化工原理 苯-甲苯 课程设计(优秀九十分版本).doc

化工与制药学院课程设计任务书专业 化学工程与工艺 班级 03 学生姓名 发题时间： 2012 年 6 月 18 日一、 课题名称苯-甲苯连续板式精馏塔的设计二、 课题条件1.文献资料：【1】陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋编，化工原理。北京：化学工业出版社。2000.02【2】贾绍义，柴诚敬编。化工原理课程设计。天津：天津大学出版社。2003.12【3】华东理工大学化工原理教研室编。化工过程开发设计。广州：华南理工大学出版社。1996.02【4】刘道德编。化工设备的选择与设计。长沙：中南大学出版社。2003.04【5】王国胜编。化工原理课程设计。大连：大连理工大学出版社。2005.02【6】化工原理课程设计指导/任晓光主编。北京：化学工业出版社，2009，01.2.仪器设备：板式精馏塔3.指导老师：方继德三、 设计任务1 设计一连续板式精馏塔以分离苯和甲苯，具体工艺参数如下： 原料苯含量：质量分率 = 30.5%原料处理量：质量流量 = 4.1 t/h 产品要求： 塔顶含苯的质量分率：98.5% 塔底含苯的质量分率： 1% 塔板类型: 浮阀塔板2 工艺操作条件：塔顶压强为4kPa(表压)，单板压降0.7kPa，塔顶全凝，泡点回流，R =（1.22）Rmin。 3 确定全套精馏装置的流程，绘出流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置； 4 精馏塔的工艺计算与结构设计： 1） 物料衡算确定理论板数和实际板数；（采用计算机编程）2） 按精馏段首、末板，提馏段首、末板计算塔径并圆整； 3） 确定塔板和降液管结构； 4） 按精馏段和提馏段的首、末板进行流体力学校核；（采用计算机编程）5） 进行全塔优化，要求操作弹性大于2。 5 计算塔高和接管尺寸； 6 估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量或再沸器换热面积；7 绘制塔板结构布置图和塔板的负荷性能图；8 设计结果概要或设计一览表；9 设计小结和参考文献；10 绘制装配图和工艺流程图各一张（采用CAD绘图）。四、设计说明书内容1精馏塔全塔物料衡算.2塔板数的确定3馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4精馏塔的塔体工艺尺寸计算5塔板主要尺寸的计算6筛板的流体力学验算7塔板负荷性能图8塔件设计9筛板塔设计计算结果五、进度计划1. 查找资料，初步确定设计方案及设计内容，3天 6.18到6.202. 根据设计要求进行设计，确定设计说明书初稿，6.21到6.233. 撰写设计说明书，6.24到6.264. 绘制工艺流程图及总装图，答辩，6.26到6.29指导教师（签名）： 年 月 日 学科部（教研室）主任（签名）： 年 月 日化工与制药学院课程设计综合成绩评定表学生姓名学生班级设计题目指导教师评语指导教师签字：年 月 日答辩记录答辩组成员签字： 记录人：年 月 日成绩综合评定栏设计情况答辩情况项 目权重分值项 目权重分值1、计算和绘图能力351、回答问题能力202、综合运用专业知识能力102、表述能力（逻辑性、条理性）103、运用计算机能力和外语能力104、查阅资料、运用工具书的能力55、独立完成设计能力56、书写情况（文字能力、整洁度）5综合成绩指导教师签名： 学科部主任签名： 年 月 日 年 月 日目录摘 要7绪 论8设计方案的选择91 设计流程9第一章 塔板的工艺设计111.1 相关物性参数111.2 全塔的物料衡算131.2.1塔的物料衡算131.3 塔板数的确定 （图解法和逐板法）15理论塔板数的求取15逐板法求理论板17实际板层数的确定191.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算211.4.1进料温度的计算211.4.2 操作压强221.4.3平均摩尔质量的计算221.4.4平均密度计算231.4.5液体平均表面张力计算241.4.6气液负荷计算251.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算261.5.1塔径的计算261.5.2精馏塔有效高度的计算291.6 塔板主要工艺尺寸的计算301.6.1溢流装置计算301.7塔板设计351.7.1塔板布置351.7.2浮阀塔的开孔率及阀孔排列361.8塔板流体力学验算391.8.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降391.8.3雾沫夹带量421.8.4计算雾沫夹带量451.9塔板负荷性能图46第二章 塔附属设备选型及计算532.1 塔顶回流冷凝器532.2 再沸器（蒸馏釜）542.3 进料管管径552.4 回流管管径552.5 塔顶蒸汽接管管径552.6 塔釜蒸汽进料管径562.7 塔底出料管562.6 法兰562.7 人孔56浮阀塔的工艺设计计算结果汇总表57附图58第三章 设计心得59参考资料60摘 要化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。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析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。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。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140饱和蒸汽加热，用20循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。