2.772万吨苯甲苯连续精馏装置工艺设计精馏塔设计说明书化工设计.doc

《2.772万吨苯甲苯连续精馏装置工艺设计精馏塔设计说明书化工设计.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《2.772万吨苯甲苯连续精馏装置工艺设计精馏塔设计说明书化工设计.doc（35页珍藏版）》请在三一办公上搜索。

1、成绩 化工原理课程设计设计说明书 设计题目：2.772万吨/年苯甲苯连续精馏装置工艺设计姓 名 _ 班 级 _应化 学 号 _ 完成日期 2013-7-9 指导教师 梁伯行 化工原理课程设计任务书(应化10级各班适用)一、 设计说明书题目: 2.520(万吨/年) 苯 - 甲苯连续精馏装置工艺设计说明书二、 设计任务及条件1.处理量: (1500本班学号200) Kg/h (每年生产时间按7200小时计);2.进料热状况参数：( 3班)为0.50,3.进料组成: ( 3班) 含苯为0.40(质量分率), 4.塔底产品含苯不大于0.01(质量分率);5. 塔顶产品中含苯为0.98(质量分率)。

2、装置加热介质为过热水蒸汽(温度及压力由常识自行指定), 装置冷却介质为25的清水或45的循环清水。三、 设计说明书目录(主要内容) 要求1. 说明书标准封面；2. 目录页，任务书页3. 说明书主要内容规定1）装置流程概述，2）装置物料平衡，3）精馏塔操作条件确定，4）(适宜回流比/最小回流比)为1.35时理论塔板数及进料位置，5）精馏塔实际主要工艺尺寸，6）精馏塔塔顶第二板、进料口上等三板和进料口下等二板塔板结构参数 7）精馏塔结构参数汇总表和精馏塔结构简图(A3图) ， 8）装置热衡算 9）装置经济效益和工艺设计评价四、 经济指标1) 5000元/(平方米塔壁)；2) 3000元/(平方米F

3、1型浮阀(重阀) 塔板),3) 4000元/(平方米传热面积),4) 料液输送3元/吨，冷却水16元/吨，热载体(柴油)160元/吨,5) 设备使用年限15年。五、 参考书目1) 化工原理课程设计指导；2) 夏清等编化工原理(上) 、( 下) 2002年修订版；3) 化工工艺设计图表；4) 炼油工艺设计手册浮阀塔分册。 目录一、前言5二、设计方案的确定61.处理量确定62. 设计题目63.概述64.设计方案6（1）塔设备的工业要求6（2）工艺流程如下：6（3）流程的说明6三、精馏塔设计71.工艺条件的确定7（1）苯与甲苯的基础数据7（2）温度的条件：82.精馏塔物料恒算8（1）摩尔分数8（2）

4、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量8（3）质量物料恒算与负荷计算及其结果表83.塔板数计算9（1）.理论板层数的确定9（2）实际板层数的求取11四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算11操作压力112.操作温度113.平均摩尔量12（1）塔顶气、液混合物平均摩尔质量:12（2）进料板气、液混合物平均摩尔质量：12（3）精馏段气、混合物平均摩尔质量124.平均密度12（1）气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即12（2）液相平均密度125.液相平均表面张力136液体平均粘度计算13五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算141塔径的计算14（1）最大空塔气速和空塔气速14（2）塔径152精馏塔总有效高度

5、的计算15六、 塔板主要工艺尺寸的计算151.主要工艺尺寸的计算15（1) 溢流堰长：15（2) 溢流堰高度15（3) 弓形降液管的宽度与降液管的面积：16(4) 降液管底隙高度162.塔板布置及浮阀数目与排列17七、 塔板流体力学验算181.计算塔板压降18（1） 干板阻力的计算18（2） 板上充液层阻力19（3） 克服表面张力所造成的阻力192.淹塔19（1） 与气体通过塔板的压降相当的液柱19（2） 液体通过降液管的压头损失:19（3） 板上液层高度:203.雾沫夹带20(1)雾沫夹带20八、 塔板负荷性能图211.雾沫夹带线212.液泛线223. 液相负荷上限线234.漏液线235.

