年产30000吨苯工艺设计设计44932242

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1、毕业设计说明书年产0吨苯工艺设计42 / 57毕业设计(论文）原创性声明和使用授权说明原创性声明本人郑重承诺:所呈交的毕业设计（论文),是我个人在指导教师的指导下进行的研究工作及取得的成果。尽我所知,除文中特别加以标注和致谢的地方外,不包含其他人或组织已经发表或公布过的研究成果，也不包含我为获得 及其它教育机构的学位或学历而使用过的材料。对本研究提供过帮助和做出过贡献的个人或集体，均已在文中作了明确的说明并表示了谢意。作 者 签名: 日 期： 。指导教师签名： 日 期: 使用授权说明本人完全了解 大学关于收集、保存、使用毕业设计（论文）的规定,即：按照学校要求提交毕业设计(论文）的印刷本和电子

2、版本;学校有权保存毕业设计(论文）的印刷本和电子版，并提供目录检索与阅览服务；学校可以采用影印、缩印、数字化或其它复制手段保存论文；在不以赢利为目的前提下，学校可以公布论文的部分或全部内容。作者签名： 日 期： 。.。.学位论文原创性声明本人郑重声明：所呈交的论文是本人在导师的指导下独立进行研究所取得的研究成果。除了文中特别加以标注引用的内容外，本论文不包含任何其他个人或集体已经发表或撰写的成果作品。对本文的研究做出重要贡献的个人和集体,均已在文中以明确方式标明。本人完全意识到本声明的法律后果由本人承担。作者签名: 日期: 年 月 日学位论文版权使用授权书本学位论文作者完全了解学校有关保留、使

3、用学位论文的规定，同意学校保留并向国家有关部门或机构送交论文的复印件和电子版，允许论文被查阅和借阅.本人授权 大学可以将本学位论文的全部或部分内容编入有关数据库进行检索,可以采用影印、缩印或扫描等复制手段保存和汇编本学位论文。涉密论文按学校规定处理。作者签名:日期: 年 月 日导师签名： 日期： 年 月 日注 意事 项1.设计（论文）的内容包括：）封面（按教务处制定的标准封面格式制作)2)原创性声明3）中文摘要(300字左右）、关键词4）外文摘要、关键词 5)目次页(附件不统一编入)6）论文主体部分:引言(或绪论）、正文、结论7)参考文献8）致谢9）附录（对论文支持必要时)2.论文字数要求：理

4、工类设计（论文）正文字数不少于1万字（不包括图纸、程序清单等)，文科类论文正文字数不少于1.2万字。.附件包括：任务书、开题报告、外文译文、译文原文（复印件）。4。文字、图表要求:1)文字通顺，语言流畅,书写字迹工整,打印字体及大小符合要求，无错别字,不准请他人代写2）工程设计类题目的图纸,要求部分用尺规绘制，部分用计算机绘制,所有图纸应符合国家技术标准规范.图表整洁,布局合理，文字注释必须使用工程字书写，不准用徒手画）毕业论文须用A4单面打印，论文50页以上的双面打印4）图表应绘制于无格子的页面上5)软件工程类课题应有程序清单,并提供电子文档5。装订顺序1）设计（论文）)附件：按照任务书、开

5、题报告、外文译文、译文原文（复印件）次序装订3)其它摘 要塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一.本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，本设计书对苯和甲苯的分离设备浮阀精馏塔做了较详细的叙述,主要包括：工艺计算，辅助设备计算，塔设备等的附图.精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离.采用浮阀精馏塔，塔高0。7米，塔径.0米,按逐板计算理论板数

6、为17.算得全塔效率为。57。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为17，提馏段实际板数为1.实际加料位置在第17块板(从上往下数），操作弹性为。04。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。塔的附属设备中,所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用0饱和蒸汽加热，用15循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程,釜液走壳程。关键词：苯,精馏，图解法，负荷性能图，装配图AbstctTowe qumn iso f theost iportant typesof euipent n the cheicl， ol refining prdution。The deig f

7、 the lv tower is the cemial productin of gasiqui mas traseeuipmen.This desin to analyze theistillatin f binarsss， slet, cmpuin， countig, grahics, tc.， is oe cpleedistilltioo the dsignrcess，theesinthd is a we ange f ngieei and echical esonnel usn.paraon eue of tedegn docuent for bnzeneandtoluene- te

