化工原理課程設(shè)計苯甲苯(文檔良心出品)

化工原理課程設(shè)計-19--緒論化工原理課程設(shè)計的目的和要求課程設(shè)計是《化工原理》課程的一個總結(jié)性教學(xué)環(huán)節(jié)，是培養(yǎng)學(xué)生綜合運用本門課程及有關(guān)選修課程的基本知識去解決某一設(shè)計任務(wù)的一次訓(xùn)練。在整個教學(xué)計劃中，它也起著培養(yǎng)學(xué)生獨立工作能力的重要作用。課程設(shè)計不同于平時的作業(yè)，在設(shè)計中需要學(xué)生自己做出決策，即自己確定方案，選擇流程，查取資料，進行過程和設(shè)備計算，并要對自己的選擇做出論證和核算，經(jīng)過反復(fù)的分析比較，擇優(yōu)選定最理想的方案和合理的設(shè)計。所以，課程設(shè)計是培養(yǎng)學(xué)生獨立工作能力的有益實踐。通過課程設(shè)計,學(xué)生應(yīng)該注重以下幾個能力的訓(xùn)練和培養(yǎng)：1.查閱資料，選用公式和搜集數(shù)據(jù)(包括從已發(fā)表的文獻中和從生產(chǎn)現(xiàn)場中搜集)的能力；2.樹立既考慮技術(shù)上的先進性與可行性，又考慮經(jīng)濟上的合理性，并注意到操作時的勞動條件和環(huán)境保護的正確設(shè)計思想，在這種設(shè)計思想的指導(dǎo)下去分析和解決實際問題的能力；3.迅速準(zhǔn)確的進行工程計算的能力；4.用簡潔的文字，清晰的圖表來表達自己設(shè)計思想的能力。5.學(xué)習(xí)繪制簡單的工藝流程圖和主體設(shè)備工藝尺寸圖6.學(xué)會編寫設(shè)計說明書。第一節(jié)概述1.1精餾操作對塔設(shè)備的要求精餾所進行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣(汽)、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質(zhì)效率。塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。工業(yè)上對塔設(shè)備的主要要求是：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳熱、傳質(zhì)效率高；（3）氣流的摩擦阻力?。唬?）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。實際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨特的優(yōu)點，設(shè)計時應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進行選型。1.2板式塔類型氣－液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的設(shè)計將在其他分冊中作詳細介紹，故本書將只介紹板式塔。板式塔為逐級接觸型氣－液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣－液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀(jì)五十年代以后，隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內(nèi)外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛，因此，本章只討論篩板塔的設(shè)計。1.2.1篩板塔篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點有：(1)結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60％，為浮閥塔的80％左右。(2)處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％。(3)塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。(4)壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30％左右。篩板塔的缺點是：(1)塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。(2)操作彈性較小(約2～3)。(3)小孔篩板容易堵塞。1.3原始數(shù)據(jù)年處理量：60000噸/年進料溫度：泡點進料狀況：泡點料液濃度：18%（苯質(zhì)量分率）82%（甲苯質(zhì)量分率）產(chǎn)品組成：塔頂產(chǎn)品濃度≥99.5%（苯質(zhì)量分率）塔底釜液含甲苯量不低于99.9%(質(zhì)量百分比)每年實際生產(chǎn)天數(shù)：8000小時（剩下的時間為設(shè)備檢修）操作壓力：塔頂為全凝器常壓操作加熱方式：間接蒸汽加熱設(shè)備型式：篩板塔回流比：R=（1.2~2）Rmin設(shè)計方案的確定2.1流程示意圖冷凝器→塔頂產(chǎn)品冷卻器→苯的儲罐→苯↑↓回流原料→原料罐→原料預(yù)熱器→精餾塔↑回流↓再沸器←→塔底產(chǎn)品冷卻器→甲苯的儲罐→甲苯2.1.1流程的說明首先，苯和甲苯的原料混合物進入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點溫度，然后，原料從進料口進入到精餾塔中。因為被加熱到泡點，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點，其中的液態(tài)部分進入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時間然后進入苯的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，而進料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與甲苯的分離。2.2操作條件的確定本精餾方案適用于工業(yè)生產(chǎn)中分離苯-甲苯溶液二元液體混合物。精餾塔的產(chǎn)品要求純度很高，達99.5％以上，而且要求塔頂、塔底產(chǎn)品同時合格，以及兩塔頂溫度相同，普通的精餾溫度控制遠遠達不到這個要求。故在實際生產(chǎn)過程控制中只有采用靈敏板控制才能達到要求。故采用溫差控制。2.2精餾操作在常壓下進行，因為苯沸點低，適合于在常壓下操作而不需要進行減壓操作或加壓操作。同時苯物系在高溫下不易發(fā)生分解、聚合等變質(zhì)反應(yīng)且為液體（不是混合氣體）。所以，不必要用加壓減壓或減壓精餾。另一方面，加壓或減壓精餾能量消耗大，在常壓下能操作的物系一般不用加壓或減壓精餾。