苯—甲苯溶液連續(xù)精餾塔設計

1、江漢大學化工原理課程設計說明書題目 苯甲苯溶液連續(xù)精餾塔設計 專業(yè)班級 過控141 學 生 陶翔 指導老師 劉紅姣 成 績 2017 年 7 月 5 日 化工原理課程設計任務書一、設計名稱： 苯-甲苯溶液連續(xù)精餾塔設計二設計條件處理量： 10萬噸/y料液組成（質(zhì)量分數(shù)）： 45%塔頂產(chǎn)品組成（質(zhì)量分數(shù)）： 99%塔頂易揮發(fā)組分回收率： 99%每年實際生產(chǎn)時間： 7200h精餾塔頂?shù)膲簭姡?kPa (表壓) 加熱蒸汽：低壓蒸汽單板壓降：0.7kPa三、設計任務1、設備選型、設計方案的確定和流程說明； 2、精餾塔的工藝計算：塔徑、塔高、溢流裝置、塔板的布置、升氣道等的設計與排列； 3、流體力學性能

2、的驗算； 4、繪制塔板負荷性能圖并結合流體力學驗算進行調(diào)整； 5、有關附屬設備的計算選型； 6、編寫設計說明書和設計結果概要或設計一覽表，繪制主體設備工藝條件圖目錄1.流程和工藝條件的確定和說明32.操作條件和基礎數(shù)據(jù)32.1操作條件32.2基礎數(shù)據(jù)33.設計計算33.1精餾塔的物料衡算33.2塔板數(shù)的確定43.2.苯甲苯混合物的-圖和x-y圖43.2.2確定最小回流比和回流比63.2.3精餾塔氣、液相負荷的確定63.2.4操作線方程73.2.5圖解法求理論板層數(shù)73.2.6全塔效率的計算73.2.7實際板層數(shù)93.3精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算93.3.1操作壓力計算93.3.2平均

3、摩爾質(zhì)量計算93.3.3平均密度計算103.3.4液體平均表面張力計算123.3.5液體平均粘度計算133.4精餾塔的塔體工藝尺寸計算與板間距的確定133.4.1塔徑的計算133.4.2塔高度計算153.5塔板主要工藝尺寸計算163.5.1溢流裝置的計算163.5.2塔板布置183.6篩板的流體力學驗算193.6.1精餾段篩板的流體力學驗算193.6.2提餾段篩板的流體力學驗算213.7塔板負荷性能圖233.7.1精餾段塔板負荷性計算232.7.2提餾段塔板負荷性能計算253.8塔的輔助設備及附件的計算與選型283.8.1全凝器283.8.2再沸器283.8.3接管管徑計算與選型293.8.4

4、塔頂空間313.8.5人孔31設計結果一覽表31參考文獻351.流程和工藝條件的確定和說明本設計任務為分離苯甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.6倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2.操作條件和基礎數(shù)據(jù)2.1操作條件塔頂壓力：4kPa進料熱狀態(tài)：泡點進料回流比：1.6倍加熱蒸汽：低壓加熱單板壓降：0.7kPa2.2基礎數(shù)據(jù)進料中苯的含量（

5、質(zhì)量分數(shù)）：45%塔頂苯的含量（質(zhì)量分數(shù)）：99%塔頂易揮發(fā)組分回收率： 99%生產(chǎn)能力（萬噸/年）：103.設計計算3.1精餾塔的物料衡算苯的摩爾質(zhì)量MA=78kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量MB=92kg/kmol進料組成（摩爾分數(shù)） xF=(0.4578)0.4578+0.5592=0.4911塔頂餾出液組成（摩爾分數(shù)）xD=0.99780.9978+0.00192=0.9915進料平均摩爾質(zhì)量 MF=0.4911×78+0.5089×92=85.1246kg/kmol塔頂溜出液平均摩爾質(zhì)量 MD=0.9915×78+0.0085×92=78.12kg

6、/kmol根據(jù)全塔物料及輕組分衡算列平衡方程式，如下：F=D+WFxF=DxD+WxW而，進料量流量F=1087200×8501246=163.1595kmol/h以塔頂苯為主要產(chǎn)品，回收率=DxDWxW×100%可以解得D=79.3263kmol/L W=83.8332kmol/L xW=0.0176簽殘液平均摩爾質(zhì)量MW=0.0176×78+0.09842×92=91.7536kg/kmol式中 F-原料液流量 D-塔頂產(chǎn)品流量 W-塔底產(chǎn)品流量3.2塔板數(shù)的確定3.2.苯甲苯混合物的-圖和x-y圖由化工工藝設計手冊查得的苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，