Abstract Chemical production often require the separation of binary liquid mixtures in order to achieve the purpose of purification or recycling of useful components, distillation is the use of different components in the liquid mixture volatility and the help of many times the partial vaporization and multiple partial condensation to achieve the severity of component separation means to an end. Distillation in the chemical, petrochemical, light industry and other industrial production occupies an important position. To this end, grasp the gas-liquid phase equilibrium, familiar with the operating characteristics of any tower, the various parameters in the selection, design and analysis of the separation process is very important. Tower equipment is one of the most important types of equipment in the chemical, oil refining production. The design of the valve tower is the chemical production of gas-liquid mass transfer equipment. This design to analyze the distillation of binary systems, select, computing, accounting, graphics, etc., is more complete distillation of the design process, the design method is a wide range of engineering and technical personnel using. Separation equipment of the design document for benzene and toluene - the float valve distillation column to do a more detailed description, including: process calculation, auxiliary equipment, computing, photos of the tower equipment. Ancillary equipment in the tower, all pipelines are made of seamless steel pipe. Reboiler horizontal floating head heat exchanger. Heating with saturated steam of 140 , 20 through the water as condensing agent. Saturated steam to take the tube side, kettle liquid walking the shell.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，塔顶冷凝造成液体回流。我们工科大学生应具有较高的综合能力、解决实际生产问题的能力和创新的能力。课程设计是一次让我们接触并了解实际生产的大好机会，我们应充分利用这样的机会去认真去对待。而新颖的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持努力的方向和追求的目标。浮阀塔盘自20世纪50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F1型（V1型）浮阀塔板、重盘式浮阀塔、盘式浮阀、条形浮阀及锥心形浮阀等。设计方案的选择 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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 连续精馏塔流程流程图 连续精馏流程附图图1-1 流程图 2 设计思路在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。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。塔板工艺计算流体力学验算塔负荷性能图塔附属设备计算 图1-2 设计思路流程图1、本设计采用连续精馏操作方式。2、常压操作。3、泡点进料。4、间接蒸汽加热。5、选R=2.0Rmin。6、塔顶选用全凝器。7、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。