苯—甲苯溶液连续精馏塔设计

1、江汉大学化工原理课程设计说明书题目 苯甲苯溶液连续精馏塔设计 专业班级 过控141 学 生 陶翔 指导老师 刘红姣 成 绩 2017 年 7 月 5 日 化工原理课程设计任务书一、设计名称： 苯-甲苯溶液连续精馏塔设计二设计条件处理量： 10万吨/y料液组成（质量分数）： 45%塔顶产品组成（质量分数）： 99%塔顶易挥发组分回收率： 99%每年实际生产时间： 7200h精馏塔顶的压强：4kPa (表压) 加热蒸汽：低压蒸汽单板压降：0.7kPa三、设计任务1、设备选型、设计方案的确定和流程说明； 2、精馏塔的工艺计算：塔径、塔高、溢流装置、塔板的布置、升气道等的设计与排列； 3、流体力学性能

2、的验算； 4、绘制塔板负荷性能图并结合流体力学验算进行调整； 5、有关附属设备的计算选型； 6、编写设计说明书和设计结果概要或设计一览表，绘制主体设备工艺条件图目录1.流程和工艺条件的确定和说明32.操作条件和基础数据32.1操作条件32.2基础数据33.设计计算33.1精馏塔的物料衡算33.2塔板数的确定43.2.苯甲苯混合物的-图和x-y图43.2.2确定最小回流比和回流比63.2.3精馏塔气、液相负荷的确定63.2.4操作线方程73.2.5图解法求理论板层数73.2.6全塔效率的计算73.2.7实际板层数93.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算93.3.1操作压力计算93.3.2平均

3、摩尔质量计算93.3.3平均密度计算103.3.4液体平均表面张力计算123.3.5液体平均粘度计算133.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算与板间距的确定133.4.1塔径的计算133.4.2塔高度计算153.5塔板主要工艺尺寸计算163.5.1溢流装置的计算163.5.2塔板布置183.6筛板的流体力学验算193.6.1精馏段筛板的流体力学验算193.6.2提馏段筛板的流体力学验算213.7塔板负荷性能图233.7.1精馏段塔板负荷性计算232.7.2提馏段塔板负荷性能计算253.8塔的辅助设备及附件的计算与选型283.8.1全凝器283.8.2再沸器283.8.3接管管径计算与选型293.8.4

4、塔顶空间313.8.5人孔31设计结果一览表31参考文献351.流程和工艺条件的确定和说明本设计任务为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。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，其余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。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1.6倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.操作条件和基础数据2.1操作条件塔顶压力：4kPa进料热状态：泡点进料回流比：1.6倍加热蒸汽：低压加热单板压降：0.7kPa2.2基础数据进料中苯的含量（

5、质量分数）：45%塔顶苯的含量（质量分数）：99%塔顶易挥发组分回收率： 99%生产能力（万吨/年）：103.设计计算3.1精馏塔的物料衡算苯的摩尔质量MA=78kg/kmol甲苯的摩尔质量MB=92kg/kmol进料组成（摩尔分数） xF=(0.4578)0.4578+0.5592=0.4911塔顶馏出液组成（摩尔分数）xD=0.99780.9978+0.00192=0.9915进料平均摩尔质量 MF=0.4911×78+0.5089×92=85.1246kg/kmol塔顶溜出液平均摩尔质量 MD=0.9915×78+0.0085×92=78.12kg

6、/kmol根据全塔物料及轻组分衡算列平衡方程式，如下：F=D+WFxF=DxD+WxW而，进料量流量F=1087200×8501246=163.1595kmol/h以塔顶苯为主要产品，回收率=DxDWxW×100%可以解得D=79.3263kmol/L W=83.8332kmol/L xW=0.0176签残液平均摩尔质量MW=0.0176×78+0.09842×92=91.7536kg/kmol式中 F-原料液流量 D-塔顶产品流量 W-塔底产品流量3.2塔板数的确定3.2.苯甲苯混合物的-图和x-y图由化工工艺设计手册查得的苯-甲苯物系的气液平衡数据，

7、如表3-1所示：表3-1苯-甲苯物系的气液平衡数据表苯的摩尔分数温度/苯的摩尔分数温度/液相气相液相气相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根据表3-1作苯甲苯混合液的相平衡图如图3-2所示根据表3-1作苯甲苯混合液的-y图，如图3-3所示3.2.2确定最小回流比和回流比采用作图法求最小回流比。应为