8、flat lve disillato column to d a ore detaie escipto, incldng： poes culatin，auxiiary eqipent， comuting， htosoe tower eqimentDistillation pos inthe ner aentdivn （and smeties increse h qality fagent）, th asquidw-phase y tiesidirctcontt and searation Volatilityofechcompent ithelquid ixtue ofiffeent voti

9、le cmpnents from liqud vpor transfer, diffutvlate cmonns b ga-liquidphaseransfer and epat f each cpnet inhe aw materia mtur. Th float alv distlation colum,075 m igh twer， twer .0 m in diaete, alclat he numbr of heoreica plasforthe 1-boad consider full-ower efficecy 04 Ttp of th towr ui he condnser,

10、rt fthrelu。 Te retiying sectionoftheatulpt numbe 17， strpig emet of teactualbard uer 7The atual eeing poition in te operatin lexibiliyofth 17 bord （ro the ）,404. Presure dr, leakag，flooin， entraiment entraimet of lui mechancschecing, i the safeat rnge。Anclary quipen in the tower, al pies ar made f s

11、amles steepie。 Reboiler horontal oatn head heat exchanger.4turate stem hetig， 1 C troughwater as a ndning get. Surated seam totak thetb side, kettl quid walkng thhelKeyors： Bne, distlio，ahicalmethod, he perorance diaram， ditillationequiptstructu目 录摘 要ItrctII目录II第一章 绪 论1.1 设计流程1。 设计思路21。3 精馏塔设计要求2第二章

12、 塔板的工艺设计42. 基础物性数据422 精馏塔的物料衡算522。1 塔板数的确定62。2.2 求精馏塔的气、液相负荷.2.3求操作线方程2.4 全塔效率的计算7。2。5 求实际板数72。3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算72.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算7。1 塔径的计算7。4.2 精馏塔有效高度的计算72 塔板主要工艺尺寸的计算2。 浮阀数目、浮阀排列及塔板布置7.7 塔板流体力学验算271 计算气相通过浮阀塔板的静压头降727.2 降液管中清夜层高度72。7. 计算雾沫夹带量72。8 精馏段塔板负荷性能图7.8.1 雾沫夹带上限线72.。2 液泛线7.8。 液相负荷上限线78.

13、气体负荷下限线（漏液线）72。5 液相负荷下限线29小结7第三章塔附件设计。1 接管与法兰731. 进料管73.12 回流管731。 塔底出料管73。4 塔顶蒸气出料管.1塔底进气管3.1.法兰732 筒体与封头73.2筒体73.2。 封头7。3 除沫器73 裙座73.5 人孔73. 吊柱73.7 塔总体高度的设计3.7。1 塔的顶部空间高度73.72塔的底部空间高度3.73 塔立体高度7第四章 辅助设备741 冷凝器的选型7。1.1计算冷却水流量74。1. 冷凝器的计算与选型4。2 冷凝器的核算。2 管程对流传热系数14。2。 计算壳程流体对流传热系数74.2。3 污垢热阻4.2.4 核算传

14、热面积4。5 核算压力降7第五章 热量衡算75。1 相关介质的选择75。1.1 加热介质的选择712冷凝剂7。2 蒸发潜热衡算5。21 塔顶热量75。2.2 塔底热量75。3焓值衡算7参考文献7致谢7主要符号说明7第一章 绪 论化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的.互溶液体混合物的分离有多种方法,蒸馏及精馏是其中最常用的一种。蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用的核心问题，为此而提出了精馏过程。精馏的核心是回流，精馏操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体

15、回流。浮阀塔盘自20世纪5年代初期开发以来，由于制造方便及其性能上的优点，很多场合已取代了泡罩塔盘。这类塔盘的塔盘板开有阀孔,安置了能在适当范围内上下浮动的阀片，其形状有圆形、条形及方形等。由于浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出,气液接触时间长,雾沫夹带量少，液面落差也较小。与泡罩塔盘相比，处理能力较大，压力降较低,而塔板效率较高，缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。操作气速不可能会很高,因为会产生严重的雾沫夹带，这就限制了生产能力的进一步提高.具有代表性的浮阀塔有F型（V型）浮阀塔板、重盘式浮阀塔、盘式

16、浮阀、条形浮阀及锥心形浮阀等。1。 设计流程本设计任务为分离苯_甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料,将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内.塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐.该物系属易分离物系,最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍.塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐.蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过

17、程中,热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述.要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽.塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器.回流比是精馏操作的重要工艺条件.选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。图1 流程图12 设计思路1、本设计采用连续精馏操作方式。、常压操作。3、泡点进料。、间接蒸汽加热。、选R=1。5Rmn。6、塔顶选用全凝器。、选用浮阀塔。在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板