第一章 塔板的工艺设计 1.1 相关物性参数 表1-1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表1-2 苯、甲苯的粘度温度020406080100120苯0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228 表1-3 苯、甲苯的密度温度020406080100120苯-877.4857.3836.6815.0792.5767.9甲苯885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.0 表1-4 苯、甲苯的表面张力温度020406080100120苯 31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34表1-5 苯、甲苯的摩尔定比热容温度050100150苯 72.789.7104.8118.1甲苯93.3113.3131.0146.6 表1-6 苯、甲苯的汽化潜热温度20406080100120苯 431.1420.0407.7394.1379.3363.2甲苯 412.7402.1391.0379.4367.1354.2 表1-7 苯和甲苯的物理参数分子式相对分子质量沸点临界温度临界压力MPa苯（A）C6H678.11g/mol80.1288.954,898甲苯（B）C7H892.13g/mol110.6318.574.109 表1-8 饱和蒸汽压苯、甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程计算：ABC苯6.94192769.42-53.26甲苯7.05803076.65-54.65表1-9 常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率X%气相中苯的摩尔分率Y%110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.588.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.01.2 全塔的物料衡算1.2.1塔的物料衡算苯的摩尔质量： 甲苯的摩尔质量：=原料苯含量：质量分率 = 30.5% ，原料处理量：质量流量 = 4.1 t/h ，产品要求： 塔顶含苯的质量分率：98.5%塔底含苯的质量分率： 1%原料液含苯的摩尔分率：塔顶含苯的摩尔分率： = 0.987塔底含苯的摩尔分率：= 0.012（2）原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量 已知产品中甲苯的摩尔分率，故可计算出产品的平均摩尔质量：原料液的平均摩尔质量：MF = 0.34178.11+(1-0.341)92.13 = 87.35(Kg/Kmol)塔顶液的平均摩尔质量：MD = 0.98778.11+(1-0.987)92.13 = 78.29(Kg/Kmol)塔底液的平均摩尔质量：MW = 0.01278.11+(1-0.012)92.13 = 91.96(Kg/Kmol)（3）物料衡算 F = = 46.938(Kmol/h)总物料衡算 D + W = 46.938(Kmol/h)苯物料衡算 0.341F = 0.987D + 0.012W联立解得 D = 15.839 (Kmol/h) W = 31.099 (Kmol/h)式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量1.3 塔板数的确定 （图解法和逐板法）理论塔板数的求取苯-甲苯物系属理想物系，可用逐板法,求取NT，步骤如下：求最小回流比 xq = xF = 0.341 由表9数据作线性处理得：yq = 0.556已经计算出：xD = 0.987将数据带入式，解得最小回流比 = 2.00将实际操作回流比R分别取1.22.0 Rmin , 如下表所示Rmin倍数R2.00 1.2 2.40 2.00 1.3 2.60 2.00 1.4 2.80 2.00 1.5 3.00 2.00 1.6 3.20 2.00 1.7 3.40 2.00 1.8 3.60 2.00 1.9 3.80 2.00 2.0 4.00 求精馏塔的气、液相负荷(泡点进料，q=1),如下表所示RL=RDV=(R+1)DL=RD+qFV=(R+1)D-(1-q)F2.40 38.013653.852684.952 53.85262.60 41.181457.020488.119 57.02042.80 44.349260.188291.287 60.18823.00 47.51763.35694.455 63.35603.20 50.684866.523897.623 66.52383.40 53.852669.6916100.791 69.69163.60 57.020472.8594103.958 72.85943.80 60.188276.0272107.126 76.02724.00 63.35679.195110.294 79.1950相对挥发度的求取苯的沸点为80.1，甲苯额沸点为110.63当温度为80.1时 解得，当温度为110.63时 解得，则 求操作线方程 精馏段操作线方程为0.917 根据相平衡计算得到：0.817提馏段操作线方程为且有相平衡方程，变形得两段操作线各项系数如下表：L/VD/VL/VW/V0.706 0.294 1.577 0.577 0.722 0.278 1.545 0.545 0.737 0.263 1.517 0.517 0.750 0.250 1.491 0.491 0.762 0.238 1.467 0.467 0.773 0.227 1.446 0.446 0.783 0.217 1.427 0.427 0.792 0.208 1.409 0.409 0.800 0.200 1.393 0.393 逐板法求理论板利用Excel表格计算，如下列各表其中，横排彩色部分为进料板的上一块板，表格不包括进料板和再沸器，竖排彩色部分为最优回流比下各级板料的组成。