6、液相负荷下限线24九、 塔板负荷性能图24十、 塔附件及总高度的计算241.塔顶空间242.进料板高度253.塔底空间254.封头高度255.裙座高度256.塔壁厚计算257.塔总高度25十一、 热平衡确定热换器251.塔顶全凝器 Qc(以1秒钟计算)252.全凝器的传热面积A263.全凝器清水的用量264.塔底再沸器QB (以1秒钟来算)265.再沸器的传热面积A276.再沸器的柴油的用量277.原料预热器27（1）求原料预热所需的热量(以1秒钟来算)27（2）塔底产品能给的热量及其换热面积27（3）柴油预热器(以1秒钟来算)28（4）塔釜产品冷却器(以1秒钟来算)28十二、 设备费用计算2

7、81.塔体费用282.塔板费用293.总换热器费用294.总设备费用295.固定资产折旧后年花费用296.主要操作年费用计算297.柴油用量费用298.料液输送费299.总操作费用2910.设备费用和操作费用的总费用2911. 银行利息后的总成本29课程设计评价31附图31参考文献34一、前言化工原理课程设计是理论系实际的桥梁，是让学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，要求我们能够综合运用化工原理上下册的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得到以化工单元操作为主的化工设计的初步训练。通过课程设计，我们了解到工程设计的基本内容，掌握典型单

8、元操作设计的主要程序和方法，培养了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风。二、设计方案的确定 1.处理量确定依设计任务书可知，处理量为:1500+10*200=3500Kg/h,3500*7200=2.772万吨/年 2. 设计题目该次设计题目为：2.772万吨/年苯甲苯连续精馏装置工艺设计。 3.概述 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。板式塔大致可分为两类：有降液管的塔板和无降液管的塔板。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、

9、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.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

10、采用重阀，因其操作稳定性好。 4.设计方案（1）塔设备的工业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

11、，起泡性等.（2）工艺流程如下： 苯与甲苯混合液（原料储罐）原料预热器浮阀精馏塔（塔顶：全凝器分配器部分回流，部分进入冷却器产品储罐）(塔釜：再沸器冷却器产品进入储罐）（3）流程的说明 本方案主要是采用浮阀塔，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到103.5度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进

12、入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。 本次设计的要求是先算出最小回流比，然后随意选三个系数得到三个回流比，最后比较那个最好，而不是找出最佳的回流比。三、精馏塔设计 1.工艺条件的确定 （1）苯与甲苯的基础数据 表3-1 相平衡数据温度/80.1859095100105110.6POA/Kpa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0POB

13、/Kpa40465463.374.386101.332.542.512.462.412.37x1.000.7800.5810.4120.2580.1300y1.000.8970.7730.6330.4610.2690 表3-2 苯与甲苯的物理性质项目分子式相对分子量沸点/临界温度/临界压力/Pa苯C6H678.1180.1288.56833.4甲苯C6H5-CH392.13110.6318.574107.7 表3-3 Antoine常数值组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58 表3-4 苯与甲苯的液相密度温度/80901001101208108

14、00.2792.5780.3768.9815803.9790.3780.3770.9 表3-5 液体的表面张力温度/809010011012021.2720.0618.8517.6616.4921.6920.5919.9418.4117.31 表3-6 液体的黏度温度/80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.228 表3.7 液体的汽化热温度/8090100110120苯/(KJ/Kg)384.1386.9379.3371.5363.2甲苯/(KJ/Kg)379.9373.8367.6361.2354.6 （2）温

15、度的条件： 假定常压，作出苯甲苯混合液的t-x-y图，如后附图所示。依任务书，可算出:;同理，;=(0.01/78.11)/(0.01/78.11+0.99/92.13)=0.012;查t-x-y图可得,.精馏段平均温度2.精馏塔物料恒算 （1）摩尔分数由以上可知，摩尔分数为, （2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量（3）质量物料恒算与负荷计算及其结果表原料处理量 总物料衡算 （1）苯物料衡算 （2）联立（1）（2），得 3.塔板数计算（1）.理论板层数的确定苯-甲苯属理想体系，可采用图解法求理论板层数表1常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560

16、.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.88

17、0.2199.099.6180.01100.0100.0由表1苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x y图，见下图求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，自点e（0.44,0.44）作斜率为-1的直线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为 用图解法求得取操作回流比为1.352.78精馏塔的气,液相负荷操作线方程精馏段操作线方程提馏段操作线方程图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如附图1所示。求解结果为：总理论板层数=17其中精=8， 提=8（不包括再沸器），进料板位置=9（2）实际板层数的求取因为,.此时的相对挥发度:查95.1下苯及甲苯的粘度分别为0.

