝流和壁流現(xiàn)象，壓降可以很小，可以提供更大的比表面積，在等溶劑中達(dá)到更高的傳質(zhì)、傳熱效果。與散裝填料相比，規(guī)整填料結(jié)構(gòu)均勻、規(guī)則、有對(duì)稱性，當(dāng)與散裝填料有相同的比表面積時(shí)，填料孔隙率更大，具有更大的通量，單位分離能力大。4.2塔徑的計(jì)算4.2.1提餾段塔徑的計(jì)算提餾段：K=1.75，A=0.291，V=2.775kg/m3,L=793.7kg/m3=0.264mpa·s,L=1397.5kg/h,V=1147.795kg/h,ε=0.97,α=250㎡/m3把以上數(shù)據(jù)代入氣速關(guān)聯(lián)式:㏒[]=A-K()0.25()0.125得uF=1.86m/s空塔氣速u=0.5uF=1.815×0.7=0.93m/st均==101.72℃體積流量Vs==0.125m/sD===0.414m圓整后D=300mm空塔氣速u=0.995m/s4.2.2精餾段塔徑的計(jì)算精餾段：K=1.75，A=0.291，V=2.698kg/m3,L=803.3kg/m3=0.305mpa·s,L=644.67kg/h,V=1144.17kg/h,ε=0.97,α=250㎡/m3把以上數(shù)據(jù)代入氣速關(guān)聯(lián)式:㏒[]=A-K()0.25()0.125得uF=2.182m/s空塔氣速u=0.5uF=2.605×0.7=1.091m/st均==82.08℃體積流量Vs==0.118m/sD===0.371m圓整后D=300mm空塔氣速u=1.67m/s4.3填料層高度的計(jì)算查資料得每米填料理論板數(shù)為1/4=0.25由z=理論板數(shù)×等板高度得Z精=0.25×8=2.00米Z提=0.25×7=1.75米Z共=3.75米Z實(shí)=1.2Z精即Z實(shí)=3.75×1.2=4.5米P/Z=250Pa/m第5章精餾塔的熱量衡算5.1加熱介質(zhì)和冷卻劑的選擇加熱介質(zhì)：本設(shè)計(jì)選用300kpa（溫度為133.3℃）的飽和水蒸汽作為加熱介質(zhì)，因?yàn)轱柡退羝且环N應(yīng)用最廣的加熱劑，其冷卻時(shí)的傳熱膜系數(shù)很高，可以通過(guò)改變水蒸氣的壓力控制加熱溫度，水蒸氣易于獲得、清潔、不易腐蝕加熱管，成本低，塔結(jié)構(gòu)也不復(fù)雜。冷卻劑:本設(shè)計(jì)選用30℃的冷卻水，選升溫10℃，即冷卻水的出口溫度為40℃5.2冷凝器的熱負(fù)荷的計(jì)算冷凝器的熱負(fù)荷Qc=(R+1)D(IVD－ILD)其中IVD－ILD=xD△HVA+(1－xD)△HVB 表3-1為沸點(diǎn)下的蒸發(fā)潛熱數(shù)據(jù)項(xiàng)目沸點(diǎn)/℃蒸發(fā)潛熱△Hv/kcal/kmolTc/k苯80.107352562.1甲苯110.637930591.7蒸發(fā)潛熱與溫度的關(guān)系為△H2=△Hv1（）0.38由沃森計(jì)算塔頂溫度下的潛熱：△H2=△Hv1（）0.3877.88℃，對(duì)苯Tr2===0.6245Tr1===0.628對(duì)甲苯Tr2===0.593Tr1===0.649蒸發(fā)潛熱△HvA=7352×（）0.38=7378.21kj/kmolHvB=7930（）0.38=8388.85kj/kmol對(duì)全冷凝器做熱量衡算（忽略熱量損失）Qc=(R+1)D(IVD-ILD)選擇泡點(diǎn)回流，因塔頂苯的含量很高，與露點(diǎn)接近，所以IVD-ILD=xD△HVA+(1－xD)△HVB=0.974×7378.21+（1－0.974）×8388.85=7404.49kj/kmolQc=（1.29+1）×6.368×7404.49=107977.6kj/h5.3冷卻介質(zhì)消耗量的計(jì)算選Wc===10797.76kg/h5.4加熱器的熱負(fù)荷及全塔熱量衡算本設(shè)計(jì)選用300kpa（溫度為133.3℃）的飽和水蒸汽作為加熱介質(zhì)表3-2為苯和甲苯的摩爾熱容t/℃20406080100120苯（Cmp/kj/kmol）1.7161.7671.8281.8871.9532.047甲苯1.6811.0571.8341.9021.9702.073根據(jù)表3-2利用內(nèi)插法求得下表苯和甲苯在不同溫度下混合的比熱容如表3-3苯CP1=1.883CP1=1.91CP1均=1.8965甲苯CP2=1.895CP2=1.924CP2均=1.9095苯CP1=1.91CP1=2.002CP1均=1.956甲苯CP2=1.924CP2=2.028CP2均=1.976苯：CP1均×(tLD－tF)=1.8965×(77.88－86.38)=﹣16.12CP1均×(tw－tF)=1.956×(117.05－86.38)=59.99甲苯；CP2均×(tLD－tF)=1.9095×(77.88－86.38)=－16.23CP2均×(tw－tF)=1.976×(117.05－86.38)=60.60∫CPdt=CP1均x’D+CP2均（1－x’D）=(1.8965×0.97+0.03×1.9095)×（-8.5）=－16.133∫CPdt=CP1均x’w+CP2均（1-x’w）=(1.956×0.03+0.97×1.976)×(117.05-86.38)=60.59QD=D×CP△t=78.469×﹣16.133=﹣1265.94kj/hQw=w×CP△t=91.638×60.59=5552.35kj/h對(duì)全塔進(jìn)行熱量衡算，QF+QS=QD+QW+QC對(duì)進(jìn)料焓即93.4℃為基準(zhǔn)進(jìn)行熱量衡算：QS=QD+QW+QC-QF=－1265.94+5552.35+107977.6－0=112264.01kj/h塔釜損失為10%，則η=0.9則Q’S==124800kJ/h加熱蒸汽消耗量：△Hr水蒸氣=2168.1kj/kgWh==241.76kg/h熱量衡算總結(jié)果見(jiàn)表3-4表3-4熱量衡算總結(jié)果符號(hào)QCWcQFQDQWQ’SWh數(shù)值107977.6kj/h10797.76kg/h0﹣1265.94kJ/h5552.35kJ/h124800kJ/h241.76kg/h第6章精餾塔附屬設(shè)備選型及計(jì)算6.1冷凝器6.1.1冷凝器的選型本設(shè)計(jì)冷凝器重力回流直立或管殼式冷凝器原理，因本設(shè)計(jì)冷凝器與被冷凝流體溫差不大，所以選用管殼式冷凝器，被冷凝氣體走管間，以便及時(shí)排除冷凝液。冷卻水循環(huán)與氣體方向相反，即逆流式，當(dāng)氣體流入冷凝器時(shí)，使其液膜厚度減弱，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)約面積，減少材料費(fèi)，取冷凝器傳熱系數(shù)K=550kJ/m2h℃6.1.2傳熱面積的計(jì)算長(zhǎng)沙地區(qū)夏季最高平均氣溫29℃，溫升10℃逆流：T77.88℃77.88℃t29℃39℃△tm=將△t，△t代入求得△t=43.69℃?zhèn)鳠崦娣eA==4.494㎡6.2加熱器6.2.1加熱器的選型選用U型管加熱器，經(jīng)處理后，放在塔釜內(nèi)，蒸汽選擇133.3℃飽和水蒸汽，傳熱系數(shù)K=1000kJ/m2h℃6.2.2傳熱面積的計(jì)算t=133.3-100=33.3℃又表6-4得Q’S