8、是泡点进料，则xF=xq,在图3-3对角线上，（0.4911,0.4911）做垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 yq=0.7067 xq=0.4911故最小回流比为Rmin=xD-yqyq-xq=0.9915-0.70640.7064-0.4914=1.32则操作回流比为R=1.6Rmin=2.1123.2.3精馏塔气、液相负荷的确定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操作线方程精馏段操作线方程y=LVx+DVxD=0.6787x+0.3186提馏段操作线方程y'=L'V'x'+WV'xW=1.3396x'-0.0059773.2.5图解法求理论板层数理论板图3-4图解得总理论板层数为块，进料板为第9块。3.2.6全塔效率的计算（1）操作温度 由图3-2，画图可得tD=80.5 tF=92.7 tW=109.71精馏段平均温度 tm1=tD+ tF2=86.22提馏段平均温度tm2= tW+tF2=101.7(2)相对挥发度塔顶相对挥发度D操作温度已知tD

10、=80.5 tF=92.7 tW=109.71则查手册，用内插法的D=2.534 F=2.48 W=2.37平均相对挥发度=3D FW=2.46（3）液体的平均粘度表3-5 苯和甲苯的液体粘度操作温度已知tD=80.5 tF=92.7 tW=109.71通过表3-5，经内插法得当tD=80.5时，苯=0.0.30655mPas 甲苯=0.30957mPas当tF=92.7 时，苯=0.27252mPas 甲苯=0.28mPas当tW=109.71时，苯=0.21554mPas 甲苯=0.22878mPas根据液相平均粘度公式lnLm=xiLi塔顶：当tD=80.5时，LDm=0.3066mPa

11、s进料板：当tF=92.7 时，LFm=0.2763mPas塔底：当tW=109.71时，LWm=0.2285mPas则液相平均粘度为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实际板层数精馏段的实际板层数：N1=8ET=14.67315提馏段的实际板层数：N2=9ET=16.6517总实际板层数：N=N1+N2=15+17=323.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.3.1操作压力计算塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3kPa每层塔板压降P=0.7kPa进料板压力PF=105.3+0.7

12、5;15=115.8kPa塔底操作压力PW=101.3+0.7×17=117.2kPa精馏段的平均压力Pm1=PD+PF2=110.55kPa提溜段的平均压力Pm2=PDW+PF2=116.5kPa3.3.2平均摩尔质量计算从图3-3可知塔顶：y1=0.9915,x1=0.9778加料板：xF=0.428,yF=0.6533塔底：xW0.0083,yW=0.0176塔顶的平均摩尔质量计算MVDm=0.9915×78+1-0.9915×92=78.12kg/kmol MLDm=0.9778×78+1-0.9778×92=78.31kg/kmol进

13、料的平均摩尔质量计算MVFm=0.6533×78+1-0.6533×92=82.85kg/kmolMLFm=0.4278×78+1-0.4278×98=86.01kg/kmol进料的平均摩尔质量计算MVWm=0.0176×78+1-0.0176×92=91.75kg/kmolMLWm=0.0088×78+1-0.0088×92=91.88kg/kmol精馏段与提馏段的平均摩尔质量计算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平均密度计算精馏段的平均温度：tm=tD+tF2=86.22提馏段的平均温度：tm'=tW+tF2=101.07(1) 气相平均密度计算精馏段与提馏段的平均气相密度计算如下：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()液相平均密度计算液相平均密度计算公式1Lm=aii表3-6 苯和甲苯的液相密度（1）塔顶液相平均密度：当tD=80.5时，查表3-6由内插法得苯=814.653kg/m3,甲苯=811.041kg/m3LDm=1xD苯+(1-xD)甲苯=814.62kg/m3（2）进料板液相平均密度：当tF=92.7 时，查表3-6由内插法得苯=800.993kg/m3,甲苯=798.728kg/m3进料板液相质量分率苯=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：当tW=109.71时，查表3-6由内插法得苯=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精馏段液相平均密度为Lm=814.622+799.642=807.131kg/m3提馏段液相平均密度为Lm'=799.64+781.262=790.45kg/m33.3.4液体平均表面张力计算液相平均表面张为依据下式计算，即Lm=xii

17、表3-7苯和甲苯的表面张力（）塔顶液相平均表面张力：当tD=80.5时，查表3-7由内插法得苯=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）进料板液相平均表面张力；当tF=92.7 时，查表3-7由内插法得苯=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）塔底液相平均表面张力：当tW=109.71时，查表3-7由