2.2.2進料狀態(tài)直接影響到進料線（q線）、操作線和平衡關(guān)系的相對位置，對整個塔的熱量衡算也有很大的影響。和泡點進料相比：若采用冷進料，在分離要求一定的條件下所需理論板數(shù)少，不需預(yù)熱器，但塔釜熱負荷（一般需采用直接蒸汽加熱）從總熱量看基本平衡，但進料溫度波動較大，操作不易控制；若采用露點進料，則在分離要求一定的條件下，所需理論板數(shù)多，進料前預(yù)熱器負荷大，能耗大，同時精餾段與提餾段上升蒸汽量變化較大，操作不易控制，受外界條件影響大。泡點進料介于二者之間，最大的優(yōu)點在于受外界干擾小，塔內(nèi)精餾段、提餾段上升蒸汽量變化較小，便于設(shè)計、制造和操作控制。2.2蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。若塔底產(chǎn)物近于純水，而且在濃度稀薄時溶液的相對揮發(fā)度較大(如酒精與水的混合液)，便可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱；在釜內(nèi)只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。這樣，可節(jié)省一些操作費用和設(shè)備費用。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增加。但對有些物系(如酒精與水的二元混合液)，當(dāng)殘液的濃度稀薄時，溶液的相對揮發(fā)度很大，容易分離，故所增加的塔板數(shù)并不多，此時采用直接蒸汽加熱是合適的。值得提及的是，采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。對于酒精水溶液，一般采用0.4~0.7KPa（表壓）。飽和水蒸汽的溫度與壓力互為單值函數(shù)關(guān)系，其溫度可通過壓力調(diào)節(jié)。同時，飽和水蒸汽的冷凝潛熱較大，價格較低廉，因此通常用飽和水蒸汽作為加熱劑。但若要求加熱溫度超過180℃當(dāng)采用飽和水蒸汽作為加熱劑時，選用較高的蒸汽壓力，可以提高傳熱溫度差，從而提高傳熱效率，但蒸汽壓力的提高對鍋爐提出了更高的要求。同時對于釜液的沸騰，溫度差過大，形成膜狀沸騰，反而對傳熱不利。2.2.4冷卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決定。如果塔頂蒸汽溫度低，可選用冷凍鹽水或深井水作冷卻劑。如果能用常溫水作冷卻劑，是最經(jīng)濟的。水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設(shè)計者確定。冷卻水出口溫度取得高些，冷卻劑的消耗可以減少，但同時溫度差較小，傳熱面積將增加。冷卻水出口溫度的選擇由當(dāng)?shù)厮Y源確定，但一般不宜超過50℃2.2精餾過程是組分反復(fù)汽化和反復(fù)冷凝的過程，耗能較多，如何節(jié)約和合理地利用精餾過程本身的熱能是十分重要的。選取適宜的回流比，使過程處于最佳條件下進行，可使能耗降至最低。與此同時，合理利用精餾過程本身的熱能也是節(jié)約的重要舉措。若不計進料、餾出液和釜液間的焓差，塔頂冷凝器所輸出的熱量近似等于塔底再沸器所輸入的熱量，其數(shù)量是相當(dāng)可觀的。然而，在大多數(shù)情況，這部分熱量由冷卻劑帶走而損失掉了。如果采用釜液產(chǎn)品去預(yù)熱原料，塔頂蒸汽的冷凝潛熱去加熱能級低一些的物料，可以將塔頂蒸汽冷凝潛熱及釜液產(chǎn)品的余熱充分利用。此外，通過蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)置，也可以取得節(jié)能的效果。例如，采用中間再沸器和中間冷凝器的流程，可以提高精餾塔的熱力學(xué)效率。因為設(shè)置中間再沸器，可以利用溫度比塔底低的熱源，而中間冷凝器則可回收溫度比塔頂高的熱量。2.3確定設(shè)計方案的原則確定設(shè)計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達到技術(shù)上最先進、經(jīng)濟上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點：(1)滿足工藝和操作的要求所設(shè)計出來的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進行調(diào)節(jié)，必要時傳熱量也可進行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。(2)滿足經(jīng)濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當(dāng)?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設(shè)備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設(shè)備費也有很大影響。降低生產(chǎn)成本是各部門的經(jīng)常性任務(wù)，因此在設(shè)計時，是否合理利用熱能，采用哪種加熱方式，以及回流比和其他操作參數(shù)是否選得合適等，均要作全面考慮，力求總費用盡可能低一些。而且，應(yīng)結(jié)合具體條件，選擇最佳方案。例如，在缺水地區(qū)，冷卻水的節(jié)省就很重要；在水源充足及電力充沛、價廉地區(qū)，冷卻水出口溫度就可選低一些，以節(jié)省傳熱面積。(3)保證安全生產(chǎn)例如酒精屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發(fā)生火花的設(shè)備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計中，對第一個原則應(yīng)作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。板式精餾塔的工藝計算3.1物料衡算苯—甲苯的物性常數(shù)如下表3--1物質(zhì)摩爾質(zhì)量(Kg/mol)進口質(zhì)量組成(%)塔底出口組成(%)塔頂出口組成(%)苯78.11180.199.5甲苯92.148299.90.5表3—1已知:D=60000噸/年進料量F塔頂餾出液D塔底殘留液W的計算則:（2）計算、、根據(jù)公式（3）原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量=78.11×0.18＋92.14×0.82=89.614kg=0.995×78.11＋0.005×92.14=78.1805=0.001×78.11+0.999×92.14=92.12597摩爾流率：同理：同理：3.2相對揮發(fā)度的計算：Antoine蒸汽壓方程

