苯甲苯连续精馏装置课程设计(12)

再沸器的作用是加热塔底料使之部分汽化，以提供精馏塔内的上升气流，加热方式为间接加热法。

饱和液体进料时的蒸馏釜热负荷计算：

饱和液体进料时，提馏段每层塔板上升蒸汽的摩尔质量Vˊ等于精馏段每层塔板上升蒸汽的摩尔质量V，即Vˊ=V=268.91kmol/h。

釜液中苯的摩尔分数为xW=0.0118，从图t-y-x中查得t=109.86℃时，查《化工原理》附十九 液体比汽化热共线图 得： 苯的比汽化热约为369.56kJ/kg，

则其摩尔汽化热为369.56x78.11=28866.33kJ/kmol 甲苯的比汽化热约为358.13kJ/kg，

则其摩尔汽化热为 358.13x92.14=32998.10kJ/kmol

摩尔汽化热为 rb=0.9882x32998.10+0.0118x28866.33=32949kJ/kmol 蒸馏釜的热负荷为 QB= rb Vˊ=32901x268.91=≈8.860x106kJ/h

从计算结果可知，在饱和液体进料条件下，蒸馏釜的热负荷QB与冷凝器的热负荷QC相差不大。

（三）接管管径的计算和选择

1进料管（直料管）dF 管径计算如下：

故进料管体积流量

QVFs?13200?0.00455m3s806.23?3600

各接管直径由流体速度及其流量，按连续性方程决定，即：

d?4QVs?u

式中：QVs——流体体积流量，m3/ s；

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u——流体流速，m/ s； d——管子直径，m。

因笨和甲苯都属低黏度液体，故取u=1.8 m/s,即：

进料管直径：dF?4QVFs4?0.00455??47.7mm?u??1.8

2.回流液管径dR

冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流，一般流速为0.2～0.5m/s，速度太大，则冷凝器的高度也相应增加。用泵回流时，速度可取1.5～2.5m/s。本设计取

uR?0.4m/ s前计得:D?79.56kmolh,MLD?82.195kgkmol,?LD?813.95kgm3

则回流液流量

R?2.38QVs回?79.56?2.38?82.195?0.00053m3s813.95?3600

dR?故回流管直径

4QVs回?uR?4?0.00053?40.7mm??0.4

3.釜液排除管径dW

塔釜流出液体的速度一般可取0.5至1.0 m/s，本设计采用uW=1.0 m/s,已知；

3W??78.24kmol/h，MLWm?85.12Kg/Kmol，?LmW?781.25Kg/m,所以：

QVLs?DW?

?LDWM75.24?85.12??0.0023m3s3600?LmW781.25?3600

4QVWs4?0.0023??54.1mm?uW??1.0

4.塔顶蒸气出口管径dV

?Vm（精）?2.93Kg/m3 V?268.91Kmol/h

所以，

，MVDm?78.59Kg/Kmol

QVDs?塔顶蒸气体积流量

MVDmV78.59?268.91?1.95m3/s3600?Vm3600?2.93

表6-1 蒸气出口管中允许气速参照表

蒸气出口管中的允许气速UV应不产生过大的压降，其值可参照表6-1。

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操作压力（绝压） 蒸汽速度/m/s 常压 12～20 1400～6000Pa 30～50 ＞6000 Pa 50～70 本设计取Uv=20.0m/s,则得塔顶蒸气出口管径：

dV?4QVDs4?1.95??621.0mm?UV??20.0

5.法兰

由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰

㈠进料管接管法兰 ㈡回流管接管法兰 ㈢塔底出料管法兰 ㈣塔顶蒸汽出料管法兰

十一、设计结果一览表

项目 平均温度 平均压强 气相流量 液相流量 实际塔板数 板间距 塔有效高度 塔径 空塔气速 溢流形式 降液管形式 堰长 堰高 回流比 溢流堰宽度 管底与受液盘距离 符号 单位 ℃ kPa m3/s m/s 块 m m m m/s 0.65 m m m m 37 3数值/形式 精馏段 提镏段 100.61 113.2 1.987 0.0105 16 0.4 14.2 2 0.63 1.2 0.052 2.38 0.1964 0.042 0.035 0.046 单溢流 86.05 104.8 2.029 0.00534 10 tm Pm VS LS N HT Z D u lw hw R Wd ho

板上清液层高度 安定区宽度 边缘区宽度 气塔效率 平均摩尔质量 平均摩尔质量 气相平均密度 液相平局密度 液面平均表面张力 hL Ws Wc Et MLM MVM PVM PLM V L HD HF HB HT’ Aa do n t uo hc m m m kg/kmol kg/ kmol kg/ m3 kg/ m3 mN/m mPa.S Kmol/L Kmol/L m m m m m2 mm 个 mm % m/s m 38

0.06 0.065 0.035 0.52 82.195 80.36 2.93 809.88 20.87 0.296 268.91 189.353 1.2 1.2 1.8 0.8 0.799 5 8304 17.5 7.4 12.89 0.0427 12.19 0.0435 87．09 87.00 3.27 792.85 19.55 0.271 268.91 344.453 液面平均粘度 气相负荷 液相负荷 塔顶高度 进料板高度 塔底空间高度 含有人孔板的板间距 开孔区面积 筛孔直径 筛孔数目 孔中心距 开孔率 筛孔气速 干板阻力

气体通过液层的阻力 克服表面张力的阻力 hf hp m m Kpa kg液/kg气 m/s s m m3/s m3/s 0.0375 0.0021 0.0823 0.0071 6.28 2.05 13.03 0.1433 0.0174 0.00102 3.78 0.96 3.94 分块式 5 0.0362 0.0020 0.0817 0.0069 5.91 2.06 6.63 0.1427 0.0174 0.00102 3.41 0.98 3.48 总塔板压强 雾沫夹带线 漏液速度 稳定系数 液体在降液管停留时间 降液管内清液层高度 eV uo·min K τ Hd LS·min LS·min 液相负荷上限 液相负荷下限 气相最大负荷 气相最小负荷 操作弹性 塔板分块形式 分块数目 冷凝器热负荷 再沸器热负荷 进料管管径 塔顶蒸汽出口管管径 回流管管径 釜液排除管管径 VS·max VS·min Qc Qb dF dV dR dW m/s m/s kJ/h kJ/h mm mm mm mm 338.276x106 8.860x106 47.7 621.0 40.7 54.1 39