7、如表3-1所示：表3-1苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)表苯的摩爾分數(shù)溫度/苯的摩爾分數(shù)溫度/液相氣相液相氣相0.000.00110.60.5920.78989.40.088 0.212106.10.7000.85356.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2根據(jù)表3-1作苯甲苯混合液的相平衡圖如圖3-2所示根據(jù)表3-1作苯甲苯混合液的-y圖，如圖3-3所示3.2.2確定最小回流比和回流比采用作圖法求最小回流比。應為

8、是泡點進料，則xF=xq,在圖3-3對角線上，（0.4911,0.4911）做垂線即為進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標為 yq=0.7067 xq=0.4911故最小回流比為Rmin=xD-yqyq-xq=0.9915-0.70640.7064-0.4914=1.32則操作回流比為R=1.6Rmin=2.1123.2.3精餾塔氣、液相負荷的確定L=RD=3.112×79.3263=167.5371kmol/LV=R+1D=2.112+1×79.3263=246.8634kmol/LL'=L+F=167.5371+163.1595=330.6966kmol/LV

9、'=V=2246.8634kmol/L3.2.4操作線方程精餾段操作線方程y=LVx+DVxD=0.6787x+0.3186提餾段操作線方程y'=L'V'x'+WV'xW=1.3396x'-0.0059773.2.5圖解法求理論板層數(shù)理論板圖3-4圖解得總理論板層數(shù)為塊，進料板為第9塊。3.2.6全塔效率的計算（1）操作溫度 由圖3-2，畫圖可得tD=80.5 tF=92.7 tW=109.71精餾段平均溫度 tm1=tD+ tF2=86.22提餾段平均溫度tm2= tW+tF2=101.7(2)相對揮發(fā)度塔頂相對揮發(fā)度D操作溫度已知tD

10、=80.5 tF=92.7 tW=109.71則查手冊，用內(nèi)插法的D=2.534 F=2.48 W=2.37平均相對揮發(fā)度=3D FW=2.46（3）液體的平均粘度表3-5 苯和甲苯的液體粘度操作溫度已知tD=80.5 tF=92.7 tW=109.71通過表3-5，經(jīng)內(nèi)插法得當tD=80.5時，苯=0.0.30655mPas 甲苯=0.30957mPas當tF=92.7 時，苯=0.27252mPas 甲苯=0.28mPas當tW=109.71時，苯=0.21554mPas 甲苯=0.22878mPas根據(jù)液相平均粘度公式lnLm=xiLi塔頂：當tD=80.5時，LDm=0.3066mPa

11、s進料板：當tF=92.7 時，LFm=0.2763mPas塔底：當tW=109.71時，LWm=0.2285mPas則液相平均粘度為Lm=LDm+LFm+LWm3=0.27mPas(4)全塔效率全塔效率ET=0.49(Lm)-0.254=0.54173.2.7實際板層數(shù)精餾段的實際板層數(shù)：N1=8ET=14.67315提餾段的實際板層數(shù)：N2=9ET=16.6517總實際板層數(shù)：N=N1+N2=15+17=323.3精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算3.3.1操作壓力計算塔頂操作壓力PD=101.3+4=105.3kPa每層塔板壓降P=0.7kPa進料板壓力PF=105.3+0.7

12、5;15=115.8kPa塔底操作壓力PW=101.3+0.7×17=117.2kPa精餾段的平均壓力Pm1=PD+PF2=110.55kPa提溜段的平均壓力Pm2=PDW+PF2=116.5kPa3.3.2平均摩爾質(zhì)量計算從圖3-3可知塔頂：y1=0.9915,x1=0.9778加料板：xF=0.428,yF=0.6533塔底：xW0.0083,yW=0.0176塔頂?shù)钠骄栙|(zhì)量計算MVDm=0.9915×78+1-0.9915×92=78.12kg/kmol MLDm=0.9778×78+1-0.9778×92=78.31kg/kmol進

