苯甲苯二元体系连续浮阀精馏塔的工艺设计.docx

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1、苯甲苯二元体系连续浮阀精馏塔的工艺设计化工原理课程设计 设计标题 苯-甲苯二元体系延续浮阀精馏塔的工艺设计 先生姓名 班级、学号 书院化工班 指点教员姓名 冯晖 课程设计时间2021年 12 月 19 日-2021年 12 月31日 课程设计效果百分制 权重设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%独立任务才干、综合才干、设计进程表现、设计争辩及回答以下效果状况，30%设计最终效果五级分制指点教员签字 2020学院课程设计义务书课程称号 化工原理课程设计 设计标题 苯-甲苯二元体系延续浮阀精馏塔的工艺设计 先生姓名 专业 化学工程与工艺 班级学号 2020学院化工班 设计日期 2021 年 12

2、月 19 日至 2021 年 12 月 31日设计条件及义务：设计体系： 设计条件:1处置量F： 278 kmol/h 2料液浓度 0.14 mol% 3. 进料热状况： 泡点 要求： 1产品浓度： 99.5 mol% 2易挥发组分回收率： 99 % 指点教员 2016 年 12 月 31日 目录0、前言30.1 塔设备概述30.2 化工消费对塔设备的要求30.3 塔设备的类型40.4 浮阀塔的优点41、浮阀塔工艺设计51.1 操作压强51.2 进料形状61.3 塔釜加热方式61.4 回流方式62、精馏工艺流程图63、实践板数确实定73.1 全塔物料衡算73.2 物系相平衡关系73.2.6 相

3、对挥发度及平衡线方程73.2.4 粘度83.3 回流比及精馏段操作线方程93.4 塔内气相、液相摩尔流量103.4.1 精馏段气相、液相摩尔流量103.4.2 提馏段气相、液相摩尔流量及提馏段操作线方程103.5 实际板数的计算103.6 实践板数的计算124、塔体主要工艺尺寸确实定134.1 塔体塔板设计所需物性参数134.1.1 操作压力134.1.2 操作温度134.1.3 提馏段、精馏段平均摩尔质量143.2.3 提馏段、精馏段平均密度143.2.5 外表张力154.2 塔内气相、液相体积流量164.2.1 精馏段气相、液相体积流量164.2.2 提馏段气相、液相体积流量174.3 精

4、馏段塔板塔径设计计算174.3.1 精馏段塔径174.3.2 精馏段有效高度184.3.3 精馏段溢流装置设计184.3.4鼓泡区阀孔数确实定及陈列194.3.5流体力学校核214.3.6 精馏段负载功用图及操作弹性234.4 提馏段塔板塔径设计计算254.4.1提馏段塔径254.4.2 提馏段有效高度264.4.3 提馏段溢流装置设计274.4.4鼓泡区阀孔数确实定及陈列284.4.5 流体力学校核294.4.6 精馏段负载功用图及操作弹性314.5塔体主要工艺尺寸汇总335、辅佐设备设计355.1塔顶全凝器的计算与选型355.1.1 换热器基本参数计算355.1.2 换热器功用核算365.

5、2塔底再沸器的计算与选型405.1.2再沸器种类405.1.2再沸器计算与选型415.3预热器的计算与选型435.4接收的计算与选型445.5泵的计算与选型476、设计结果总汇表507、致谢538、参考文献53附表1：常压下苯甲苯的气液平衡数据54附表2：苯甲苯 t-p56附表3：苯和甲苯粘度57附表4：苯和甲苯外表张力58附表5：史密斯关联图59附表6：泛点负荷系数图59附表7：苯和甲苯密度60附表8：保送流体用无缝钢管常用规格61附图1：精馏段塔板63附图2：提馏段塔板经计算和校核两块塔板一样640、前言0.1 塔设备概述塔设备是化学工业，石油工业，石油化工等消费中最重要的设备之一。它可以

