苯和二甲苯物系分离系统设计书

1 苯和二甲苯物系分离系统设计书 第一章 绪论 离方法的选择 分离方法的选择：精馏分离法，由于苯和对二甲苯所具有的物理性质不同，且满足于精馏分离的条件，在精馏分离中，多级分离过程，即混合液进行部分汽化和部分冷凝，故可使混合液得到近乎完全分离。 2 计流程 备初选 板类型的选择 ： 常见的塔板有泡罩塔板，筛板，浮阀塔板和喷射型塔板。其中泡罩塔板的优点是：因升气管高出液层，不易发生漏液现象，有较好的操作弹性，即当 汽液负荷有较大的波动时，仍能维持几乎恒定的板效率；塔板不易堵塞，适合处理各种物料。缺点是：塔板结构复杂，金属耗量大，造价高；板上液层后，气体流径曲折，通过塔板的压降加大，兼因雾沫夹带现象严重，限制了气速的提高，致使生产能力及板效率均较低，所以我们不作考虑。筛板的优点是结构简单，造价低廉，气体压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率均 3 较泡罩塔高。主要缺点是：操作弹性小，筛孔小时容易堵塞，若筛孔大时，由于气速的提高，生产能力增大，所以我们也不做考虑。浮阀塔的优点：生产能力大；操作弹性大；塔板效率高； 塔板压降及液面落差小；塔的造价低。浮阀塔致使不宜处理结焦或黏度大稍大及有一般聚合现象的系统。所以我们觉得浮阀塔是最合适的。喷射型塔板生产能力大，操作弹性大，压降小，液面落差小，但是有漏液和“吹干”现象，所以也不作考虑。 热器的选择 换热器的分类主要有管式换热器形式，板式换热器形式和热管换热器的结构形式。管式换热器，当两流体的温度较大，就可能由于热应力而引起设备的变形，甚至弯曲或破裂，所以在这里不作考虑。板式换热器，因为其效率高，热损失小，结构紧凑轻巧，占地面积小，安装清洗方便，运用广泛，寿命 长。所以我们是可以考虑的。热管换热器，其功能上和板式换热器差不多，但是由于它的价钱一般来说比板式换热器的贵，所以我们在这次实验中选择板式换热器。 心泵的选择 常见的泵有很多种，有往复泵，旋转泵，漩涡泵，离心泵等，我们这次选择的是离心泵，因为它具有以下有点：结构简单，操作容易，便于调节和自控；流量均匀，效率高；流量和压头的适用范围广；适用于输送腐蚀性或含有悬浮物的液体。 路的选择 所选择的是无缝钢管，适合石油，化工，窝炉行业的耐高温，耐低温，耐腐蚀。 作条件 作压力的选择 塔内操作压力的选择不仅涉及到分离问题 ， 而且与塔顶和塔底的温度有关 。 应根据所处理的物料性质 ， 并兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑 。 加压蒸馏可提高设备的处理能力 ， 但会增加塔壁的厚度 ， 使设备费用增加 。 另外 ， 压力增加使溶液的泡点和露点温度均增加 ， 物系的相对挥发度减小 ， 使物系分离困难 。 减压蒸馏不仅需要增加真空设备的投资和操作费用 ， 而且由于真空下其体积增大 ， 需要的塔径增加 ， 因此设备费用增加 。 对热敏性物料可采用减压蒸馏 ， 所以为了有效的降低设备造价和操作费用对这类溶液可采用常压蒸馏 。 4 料方式 加料方式有两种：高位槽加料和泵加料。加料 方式可以用 加料 泵直接 加料 也可以用高位槽 加料 。用泵直接 加料 ,简单易行 ,但用高位槽 加料 流量稳定 ,以免受泵操作波动的影响，依靠重力流动方式可省去一笔操作费用，但是设施的建设费用会相应增加，所以本实验选择用泵加料方式。 料热状态的选择 : 进料热状态有五种：冷液进料，泡点进料，气液混合进料，露点进料，加热蒸汽进料。 进料状态直接影响到进料线（ 操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比，若采用冷进料，在分离要求 一定的条件下所需理论板数少，不需要预热器，但塔釜热负荷 (一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；若采用露点进料，则在分离要求一定的条件下。所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提馏段上升蒸汽量变化较大，操作不易控制，受外界条件影响大。 泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔内精馏段、提馏段上升蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。 