18、的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备,其多用不锈钢板或合金.近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。从苯甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小

19、。1 精馏塔设计要求一、设计任务(1）原料液中苯含量：质量分率4%（质量），其余为甲苯。(2）塔顶产品中苯含量不得低于99(质量).(3）残液中苯含量不得高于(质量)。（4）生产能力：3000 t/苯产品,年开工3天。二、操作条件(1)精馏塔顶压强:1.ka(表压） (2)进料热状态:自选(）回流比:自选。 （4）单板压降压：kPa 四、设计内容及要求（1)设计方案的确定及流程说明(2）塔的工艺计算(3）塔和塔板主要工艺尺寸的设计塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算;塔板的负荷性能图。(4）编制设计结果概要或设计一览表(5)辅助设备选型与计算（6）绘制塔设备结构图：采用绘图纸徒

20、手绘制第二章 塔板的工艺设计2. 基础物性数据表21 苯、甲苯的粘度温度040608100苯。30。480380。380。550.215甲苯0。7。80。450.730。110。2640.22表22 苯、甲苯的密度温度020408010120苯87。457。383。172.76甲苯885。667。48.829380.90。3770.0表23 苯、甲苯的表面张力温度20408100120苯 3.6028806.2237421。278.856。4甲苯30。8.56.22.9421。6919.917.表2-4苯、甲苯的摩尔定比热容温度010010苯2.789.14。811甲苯3313。331。01。

21、6表- 苯、甲苯的汽化潜热温度2060801001苯 43.420。0407。73137.3363。2甲苯 412.42.11.09。4367。14。2。2 精馏塔的物料衡算（1)原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量= k/km g/kmol k/kmo（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0。49711+（149）93=85。2kgkml MD=.9927.11+(1-0.99).=72/kmol MW0.0781+（10012）99。3=91.96gmol(3）物料衡算 原料处理量30吨苯，1年10天,每天24小时计算。=47.0总物料衡算 +W=47

22、0苯物料衡算 0。49F.992D+01W联立解得 =2。18g/kmol D3.12g/ml式中 F-原料液流量 -塔顶产品量 -塔底产品量22.1塔板数的确定 由文献1中苯与甲苯的汽液平衡组成可以找出算出。如表26苯甲苯（101Pa)的t-y相平衡数据苯摩尔分数温度苯摩尔分数温度液相气相液相气相.010。60。5920。78890.0880.212106。10000。85386.80200.701。0803.91484.40。00098。60。9030.95782。0.7618520。9500.7981。20。9079211001.082=同理可算出其它的2352.3462。56.582。

23、4912。392.45从而推出所以平衡线方程因为q1即取操作回流比。R=。5mn=2。12.2.求精馏塔的气、液相负荷 =RD2.123.1=55kgkmol=（+）D=（2。+1)23.12=71.67kgm=(R+1）D(q)=(2。1)23171。7 kg/kol（泡点进料：q1)LRDqF=2.13。127.3=9.5kg/kmo22.3 求操作线方程（1）精馏段操作线方程为：= 提馏段操作线方程为： （2）逐板法求理论板 相平衡方程 解得 变形得 用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算 , =0677.32=0。9, =0。67+0.32=0。69, =0。6+02=048， =0。

24、677+.2。916, =0。6772=0。872， =077+032=016, =0。677+032=0。755, =0.677+0。32=096, 因为，=0。481=.91 故精馏段理论板n=8，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算 。7.0=0。639， =1300040。553, =1.330004=0。43， =。3。04=.3， 1。3370。04=0.211, =1.3370。004=.1， =1。330。04=0.681， =337-0.0。067， 因为=002=0012所以总理论板数为17块（包括再沸器）,第块板上进料。.4 全塔效率的计算查文献得,塔顶温度=8021,

25、塔釜温度=11，全塔平均温度Tm 9。11分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度=0.01（mp.s),=0254(pas）平均粘度由公式，得=0。4910。10。50。254=。278全塔效2。2。5求实际板数精馏段实际板层数提馏段实际板层数2. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（1)操作压力计算塔顶操作压力P=10。 kP每层塔板压降 P=. kPa进料板压力P10。3+07=113.kPa塔底操作压力P= 1。7 kPa精馏段平均压力 P1 （101。3+1。2)2107。3kP提馏段平均压力m2=（1073+23。）/2 115。ka(2）操作温度计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差