13、料的平均摩爾質(zhì)量計算MVFm=0.6533×78+1-0.6533×92=82.85kg/kmolMLFm=0.4278×78+1-0.4278×98=86.01kg/kmol進料的平均摩爾質(zhì)量計算MVWm=0.0176×78+1-0.0176×92=91.75kg/kmolMLWm=0.0088×78+1-0.0088×92=91.88kg/kmol精餾段與提餾段的平均摩爾質(zhì)量計算MVm=MVDm+MVFm2=78.12+82.852=80.485kg/kmolMLm=MLFm+MLDm2=78.31+86.01

14、2=82.16kg/molMVm'=MVFm+MVWm2=91.75+82.852=87.3kg/kmolMLm'=MLFm+MLWm2=86.01+91.882=88.945kg/kmol3.3.3平均密度計算精餾段的平均溫度：tm=tD+tF2=86.22提餾段的平均溫度：tm'=tW+tF2=101.07(1) 氣相平均密度計算精餾段與提餾段的平均氣相密度計算如下：V,m=PmMV,mRTM=110.5×80.4858.314×(86.22+273.15)=2.98kg/m3V,m'=Pm'MV,m'RTM'=1

15、16.5×87.38.314×(101.07+273.15)3.27kg/m3()液相平均密度計算液相平均密度計算公式1Lm=aii表3-6 苯和甲苯的液相密度（1）塔頂液相平均密度：當tD=80.5時，查表3-6由內(nèi)插法得苯=814.653kg/m3,甲苯=811.041kg/m3LDm=1xD苯+(1-xD)甲苯=814.62kg/m3（2）進料板液相平均密度：當tF=92.7 時，查表3-6由內(nèi)插法得苯=800.993kg/m3,甲苯=798.728kg/m3進料板液相質(zhì)量分率苯=0.428×780.428×78+（1-0.428）×92

16、=0.338LFm=1苯苯+(1-苯)甲苯=799.64kg/m3（）塔底液相平均密度：當tW=109.71時，查表3-6由內(nèi)插法得苯=781.126kg/m3,甲苯=781.209kg/m3苯=0.0176×780.0176×78+（1-0.0176）×92=0.015LWm=1苯苯+(1-苯)甲苯=781.26kg/m3精餾段液相平均密度為Lm=814.622+799.642=807.131kg/m3提餾段液相平均密度為Lm'=799.64+781.262=790.45kg/m33.3.4液體平均表面張力計算液相平均表面張為依據(jù)下式計算，即Lm=xii

17、表3-7苯和甲苯的表面張力（）塔頂液相平均表面張力：當tD=80.5時，查表3-7由內(nèi)插法得苯=21.14mN/m 甲苯= 21.645 mN/m 由xD=0.9915，得LDm=0.9915×21.14+1-0.9915×21.645=21.144mN/m（2）進料板液相平均表面張力；當tF=92.7 時，查表3-7由內(nèi)插法得苯=19.676mN/m 甲苯=20.303 mN/m 由xF=0.428，得LFm=0.428×19.676+1-0.428×20.303=20.035 mN/m （3）塔底液相平均表面張力：當tW=109.71時，查表3-7由

18、內(nèi)插法得苯=17.538mN/m 甲苯=18.432 mN/mLWm=0.0176×17.538+1-0.0176×18.432=18.42mN/m精餾段液相平均表面張力為Lm=21.144+20.0352=20.723mN/m提餾段液相平均密度為Lm'=20.035+18.422=19.2275mN/m3.3.5液體平均粘度計算前面已經(jīng)計算得塔頂：當tD=80.5時，LDm=0.3066mPas進料板：當tF=92.7 時，LFm=0.2763mPas塔底：當tW=109.71時，LWm=0.2285mPas精餾段平均粘度Lm=0.3066+0.27632=0.2

19、915mPas提餾段平均粘度Lm'=0.2285+0.27632=0.2524mPas3.4精餾塔的塔體工藝尺寸計算與板間距的確定3.4.1塔徑的計算（1）精餾段塔徑計算精餾段的氣、液相體積流率Vs=VMVm3600Vm=246.8×80.453600×2.98=1.85m3/sLS=LMLm3600lm=167.5371×82.163600×814.622=0.004694m3/s由 umax=CL-VV式中C由C=C20(L20)0.2計算，式中C20是由化工原理（下）史密斯關聯(lián)圖查出，圖的橫坐標為 LhVh(LV)12=0.0044741.