18、267 ，和0.275，则平均温度下的液体粘度所以全塔效率 0.54精馏段理论板层数：提馏段理论板层数：总实际板层数：四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算操作压力泡点压力：塔顶操作压力：每层塔板压降：进料板压降：精馏段平均压降： 第二塔板 精馏塔进料口上第三板精馏塔进料口下第二板2.操作温度由t-x-y图可得：塔顶温度: 塔底温度：进料温度：精馏段平均温度： 第二塔板的温度:精馏塔进料口上第三板的温度： 精馏塔进料口下第二板的温度：查t-x-y图得组成： 3.平均摩尔量（1）塔顶气、液混合物平均摩尔质量:由，查平衡曲线得 （2）进料板气、液混合物平均摩尔质量：由图解理论板，得查平衡曲线得，

19、（3）精馏段气、混合物平均摩尔质量第二塔板摩尔质量计算：由 ，查平衡曲线，得同理可得：精馏塔进料口上第三板摩尔质量:，精馏塔进料口下第二板摩尔质量：，4.平均密度（1）气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即同理，（2）液相平均密度 液相平均密度计算公式塔顶液相平均密度：由80.9,查手册得： 进料板液相平均密度：由，查手册得，进料板液相的质量分数为精馏段液相平均密度为液相平均密度计算由,查手册得，由,查手册得，由,查手册得，质量分数:同理，同理，5.液相平均表面张力液相平均表面张力计算公式： 塔顶液相平均表面张力：由80.9,查手册得 进料板液相平均表面张力计算：由,查手册得 精馏段液相平均

20、表面张力为 6液体平均粘度计算液相平均粘度计算公式： 塔顶液相平均粘度计算：由80.9,查手册得 进料板液相平均粘度：由,查手册得， 精馏段液相平均粘度为：五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1塔径的计算（1）最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式精馏段的气、液相体积流率为同理可得：精馏塔塔顶第二块塔板的气、液相体积流率为：, 精馏塔进料口上第三板的气、液相体积流率为： 精馏塔进料口下第二板的气、液相体积流率为： 其中C由式,其中由图查取,图的横坐标为 取板间距,板上液层高度则查图得, 取安全系数0.6,则空塔气速为（2）塔径按标准塔径圆整后 塔截面积为 实际空塔气速为 同理可得：精馏塔塔顶第二

21、块塔板的实际空塔气速为：精馏塔进料口上第三板的实际空塔气速为： 精馏塔进料口下第二板的实际空塔气速为： 2精馏塔总有效高度的计算精馏段有效高度的计算提馏段有效高度的计算在进料板处及提馏段各开一个人孔，其高度均为0.8m，故精馏塔有效高度为：六、 塔板主要工艺尺寸的计算1.主要工艺尺寸的计算因塔径D1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘对精馏段各项计算如下：（1) 溢流堰长： 单溢流去=（0.60.8）D，取堰长为：0.66D=0.661.0=0.66m（2) 溢流堰高度 溢流堰高度计算公式：选用平直堰，堰上液层高度依下式计算，即近似取E=1，则取板上液层高度，故故 同理可得：精馏塔塔