18、内插法得苯=17.538mN/m 甲苯=18.432 mN/mLWm=0.0176×17.538+1-0.0176×18.432=18.42mN/m精馏段液相平均表面张力为Lm=21.144+20.0352=20.723mN/m提馏段液相平均密度为Lm'=20.035+18.422=19.2275mN/m3.3.5液体平均粘度计算前面已经计算得塔顶：当tD=80.5时，LDm=0.3066mPas进料板：当tF=92.7 时，LFm=0.2763mPas塔底：当tW=109.71时，LWm=0.2285mPas精馏段平均粘度Lm=0.3066+0.27632=0.2

19、915mPas提馏段平均粘度Lm'=0.2285+0.27632=0.2524mPas3.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算与板间距的确定3.4.1塔径的计算（1）精馏段塔径计算精馏段的气、液相体积流率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计算，式中C20是由化工原理（下）史密斯关联图查出，图的横坐标为 LhVh(LV)12=0.0044741.

20、85(814.6222.98)12=0.0411取板间距HT=0.50m，板上液层高度hL=0.06m，则HT-hL=0.05-0.06=0.44m由化工原理（下）史密斯关联图查出，C20=0.10C=C20(L20)0.2=0.10(20.723520)0.2=0.1007umax=CL-VV=1.65m/s安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7umax=0.7×1.65=1.155m/sD=4Vsu=4×1.85×1.551.41m按标准塔径圆整后为D=0.16m（2）提馏段塔径计算提馏段的气、液相体积流率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计算，式中C20是由化工原理（下）史密斯关联图查出，图的横坐标为LhVh(LV)12=0.01031.83(790.453.27)12=0.0875取板间距HT=0.50m，板上液层高度hL=0.06m，则HT-hL=0.05-0.06=0.44m由化工原理（下）史密斯关联图查出，C20=

22、0.096C=C20(L20)0.2=0.096(19.227520)0.2=0.0952umax=CL-VV=1.485m/s安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7umax=0.7×1.485=1.0394m/sD=4Vsu=4×1.85×1.0394=1.4968m按标准塔径圆整后为D=0.16m由此塔径都取1.6m塔截面积为AT=4D2=4×1.62=2.01m2实际空塔气速为精馏段 u=1.852.01=0.896m/s提馏段 u=1.832.01=0.894m/s3.4.2塔高度计算精馏段有效高度Z精=N精-2HT=15-2×0.5

23、=6.5m 提馏段有效高度Z提=N提-2HT=17-2=7.5m精馏与提馏各开一人孔，其高度为0.8m.所以精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+2×0.8=6.5+7.5+2×0.8=15.6m3.5塔板主要工艺尺寸计算3.5.1溢流装置的计算塔径D=1.6m，选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。精馏段的各项计算如下：（） 堰长lW取lW=0.7D=0.7×1.6=1.12m （） 溢流堰高度hW由 hW=hL-hOW选用平直堰，堰上液层高度hOW用弗兰西斯公式计算，hOW=2.841000E(LhlW)23LhlW=0.004474×36001.12=1

24、4.38查化工原理（下）液流收缩系数计算图得：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) 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由 lWD=0.7查化工原理（下）弓形降液管宽度与面积表得AfAT=0.094 WdD =0.151 故Af=0.094×2.01=0.189m2 Wd=0.0151×1.6=0.2416m 依据=3600AfHTLh验算液体在降液管中停留的时间，=3600AfHTLh=3600×0.189×0.50.00447×3

25、600=21.12s>5s故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度h0h0=Lh3600lWu0取 u0=0.24m/s则 h0=Lh3600lWu0=0.004474×36003600×1.12×0.24=0.0167hW-h0=0.0428-0.0167=0.0261m>0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹型受液盘，深度hW=0.06m提馏段的各项计算如下：（1）堰长lW取lW=0.7D=0.7×1.6=1.12m （2）溢流堰高度hW由 hW=hL-hOW选用平直堰，堰上液层高度hOW用弗兰西斯公式计算，hOW=2.841000E

26、(LhlW)23LhlW=0.0103×36001.12=31.14查化工原理（下）液流收缩系数计算图得：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) 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由 lWD=0.7查化工原理（下）弓形降液管宽度与面积表得AfAT=0.094 WdD =0.151 故Af=0.094×2.01=0.189m2 Wd=0.0151×1.6=0.2416m 依据=3600AfHTLh验算液体在降液管中停留的时间，=3600AfHTLh

27、9;=3600×0.189×0.50.0.0103×3600=9.147s>5s故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度h0h0=Lh3600lWu0取 u0=0.24m/s则h0=Lh'3600lWu0=0.0103×36003600×1.12×0.24=0.00.0259hW-h0=0.0348-0.00259=0.0089m>0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹型受液盘，深度hW=0.06m3.5.2塔板布置（1）塔板的分块因D800mm,故塔板采用分块式。查表3-8，塔板分为4块。表3-8 塔板分块数

