苯-甲苯精馏塔课程设计

.课程设计任务书一、课题名称苯甲苯混合体系分离过程设计二、课题条件（原始数据）1、设计方案的选定原料：苯、甲苯年处理量： 108000t原料组成（甲苯的质量分率） ：0.5塔顶产品组成：xd99%塔底产品组成：xw2%2、操作条件操作压力：常压进料热状态：泡点进料冷却水： 20加热蒸汽： 0.2 mpa塔顶为全凝器，中间泡点进料，连续精馏3、设备型式：筛板塔三、设计内容1、概述2、设计方案的选择及流程说明3、塔板的计算（板式塔）4、主要设备工艺尺寸设计板式塔：（ 1）塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定（2） ）塔板的流体力学校核（3） ）塔板的负荷性能图（4） ）总塔高、总压降及接管尺寸的确定5、辅助设备选型与计算（泵、塔顶冷凝器和塔釜再沸器）6、设计结果汇总7、工艺流程图,.设计内容摘要： 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工炼油石油化工等工业中得到广泛的应用。本设计的题目是苯甲苯二元物系板式精馏塔的设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。关键词：板式塔；苯 - 甲苯；工艺计算；结构图一、 简介塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是： （1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（ 3）气流的摩擦阻力小； （4）操作稳定，适应性强，操作弹性大； （ 5）结构简单，材料耗用量少； （ 6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。板式塔大致可分为两类： （1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、s 型、多降液管塔板； （ 2）无降液管的塔板， 如穿流式筛板（栅板） 、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板， 如浮阀、筛板、泡罩塔板等。苯的沸点为 80.1 ，熔点为5.5 ，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml ，但其分子质量比水重。苯难溶于水， 1 升水中最多溶解1.7g 苯；但苯是一种良好的有机溶剂， 溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃 烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95，沸点为 111 。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似） ，在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为 0 866 克厘米 3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961 ）。甲苯几乎不溶于水 (0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶， 在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为 0,6 mpa s ，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940 kj/kg，闪点为 4 ，燃点为 535 。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群） 。筛板塔是1932 年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。二、设计方案的确定2.1 操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1 操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如， 采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。2.1.2 进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际 的生产中进料状态有多种， 但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中， 这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在 泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。2.1.3 加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力， 以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。 对于苯 - 甲苯溶液，一般采用 1.12.0kpa（表压）。2.2 确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：2.2.1 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定， 从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时， 也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表( 如温度计、压强计， 流量计等 ) 及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.2.2 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中.