20、85(814.6222.98)12=0.0411取板間距HT=0.50m，板上液層高度hL=0.06m，則HT-hL=0.05-0.06=0.44m由化工原理（下）史密斯關聯(lián)圖查出，C20=0.10C=C20(L20)0.2=0.10(20.723520)0.2=0.1007umax=CL-VV=1.65m/s安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7umax=0.7×1.65=1.155m/sD=4Vsu=4×1.85×1.551.41m按標準塔徑圓整后為D=0.16m（2）提餾段塔徑計算提餾段的氣、液相體積流率Vs'=V'MVm'3600

21、Vm'=246.8×87.33600×3.27=1.83m3/sLS'=L'MLm'3600lm'=330.6966×88.9453600×790.45=0.0103m3/s由umax=CL-VV式中C由C=C20(L20)0.2計算，式中C20是由化工原理（下）史密斯關聯(lián)圖查出，圖的橫坐標為LhVh(LV)12=0.01031.83(790.453.27)12=0.0875取板間距HT=0.50m，板上液層高度hL=0.06m，則HT-hL=0.05-0.06=0.44m由化工原理（下）史密斯關聯(lián)圖查出，C20=

22、0.096C=C20(L20)0.2=0.096(19.227520)0.2=0.0952umax=CL-VV=1.485m/s安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7umax=0.7×1.485=1.0394m/sD=4Vsu=4×1.85×1.0394=1.4968m按標準塔徑圓整后為D=0.16m由此塔徑都取1.6m塔截面積為AT=4D2=4×1.62=2.01m2實際空塔氣速為精餾段 u=1.852.01=0.896m/s提餾段 u=1.832.01=0.894m/s3.4.2塔高度計算精餾段有效高度Z精=N精-2HT=15-2×0.5

23、=6.5m 提餾段有效高度Z提=N提-2HT=17-2=7.5m精餾與提餾各開一人孔，其高度為0.8m.所以精餾塔有效高度為Z=Z精+Z提+2×0.8=6.5+7.5+2×0.8=15.6m3.5塔板主要工藝尺寸計算3.5.1溢流裝置的計算塔徑D=1.6m，選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。精餾段的各項計算如下：（） 堰長lW取lW=0.7D=0.7×1.6=1.12m （） 溢流堰高度hW由 hW=hL-hOW選用平直堰，堰上液層高度hOW用弗蘭西斯公式計算，hOW=2.841000E(LhlW)23LhlW=0.004474×36001.12=1

24、4.38查化工原理（下）液流收縮系數(shù)計算圖得：E=1.024hOW=2.841000E(LhlW)23=0.0172m板上清液高度 hL=0.06m故 hW=0.06-0.172=0.0428m(3) 弓形降液管寬度Wd和截面積Af由 lWD=0.7查化工原理（下）弓形降液管寬度與面積表得AfAT=0.094 WdD =0.151 故Af=0.094×2.01=0.189m2 Wd=0.0151×1.6=0.2416m 依據(jù)=3600AfHTLh驗算液體在降液管中停留的時間，=3600AfHTLh=3600×0.189×0.50.00447×3

25、600=21.12s>5s故降液管設計合理。（4）降液管底隙高度h0h0=Lh3600lWu0取 u0=0.24m/s則 h0=Lh3600lWu0=0.004474×36003600×1.12×0.24=0.0167hW-h0=0.0428-0.0167=0.0261m>0.006m故降液管底隙高度設計合理。選用凹型受液盤，深度hW=0.06m提餾段的各項計算如下：（1）堰長lW取lW=0.7D=0.7×1.6=1.12m （2）溢流堰高度hW由 hW=hL-hOW選用平直堰，堰上液層高度hOW用弗蘭西斯公式計算，hOW=2.841000E

26、(LhlW)23LhlW=0.0103×36001.12=31.14查化工原理（下）液流收縮系數(shù)計算圖得：E=1.042hOW=2.841000E(LhlW)23=0.0252m板上清液高度 hL=0.06m故 hW=0.06-0.0252=0.0348m(3) 弓形降液管寬度Wd和截面積Af由 lWD=0.7查化工原理（下）弓形降液管寬度與面積表得AfAT=0.094 WdD =0.151 故Af=0.094×2.01=0.189m2 Wd=0.0151×1.6=0.2416m 依據(jù)=3600AfHTLh驗算液體在降液管中停留的時間，=3600AfHTLh