28、（2）边缘区宽度计算取Ws=Ws'=0.08m Wc=0.06m Wd=0.2416m（3）开孔区面积计算 开孔区面积Aa按公式Aa=2（xr2-x2+r2180sin-1xr）计算其中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）筛孔的设计及其排列苯和甲苯无明显腐蚀，可选用=3mm的碳钢，取筛孔直径d0=5mm筛孔按正三角形排列，孔中心距t为t=3d0=15mm筛孔数目n为n=1.115Aat2=1.115×1.460.00152=6724个

29、开孔率为=0.907（d0t）2=0.907×(515)2=10.1%气体通过阀孔的气速为精馏段：u0=Vs A0=1.851.46×0.101=12.54m/s提馏段：u0'=Vs 'A0=1.831.46×0.101=12.43m/s3.6筛板的流体力学验算3.6.1精馏段筛板的流体力学验算 （1）塔板压降平板阻力hc计算干板阻力hc由式hc=0.051u0Co2VL计算由d0=53=1.67，查化工原理（下）干筛孔的流量系数图得：c0=0.782故hc=0.051u0Co2VL=0.050m液柱气体通过液层阻力h1计算气体通过液层阻力h1由式

30、h1=hL计算ua=VsAT-Af=1.852.01-0.189=1.016m/sF0=0.522×2.98=1.75kg/s查化工原理课程设计充气系数关联图=0.53故h1=hL=hW+hOW=0.53×0.06=0.0318m液柱液体表面张力的阻力h计算液体表面张力的阻力h由式h=4LLgd0计算，h=4×20.07807.13×9.81×0.005=0.0021m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hP由式hP=hc+h1+h 计算，hP=0.050+0.0318+0.0021=0.0839m液柱气体通过每层塔板的压降为PP=hPLg=0.08

31、39×807.131×9.8=663.64Pa<700Pa(2)雾沫夹带雾沫夹带量由式eV=5.7×10-6 L(ua HT-hf)3.2计算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设计的雾沫夹带量在允许范围内。（3）漏液对筛板塔，漏液点气速umin可由式umin=4.4C0(0.0056+0.13hL-h )LV 计算计算得umin=5.65m/s实际孔速u0=12.54m/s>umin稳定系数为K

32、=u0umin=12.545.65=2.21>1.5故本设计中无明显漏液。（4）泛液 为了防止塔内发生泛液，降液管内液层高度Hd应服从公式Hd（HT+hW）的关系，取=0.6，则HT+hW=06×0.6+0.0428=0.3857m液柱而Hd=hP+hL+hd,其中hd=0.153（u0）2计算，算的hd=0.00881m液柱则Hd=0.08394+0.06+0.00881=0.1527m液柱Hd<HT+hW故在设计中不会发生泛液现象。3.6.2提馏段筛板的流体力学验算 （1）塔板压降平板阻力hc计算干板阻力hc由式hc'=0.051u0Co2VL'

33、9;计算由d0=53=1.67，查化工原理（下）干筛孔的流量系数图得：c0=0.782故hc'=0.051u0Co2V'L'=0.0524m液柱气体通过液层阻力h1'计算气体通过液层阻力h1'由式h1'=hL计算ua=Vs'AT-Af=1.832.01-0.189=1.005m/sF0=0.522×2.98=1.82kg/s查化工原理课程设计（下）充气系数关联图=0.50故h1'=hL=hW+hOW=0.50×0.06=0.03m液柱液体表面张力的阻力h'计算液体表面张力的阻力h'由式h'

34、;=4LLgd0计算，h'=4×19.2275790.45×9.81×0.005=0.0019m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hP由式hP'=hc'+h1'+h' 计算，hP'=0.0524+0.03+0.0019=0.0843m液柱气体通过每层塔板的压降为PP'=hP'L'g=0.0843×790.45×9.8=653.02Pa<700Pa(2)雾沫夹带雾沫夹带量由式eV=5.7×10-6 L(ua 'HT-hf)3.2计算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设计的雾沫夹带量在允许范围内。（3）漏液对筛板塔，漏液点气速umin可由式umin=4.4C0(0.0056+0.13hL-h )LV 计算计算得umin'=5.73m/s实际孔速u0'=12.33m/s>umin稳定系数为K'=u0'umin'=12.335.65=2.15>1.5故本设计中无明显漏液。（4）泛液 为了防止塔内发生泛液，降液管内液层高度Hd'应服从公