底 加热方式的选择 塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利用压强较 低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。 因为此操作是用于分离苯和对二甲苯，不适合使用直接蒸汽加热，所以采取间歇蒸汽加热方法。 流方式的选择 液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流。采用重力回流可节省一台回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制回流比。 本次方案设计要求回流比 5 第二章 精馏塔的工艺计算 础数据 表 2和对二甲苯的物理性质 物性 密度 熔点 沸点 相对分子质量 临界压力 在水的溶解度 折射率 错误 !未找到引用源。 T/ T/ M P/ g/ 二甲苯 861 不溶 2苯和对二甲苯的密度 温度 T/ 80 85 90 95 100 105 110 115 120 苯 /16 810 805 799 793 788 782 776 770 对二甲苯/10 805 800 796 791 786 782 777 772 图 2和对二甲苯的温度密度曲线 6 其中苯的回归方程为： 苯 =外 对二甲苯= 2和对二甲苯的黏度 温度 T/ 80 85 90 95 100 105 110 115 120 苯 / 99 286 272 260 247 235 228 220 对二甲苯 /49 335 324 310 299 290 280 269 259 图 2和对二甲苯的温度黏度曲线 表 2苯和对二甲苯的表面张力 温度 T/ 80 85 90 95 100 105 110 115 120 苯 /mN/m 二甲苯/mN/m 7 图 2苯和对二甲苯的温度黏度曲线 压下苯和对二甲苯的汽液平衡数： 表 2和对二甲苯的 数 组分 A B C 苯 二甲苯 式中 位是 度 表 2液平衡数 温度 T/ 80 85 90 95 100 105 110 115 120 P/01 80 00 对二甲苯P/x y 由以上数据可得 . . . 321 8 图 2和对二甲苯的 线 图 2苯和对二甲苯的 线 因为苯的进料组成是 40%，所以4 75 6/6078/40 78/40 x 得 其泡点约为 95，露点为 料衡算： 1、组成 塔顶馏出液苯的质量分数为 90% 078/90 78/90 x D 9 塔釜液中苯的质量分数为 2% 878/2 78/2 x w塔顶馏出液的平均相对分子质量 料液流量 hk m o 0 005 0 00 2、全塔物料衡算 D+W=F= （ a) 即 (b) 联立 a、 b，解得 D=h W=h 3、 R 的确定 m （ a)（ 2 (1 (b)（ 2 联立 a、 q 1)1(11m 和液体进料 故 DF 1 )1(11 Dm c) 把 a =入 C ，解得 R R =馏段、提馏段操作线方程 精馏段操作线方程 111 =馏段操作线方程 10 0 2 1x wx m 0 1 8 xy 板数和进料塔位置 简捷法 吉利兰图如下： 全塔理论板层数 由芬斯克方程式知 2.0(1)1m i n （ (R+1)=吉利兰图查得 (N+2)= (N+2)=得 N=包括再沸器） 所以理论塔板数为 7 精馏段理论板层数 5 0 g (11)(1l g (m i n 1 前已查出 (N+2)= N=进料塔位置为从塔顶往下的第 3层理论板。 作图法 图 2理论板数的图解法 从图可得，塔板的理论板数是 6，其中进料是从第 2块塔板开始。 塔效率的确定 047.0图 2 可得塔釜的温度 塔顶的温度 因为其是在泡点进料，所以 9。所以平均温度 T=所以F+ - X = 0 . 4 7 5 3 0 . 2 4 3 6 + - = 苯 对 二 甲 苯（ 1 ） （ 1 0 . 5 2 4 6 ） 0 . 2 8 9 1 0 . 2 6 3 1 m p a . 2 4 50 . 4 9 ( ) 0 . 4 5 1 实际塔板数 ：操作压强即塔顶压强： 100强降是 操作温度： , , .D w T. X=X=苯和对二甲苯的 ，可以推出. 所以精馏段的温度 9 8 . 1 62 提馏段的温度 错误 !未找到引用源。 性数据： 塔顶：1y=111 )1(1 ， 且 =以1x=相 :错误 !未找到引用源。 =错误 !未找到引用源。 kg/相 :错误 !未找到引用源。 kg/进料 ：错误 !未找到引用源。 ; 气相： 错误 !未找到引用源。 kg/液相： 错误 !未找到引用源。 kg/釜： 错误 !未找到引用源。 =0 . 1 2 91 ( 1 )错误 !未找到引用源。 ； 气相： ( ) 0 . 1 2 9 8 0 . 1 1 6 8 ( 1 0 . 1 2 9 ) 1 0 5 . 2 4 4 1 0 1 . 9 8 5V W F i iM y M ； 液相： ( ) 0 . 0 2 7 8 0 . 1 1 6 8 ( 1 0 . 0 2 7 ) 1 0 5 . 2 2 4 1 0 4 . 5 4 6L W F i M 错误 !未找到引用源。 . 所以精馏段气相：2v D v 13 液相2L D L 馏段气相：2v w v 相： 错误 !未找到引用源。 平均密度： 精馏段气相： 错误 !未找到引用源。 3/ 提馏段气相： 错误 !未找到引用源。 =液相： 错误 !未找到引用源。 已知 0% ， 0% ， %， 塔顶： 由 物性手册查得 苯 =， 对二甲苯 =； 错误 !未找到引用源。 3/ 进料： 由物性手册查得 苯 =， 对二甲苯 =； 错误 !未找到引用源。 3/ 塔釜 ： 由物性手册查得 苯 =， 对二甲苯 =； 错误 !未找到引用源。 3/所以精馏段平均密度 错误 !未找到引用源。 3/ 提馏段平均密度 错误 !未找到引用源。 3/3 液体的表面张力： 塔顶： 由物性手册查得苯 =错误 !未找到引用源。 3/ 对二甲苯 =错误 !未找到引用源。 3/ D=错误 !未找到引用源。 3/ 14 进料： 由物性手册查得苯 =错误 !未找到引用源。 3/ 对二甲苯 =错误 !未找到引用源。 3/ F=3310 . 4 0 . 61 8 . 1 8 8 1 0 1 9 . 4 3 3 1 0=错误 !未找到引用源。 3/塔釜： 由物性手册查得苯 =错误 !未找到引用源。 3/ 对二甲苯 =错误 !未找到引用源。 3/ 错误 !未找到引用源。 =错误 !未找到引用源。 3/所以精馏段的平均表面张力 n L= F+2D=错误 !未找到引用源。 3/ 提馏段的平均表面张力 m L=2=误 !未找到引用源。 3/4 液体粘度： 塔顶： 由物性手册查得苯 =a， 对二甲苯 =a； D= 10 . 9 0 . 12 7 9 . 6 1 1 3 1 7 . 2 5 2=a; 进料： 由物性手册查得苯 =a， 对二甲苯 =a； F= 10 . 4 0 . 62 5 0 . 0 1 6 2 9 1 . 8 0 2=a 塔釜： 由物性手册查得苯 =a， 对二甲苯 =a； w= 10 0 2 1 0 3 1 8 5 a 所以精馏段的平均粘度 n L=2=a; 提馏段的平均 m L=2=a. 5 体积流率： 由于 R= 精馏段 L =误 !未找到引用源。 = 15 V =（ R+1） D=错误 !未找到引用源。 = 又 =， = n V= =， n L =； 所以质量流量： L=错误 !未找到引用源。 = V=错误 !未找到引用源。 =. 所以体积流量： Lh n= 1 6 6 77 5 9 8= Vh n= 4 6 6 62 6= Ls n= 3600误 !未找到引用源。 Vs n= 3600 提馏段：因为是饱和液体进料，所以 q=1 所以质量流量： L =L+ V =V+(= 又 =， = m V=， m L =； 所以质量流量： L=错误 !未找到引用源。 = V=错误 !未找到引用源。 = 所以体积流量： Lh m= 9 2 3 07 7 7 9= Vh m= 5 2 0 92 6= Ls m= 错误 !未找到引用源。 =误 !未找到引用源。 16 Vs m= 3600 列表 3物性数据 精馏段 提留段 气相 液相 气相 液相 平均分子量kg/均密度 kg/面张力 N/03 03 液体粘度 积流率 m3/h 积流率 03 017 馏塔主要尺寸的计算 径的计算： 1 精馏段： 已知 ,误 !未找到引用源。 , n=mN/m. n v=, n L=， 液气动能参数 11522L s 6 . 0 8 3 1 0 7 9 5 . 5 5 8( ) ( ) 0 . 0 2 1 80 . 0 4 7 8 2 . 7 0 6 取 全系数为 史密斯关系图得所以 0 . 2 0 . 220 1 5 . 3 5 3( ) 0 . 0 3 8 ( ) 0 . 