27、9;=3600×0.189×0.50.0.0103×3600=9.147s>5s故降液管設計合理。（4）降液管底隙高度h0h0=Lh3600lWu0取 u0=0.24m/s則h0=Lh'3600lWu0=0.0103×36003600×1.12×0.24=0.00.0259hW-h0=0.0348-0.00259=0.0089m>0.006m故降液管底隙高度設計合理。選用凹型受液盤，深度hW=0.06m3.5.2塔板布置（1）塔板的分塊因D800mm,故塔板采用分塊式。查表3-8，塔板分為4塊。表3-8 塔板分塊數(shù)

28、（2）邊緣區(qū)寬度計算取Ws=Ws'=0.08m Wc=0.06m Wd=0.2416m（3）開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積Aa按公式Aa=2（xr2-x2+r2180sin-1xr）計算其中x=D2-Wd+Ws=0.8-0.2416+0.08=0.4784mr=D2-Wc=0.8-0.06=0.74m故Aa=2xr2-x2+r2180sin-1xr=1.46m2（4）篩孔的設計及其排列苯和甲苯無明顯腐蝕，可選用=3mm的碳鋼，取篩孔直徑d0=5mm篩孔按正三角形排列，孔中心距t為t=3d0=15mm篩孔數(shù)目n為n=1.115Aat2=1.115×1.460.00152=6724個

29、開孔率為=0.907（d0t）2=0.907×(515)2=10.1%氣體通過閥孔的氣速為精餾段：u0=Vs A0=1.851.46×0.101=12.54m/s提餾段：u0'=Vs 'A0=1.831.46×0.101=12.43m/s3.6篩板的流體力學驗算3.6.1精餾段篩板的流體力學驗算 （1）塔板壓降平板阻力hc計算干板阻力hc由式hc=0.051u0Co2VL計算由d0=53=1.67，查化工原理（下）干篩孔的流量系數(shù)圖得：c0=0.782故hc=0.051u0Co2VL=0.050m液柱氣體通過液層阻力h1計算氣體通過液層阻力h1由式

30、h1=hL計算ua=VsAT-Af=1.852.01-0.189=1.016m/sF0=0.522×2.98=1.75kg/s查化工原理課程設計充氣系數(shù)關聯(lián)圖=0.53故h1=hL=hW+hOW=0.53×0.06=0.0318m液柱液體表面張力的阻力h計算液體表面張力的阻力h由式h=4LLgd0計算，h=4×20.07807.13×9.81×0.005=0.0021m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hP由式hP=hc+h1+h 計算，hP=0.050+0.0318+0.0021=0.0839m液柱氣體通過每層塔板的壓降為PP=hPLg=0.08

31、39×807.131×9.8=663.64Pa<700Pa(2)霧沫夾帶霧沫夾帶量由式eV=5.7×10-6 L(ua HT-hf)3.2計算hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15meV=5.7×10-620.7235×10-3(1.0160.5-0.15)3.2=0.0084kg<0.1kg設計的霧沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。（3）漏液對篩板塔，漏液點氣速umin可由式umin=4.4C0(0.0056+0.13hL-h )LV 計算計算得umin=5.65m/s實際孔速u0=12.54m/s>umin穩(wěn)定系數(shù)為K

32、=u0umin=12.545.65=2.21>1.5故本設計中無明顯漏液。（4）泛液 為了防止塔內(nèi)發(fā)生泛液，降液管內(nèi)液層高度Hd應服從公式Hd（HT+hW）的關系，取=0.6，則HT+hW=06×0.6+0.0428=0.3857m液柱而Hd=hP+hL+hd,其中hd=0.153（u0）2計算，算的hd=0.00881m液柱則Hd=0.08394+0.06+0.00881=0.1527m液柱Hd<HT+hW故在設計中不會發(fā)生泛液現(xiàn)象。3.6.2提餾段篩板的流體力學驗算 （1）塔板壓降平板阻力hc計算干板阻力hc由式hc'=0.051u0Co2VL'