26、法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略.计算结果如下： 塔顶温度=82进料板温度t=90塔底温度1精馏段平均温度t=（80.290）/2 = 8.0提馏段平均温度=（85.53+10）/ =97.7（3）平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由=y1=0.99，代入相平衡方程得x1=。8M=0。878.1+（1-0。98)92.13=.39()=099278.1+(10.9）92。3=78.2（)进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法,得y0.6， x48=0.6.1+（0。96)92.132.37(）M=0。4878。1（1-0。481）92。13=8。3(）

27、塔底平均摩尔质量计算由xw=0.03,由相平衡方程，得w=0。057=0。005781+（1-0.056）。=92.5（）0。0028。11（10.023）92.1392。10()精馏段平均摩尔质量 =8295（)81.89（)提馏段平均摩尔质量M=8721()M=88。75()（4） 平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算,精馏段的平均气相密度即 =2。91()提馏段的平均气相密度=3.7（）液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度的计算由tD=80.2，查文献【2】得 ;塔顶液相的质量分率a=13。9（)进料板液相平均密度的计算 由tF9，查文献得 ；进料

28、板液相的质量分率 a=79.6（）塔底液相平均密度的计算 由tw10.0，查文献得 ；塔底液相的质量分率 a=7798(）精馏段液相平均密度为 =0。8提馏段液相平均密度为=7891(5)液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算,即 塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD=8.21,查文献得 进料板液相平均表面张力的计算 由tF90，查文献得 塔底液相平均表面张力的计算由W100，查手册得 精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为 (6） 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算,即 L=xi 塔顶液相平均粘度的计算 由t8.21，查文献得 进料板液相平均黏度的计算由 查文献得:

29、同理可得由 查文献得：同理可得2.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 2.4.1 塔径的计算塔板间距的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性,以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表【】所示经验关系选取。表2 板间距与塔径关系塔径D,30。5.8.81.61.242.40板间距H，mm2302035030040600400600对精馏段：初选板间距,取板上液层高度精馏段气液相体积流率为精馏段 提馏段 (）精馏段塔径计算，由 =由文献查得横坐标为 选板间距，取板上液层高度 =06m ,故以为横坐标查文献【4】得到C=.75取安全系数为，则空塔速度为塔径 按标准塔径圆整为 D1m(）

30、提馏段塔径计算式中C由计算 其中的查图，图的横坐标为取板间距 板上液层高度 则查文献【5】得到取安全系数为，则空塔速度为塔径 按标准塔径圆整为 根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为塔截面积为以下的计算将以精馏段为例进行计算：实际空塔气速为 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径一致，因此在设计塔的时候塔径取1.0m。2。4.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开一人孔，其高度为。故精馏塔的有效高度为2.5 塔板主要工艺尺寸的计算因塔径D.0m可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰,不设进口堰。各项计算如下：（1）溢流堰长取堰长为0.6D，即(

31、2）溢流堰堰高查1101图得，取E=10,则取板上清液层高度 故 (3）降液管的宽度Wd和降液管的面积由,查文献得故 计算液体在降液管中停留时间故降液管设计合理。（4)降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速为0.m/依式1-5计算降液管底隙高度h0，即：故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度2。6 浮阀数目、浮阀排列及塔板布置(1)塔板的分块本设计塔径为D=1.0，因，故塔板采用分块式。由文献（一）查得，塔板分为块.(）边缘区宽度确定 取 .（3)开孔区面积计算 其中: 故 A=1.34（4)浮阀数计算及其排列预先选取阀孔动能因子，由0=可求阀孔气速,即每层塔板上浮阀个数为浮阀的排

32、列，考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按的等腰三角形叉排方式排列，则设计条件下的阀孔气速为u=5。98阀孔动能因数为=U=58=0。8所以阀孔动能因子变化不大，仍在91的合理范围内,故此阀孔实排数适用。=77（)=0。17此开孔率在5%15范围内,符合要求。所以这样开孔是合理的。2。7 塔板流体力学验算2.1 计算气相通过浮阀塔板的静压头降每层塔板静压头降可按式计算。（1）计算干板静压头降由式可计算临界阀孔气速,即，可用算干板静压头降，即(2)计算塔板上含气液层静压头降由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物,可取充气系数,已知板上液层高度 所以依

33、式（3）计算液体表面张力所造成的静压头降 由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为换算成单板压降(设计允许值）27。2 降液管中清夜层高度式（1)计算气相通过一层塔板的静压头降前已计算（2）计算溢流堰（外堰）高度前已计算(）液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式式中m（4)塔板上液面落差由于浮阀塔板上液面落差很小，所以可忽略。（5）堰上液流高度前已求出这样 为了防止液泛，按式：,取校正系数，选定板间距，从而可知，符合防止液泛的要求.（）液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于5 s,才能使得液体所夹