0 3 62 0 2 0 m a 5 . 5 5 8 2 . 7 0 60 . 0 3 6 0 . 6 1 62 . 7 0 6 m a 6 0 . 6 0 . 6 1 6 0 . 3 6 9 6 0 . 4 0 6按标准塔径圆整为 截面积 2 0 . 1 9 6 34T 2m 空塔气速 0 . 0 4 7 8 0 . 2 4 3 50 . 1 9 6 3 2 提馏段： 已知 , 43 0 , m=m. m v=, m L=， 18 液气动能参数： 0 s m Ls m 4 0 . 53 . 3 1 0 7 7 7 . 2 3 9( ) 0 . 1 0 80 . 0 5 0 3 2 . 8 7 6 取 全系数为 史密斯关系图得所以 0 . 220 ()20 0 . 21 7 . 8 3 70 . 0 3 8 ( ) 0 . 0 3 7 1200 . 5m a x 7 7 7 . 2 3 9 2 . 8 7 60 . 0 3 7 1 ( ) 0 . 6 0 92 . 8 7 6U m a 6 0 9 0 5 4 按标准塔径圆整为 截面积 2 0 . 1 9 6 34T 2m 空塔气速 0 0 3 0 60 6 3 阀塔的塔板和结构与设计 1. 堰长=选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘 （ 1）堰长 取（ 2）溢流堰高度由 选用平直堰，堰上液层高度为： 3/2)( 取 E 为 1 精馏段： 3/2)(= 2 332 . 8 4 0 . 2 1 9( ) 2 . 1 8 1 01 0 0 0 0 . 3 2 5 30 . 0 8 2 . 1 8 1 0 0 . 0 7 7 8 m 提馏段 : 3/2)(2 8 4 1 . 1 8 8( ) 6 . 7 4 1 01 0 0 0 0 . 3 2 5 m 19 0 8 8 . 5 5 1 0 0 . 0 7 3 3 m 2. 弓形降液管的宽度和横截面 因为 查 363P*图 （下），得 则 . 1 2 4 0 . 5 0 . 0 6 2 精馏段：50 . 0 1 4 2 0 . 2 5 5 8 . 3 66 . 0 8 3 1 0 提留段： 40 . 0 1 4 2 0 . 2 5 1 0 . 7 6 3 . 3 1 0 停留时间5,s故降液管可使用 高度0 /ou m s， （ 1） 精馏段： 06= 2）提留段： ho=为降液管的高度设计要大于 20以此设计合理。 板布置 本设计塔径 D=用整体块式塔板。 （ 1）精馏段 取阀孔动能因子0F=12，则孔速： 12 7 . 2 9 5 /2 . 7 0 6m s 每层塔板上浮阀数目为： 20 20 . 0 4 7 8 5 . 4 8 8 60 . 7 8 5 0 . 0 3 9 7 . 2 9 5N 个 5 2 2 22 a r c s i n ( ) 180a xA x R x R R 并且 0 . 1 72 , ( ) 0 . 1 0 0 42 W m 所以最后可计算出 m 浮阀排列方式采用正三角形叉排，取同一个横排的孔心距为 t=95排间距 a 30 . 0 4 7 8 6 . 5 5 1 07 . 2 9 5 0090 0 . 9 0 7 0 . 0 6 40 . 0 3 9 0 . 1 1 6 1 m = 1 1 6 . 16 . 5 5 1 0 m m m则按 t=95一边的正三角形叉排方式作图，按 N=6 重新换算孔速及阀孔动能因子， 224 0 . 0 4 7 8 6 . 6 7 2 /0 . 7 8 5 0 . 0 3 9 6U m o n o n v 6 . 6 7 2 2 . 7 0 6 1 0 . 9 7 5 阀孔动能因子变化不大，仍在 913 范围内 塔板开孔率0 6 5 7 %6 2 （ 2）提馏段 取阀孔动能因子0 12F ，则孔速： 12 7 . 0 7 6 /2 . 8 7 6m s 每层塔板上浮阀数目为： 21 20 . 0 5 0 3 5 . 9 5 60 . 7 8 5 0 . 0 3 9 7 . 0 7 6N 个 009 0 . 9 0 7 0 . 0 6 40 . 0 3 9 0 . 1 1 1 4 1 1 1 . 47 . 1 0 9 1 0 m m m 浮阀排列方式与提留段一样，采用正三角形叉排方式作图 按 N=6 重新核算孔速及阀孔动能因子 224 0 . 0 5 0 3 7 . 0 2 1 /0 . 