6、使气汽液液两相之间停止充沛接触，到达相际接触传热及传质的目的。在塔设备中能停止的单元操作有：精馏，吸收，解吸，气体的增湿及冷却等。在化工，石油化工及炼油厂中，塔设备的功用对整个装置的产质量量，消费才干和消耗定额，以及三废处置和环境维护等各个方面，都有严重的意义。在化工和石油化工的生装置中，塔设备的投资费用占整个工艺设备费用的25.39%左右，炼油和煤化工消费装置占34.85%；它所耗的钢材在各累工艺设备中所占的比例也较多，例如在年产250万吨的常压及减压炼油装置中耗用的钢材重量占62.4%，年产60及120万吨催化裂化装置占48.9%。因此，塔设备的设计和研讨，对化工，炼油工业的开展起着重要的

7、作用。0.2 化工消费对塔设备的要求塔设备除了应该满足特定的化工工艺条件如温度，压力，耐腐蚀外，为了满足工业消费的需求还应该到达以下要求：1消费才干大，及气体处置量大。2高的传质，传热效率，气液有充沛的接触空间，接触时间和接触面积。3操作动摇，操作弹性大，即气液负荷有较大动摇时仍能在较高的传质效率下停止动摇的操作，且塔设备应能临时延续运转。4流体活动的阻力小，即流体经过塔设备的压降小，以到达节能降低操作费用的要求。5结构复杂牢靠，资料耗用量少，制造装置容易，以到达降低设备投资的要求。理想上，任何一个塔设备能同时到达上述的诸项都时十分困难的，因此只能从消费的需求及经济合理的要求动身，抓住主要矛盾

8、停止设计。随着人们抵消费才干，提高效率，动摇操作和降高压降的追求，推进着各种新型塔结构的出现和开展。0.3 塔设备的类型塔设备普通分为级直接触式和延续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表那么为填料塔。普通，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处置量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，以后运用最普遍的是筛板塔和浮阀塔。0.4 浮阀塔的优点 1.消费才干大，由于塔板上浮阀布置比拟紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，消费 才干比泡罩塔板大 20%40%，与筛板塔接近。2.操作弹性大，由于阀片可以自在升降以顺应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷动摇范围比筛板塔，泡

9、罩塔都大。 3.塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。 4.气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。 5.塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等消费才干的泡罩塔的 50%80%，但是比筛板塔高 20%30%。 1、浮阀塔工艺设计1.1 操作压强精馏可以常压，加压或减压条件下停止。确定操作压力时主要是依据处置物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来思索的。关于沸点低，常压下为气态的物料必需在加压条件下停止操作。在相反条件下适当提高操作压力可以提高塔的处置才干，但是添加了塔压，也提高了再沸器的温度，并且

10、相对挥发度液会下降。关于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏。降低操作压力，组分的相对挥发度添加，有利于分别。减压操作降低了平衡温度，这样可以运用较低位的加热剂。但是降高压力也招致了塔直径的添加和塔顶冷凝温度的降低，而且必需运用抽真空设备，添加了相应的设备和操作费用。本次分别的苯和甲苯二元体系为普通物系故分别时采用常压操作，操作压力为101.325kpa。1.2 进料形状本精馏塔采用泡点进料，经过预热器将25的冷料加热为饱和液体。1.3 塔釜加热方式本次分别义务中，塔底采用再沸器加热，冷流体为塔底液体，热流体为高温蒸汽，此种加热方式属于直接蒸汽加热。1.4 回流方式本设计采用装置回流泵方式停止强迫

11、回流。2、精馏工艺流程图图1: 精馏工艺流程图3、实践板数确实定3.1 全塔物料衡算依据操作条件可知:料液流量 F=278Kmol/h;料液中易挥发组分的质量分数 xF=0.14;塔顶产品摩尔分数 XD=0.995;易挥发组分的回收率=99%。1由公式1求得馏出液D的量：D= 38.72442 kmol/h全塔物料衡算式：2由等式2求得塔底残液W的量：W= 239.2755779kmol/h全塔轻组分物料衡算式：3由等式3求得残夜XW= 0.0016265763.2 物系相平衡关系3.2.6 相对挥发度及平衡线方程用等式4来计算物系的相对挥发度4依据附表1的相平衡数据，应用等式4，区分计算x1