xnxnxnxnxnxnxnxnxn0.9680.9680.9680.9680.9680.9680.9680.9680.9680.9380.9370.9370.9360.9360.9350.9350.9340.9340.890.8870.8850.8820.880.8780.8770.8750.8730.820.8140.8070.8010.7960.790.7860.7810.7780.7290.7160.7040.6920.6820.6720.6630.6550.6480.6260.6060.5870.570.5540.540.5270.5150.5040.5250.50.4760.4560.4370.420.4050.3910.3790.4410.4140.3880.3670.3470.380.3510.3270.3070.3790.3520.3610.3230.2910.3260.2850.2540.2290.3690.320.3240.2690.2280.2610.2140.1810.1570.3550.2780.2760.2090.1660.1930.1480.1190.0990.3330.2290.2210.1510.1120.1320.0950.0730.0590.3030.1770.1660.1020.0710.0850.0570.0420.0330.2650.1290.1170.0650.0420.0510.0320.0230.0170.2210.0880.0770.0390.0240.0290.0170.0110.0080.1730.0570.0480.0220.0120.0150.0080.1280.0340.0280.0110.0070.0890.0190.0150.0590.010.0070.0370.0210.011ynynynynynynynynyn0.9870.9870.9870.9870.9870.9870.9870.9870.9870.9740.9740.9730.9730.9730.9730.9730.9720.9720.9520.9510.950.9490.9480.9470.9460.9450.9450.9190.9150.9120.9090.9060.9030.9010.8980.8960.8690.8620.8540.8480.8410.8350.8290.8240.8190.8050.7910.7780.7660.7540.7440.7330.7240.7150.7320.7120.6920.6740.6570.6410.6270.6130.6010.6610.6350.6110.5890.5680.6020.5720.5460.5230.6020.5730.5830.5410.5040.5440.4960.4560.4230.5910.5370.5420.4760.4220.4650.4020.3520.3150.5760.4880.4850.3950.3290.3720.30.2490.2140.5520.4230.4130.3060.2370.2740.2060.1620.1330.5180.3470.330.220.1590.1860.130.0980.0770.4710.2670.2460.1470.0980.1170.0770.0540.0410.4110.1920.1710.0910.0570.0680.0410.0270.0190.3410.1290.110.0520.0290.0360.0190.2660.0810.0660.0270.0160.1950.0470.0360.1340.0240.0170.0860.0510.027R精馏段理论板数进料位置提馏段理论板数NT(不包括再沸器)总费用（R+1)NT2.40 9.00 10.00 13.00 22.00 44.20 2.60 9.00 10.00 10.00 19.00 36.00 2.80 8.00 9.00 11.00 19.00 41.80 3.00 8.00 9.00 9.00 17.00 36.00 3.20 8.00 9.00 8.00 16.00 33.60 3.40 7.00 8.00 10.00 17.00 44.00 3.60 7.00 8.00 9.00 16.00 41.40 3.80 7.00 8.00 8.00 15.00 38.40 4.00 7.00 8.00 8.00 15.00 40.00 由以上计算结果可以得出，理论板数NT = 16 时，R = 1.6Rmin = 3.20 是最优回流比，总费用最少。进料板是从上至下的第9块板，精馏段8块板，提馏段有8块板。实际板层数的确定1) 塔板总效率的估计在求出理论塔板数后，要先确定塔板总效率才可求出实际板数。塔板效率是否定得合理，对所设计的他在建成后能否满足生产上的要求有重要意义。而塔板效率与物系的性质、塔板的结构以及操作条件有密切的关系。可采用“奥康奈尔的蒸馏塔效率关联图”或“奥康奈尔关联式”来估算全塔效率。式中：全塔效率，无因次；全塔平均温度下的相对挥发度，无因次；顶第一块板上的温度，底最后一层板上的温度，料液在塔顶和塔底清军温度下的粘度，其中： 料中组分i的摩尔分率； 顶、塔底平均温度下各组分液体纯态下的粘度；必须注意此关联是的适用范围是：（1）（2）液体的板长流程长度1.0m，超过1m时，实际可达到的全塔效率比有此式解出的值大。（3）次关联式是对泡罩塔或筛板塔的几十个工业塔进行实验而得的结果，对浮阀塔可参照使用。有我国某厂八个浮阀塔实例的全塔效率表明，实测数据与由奥康曲线（关联式）所得出的数据基本吻合。由顶釜组成查表9，做线性处理可得：塔顶温度tD = 80.28进料温度tF = 95.86塔釜温度tW = 109.80精馏段平均温度88.07提馏段平均温度102.83由此查表苯、甲苯的粘度温度020406080100120苯0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228 经过线性处理得到：精馏段提馏段平均温度88.07102.83苯的平均黏度0.2850.249甲苯的平均黏度0.2910.261同时可求得两段的平均组成：精馏段0.6312 0.3688提馏段0.1491 0.8509故：精馏段平均黏度0.287提馏段平均黏度0.259分段效率为： 精馏段=0.49（）-0.245=0.533 提留段=0.49（）-0.245=0.547实际板数的分段求取 精馏段实际板数15.0116（块） 提馏段实际板数14.6315 （块） 实际板层数 Np=N1+N2=31（块） 实际进料板为第17块板（从上至下）。 实际总板数为31块（不包括进料板和再沸器）。1.