7 8 5 0 . 0 3 9 6U m 1 1 . 9 0 7o m o m v 阀孔动能因子变化不大，仍在 913 范围内 塔板开孔率 0 . 5 0 5 1 7 . 1 9 % 7 . 0 2 1 板的流动性能的校核： 根据 hp=hc+hl+ (1)精馏段 干板阻力 . 8 2 51 . 8 2 5 7 3 . 1 7 3 . 1 6 . 0 8 7 /2 . 8 7 6m s 因 25 2v n o 22 . 7 0 6 7 . 2 9 55 . 3 4 0 . 0 4 9 32 7 9 5 . 5 5 8 9 . 8 1 板上充汽液层阻力，取 = 液面表面张力造成的阻力，此阻力很小，可忽略不计，因此气体流经一层浮阀塔的压强降所相当的液柱高度为 单板压降 0 . 0 8 1 3 7 9 5 . 5 5 8 9 . 8 1 6 3 4 . 5p n LP h g P a ) （ 2）提馏段 干板阻力 . 8 2 51 . 8 2 5 7 3 . 1 7 3 . 1 5 . 8 8 8 /2 . 8 7 6m s 因 22 . 8 7 6 7 . 0 7 65 . 3 4 0 . 0 5 0 42 7 7 7 . 2 3 9 9 . 8 1 22 板上充汽液层阻力，取 = 液面表面张力造成的阻力，此阻力很小，可忽略不计，因此气体流经一层浮阀塔的压强降所相当的液柱高度为 单板压降 0 . 0 8 2 4 7 7 7 . 2 3 9 9 . 8 1 6 2 8 . 2 8p m LP h g P a ) 为了防止 淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度 （ HT+hp+（ 1）精馏段 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度 体通过压降管的压头损失52 2 66 . 0 8 3 1 00 . 1 5 3 ( ) 0 . 1 5 3 ( ) 1 . 0 3 9 1 00 . 3 2 5 0 . 0 7 1 8 板上的液层高度 Hd=hp+0 = =T=以 （ HT+=见 （ HT+以符合淹塔的要求。 （ 2）提馏段 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度 s 体通过压降管的压头损失 42 2 53 . 3 1 00 . 1 5 3 ( ) 0 . 1 5 3 ( ) 3 . 4 8 1 00 . 3 2 5 0 . 0 6 7 3 板上的液层高度 Hd=hp+0 = =T=以 （ HT+=见 （ HT+以符合淹塔的要求。 23 （ 1）精馏段 : 泛液率 1 . 3 6 100%s n s n A 板上液体流经长度： 2 0 . 5 2 0 . 0 6 2 0 . 3 7 6 W m 板上液流面积： 22 0 . 1 9 6 3 2 0 . 0 1 4 2 0 . 1 6 7 9b T A m 取物性系数 K=1，泛点负荷系数 所以泛液率 1 . 3 6 100%s n s n A 52 . 7 0 60 . 0 4 7 8 1 . 3 6 6 . 0 8 3 1 0 0 . 3 7 67 9 5 . 5 5 8 2 . 7 0 6 1 0 0 % 1 6 . 3 1 %1 0 . 1 0 3 0 . 1 6 7 9 对于小塔，为避免过量的雾沫夹带，应控制泛点率不超过 70%，由上可知，雾沫夹带能满足 气）的要求（液 kg/ （ 2）提馏段：取物性系数 K=1，泛点负荷系数 泛液率 1 . 3 6 100%m s m A = 42 . 8 7 60 . 0 5 0 3 1 . 3 6 3 . 3 1 0 0 . 3 7 67 7 7 . 2 3 9 2 . 8 7 6 1 0 0 % 1 8 . 7 2 %1 0 . 1 0 3 0 . 1 6 7 9 板的负荷性能图 （ 1）雾沫夹带线，泛点率 1 . 3 6 100%vs s A ，据此可作出负荷性能图，按泛点率的 70%计算 精馏段 . 7 0 6 1 . 3 6 0 . 3 7 67 9 5 . 5 5 8 2 . 7 0 60 . 71 0 . 1 0 3 0 . 1 6 7 9V L 24 整理得： 0 . 0 1 2 0 . 0 5 8 0 . 5 1即： 0 . 2 0 7 8 . 7 9由上式知雾沫夹带为直线，则在操作范围内任取两 个可知两个 提馏段 . 