如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。2.2.3 保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。三、塔体计算3.1 设计方案的确定本设计采用连续精馏流程， 饱和液体进料。 塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝， 冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。3.2 精馏塔的物料衡算3.2.1 原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率进料量：f=108000t/年=15000kg/h苯的摩尔质量ma =78kg/mol甲苯的摩尔质量mb=92kg/molx0.5 / 78f0.54120.5 / 78x d0.5 / 920.99 / 780.99150.99 / 780.01/ 92x0.02 / 78w0.02350.02 / 780.98 / 923.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量m f0.54178(10.541)9284.426kg/ kmolmd= 0.9915m w0.023578(10.0235)9291.67kg / kmol3.2.3 物料衡算原料处理量f1500084.426177.67 kmol / h总物料衡算f=d+w =177.67kmol/h f.xf = d.x d + w.xw解得： d=94.9839kmol/hw=82.6861kmol/h四、塔板计算4.1 塔板数的确定4.1.1 理论板数n t 的求取(1) 相对挥发度的求取苯的沸点为 80.1 ，甲苯的沸点为110.8 lg p a6.0311211t220.8lg p b当温度为 80.1 时6.0801345t219.51211lg p a6.03180.1.220.82.0064lg p b6.08013451.59068180.1219.5解得: p a101 .4846 kpa， p b38.9656 kpa当温度为 110.8 时lg p a6.03112112.379110.8220.8lg p b6.08013452.0 0 7 9解得:p a239.3316kpa， p b110.8101.8357 kpa219.5=239.3316/101.8357=2.35122.60452.352.4537(2) 最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有q=1， q 线为一垂直线，故xpx f0.541 ，根据相平衡方程有yx pp1(1) x p2.4537 x11.4537x最小回流比为rmin1x d1x f1x d1x f1.23回流比为最小回流比的2 倍，即r=2rmin=2.46(3) 精馏塔的气、液相负荷lrd2.4694.9839233.66kmol / hv(1r)d(12.46)94.9839328.644 kmol / hlvw328.64482.6861411.33kmol / hv v328.644kmol / h(4) 操作线方程 精馏段操作线方程yn 1rx dxnr1r12.46xnm2.4610.99153.460.711x0.287提馏段操作线方程ym 1lqfx lqfwwxwlqfw1.251xm0.005两操作线交点横坐标为(r1) xfxfr(q1) x dq0.541理论板计算过程如下y1xd0.987相平衡x10.9794y20.9834相平衡x20.9603y30.9697相平衡x30.9288y40.9474相平衡x40.8801y50.9217相平衡x50.80996y60.8624相平衡x60.7195y70.7988相平衡x70.6176y80.7261相平衡x80.5193x fy90.6447相平衡x90.4251y100.5268相平衡x100.3121y110.3855相平衡x110.2036y120.2497相平衡x120.1194y130.1444相平衡x130.0644y140.0755相平衡x140.0322y150.0353相平衡x150.0147xw总理论板数为 15（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为7，第 8 块板为进料板。4.1.2 实际板数的求取取全塔效率为 0.52 ，则有n 精7 / 0.5213.4614n提6 / 0.5211.5412总板数为 24（包括蒸馏釜），精馏段板数为14，提馏段板数为 124.2 提溜段的计算4.2.1 精馏塔的提馏段工艺条件(1) 操作压力的计算设每层塔板压降 已知则(2) 操作温度的计算依据操作压力， 由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算，计算结果如下：lg p a6.0311211t220.8lg p b6.0801345t219.5试差得到的 pa、pb 代入到计算得到的结果如下：塔顶温度： td105.3 c塔釜温度t w136.4 c进料板温度t f116.2 c提馏段平均温度tm(136.4116.2) / 2126.3 c(3) 平均摩尔质量计算塔釜平均摩尔质量的计算 