12、=0.1、x2=0.2x9=0.9的相对挥发度，失掉= 2.347875426、=2.35122261、=2.393841167、=2.455696203、=2.524850194、=2.568009057、=2.58317438、=2.610411899、=2.632373114平均相对挥发度：=2.494 5那么平衡线为：63.2.4 粘度依据公式7计算物料的平均粘度7经过附表3，内差法求得塔顶温度 tD=80.17 苯、甲苯的粘度为=0.3075495 mPas 、=0.3106005 mPas；那么塔顶液相的平均粘度为：8那么D= 0.30756468 mPas经过附表3，内差法求得加

13、料板温度tF=104.6 苯、甲苯粘度=0.2458 mPas 、=0.30019 mPas ；那么进料板液相的平均粘度为：9那么= 0.291905456 mPas经过附表3，内差法求得塔底温度tW=110.525 苯、甲苯粘度 =0.23395 mPas 、=0.28626625 mPas ；10那么= 0.286172294 mPas精馏段液相混合物的平均粘度为：=0.29973506811提馏段液相混合物的平均粘度为：=0.289038875123.3 回流比及精馏段操作线方程泡点进料，有q=1，q线为一铅锤线，依据相平衡方程：13那么最小回流比为：14取实践回流比为最小回流比的1.4

14、倍: 精馏段操作线方程： 153.4 塔内气相、液相摩尔流量3.4.1 精馏段气相、液相摩尔流量液相流量 ： 16 气相流量 ：173.4.2 提馏段气相、液相摩尔流量及提馏段操作线方程液相流量： 18气相流量： 19提馏段操作线方程： 203.5 实际板数的计算实际板数的计算采用逐板计算法精馏段操作线方程： 21提馏段操作线方程：22平衡线方程：23表2：逐板计算板上数据板数/NT液相组成/xi气相组成/yi10.987622460.99520.9720219060.988587330.9399413830.97502004540.8778206130.9471419950.77019148

15、20.89314542160.6153504160.79959210970.443189970.66500127480.2989203980.515356190.2040140710.389954211100.1511115140.30745980511实际加料板0.1243137180.261475884120.1034440280.223455405130.0837890820.185721223140.0661709910.150183402150.0510648640.11832839160.0385981020.091015222170.0286299560.068474251180

16、.0208593590.050450993190.0149208230.03640109200.0104508470.02566371210.00712460.017581611220.0046704840.011567472230.0028712140.007130221240.0015581440.003876987运用内差法，求得实际板数NT=23.947883893.6 实践板数的计算在3.2.4局部求出了，精馏段平均粘度0.299735068，提馏段平均粘度0.289038875 那么全塔平均粘度：24全塔效率计算：=0.51941391225精馏段实践板数为：26提馏段实践板数为：

17、27此精馏塔实践塔板数为 N=19+27=46块4、塔体主要工艺尺寸确实定4.1 塔体塔板设计所需物性参数4.1.1 操作压力塔顶操作压力PD=101.325 kpa每层塔板压降 P=0.64 kpa加料板上一层塔板压降： 进料板压力：塔底压力：精馏段平均压力：提馏段平均压力：4.1.2 操作温度依据附表1苯-甲苯平衡组成和温度的关系，经过内差法查出相关温度塔顶温度：TD= 80.17加料板上一层塔板的温度：TF-1=102.27加料板温度：TF=104.6塔底温度：TW=110.525 精馏段的平均温度为：=91.22 28提馏段的平均温度为： =107.5625294.1.3 提馏段、精馏