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.4.1进料温度的计算前面计算时已算出塔顶温度tD = 80.28进料温度tF = 95.86塔釜温度tW = 109.80所以精馏段平均温度88.07提馏段平均温度102.831.4.2 操作压强塔顶压强 = 101.3 + 4=105.3 kPa取每层塔板压降 P=0.7kPa，进料板压强：105.3+0.716= 116.5 kPa塔底压强：= 116.5+0.715= 127.0 kPa精馏段平均操作压力： P m1（105.3+116.5）/2110.9 kPa提馏段平均操作压力： P m2 =（116.5+127.0）/2 =121.8 kPa1.4.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算 由xD =y1 = 0.987，x1 = 0.968 MVD= y1 MA +（1- y1）MB =0.98778.11+(1-0.987）92.13=78.29 kg/kmol MLD= x1 MA +（1- x1）MB =0.96878.11+(1-0.968）92.13=78.56 kg/kmol进料位置摩尔质量计算 由xq = xF = 0.341 ，yq = 0.556 MVF= yqMA+（1-yq）MB = 0.55678.11+(1-0.556) 92.13 = 84.33 kg/kmolMLF= xqMA+（1-xq）MB = 0.34178.11+(1-0.341092.13 = 87.35 kg/kmol塔釜平均摩尔质量计算 由xW = x31 = 0.012，y31 = 0.029 MVW=y31MA+（1- y31）MB = 0.02978.11+(1-0.029)92.13 = 91.72 kg/kmol MLW=x31MA+（1- x31）MB = 0.01278.11+(1-0.012)92.13 = 91.96 kg/kmol精馏段平均摩尔质量 81.83 kg/kmol 82.96kg/kmol 提馏段平均摩尔质量 88.02 kg/kmol 89.66 kg/kmol1.4.4平均密度计算气相平均密度计算根据理想气体状态方程精馏段3.02（Kg/m3）提馏段3.43（Kg/m3）液相平均密度计算根据方程式塔顶:液相质量分数0.985，0.015塔顶温度tD = 80.28，由表6数据作线性处理得到813.748 Kg/m3 808.776 Kg/m3解得：813.67 Kg/m3进料：液相质量分数0.305，0.695进料温度tF = 95.86，由表6数据作线性处理得到 796.796 Kg/m3 795.140 Kg/m3 解得：795.64 Kg/m3塔釜： 液相质量分数0.010，0.990塔釜温度tW = 109.80，由表6数据作线性处理得到 778.260 Kg/m3 780.220 Kg/m3 解得：780.20 Kg/m3 精馏段平均密度： 804.66 Kg/m3 提馏段平均密度： 787.92 Kg/m3 1.4.5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： xD = 0.987塔顶温度tD = 80.28，由表5数据作线性处理得到 21.17 mN/m 21.67 mN/m 0.98721.17+0.01321.67 = 21.18 mN/m进料： xF = 0.341进料温度tF = 95.86，由表5数据作线性处理得到 19.30 mN/m 19.96 mN/m 0.34119.30+0.65919.96 = 19.73 mN/m塔釜： XW = 0.012塔釜温度tW = 109.80，由表5数据作线性处理得到17.53 mN/m 18.42 mN/m 0.01217.53+0.98818.42 = 18.41 mN/m精馏段平均表面张力： 20.46 mN/m提馏段平均表面张力： 19.07 mN/m1.4.6气液负荷计算精馏段： L = RD = 3.2015.839 = 50.6848(Kmol/h) 0.0015V = (R+1)D = (3.20+1) 15.839 = 66.5238(Kmol/h) 0.5007 提馏段：L= RD+qF = 3.2015.839+46.938 = 97.623(Kmol/h)0.0031V= (R+1)D-(1-q)F = (3.20+1)15.839 = 66.5238(Kmol/h) 0.47421.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.5.1塔径的计算塔板间距HT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。板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600选定板间距时，应考虑各种不同的实际请况。例如，塔板层数很多时，可选用较小的板间距，适当加大塔径以降低塔的高度；塔内各段负荷差别较大时，也可采用不同的板间距以保持塔径一致；对易起泡沫的物系，板间距应取大些，以保证塔的分离效果；对于生产负荷波动较大的场合，也需加大板间距以保持一定的操作弹性。此外，考虑安装检修的需要，在塔体人孔处的板间距不应小于600-700，以便有足够的工作空间，对只需开手孔的小型塔，开手孔处的板间距可取为450以下。塔板间距初步选定之后，才能进行后续的计算空塔气速，估算塔径等工作。对于所选板间距尺寸是否合理，还需在对塔板布置进行设计后，进行流体力学验算。如不能满足流体力学要求，则还需适当地调整板间距或塔径，至满足为止。精馏段： 最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式： 式中由式计算，其中的由史密斯关联图查取 史密斯关联图由前面计算可知：精馏段的气、液相体积流率为： 0.0015 0.5007提馏段的气，液相体积流率为0.0031 0.4742图的横坐标为 ：取板间距，板上液层高度，则 由史密斯关联图查得取安全系数为，则空塔气速为 ： 塔径 按标准塔径圆整后为 塔截面积为 气体的实际气速：提馏段（同精馏段）横坐标为：取板间距则，查图得又取安全系数为0.6，则空塔气速为塔径按标准塔径圆整后为塔截面积为 气体的实际气速：将精馏段和提馏段比较可知两段塔径不一致，根据塔径的选择规则，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在