由理论板的计算过程可知，y150.0353 ， x150.01470.014778.11(10.0147)92.1391.79kg / kmol0.035378.11(10.0353)92.1391.5kg / kmolm vw mm lw mx80.5193， y 80.7261m vfm0.726178.11(10.7261)92.1381.8346kg / kmolm lfm0.519378.11(10.5193)92.1384.7298kg / kmol由理论板的计算过程可知，提馏段的平均摩尔质量为：m lm(91.7984.7298) / 288.26kg / kmolm vm(91.581.8346) / 286.67kg / kmol(4) 平均密度计算 气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即pm m vmvmrtmpm m vm5.288kg/ m3精馏段气相平均密度：提馏段气相平均密度： 液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即：1vmrtmpm m vmvmrtmaaab5.288kg/ m3lmlalb塔顶液相平均密度的计算。由td80.5c ，查液体在不同温度下的密度表得：a815kg / m3b10.96590.0341ldm815810ldm810kg / m3814 .83kg / m3塔釜液相平均密度的计算。由tw136.4c ，查液体在不同温度下的密度表得：a0.725g / m30.7339g / cm3733.9kg / m3b1lwm0.02350.7250.97650.7339lwm0.7328g / cm3732 .8kg/ m3进料板液相平均密度的计算。由tf116.2c ，查液体在不同温度下的密度表得：a0.752g / m30.7549g / cm3754.9kg / m3b1lfm0.5410.7520.4590.754lfm0.7529 g / cm3752.9kg / m 3提馏段的平均密度为：lm(lwmlfm ) / 2742.85 kg / m3精馏段的平均密度为：vm(ldmlfm ) / 2783.87kg/ m3(5) 液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即：nlmxiii 1进料板液相平均表面张力的计算。由tf116.2c ，查液体表面张力共线图得：a17.1mn / mb17.8mn / mlfm17.42mn / m塔釜液液相平均表面张力的计算。由tw136.4c ，查液体表面张力共线图得：a14.6mn / mb15.5mn / mlwm0.014714.6(10.0147)15.515.487mn / m提馏段平均表面张力为：lm(17.4215.487) / 216.454mn / m(6) 液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即：lglmxi lgi塔釜液相平均黏度的计算：由tw136.4 c，查气体黏度共线图得：a0.191mpasb0.211mpaslgldm0.0147lg 0.19110.0147lg 0.211lwm0.211mpa s提馏段液相平均黏度的计算：由tf116.2c ，查气体黏度共线图得：a0.221pasb0.251mpaslglfm0.541lg 0.22110.541 lg 0.251lfm0.234mpa s提馏段液相平均黏度为 ：lm(0.2340.221) / 20.223mpa s4.2.2 塔径的计算(1) 最大气速精馏段的气、液相体积流率为：vvm vms328.64486.6731.496m/ s3600vm36005.288lm lmls3600lm411.33360088.26742.850.0136m3 / s48.96m 3 / h设 h t0.45mh l0.09mlh( vh1l ) 2v( 0.01361.4963600)3600(742.85) 1 25.2880.106查筛板塔汽液负荷因子曲线图得c200.08c c20 (l ) 0.2200.0816.454200.20.077u maxclv0.077742.855.2880.909 m/ sv5.288取安全系数为 0.75 ，则空塔气速为：u0.75umax0.70.9090.6815m / s(2) 塔径d 4vsu43.141.4960.68151.672m按标准塔径圆整后为d塔截面积为：1.7mtad 240.7851.722.269m22.27m 24.2.3. 塔板主要工艺尺寸的计算(1) 溢流堰工艺尺寸的计算因塔径 d1.7m ，液体流量为48.96m3 / h 。可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长 l w取 l w0.7d0.71.71.19m溢流堰高度 hw由howhlhow ，选用平直堰。vl48.9631.692.5l wvl1.192.531.69l w /d0.7由 l w2.5和lw /d0.7 查表得液流收缩系数e=1.051堰上液层高度how 由下式计算，即：how2.841000e ( lh ) 2 3l w则 how2.8410001.05148.96 2 3()1.190.0355m故 hwhlhow0.090.03550.0545m弓形降液管宽度wd 和截面积af ：由l wd0 .7 ，查弓形降液管参数图得：af0.09atwd0.15d则： af0.092.2690.2043m2 ， w0.151.70.255md验算液体在降液管中停留时间，即：af h t0.20430.456.76s3sls0.0136故降液管设计合理。