18、段平均摩尔质量精馏段： =91.22 由附表1，内差法求得精馏段平均液相摩尔浓度x1= 0.533448276然后依据平衡关系求得精馏段平均气相摩尔浓度y1= 0.740367799 。精馏段液相平均摩尔质量：=84.65572069 kg/kmol 30精馏段气相平均摩尔质量：=81.75263978 kg/kmol 31提馏段： =107.5625 由附表1，内差法求得提馏段平均液相摩尔浓度x2= 0.068546512依据平衡关系求得提馏段平均气相摩尔浓度y2= 0.155074096 。提馏段液相平均摩尔质量：32提馏段气相平均摩尔质量：=89.96 kg/kmol333.2.3 提馏

19、段、精馏段平均密度经过等式34来求混合液体的密度 ：34其中为质量分率经过等式35混合气体的密度 ：35其中M为平均摩尔质量精馏段混合液体的平均密度： =91.22，由附表2,内差法求得 ， 。经过等式36求得苯的质量分数：=0.49220207136=0.50779882937由等式34求得，=800.6324855 由等式35求得，=2.907138046 提馏段混合液体的平均密度： =107.5625 ，由附表2,内差法求得，由等式34求得，= 782.6799129 由等式35求得，= 3.480199614 3.2.5 外表张力经过等式36计算液相混合物的平均外表张力36经过附表4，

20、内差法求得塔顶温度 tD=80.17 苯、甲苯的外表张力为：=21.24943 mN/m =21.6713 mN/m=21.25153935 mN/m 37经过附表4，内差法求得进料板温度tF=104.6 苯、甲苯的外表张力为：= 18.3072 mN/m = 18.9955 mN/m=18.899138 mN/m38经过附表4，内差法求得塔底温度tW=110.525 苯、甲苯的外表张力为：= 17.60805 mN/m = 18.3585625 mN/m=18.35734173 mN/m39精馏段液相平均外表张力：= 20.07533868 mN/m 40提馏段液相平均外表张力：=18.62

21、823987 mN/m 414.2 塔内气相、液相体积流量4.2.1 精馏段气相、液相体积流量液相体积流量：42气相体积流量：434.2.2 提馏段气相、液相体积流量液相体积流量：44气相体积流量：454.3 精馏段塔板塔径设计计算4.3.1 精馏段塔径由4.2.1精馏段气相、液相体积流量计算可知：液相体积流量： 46气相体积流量： 47在本精馏塔设计中，板间距取HT=0.5m 板上液层高度取hL=0.067m HT-hL= 0.433m史密斯关联图横坐标：48查附表5，史密斯关联图C20= 0.09物系外表张力修正：4950取空塔气速塔径：51圆整取 D=1.8m，那么塔截面积为= 2.54

22、4690087m252精馏段实践空塔气速为：534.3.2 精馏段有效高度m 544.3.3 精馏段溢流装置设计溢流堰设计：本精馏塔选用单溢流，弓形降液管，溢流堰选择平直堰。单溢流: 系数取0.732，那么关于平直堰，堰上液层高度为：m55溢流堰高度hw= 0.045m降液管宽度和横截面积：查附图1图得 5657液体在降液管停留时间为：58降液管底隙高度：59安宁区与边缘区的选择：安宁区：鼓泡区与溢流区之间的区域为安宁区，此区域不装置浮阀，设置这段安宁地带，以免液体少量夹带泡沫进入降液管。其宽度WS可按以下范围选取，即 ： 当D1.5m时，WS为75到110 mm由于精馏段塔径D=1.8m1.