22、顶第二块塔板溢流堰高度为：, 精馏塔进料口上第三板的溢流堰高度为： 精馏塔进料口下第二板的溢流堰高度为:, （3) 弓形降液管的宽度与降液管的面积：由查图，得，故 验算液体在降液管中停留时间，即同理可得：精馏塔塔顶第二块塔板液体在降液管中停留时间为：, 精馏塔进料口上第三板的液体在降液管中停留时间为： 精馏塔进料口下第二板的液体在降液管中停留时间为： 故降液管设计合理。(4) 降液管底隙高度 计算公式 取，则 同理可得：精馏塔塔顶第二块塔板降液管底隙高度为：, 精馏塔进料口上第三板的降液管底隙高度为： 精馏塔进料口下第二板的降液管底隙高度为： 故降液管底隙高度设计合理。2.塔板布置及浮阀数目与

23、排列 取阀孔动能因数,孔速的计算公式： 每层塔板上浮阀数的计算： 同理可得：精馏塔塔顶第二块塔板浮阀数为： , 精馏塔进料口上第三板的浮阀数为： 精馏塔进料口下第二板的浮阀数为： 取边缘区宽度，泡沫区宽度，计算鼓泡区面积，即浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横行的孔心距，则可按下式估算排间距，即考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用118mm，而应小于此值，故取按，以等腰三角形叉排方式作图，得阀数个。按重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因数变化不大，仍在9-12范围内。%同理可得：精馏塔塔顶第二块筛孔计算： , ,%精馏塔

24、进料口上第三板的筛孔计算： , %精馏塔进料口下第二板的筛孔计算： ,%阀孔动能因数变化不大，仍在9-12范围内。七、 塔板流体力学验算1.计算塔板压降，即（1） 干板阻力的计算因为，则可按下式进行计算 同理可得：精馏塔塔顶第二块干板阻力的计算: 精馏塔进料口上第三板干板阻力的计算: 精馏塔进料口下第二板的干板阻力的计算:（2） 板上充液层阻力 本设计是分离苯和甲苯的混合液即液相为碳氢化合物,取充气系数进行计算.（3） 克服表面张力所造成的阻力 因为本设计采用浮阀塔，其很小，可忽略不计。因此,气流经过一层浮阀塔板的压降所相当的液柱高度为单板压降为 同理可得：精馏塔塔顶第二块单板压降为: 精馏塔

25、进料口上第三板单板压降为: 精馏塔进料口下第二板的单板压降为: 上述单板压降均小于700Pa,故设计合理。2.淹塔为防止淹塔现象的发生，要求降液管中清夜层高度，可按下式计算，即：（1） 与气体通过塔板的压降相当的液柱（2） 液体通过降液管的压头损失:因不设进口堰所以同理可得：精馏塔塔顶第二块降液管中清夜层高度为: 精馏塔进料口上第三板降液管中清夜层高度为: 精馏塔进料口下第二板降液管中清夜层高度为: （3） 板上液层高度:前已经选定板上液层高度为因此 取,己选,，则同理可得：精馏塔塔顶第二块板上液层高度为: ， 精馏塔进料口上第三板板上液层高度为: 精馏塔进料口下第二板板上液层高度为: 可见,

26、符合防止淹塔的要求。3.雾沫夹带(1)雾沫夹带板上液体流径长度:板上液流面积:苯和甲苯混合液为正常系统,可取物性系数K=1.0,又由图查得泛点负荷系数，可由下式计算：同理可得：精馏塔塔顶第二块板泛点率为: ，精馏塔进料口上第三板泛点率为: ,精馏塔进料口下第二板泛点率为: ,又可按下式计算：同理可得：精馏塔塔顶第二块板泛点率为: ，精馏塔进料口上第三板泛点率为: ,精馏塔进料口下第二板泛点率为: ,根据两式计算得出泛点率都在80%以下,故可知雾沫夹带量能满足的要求。八、 塔板负荷性能图1.雾沫夹带线,依下式做出按泛点率为80%计算如下:整理得雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值，依上式算

27、出相应的的值列于下表中。据此可作出雾沫夹带线（1）。0.0010.0021.2001.183同理可得：精馏塔塔顶第二块雾沫夹带线为: ， 精馏塔进料口上第三板雾沫夹带线为: 精馏塔进料口下第二板雾沫夹带线为: 2.液泛线由确定液泛线忽略,将各项对应的公式及代入上式，得到:因物系一定,塔板结构尺寸一定。其中、及均为定值。而与又有如下关系,即 式中阀孔数N与孔径也是定值。因此可将上式简化得,在操作范围内任取若干个,依上式计算出相应的值,列于下表,0.00050.0010.0020.0041.081.071.010.79根据表中数据,做出相应的液泛线。同理可得：精馏塔塔顶第二块液泛线为: ， 精馏塔