lnP°=A-

式中P°——在T時的飽和蒸汽壓，mmHg；

T——溫度，K；

A、B、C——安托因（Antoine）常數(shù)

Tmax、Tmin——應(yīng)用安托因方程的最低和最高溫度限，查《化工原理》附錄常用物質(zhì)的物性和熱力學(xué)數(shù)據(jù)表得ABC苯6.030551211.033220.79甲苯6.079541344.8219.482各溫度下苯和甲苯的飽和蒸汽壓列表：1mmHg=133.3Pa溫度℃5060708090100苯1.55831.71761.86592.00442.13392.2553甲苯1.08911.26771.43391.58901.73411.8701計算各溫度下的苯對甲苯的相對揮發(fā)度：計算公式為：α=溫度℃5060708090100α1.43081.35491.30131.26141.23062.5920③計算平均相對揮發(fā)度：=1.52853.3回流比的確定精餾塔操作是在某一適宜回流比下進行的，適宜回流比的數(shù)值在全回流與最小回流比的數(shù)值之間，一般取R=（1.1~2）Rmin，在此取R=1.6Rmin泡點進料，最小回流比：3.4操作線方程Ⅰ精餾段操作線方程式中χn——精餾段內(nèi)第n層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分率；Уn+1——精餾段內(nèi)第n+1層板上升蒸汽中易揮發(fā)組分的摩爾分率。以第一塊塔板作為計算依據(jù)因為所以Ⅱ提留段操作線方程式中：χ’m——提餾段內(nèi)第m層板下降液體中易揮發(fā)組分摩爾分率；У’m+1——提餾段內(nèi)第m+1層板上升蒸汽中易揮發(fā)組分摩爾分率。泡點進料以塔釜作為計算依據(jù)因為：所以：3.5理論塔板數(shù)的確定先交替使用相平衡方程和精餾段操作線方程計算如下：Y=X=0.9957相平衡X=0.9934y=X+操作線