23、5m，故取WS=75 mm。边缘区：塔壁局部留出的一圈边缘区域，供支承塔板的边梁运用。宽度WC视详细需求而定，小塔为30到50mm,大塔可达50到70mm。由于精馏段塔径D=1.8m1.5m，故取WC=50 mm。本精馏塔的塔径D=1.8m1.5m ,选择安宁区 Ws=0.075m4.3.4鼓泡区阀孔数确实定及陈列浮阀选型：F1型浮阀孔速：60阀数： 61取边缘区宽度：WC=0.05m进出口安宁区WS=0.075m塔板鼓泡区面积：=1.699m262塔板分块 ：塔径D/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456阀孔采用等腰三角型叉排取同一横排间的t=0

24、.065m，排间距t=0.075m依照N=282重新核算孔速和阀孔动能因数63=11.74.64塔板开孔率： 65塔盘图见附图14.3.5流体力学校核一、塔板压降气体经过每层塔板的压降：66其中为干板阻力，为板上充气液层阻力，为液体外表张力形成的阻力，可疏忽。1、干板阻力6.907m/s67因此阀孔全开682、塔板上液层压力640 pa69塔板压降校核成立二、液泛校核为防止塔内发作液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度，即：70其中，为液体经过降液管的压头损失。 =0.00433 m71那么Hd= 0.150412493m溢流液泛下限：Hd= 0.150412493 m0.327 m故本设计中不

25、会出现液泛三、液沫夹带校核综合思索消费才干和塔板效率，普通应使雾沫夹带量eV限制在10%以下， 校核方法常为：控制泛点百分率F1的数值。所谓泛点率指设计负荷与泛点负 荷之比的百分数。其阅历值为大塔F180%-82%雾沫夹带率有两个公式可以计算： 72或 73二者结果取最大值F5s764.3.6 精馏段负载功用图及操作弹性一、液沫夹带线控制其泛点率 F1=80%77其中，。整理得：78二、漏液线关于F1型重阀，以为气体最小负荷规范那么 79 ，= 0.9697 m3/s80三、液泛线发作液泛的临界条件为：81其中，取=0.327 m整理得：82四、液相下限线以作为液体在降液管中的停留时间下限83

26、五、液相下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限的条件，那么：84六：操作负荷线操作负荷线斜率：85在L-V图上，操作负荷线为斜率为307.802过原点的直线。精馏段负载功用图：从上图中可得：精馏段气相负荷下限：，气相负荷下限：所以精馏段的操作弹性= 4.4 提馏段塔板塔径设计计算4.4.1提馏段塔径由4.2.2精馏段气相、液相体积流量计算可知：液相体积流量： 86气相体积流量： 87在本精馏塔设计中，板间距取HT=0.5m 板上液层高度取hL=0.067m HT-hL= 0.433m史密斯关联图横坐标：查附表5，史密斯关联图C20= 0.0868889取空塔气速塔径：圆整取与精馏段相反塔径 D=

27、1.8m，那么塔截面积为= 2.544690087m290精馏段实践空塔气速为：914.4.2 提馏段有效高度m 924.4.3 提馏段溢流装置设计溢流堰设计：本精馏塔选用单溢流，弓形降液管，溢流堰选择平直堰。单溢流: 系数取0.732，那么关于平直堰，堰上液层高度为：m93溢流堰高度hw= 0.045m降液管宽度和横截面积：查附图1图得 9495液体在降液管停留时间为：96降液管底隙高度：97安宁区与边缘区的选择：本精馏塔的塔径D=1.8m1.5m ,选择安宁区 Ws=0.075m选择边缘区 Wc=0.05m4.4.4鼓泡区阀孔数确实定及陈列孔速：98阀数： 99取边缘区宽度：WC=0.05

28、m进出口安宁区WS=0.075m塔板鼓泡区面积：=1.699m2100阀孔采用等腰三角型叉排 取同一横排间的t=0.065m，排间距t=0.075m依照N=282重新核算孔速和阀孔动能因数=11.666.101塔板开孔率：102塔盘图见附图24.4.5 流体力学校核一、塔板压降气体经过每层塔板的压降：103其中为干板阻力，为板上充气液层阻力，为液体外表张力形成的阻力，可疏忽。1、干板阻力6.33m/s104因此阀孔全开1052、塔板上液层压力其中溢流堰高度hw取0.04m640 pa106塔板压降校核成立二、液泛校核为防止塔内发作液泛，降液管内液层高应听从下式所表示的关系，即：107其中，为液