33、9;計算由d0=53=1.67，查化工原理（下）干篩孔的流量系數(shù)圖得：c0=0.782故hc'=0.051u0Co2V'L'=0.0524m液柱氣體通過液層阻力h1'計算氣體通過液層阻力h1'由式h1'=hL計算ua=Vs'AT-Af=1.832.01-0.189=1.005m/sF0=0.522×2.98=1.82kg/s查化工原理課程設計（下）充氣系數(shù)關聯(lián)圖=0.50故h1'=hL=hW+hOW=0.50×0.06=0.03m液柱液體表面張力的阻力h'計算液體表面張力的阻力h'由式h'

34、;=4LLgd0計算，h'=4×19.2275790.45×9.81×0.005=0.0019m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hP由式hP'=hc'+h1'+h' 計算，hP'=0.0524+0.03+0.0019=0.0843m液柱氣體通過每層塔板的壓降為PP'=hP'L'g=0.0843×790.45×9.8=653.02Pa<700Pa(2)霧沫夾帶霧沫夾帶量由式eV=5.7×10-6 L(ua 'HT-hf)3.2計算hf=2.5hL=2.5

35、×0.06=0.15meV=5.7×10-619.2275×10-3(1.0050.5-0.15)3.2=0.0081kg<0.1kg設計的霧沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。（3）漏液對篩板塔，漏液點氣速umin可由式umin=4.4C0(0.0056+0.13hL-h )LV 計算計算得umin'=5.73m/s實際孔速u0'=12.33m/s>umin穩(wěn)定系數(shù)為K'=u0'umin'=12.335.65=2.15>1.5故本設計中無明顯漏液。（4）泛液 為了防止塔內(nèi)發(fā)生泛液，降液管內(nèi)液層高度Hd'應服從公

36、式Hd（HT+hW）的關系，取=0.6，則HT+hW=06×0.6+0.0428=0.381m液柱而Hd=hP+hL+hd,其中hd=0.153（u0）2計算，算的hd=0.00881m液柱則Hd=0.08394+0.06+0.00881=0.1527m液柱Hd<HT+hW故在設計中不會發(fā)生泛液現(xiàn)象。 3.7塔板負荷性能圖3.7.1精餾段塔板負荷性計算（1）漏液線由umin=4.4C0(0.0056+0.13hL-h )LV umin=Vs，minA0 hL=hW+hOWhOW=2.841000E(LhlW)23聯(lián)合整理得Vs,min=0.504727.18Ls23+2.455

37、在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，按公式計算出 Vs，計算結果如表3-9.由上表3-9的數(shù)據(jù)可作出漏液線1.(2)液沫夾帶線以eV=0.1/kg液/ kg氣 為限，求Vs-LS關系如下：由 eV=5.7×10-6 L(ua HT-hf)3.2 ua= VsAT-Af= Vs2.01-0.189=055 Vshf=2.5hL=2.5(hW+hOW)hW=0.0428hOW=2.841000E(LhlW)23求得hf=0.107+1.5464L23整理的Vs=4.3818-17.2353L23在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，按公式計算出 Vs，計算結果如表3-10.由上表3-10的數(shù)據(jù)可作出液

38、沫夾帶線2（3）液相負荷下限線對于平直堰，取堰上層清液hOW=0.006作為最小液體負荷標準。由公式得hOW=2.841000E(LhlW)23取E=1.024，則hOW=2.841000×1.024×(3600LS1.12)23=0.006m整理得LS。min=0.00097220m3/s由此可以作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3（4）液相負荷下限線以=4s作為液體在降液管中時間的下限由=AfHTLh=4 整理得LS。min=0.02362m3/s由此可以做出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線4（5）泛液線令Hd=（HT+hW） 由Hd=hP+hL+hd=hc+h1

39、+h+hL+hd聯(lián)令兩式得HT+-1hW=+1hOW+hc+hd+h忽略h，并整理得'Vs2=b'-c'Ls2-d'Ls23式中a'=0.051A0c02(VL)b'=HT+-1hWc'=0.153(lWh0)2d'=0.00284E(1+)(3600lW)23代入數(shù)據(jù)整理得Vs2=18.3-20795.81Ls2-68.3Ls23在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，按公式計算出 Vs，計算結果如表3-11由上表3-11的數(shù)據(jù)可做出泛液線5根據(jù)以上各線方程，可作出精餾段篩板塔的負荷性能圖，如圖3-12所示2.7.2提餾段塔板負荷性能計算

40、（1）漏液線由umin=4.4C0(0.0056+0.13hL-h )LV umin=Vs，minA0 hL=hW+hOWhOW=2.841000E(LhlW)23聯(lián)合整理得Vs,min=0.504719.435Ls23+1.988在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，按公式計算出 Vs，計算結果如表3-13.由上表3-13的數(shù)據(jù)可作出漏液線1.(2)液沫夾帶線以eV=0.1/kg液/ kg氣 為限，求Vs-LS關系如下：由 eV=5.7×10-6 L(ua HT-hf)3.2 ua= VsAT-Af= Vs2.01-0.189=055 Vshf=2.5hL=2.5(hW+hOW)hW=0.