Y=0.994X=0.991Y=0.992X=0.988Y=0.990X=0.985Y=0.919X=0.881＜所以本設(shè)計共有五塊精餾板，第六塊為進料板。精餾段液相質(zhì)量流量：L=R×D=2.854×2.083=5.946kg精餾段氣相質(zhì)量流量：V=(R+1)×D=3.854×2.083=8.028kg提餾段液相質(zhì)量流量：L’=L+q×F=5.946+1×11.568=17.515kg提餾段氣相質(zhì)量流量：V’=V－(1－q)×F=8.028kg則提餾段的操作線方程為：y=x－以下交替使用相平衡方程和提餾段操作線方程計算如下：Y=0.864X=0.753

Y=0.765X=0.645

Y=0.694X=0.584

Y=0.602X=0.512Y=0.586X=0.488Y=0.499X=0.379Y=0.389X=0.309Y=0.290X=0.299Y=0.201X=0.101Y=0.191X=0.0102Y16=0.132X16=0.00996Y17=0.099X17=0.00912Y18=0.023X18=0.00869Y19=0.0097X19=0.00963＜0.001179所以共需十九塊塔板，其中精餾段五塊，提餾段十四塊。3.6精餾塔塔效率的計算查化工原理附錄常用物質(zhì)的物性和熱力學(xué)數(shù)據(jù)表得苯的沸點是353.25K甲苯的沸點是383.78K塔的平均溫度為Tm=368.515K苯的粘度系數(shù)：甲苯的粘度系數(shù)：粘度計算公式：lg=-則液相在此溫度下的平均粘度為：則精餾段的效率為：3.6.1實際塔板數(shù)計算精餾段：N精=6/0.4=15取15塊提餾段：N提=7/0.4=27.5取28塊3.7精餾塔塔頂、塔底、進料板溫度計算因純苯塔操作屬于常壓操作，兩組分的物理化學(xué)性質(zhì)特別是兩組分的化學(xué)結(jié)構(gòu)比較接近，所以該混合物為完全理想體系。相平衡常數(shù)：Ki=式中p—系統(tǒng)的壓力，mmHgpi0組分的飽和蒸氣壓，mmHg已知：塔頂操作絕對壓強：P頂=763mmHg塔釜操作絕對壓強：P釜=933mmHg查常壓下兩組分的沸點，苯：TA=80.10℃；甲苯：TB=110.63（1）塔頂溫度的求取已知：，塔頂采用全凝器，P頂=763mmHg；P底=933mmHg根據(jù)InPi0=Ai-Antoine公式查得：苯和甲苯的基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)見表2-2表2-2苯和甲苯的基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)ABC苯15.90082788.51-52.36甲苯16.01733096.52-53.67采用試差法求塔頂溫度：ⅰ設(shè)塔頂溫度為80.10℃PAS=759.96mmHgPBS=293.27mmHgKA=PAS/P=759.96/763=0.9960KB=PBS/P=293.27/763=0.3844與塔頂氣相相平衡的液相組成：則：該溫度不符合要求，，>1所設(shè)溫度偏低。ⅱ設(shè)塔頂溫度為81.4℃（354.55K）該溫度不符合要求，，>1所設(shè)溫度偏高。ⅲ設(shè)塔頂溫度為80.65℃（353.8K）根據(jù)得：該溫度符合要求，。