28、进料口上第三板液泛线为: 精馏塔进料口下第二板液泛线为: 3. 液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5秒,依下式可知液体在降液管内的停留时间为求出上限液体流量值(常数)值,在图上,液相负荷上限线与气体流量无关的竖直线。以作为液体在降液管内停留时间的下限,则同理可得：精馏塔塔顶第二块上限液体流量为: ， 精馏塔进料口上第三板上限液体流量为: 精馏塔进料口下第二板上限液体流量为: 4.漏液线 对于F1型重阀,依计算,则.又知则得式中、均为已知数故可由此式气相负荷的下限值，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。以作为规定气体最小负荷的标准.则同理可得：精馏塔塔顶第二块上水平

29、漏液线为: ， 精馏塔进料口上第三板水平漏液线为: 精馏塔进料口下第二板水平漏液线为: 5. 液相负荷下限线 取堰上液层高度作为液相负荷的下限条件,依的计算式,计算出的下限值,依此做出液相负荷下限线,该线与气相流量无关的竖直直线。取E=1,则同理可得：精馏塔塔顶第二块液相负荷下限线为: ， 精馏塔进料口上第三板液相负荷下限线为: 精馏塔进料口下第二板液相负荷下限线为: 九、 塔板负荷性能图根据上述所有条件与结果做出塔板负荷性能图.（如后附图）根据图上我们可知. 任务规定的气,液相负荷下的操作点A(设计点)处在操作区内的适宜位置 塔板的气相负荷由雾夹带控制,操作下限由漏液控制. 按照固定的液气比

30、,由本设计附图查出塔板的气相负荷上限以及下限计算出操作弹性为: 十、 塔附件及总高度的计算1.塔顶空间为了安装人孔和破沫网，取塔顶2.进料板高度为了安装人孔和液相进料，取稍大一点，所以3.塔底空间假定塔底空间储存液量停留3分钟，那么塔底液高：取塔底液面距最下面一层板留1.37米，故塔底空间4.封头高度5.裙座高度取一个平台高度6.塔壁厚计算取每年腐蚀0.3mm，因限制用年数为15年，年寿终了的最低那么壁厚故按标准，取壁厚10mm7.塔总高度十一、 热平衡确定热换器1.塔顶全凝器 Qc(以1秒钟计算)因为塔顶组成苯的含量很高，现用苯的参数来求对应其温度的焓为，由,查手册得其温度的，所以故总的负荷

31、 2.全凝器的传热面积A 依以上可知 T塔顶 （80.1） TD(30) t2 (45) t1(25) 35.1 5故=因属于液汽传热，故可取K=1000w/m2.所以其传热面积3.全凝器清水的用量依 查手册t=35.0时水的比热,故把数据代人求得故一年的用水量4.塔底再沸器QB (以1秒钟来算)全塔的热量衡算式且由进料温度为80.1，由手册查得其对应温度苯的汽化热为,甲苯汽化热为所以查苯和甲苯的焓图得其进料温度下的焓值为所以将数据代上得从前面可知和的值，并分别把它们的值代人全塔热量衡算式得： 5.再沸器的传热面积A T柴油:290 160 TW:125.9 125.9 :164.1 34.1

32、 故 因属于液汽传热，故可取K=1000w/m2.，所以6.再沸器的柴油的用量查手册得比密度为0.86，温度为160的柴油焓值：，温度为290的焓值：所以故一年柴油的用量7.原料预热器 先用塔底产品预热，再用柴油预热。（1）求原料预热所需的热量(以1秒钟来算)取原料罐的物料为常温25则 : 25 85，查手册得该温度下的苯和甲苯的比热皆为故（2）塔底产品能给的热量及其换热面积取产品冷到75，原料先预热到55所以 : 125.90 75: 55.00 25:70.9 50，查手册得下的苯和甲苯的比热皆为所以塔底产品能给的热量：因属于液液传热，故依经验值可取K=600w/m2.（3）柴油预热器(以