8 7 6 1 . 3 6 0 . 3 7 67 7 7 . 2 3 9 2 . 8 7 60 . 71 0 . 1 0 3 0 . 1 6 7 9V L整理得： 0 . 0 1 2 0 . 0 6 0 . 5 1 1 即： 0 . 2 8 . 5 2 在操作范围内，任取两个 可知两个 结果如表 3 精馏段 提馏段 0 0 0 0 2）液泛线 )(由上式确定液泛线。忽略式中 h，则 )3600(1()( 3/202020l 精馏段 22222 . 7 0 60 . 1 9 6 7 5 . 3 4 0 . 1 5 3 ( )2 7 9 5 . 5 5 8 9 . 8 1 ( 0 . 7 8 5 0 . 0 3 9 6 ) 0 . 3 2 5 0 . 0 7 1 8 + 2336002 . 8 4( 1 0 . 5 ) 0 . 0 7 7 8 ( )1 0 0 0 0 . 3 2 5 即 2 2 2 / 30 . 0 1 1 1 5 . 6 1 0 . 1 2 4S S L 25 整理得： 2 2 2 / 30 . 0 1 1 1 5 . 6 1 0 . 1 2 4S S L 提馏段 2 2222 . 8 7 60 . 1 9 4 5 . 3 4 0 . 1 5 3 ( )2 7 7 7 . 2 3 9 9 . 8 1 ( 0 . 7 8 5 0 . 0 3 9 6 ) 0 . 3 7 5 0 . 0 6 7 3 2336002 . 8 4(1 0 . 5 ) 0 . 0 7 3 31 0 0 0 0 . 3 2 5 2 2 2 / 31 9 . 6 2 2 4 0 . 2 1 2 . 2 3S S L 整理得： 2 2 2 / 30 . 0 0 9 9 1 2 . 2 4 0 . 1 1S S L （ 3）液相负荷上限 液体降液管内停留时间 s 5s 已 =5 40 . 0 1 4 2 0 . 2 5 7 . 1 1 0 /5m a s （ 4）漏液线 对于 作为规定气体最小负荷的标准 ，且05，则 204精馏段 23m i n 5( ) 0 . 0 3 9 6 0 . 0 2 1 8 /4 2 . 7 0 6m s 提馏段 23m i n 5( ) 0 . 0 3 9 6 0 . 0 2 1 1 /4 2 . 8 7 6m s （ 5）液相负荷下限线 取堰上液层高度 32 1 0ow 作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线， 26 该线为气相流量无关的竖直线 2 3 32 . 8 4 m i 1 8 1 01000l取 E= 3 2i 0 7 1 0 m / 1 8 1 0 1 0 0 02 . 8 4ws （ 6）负荷性能图如下： 精馏段液相负荷性能图 提馏段的负荷性能图 27 度 D 设储存液量停留 5底液面与最下层塔板间距 9 3 /W k m o l h 1 0 4 . 5 4 6 /wM k g k m o l 37 6 2 . 0 8 5 /w k g m 则 5塔底储存液的体积为： 33 . 7 4 9 3 1( 5 6 0 ) 1 0 4 . 5 4 6 0 . 0 4 2 93 6 0 0 7 6 2 . 0 8 5 塔底液面高度： 0 . 0 4 2 9 0 . 2 1 8 50 . 1 9 6 3 塔底空间高度： 1 . 5 0 . 2 1 8 5 1 . 7 1 8 5 m 因为 D=小了，所以不宜设计人孔。 4 . 进料板处板间距5. 塔高 封头高度： 1 500裙座： 2 15 0( =(18+0+四章 附属设备及接管的选取 料预热器的设计 （设原料由 25预热到进料泡点温度，采用 200 120饱和水蒸气加热；蒸气走壳层，原料走管层，逆流操作） 28 性数据 定性温度下流体物性如下表： 表 4性温度下流体物性表 项目 t/ /kg/m / s Cp/kJ/ /mW/m r/kJ/蒸汽 120 62 二甲苯 62 12 料料 62 性温度： 2 5 9 9t= 6 22 查得 = 1 . 8 5 5 / ( k ) J k = 1 . 8 6 2 / ( ) J k g 甲 苯所以流体的平均比热容 1 . 8 5 5 0 . 4 1 . 8 6 2 (1 0 . 4 ) 1 . 8 5 9 K J / ( k g k ) 流体的流量 9 2 . 6 9 1 6 7 . 4 9 2 6 9 4 .