29、体经过降液管的压头损失。 =0.02273334m108那么Hd= 0.17280954m溢流液泛下限：液泛校核成立三、液沫夹带校核雾沫夹带率有两个公式可以计算： 109 或 110二者结果取最大值F5s1134.4.6 精馏段负载功用图及操作弹性一、液沫夹带线控制其泛点率 F1=80%114其中，整理得：115二、漏液线关于F1型重阀，以为气体最小负荷规范那么 116 ，= 0.904074 m3/s117三、液泛线发作液泛的临界条件为：74其中，取=0.327 m整理得：75四、液相下限线以作为液体在降液管中的停留时间下限118五、液相下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限的条件，那么：11

30、9六：操作负荷线操作负荷线斜率：78在L-V图上，操作负荷线为斜率为123.05过原点的直线。提段负载功用图：从上图中可得：提馏气相负荷下限：，气相负荷下限：所以精馏段的操作弹性= 4.5塔体主要工艺尺寸汇总浮阀塔主要设计参数工艺参数参数称号精馏段提馏段平均温度tm ,91.22107.56平均压力Pm ,Kpa 107.085122.125气相流量体积Vs, m3/s2.3132.13液相体积流量Ls，m3/s0.0075590.01732实践塔板数1927有效段高度Z,m913塔径D，m1.81.8板间距HT ,m0.50.5溢流方式单溢流单溢流降液管方式弓形降液管弓形降液管堰长lW，m1

31、.31761.3176堰高hW，m0.0450.045板上液层高度hL，m0.06180.0618堰上液层高度hOW，m0.02180.0372降液管底隙高度h0，m0.0390.034安宁区宽度WS，m0.0750.075边缘区宽度WC，m0.0500.050开孔区面积Aa，m21.69891.6989阀孔直径d0，m0.0390.039筛孔数目n，个282282孔中心距t，m0.0750.075开孔率，13.2413.24空塔气速，m/s0.91440.8377阀孔气速，m/s6.9076.33每层塔板压降P，Pa622.5637.87液相负荷下限，m3/s0.02610.0295液相负荷

32、下限，m3/s0.001090.001463负荷下限，m3/s3.352.77负荷下限，m3/s0.96970.9697操作弹性3.4553.0645、辅佐设备设计5.1塔顶全凝器的计算与选型5.1.1 换热器基本参数计算原料液走壳程，冷凝水走管程塔顶温度采用井水作为冷凝水，初始温为25，取冷凝器出口水温为50，平均温度时，查图得， 气体流量Vs=2.327m3/s塔顶被冷凝量 ：冷凝的热量：冷凝水的流量： 依据传热系数K估量表查由冷凝无机液体蒸汽到水K为230到930 w/(m2) ，故取K=350W/(m2.)传热面积的估量值为： =选型，有关参量见下表：外壳直径D/mm800管子尺寸/m

33、m25公称压 Pg/(kgf/cm)16管子长l/m4.5公称面积A/m152.7管数n/根422管程数Np4管心距t/mm32壳程数Ns1管程通道面A/ m0.0347管子陈列正三角陈列中心排管数235.1.2 换热器功用核算物性数据如下：苯在80.17下，水在平均温度37.5下 kg/m3CpKJ/kpa/s w/(m)苯819.841.933.310-40.149水993.14.1746.92210-40.629一、核算压降1管程压降管程流通面积：查得水在平均温度的密度为993.1 kg/m3管内水的流速湍流管程流体阻力式中: Ft为结垢校正因数，此处取Ft=1.4 设管壁粗糙度为0.1