33、1秒钟来算)由上得每秒还要柴油给原料供热为T柴油:290 160 :85 25 :205 105,同理每秒柴油的用量故一年柴油的用量（4）塔釜产品冷却器(以1秒钟来算)由上知塔釜产品换热到75，所以再用冷却水冷却即可。: 75 35t : 45 25: 30 10，查手册得温度下的苯和甲苯的比热皆为故依然取K=600w/m2.，所以同理得其冷却水用量为十二、 设备费用计算1.塔体费用塔体真实直径为塔径与壁厚之和：故塔体截面积为：所以其塔体体积为V=塔总高塔截面积=23.70.817=19.37按塔体报价5000元/（立方米塔），故塔体费用为：19.375000=9.69万元2.塔板费用塔板总面

34、积按塔板报价3000元/(平方米塔板 型浮阀（重阀）)故其塔板总费用为：23.553000=7.065万元3.总换热器费用5个换热器的总面积为：53.06+0.01+2.68+1.07+5.64=62.46按传热面积报价4000元/平方米故其总换热器费用：62.464000=24.98万元4.总设备费用总设备费用为：9.69+7.065+24.98=41.74万元5.固定资产折旧后年花费用折旧后每年设备花出的费用按下列公式估算：6.主要操作年费用计算根据前面可知，每年塔顶冷凝器用水量釜液冷却一年用水量按冷却水报价为16元/（吨/小时）故其冷却水总费用为：7.柴油用量费用根据前面可知，每年再沸器

35、柴油用量原料预热年用柴油量按柴油费报价为160元/（吨/小时）故其柴油总费用为：8.料液输送费按料液输送报价3元/（吨/小时）得其年料液输送费为：9.总操作费用由上可得其总操作费用为：333.98+1248.48+15.23=1597.69万元/年10.设备费用和操作费用的总费用年总设备费用+设备年总折旧费用+年总操作费=41.74+3.31+1597.69=1642.74万元/年11. 银行利息后的总成本贷款年平均利息为0.25，结果一览序号项目符号单位计算结果塔顶第二块塔板精馏塔进料口上第三板精馏塔进料口下第二板全塔平均1温度t82.2396.82101.4390.902压力Pmkpa20

36、0.99208.69209.39 204.143平均流量气相Vsm3/s0.3060.2060.215 0.4404液相Lsm3/s0.001040.001150.00119 0.001107塔径Dm1.01.01.0 1.0平均气相摩尔质量MKg/Kmol78.6383.9985.35 81.31平均液相摩尔质量MKg/Kmol78.9987.0088.15 83.20气相平均密度Kg/m3 5.315.295.24 2.70液相平均密度Kg/m3 811.78794.310789.25 796.50塔截面积0.7150.6530.673 0.7858板间距Hm0.420.420.42 0.

37、4210空塔气速um/s0.3550.3820.3954 0.72611溢流装置溢流管形式弓形弓形弓形 弓形12溢流堰长度Lwm0.660.660.66 0.6613溢流堰高度hwm0.03930.03840.0382 0.039014板上液层高度hLm0.050.050.05 0.0515堰上液层高度howm0.01070.01160.0118 0.011016破沫去宽度Wsm0.070.070.07 0.0717边缘区宽度Wcm0.060.060.06 0.0618开孔区面积Aam20.5240.5240.5240.52419阀孔直径dm0.0390.0390.0390.03920浮阀数个n个3841427021阀孔气速u0m/s5.655.926.0522阀孔动能因数F09.289.739.9411.6723开孔率%6.286.456.53 10.2324孔心距tm0.00750.00750.00750.007525排间距tm0.05670.06180.057 0.06526塔板压降Ppa462460465 46127液体在降液管内的停留时间s18.4516.3915.9717.7928底隙高度hom0.01970.02170.0225 0.020830泛点率，%53.8156.4958.0439.0931液相负荷上限Ls maxm3/s0.00560.00520.0