因此，塔頂溫度（2）塔釜溫度的求取已知：根據(jù)InPio=Ai-Antoine公式ⅰ設(shè)塔釜溫度為117.00℃PAS=2091.51mmHgPBS=911.0642mmHgKA=PAS/P=2091.51/933=2.2417KB=PBS/P=911.0642/933=0.9765與塔釜液相相平衡的氣相組成：則：該溫度不符合要求，∑yi〈1所設(shè)溫度偏低。ⅱ設(shè)塔釜溫度為117.77℃（390.92K）同理得：該溫度符合要求。所以塔釜溫度390.92K（3）進料板溫度的確定已知：P頂=763mmHg；P底=933mmHgP進料=（P頂+P底）/2=（763+933）/2=848mmHg根椐InPio=Ai-Antoine公式設(shè)進料板溫度為89.63℃PAS=1010.0721mmHgPBS=403.3343mmHgKA=PAS/P=1010.0721/848=1.1911228KB=PBS/P=403.3343/848=0.47563泡點進料，與液相相平衡的氣相組成：則：該溫度符合要求。所以進料板溫度第四節(jié)塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計計算4.1塔徑計算這里取精餾段則塔徑根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為：D=0.8m=800mm查表得，當(dāng)塔徑為0.8m時，所設(shè)可用，塔橫截面積空塔氣速：提餾段則塔徑根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為：D=1.2m=1200mm查表得，當(dāng)塔徑為1.2m時，板間距可取400mm，則所設(shè)可用。塔橫截面積空塔氣速：4.2精餾塔高度計算已知:進料板溫度為查圖吉利蘭關(guān)聯(lián)圖查得:N=7.70第16塊板進料HD—1.0~2.0m取1.5mNP取4個取4.3塔板結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計計算Ⅰ精餾段堰高篩孔數(shù)目與排列規(guī)定塔板上篩孔為正三角形排列取孔徑孔間距開孔率：開孔數(shù)：Ⅱ提留段堰高篩孔數(shù)目與排列規(guī)定塔板上篩孔為正三角形排列取孔徑孔間距開孔率：開孔數(shù)：4.4熱量衡算①塔頂苯蒸汽帶出熱量②塔底殘液帶出熱量（以甲苯為計算依據(jù)）③塔體散熱量則④總輸出熱量⑤原料帶入熱量⑥回流帶入熱量⑦塔底再沸器供熱量間接蒸汽壓力?。ń^對壓強），查得相應(yīng)飽和水蒸汽溫度為飽和蒸氣的比汽化焓為第五節(jié)輔助設(shè)備選型計算5.1換熱器的確定ⅰ換熱面積的計算則：換熱面積按20％的裕量考慮，實際需換熱面積：選用再沸器規(guī)格為：其型號為：即FA-500-80-16-2ⅱ換熱面積的計算（1）冷凝段換熱面積取冷凝段總傳熱系數(shù)（2）冷卻段換熱面積冷卻器選用單殼程，溫度修正系數(shù)換熱面積則總傳熱面積：按25％的裕量考慮，實際需換熱面積：選用冷凝卻器的規(guī)格為：其型號為：即FB-600-95-16-25.2管道尺寸的確定5.2.1原料入口管取5.2.2塔頂蒸汽管取5.2.3再沸器升氣管取5.3加熱蒸氣鼓泡管加熱蒸氣鼓泡管（又叫蒸氣噴出器）若精餾塔采用直接蒸氣加熱時，在塔釜中要裝開孔的蒸氣鼓泡管。使加熱蒸氣能均勻分布與釜液中。其結(jié)構(gòu)為一環(huán)式蒸氣管，管子上適當(dāng)?shù)拈_一些小孔。當(dāng)小孔直徑小時，汽泡分布的更均勻。但太小不僅增加阻力損失，而且容易堵塞。其孔直徑一般為5～10mm，孔距為孔徑的5～10倍。小孔總面積為鼓泡