34、mm，那么/d=0.005,查得摩擦系数=0.0367由以上计算可知，管程的总压降小于30kpa，因此管程压降契合条件2壳程压降核算式中：Fs为壳程压强降的结垢系数，气体取1.0 F为管子陈列方式对压降的校正系数，对正三角形陈列取F=0.4 为壳程流体的摩擦系数，当Re500时，=5.0Re-0.228 nc为横过管束中心线的管子数，正三角陈列为换热管以三角形陈列，故 取=23流通截面积：取折流板间距 h=300mm折流挡板数：壳内苯-甲苯流速： 500Re=500，故壳程压降小于30kpa，满足核算条件，核算经过。综上，管程、壳程压力降均契合要求。二、核算换热面积1、管程对流给热系数由于Re

35、=2113810000 ,0.7Pr60 故：3、壳程蒸汽冷凝给热系数 又 经过试差法可得，代入可得w/(m2)取污垢热阻 Rs0.000172m/W Rs=0.00086 m/W以管外面积为基准 那么K= 在1.151.25之间，满足要求4、计算传热面积 ：A=所选换热器实践面积为裕度：0.1。换热面积满足要求经过上述衡算可知，所选的换热器可以满足换热要求。5.2塔底再沸器的计算与选型5.1.2再沸器种类精馏塔底的再沸器可分为：釜式再沸器、热虹吸式再沸器及强迫循环再沸器。1.釜式式再沸器如下图。a是卧式再沸器，壳方为釜液沸腾，管内可以加热蒸汽。塔底液体进入底液池中，再进入再沸器的管际空间被加

36、热而局部汽化。蒸汽引到塔底最下一块塔板的下面，局部液体那么经过再沸器内的垂直挡板，作为塔底产物被引出。液体的采出口与垂直塔板之间的空间至少停留810分钟，以分别液体中的气泡。为增加雾沫夹带，再沸器上方应有一分别空间，关于小设备，管束上方至少有300mm高的分别空间，关于大设备，取再沸器壳径为管束直径的1.31.6倍。b是夹套式再沸器，液面上方必需留有蒸发空间，普通液面维持在容积的70%左右。夹套式再沸器，常用于传热面较小或间歇精馏中。2. 热虹吸式再沸器如下图。它是依托釜外局部汽化所发生的汽、液混合物其密度小于塔底液体密度，由密度差发生静压差使液体自动从塔底流入再沸器，因此该种再沸器又称自然循

37、环再沸器。这种型式再沸器汽化率不大于40%，否那么传热不良。3. 强迫循环再沸器如图f所示。关于高粘度液体和热敏性气体，宜用泵强迫循环式再沸器，因流速大、停留时间短，便于控制和调理液体循环量。原料预热器和产品冷却器的型式不象塔顶冷凝器和塔底再沸器的制约条件那样多，可按传热原理计算。5.1.2再沸器计算与选型选择150的饱和水蒸气加热，温度为150的饱和水蒸气冷凝潜热为。一、相关物性数据和计算参数苯甲苯液体走管程，水蒸汽走壳程，采用逆流物性数据：，按甲苯的相关物性数据计算不会发生较大误差塔底温度：t= 110.525液体蒸发量：塔底物质的汽化潜热为r2 =360.65kJ/kg选择150的饱和水

38、蒸气加热。温度为150的饱和水蒸气的相关物性参数： ，w/m。二、计算进程：再沸器的热负荷等于：水蒸汽的流量：水蒸气和物料的温度差： 依照预算传热系数 K=1000w/(m2K)传热面积： 取操作弹性为1.5那么再沸器选型，有关参量见下表：公称直径mm传热面积A管长4米碳素钢管传热管数公称压力Mpa800252.5 mm472165.3预热器的计算与选型本设计是采用泡点进料，设原料液温度为25，因此需求一台原料预热器。本预热器的热流体采用135的水蒸气。苯-甲苯混合液：25104.6苯-甲苯混合液进出口温度的平均值为：查表算的苯和甲苯的在不同温度下平均比热容为： 1.8211kJ/(kg) ， 1.8253kJ/(kg) kJ/(kmol)所以预热器热负荷为：传热系数K取1400W/m2查135水蒸汽的汽化潜热为2155.8kJ/kg加热蒸汽的质量流量：5.4接收的计算与选型一、进料管Mf=9