41、0348hOW=2.841000E(LhlW)23求得hf=0.087+1.5464L23整理的Vs=4.3818-17.2353L23在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，按公式計算出 Vs，計算結果如表3-14.由上表3-14的數(shù)據(jù)可做出液沫夾帶線2（3）液相負荷下限線對于平直堰，取堰上層清液hOW=0.006作為最小液體負荷標準。由公式得hOW=2.841000E(LhlW)23取E=1.024，則hOW=2.841000×1.024×(3600LS1.12)23=0.006m整理得LS。min=0.00095540m3/s由此可以作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3（）

42、 液相負荷下限線以=4s作為液體在降液管中時間的下限由=AfHTLh=4 整理得LS。min=0.02362m3/s由此可以做出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線4（） 泛液線令Hd=（HT+hW） 由Hd=hP+hL+hd=hc+h1+h+hL+hd聯(lián)令兩式得HT+-1hW=+1hOW+hc+hd+h忽略h，并整理得'Vs2=b'-c'Ls2-d'Ls23式中a'=0.051A0c02(VL)b'=HT+-1hWc'=0.153(lWh0)2d'=0.00284E(1+)(3600lW)23代入數(shù)據(jù)整理得Vs2=17-11369

43、.2Ls2-61Ls23在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，按公式計算出 Vs，計算結果如表3-15由上表3-15的數(shù)據(jù)可做出泛液線5根據(jù)以上各線方程，可做出精餾段篩板塔的負荷性能圖，如圖3-16所示3.8塔的輔助設備及附件的計算與選型3.8.1全凝器塔頂回流全凝器通常采用管殼式換熱器，應為精餾塔處理量大，且板數(shù)較多，為避免給安裝和檢修帶來不便，選擇強制循環(huán)式，塔頂蒸汽溫度tD=80.5，需冷卻到td=40,取冷卻水進口溫度t1=25，出口溫度t2=45,查表由此溫度范圍內(nèi)水的比熱容c.H2O=4.147kJ/(kg.K)故tm=tD-t2-(td-t1)ln(tD-t2)(td-t1)=43.97

44、查資料，K取為800W/（m2.K）由r苯=30.84kJ/kmol r甲苯=35.05kJ/kmol 得 r=xiri=0.9915×30.84+1-0.9915×35.05=31.02kJ/kmol故Q=Vr=246863.4÷3600×31.02×1000=2127139.7J/s 所以換熱面積A=QKtm=2127139.7800×43.97=60.5m23.8.2再沸器選用130飽和水蒸氣，取總傳熱系數(shù)800W/（m2.K）出料液溫度：109.71110.5 走管程水蒸汽濕度：120130故tm=130-109.71-(12

45、0-110.5)ln(130-109.71)(120-110.5)=19.95塔底組成近似作為純甲苯 r甲苯=33.2kJ/kmol Q=V'r=246863.4÷3600×33.2×1000=2276629.1J/s所以換熱面積A=QKtm=2276629.1800×19.95=142m23.8.3接管管徑計算與選型（1）進料管尺寸計算料液質(zhì)量流速GF=F.MLFm=163.1595×86.01÷3600=3.9kg/s體積流速VFL=GFLF=3.9799.64=0.00488m3/s取管內(nèi)流速為uF=1.6m/s所以進料管管徑為DF=4VFLuF=4×0.00488×1.6=62.2mm進料口管徑選取70×5.0的標準管法蘭選取公稱壓力4.0MPa, 公稱直徑為70mm的平頸平焊鋼制管法蘭（1）塔頂回流管管徑計算回流液質(zhì)量流速GD=D×MD=79.3263×78.12÷3600=1.72kg/s體積流速VDL=GDLD=1.72814.622=0.00211m3/s取管內(nèi)流速為uF=1.6m/s所以回流管管徑為DF=4VDLuF=4