34、带气体释出。本设计5 s可见，所夹带气体可以释出。2。7.3 计算雾沫夹带量（）雾沫夹带量判断雾沫夹带量是否在小于0的合理范围内，是通过计算泛点率来完成的.泛点率的计算时间可用式：和 塔板上液体流程长度塔板上液流面积苯和甲苯混合液可按正常物系处理,取物性系数K值,K=0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为及为避免雾沫夹带过量,对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知,其泛点率都低于0%,所以雾沫夹带量能满足的要求。（2）严重漏液校核当阀孔的动能因数低于时将会发生严重漏液，前面已计算,可见不会发生严重漏液.2。8 精馏段塔板负荷性能图2。1 雾

35、沫夹带上限线对于苯-甲苯物系和已设计出塔板结构,雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值所对应的泛点率 （亦为上限值),利用式和便可作出此线。由于塔径较大，所以取泛点率，依上式有 整理后得即 即为负荷性能图中的线（1）此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个值便可依式算出相应的。利用两点确定一条直线,便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。 0。01 003 000 0。07 2.895 2。84 2。7 2.71。8。2液泛线由式, 联立。即式中，静压降 ，板上液层静压头降从式知，表示板上液层高度,。所以板上液层静压头降液体表面张力所造成的静压头和液面落差可忽略液体经过

36、降液管的静压头降可用式则式中阀孔气速U与体积流量有如下关系 式中各参数已知或已计算出,即 ；代入上式.整理后便可得与的关系，即此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干值，依 .00 0. 0.05 0。0073。7653。6 3。510 .42用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的（2).2。8。 液相负荷上限线为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于35s。所以对液体的流量须有一个限制,其最大流量必须保证满足上述条件。由式可知，液体在降液管内最短停留时间为35秒。取为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量,即液相负荷上

37、限，于是可得所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线(3)。.。4 气体负荷下限线(漏液线）对于1型重阀，因50（Re）0。2;n横过管束中心线的管子数，对正方形排列（式中为换热器总管数);NB折流挡板数；n折流挡板间距，；u0按壳程流通截面积A0计算的流速，而0=（DnCd0）；D壳径,；0换热管外径，.本设计中，管子的排列方式对压力影响的校正因数Fs=1。,壳层数N。管子为正方形斜转45排列，管子排列方法对压力降的校正系数0.横过管束中心线的管子数取折流挡板数壳程流通截面由于蒸汽冷凝后变成液体，所以这时涉及到的相关物性数据得带入液态时的数据.于是Pa P所以通

38、过以上压力降核算可知管程和壳程压力降都小于所要求的3kPa,所以所选的冷凝器是合适的。第五章热量衡算. 相关介质的选择5。1.1 加热介质的选择选用饱和水蒸气，温度140,工程大气压为3。69。原因：水蒸气清洁易得,不易结垢,不腐蚀管道。饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减少,但水蒸气压力不宜太高。52 冷凝剂选冷却水，温度，温升15.原因：冷却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越小，但平均温差小，传热面积大，综合考虑选择15。5 蒸发潜热衡算表51 苯甲苯的蒸发潜热与临界温度3物质沸点蒸发潜热J/K临界温度T/K苯80。139428。甲苯1。6363

39、1。75。2。1 塔顶热量其中 则： 0C 苯： 蒸发潜热甲苯: 蒸发潜热 52。塔底热量其中 则: 0C 苯: 蒸发潜热甲苯： 蒸发潜热 53焓值衡算由前面的计算过程及结果可知:塔顶温度，塔底温度,进料温度.下:C1=99。03/ p12275/ /下:/ / 下: (1)时塔顶气体上升的焓QV塔顶以0为基准。(2)回流液的焓注：此为泡点回流,据txy图查得此时组成下的泡点,用内插法求得回流液组成下的tD,=8。30。得到此温度下：CP=99088 CP2=124.29/注:回流液组成与塔顶组成相同。（3）塔顶馏出液的焓因馏出口与回流口组成一样,所以(4）冷凝器消耗的焓C=VQR-QD=73947387088。8401。59=28.63J/h(5)进料口的焓下:CP=10。35 CP2=12.所以 (6）塔底残液的焓（)再沸器（全塔范围内列衡算式）塔