降液管底隙的流速u 00.25m / s ，则：hls0.013600.0428ml wu00.251.19则 hwh00.05450.04280.0117 m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度h w50mm 。(2) 塔板布置 塔板的分块。因d800mm，故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔板分为4 块。 边缘区宽度确定：取wsw s0.08m ， wc0.06m 开孔区面积计算。开孔区面积aa 计算为：2aa2( xrx2180r 2 sin1 x) r其中xrd 2(wdd 2wcws )1.7/21.7/20.06(0.2550.79m0.08)0.515m故aa2(0.5150.7920.515 23.141800.792sin1 0.515 )0.791.503m 2 筛孔计算及其排列。由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径d 05 mm 。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为：t3d03515mm筛孔数目 n 为：n1.155 aa1.1551.5037715个2t0.015 2开孔率为 ：a00.907aa( d 0 ) 2t0.907( 0.005 ) 20.01510.1%气体通过筛孔的气速为：vsu 01.4969.877 m/ sa00.1011.5034.2.4. 筛板的流体力学验算(1) 塔板压降 干板阻力 hg 计算。干板阻力由下式计算：由d 05 31.67 ，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得c 00.772u015.2889.877c029.81742.850.77221v故hg2gl20.0594m 液柱 气体通过液层的阻力hl 计算。气体通过液层的阻力hl 由下式计算，即h1hluvsa1.4960.724m / sata f2.270.2043f0uavm0.7245.2881.665 kg1 2/( sm1 2 )查充气系数关联图得0.58 。故 h1hl0.580.090.0522 m液柱 。 液体表面张力的阻力h计算。液体表面张力所产生的阻力h 由下式计算，即：3h4l416.454100.00181m液柱l gd0742.859.810.005气体通过每层塔板的液柱高度hp 按下式计算：hphghl0.05940.05220.1116m液柱气体通过每层塔板的压降为：p phpl g0.1116742.859.81813.27pa0.9kpa(2) 液面落差对于筛板塔， 液面落差很小， 且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。(3) 溢流液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高h d 应服从下式所表示的关系，即：h d(h thw )而h dhphlhd2塔板不设进口堰则hd0.1532qv.ll w .h00.15300.1530.2520.00956mhd0.11160.090.009560.21116m苯甲苯物系属一般物系，取0.5 ，则：( h thw )0.5(0.450.0545)0.252m液柱h d所以设计中不会发生液泛现象(4) 液沫夹带液沫夹带按下式计算：e5.710 3v3.2ua5.710 30.7243. 20.0146kg 液/kg气l0.1kg 液/h tkg气2.5hl16.4540.452.50.09故液沫夹带量 ev 在允许的范围内。(5)漏液对筛板塔，漏液点气速u0. m in 可由以下公式计算：u 0. min4.4c 00.00560.13hlhl /v4.40.772(0.00560.130.060.0021)803.03 / 2.93实际气速 u05.011m / s9.877m/ su0.min稳定系数为 ku0u0. min9.877 / 5.0111.971.5故在本设计中无明显漏液。4.2.5. 精馏段塔板负荷性能图(1) 漏液线由 u0 .min4.4c00.00560.13(hwhow )h l /v0 minvs min/ a0 ,hlhwhow ，a0. aahow2 32.84elh1000l w得：vs0. min4.4c0 a00.00560.13 hw2.8410002 3elhhl wl /v4.40.7720.1011.5030.00560.130.05452.84s10001.0512 33600ls1.190.00181742.855.2880.5161.54511.407l 2 3在操作范围内，任取几个ls 值，依上式计算出vs 值，计算结果列于下表sl /( m3 / s)表 4-1漏液线计算结果0.01360.020.0350.045sv /( m3 / s)0.7640.7970.8580.892由上表数据即可作出漏液线1(2) 液沫夹带线以 ev0.1kg液 / kg气 为限，求vsls 关系如下：e5.710vlvsa(ua6h t)3.2h fvs0.484vsataf2.270.2043how2.8410 31.0513600(1.19ls ) 2/ 30.746 l2 / 3 shf2.5hl2.5(hwhow )0.1362 / 31.561l sh th f0.3142/ 31.561lse5.710 3(0.484vs)3 .20.1v16.4540.484vs0.3145.871.561ls2 / 30.3141.561l svs3.812/ 318.946 ls在操作范围内，任取几个ls 值，依上式计算出vs 值，计算结果列于下表3ls /( m/ s)表 4-2液沫夹带线计算结果0.01360.020.0350.045sv/( m3 / s)2.732.4141.7831.413由上表数据即可作出液沫夹带线2(3) 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how =0.006m 作为最小液体负荷标准 :how2.8410 31.051( 36001.19ls ) 2/ 30.006ls,min0.000942m3 / s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3(4) 液相负荷上限线以4s作为液体在降液管中停留时间的下限at h t4ls故 ls,maxaf .h t40.204340.450.02298m3 / s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。(5) 液泛线令 h d(h thw )由 h dhphlhdhghlhhdhlhlhlhlhwhow联立解得ht(1)hw(1)howhchhd忽略 h ，将how 与ls ， hd与 ls ， hc 与vs 的关系式代入上式，并整理得：sav 2bc l 2d l 2 / 3ss式中 a11v.2 .2 ga0c0l129.810.10111.50320.7725.288742.850.0264bht(1) hw0.50.45(0.50.581)0.05450.166c0.153w0(lh ) 20.153(1.190.0428) 232/ 358.982 / 33d2.8410e(1)36002l w2.84101.051(10.58)360022 / 31.190.9865将有关的数据代入整理，得0.0264vs0.16658.98ls0.9865ls在操作范围内，任取几个ls 值，依上式计算出vs 值，计算结果列于下表sl /( m3 / s)表 4-3 液泛线计算表0.01360.020.0350.045sv /(m3 / s)0.09890.0698-0.0118-0.0782由上表即可作出液泛线图一：图一提馏段负荷性能图由上图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得：vs, min= 0.664m3 / sv s, m ax = 3.628m3 / s故操作弹性为：vs,m ax /vs, min =5.463所设计提馏段筛板的主要结果汇总于下表表 4-7提馏段筛板塔设计计算结果序号项目数值1平均温度 tm /c126.32平均压力 pm / kpa198.1533气相流量 vs /(m/ s)1.49643液相流量 ls /(m/ s)0.01365塔的有效高度 z / m5.26塔径/m1.77板间距0.458溢流形式单溢流9降液管形式弓形10堰长/m1.1911堰高/m0.054512板上液层高度 /m0.0913堰上液层高度 /m0.035514降液管底隙高度 /m0.042815开孔区面积 / m21.50316筛孔直径 /m0.00517筛孔数目771518孔中心距 /m0.01519开孔率/%10.120空塔气数 /(m/s)0.90921筛孔气速 /(m/s)9.87722稳定系数1.9723单板压降 /kpa0.924负荷上限液泛控制25负荷下限漏液控制26 液沫夹带量 /kg液 / kg气0.014627 气相负荷上限 /28 气相负荷下限 /29 操作弹性m3 / s m3 / s0.022980.0009425.463五、塔附件设计5.1 附件的计算5.1.1 接管(1) 进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、t 形进料管。本设计3采用直管进料管。 f=108t/h=15000kg/h ,f =752.9kg/ m则体积流量 vff15000f752.919.923m3 / h取管内流速 u1.6m/ s则管径 d4vf/ 3600419.923 / 36000.06638m66.38mmu3.141.6取进料管规格 683则管内径 d=62mm进料管实际流速 u4vf419.9231.834m/ s(2) 回流管3600d 236003.140.0622采用直管回流管，回流管的回流量：d94.9839kmol / h0.0264kmol / s塔顶液相平均摩尔质量m78.119kg /kmol ,1x adx bddllalb塔顶温度 t=105.3查表得：33l a1.014g / ml b1.021g / cmdl1.0141g / m31014.3kg / m3平均密度1014.3kg/ m3则液体流量 vd( dm)/(94.983978.119) / 1014.37.324m3 / h取管内流速 uf1.6m/ s则回流管直径d4vd/ 360047.324 / 36000.040246 m40.25mmu3.141.6可取回流管规格 422.5则管内直径 d=37mm回流管内实际流速 u4vd47.3241.893m / s(3) 塔顶蒸汽接管3600 d 236003.140.0372xa0.9794xb0.9915mvdm780.979492(10.9794)78.29kg / kmolm ldm780.991592(10.9915)78.12kg / kmol塔顶蒸汽密度m m vdm215.2578.295.358kg / m30v顶r(t273)8.314(105.3273)塔顶汽相平均摩尔质量m78.12kg /kmolvm则蒸汽的体积流量： vv328.64478.124791.65kg / h取管内蒸汽流速 u30m / s5.3584vv则 d/ 360044791.65 /36000.23774 m237.74mmu3.1430可取回