36、式Hd（HT+hW）的关系，取=0.6，则HT+hW=06×0.6+0.0428=0.381m液柱而Hd=hP+hL+hd,其中hd=0.153（u0）2计算，算的hd=0.00881m液柱则Hd=0.08394+0.06+0.00881=0.1527m液柱Hd<HT+hW故在设计中不会发生泛液现象。 3.7塔板负荷性能图3.7.1精馏段塔板负荷性计算（1）漏液线由umin=4.4C0(0.0056+0.13hL-h )LV umin=Vs，minA0 hL=hW+hOWhOW=2.841000E(LhlW)23联合整理得Vs,min=0.504727.18Ls23+2.455

37、在操作范围内，任取几个Ls值，按公式计算出 Vs，计算结果如表3-9.由上表3-9的数据可作出漏液线1.(2)液沫夹带线以eV=0.1/kg液/ kg气 为限，求Vs-LS关系如下：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在操作范围内，任取几个Ls值，按公式计算出 Vs，计算结果如表3-10.由上表3-10的数据可作出液

38、沫夹带线2（3）液相负荷下限线对于平直堰，取堰上层清液hOW=0.006作为最小液体负荷标准。由公式得hOW=2.841000E(LhlW)23取E=1.024，则hOW=2.841000×1.024×(3600LS1.12)23=0.006m整理得LS。min=0.00097220m3/s由此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3（4）液相负荷下限线以=4s作为液体在降液管中时间的下限由=AfHTLh=4 整理得LS。min=0.02362m3/s由此可以做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线4（5）泛液线令Hd=（HT+hW） 由Hd=hP+hL+hd=hc+h1

39、+h+hL+hd联令两式得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代入数据整理得Vs2=18.3-20795.81Ls2-68.3Ls23在操作范围内，任取几个Ls值，按公式计算出 Vs，计算结果如表3-11由上表3-11的数据可做出泛液线5根据以上各线方程，可作出精馏段筛板塔的负荷性能图，如图3-12所示2.7.2提馏段塔板负荷性能计算

40、（1）漏液线由umin=4.4C0(0.0056+0.13hL-h )LV umin=Vs，minA0 hL=hW+hOWhOW=2.841000E(LhlW)23联合整理得Vs,min=0.504719.435Ls23+1.988在操作范围内，任取几个Ls值，按公式计算出 Vs，计算结果如表3-13.由上表3-13的数据可作出漏液线1.(2)液沫夹带线以eV=0.1/kg液/ kg气 为限，求Vs-LS关系如下：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在操作范围内，任取几个Ls值，按公式计算出 Vs，计算结果如表3-14.由上表3-14的数据可做出液沫夹带线2（3）液相负荷下限线对于平直堰，取堰上层清液hOW=0.006作为最小液体负荷标准。由公式得hOW=2.841000E(LhlW)23取E=1.024，则hOW=2.841000×1.024×(3600LS1.12)23=0.006m整理得LS。min=0.00095540m3/s由此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3（）

42、 液相负荷下限线以=4s作为液体在降液管中时间的下限由=AfHTLh=4 整理得LS。min=0.02362m3/s由此可以做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线4（） 泛液线令Hd=（HT+hW） 由Hd=hP+hL+hd=hc+h1+h+hL+hd联令两式得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代入数据整理得Vs2=17-11369

43、.2Ls2-61Ls23在操作范围内，任取几个Ls值，按公式计算出 Vs，计算结果如表3-15由上表3-15的数据可做出泛液线5根据以上各线方程，可做出精馏段筛板塔的负荷性能图，如图3-16所示3.8塔的辅助设备及附件的计算与选型3.8.1全凝器塔顶回流全凝器通常采用管壳式换热器，应为精馏塔处理量大，且板数较多，为避免给安装和检修带来不便，选择强制循环式，塔顶蒸汽温度tD=80.5，需冷却到td=40,取冷却水进口温度t1=25，出口温度t2=45,查表由此温度范围内水的比热容c.H2O=4.147kJ/(kg.K)故tm=tD-t2-(td-t1)ln(tD-t2)(td-t1)=43.97

44、查资料，K取为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 所以换热面积A=QKtm=2127139.7800×43.97=60.5m23.8.2再沸器选用130饱和水蒸气，取总传热系数800W/（m2.K）出料液温度：109.71110.5 走管程水蒸汽湿度：120130故tm=130-109.71-(12

45、0-110.5)ln(130-109.71)(120-110.5)=19.95塔底组成近似作为纯甲苯 r甲苯=33.2kJ/kmol Q=V'r=246863.4÷3600×33.2×1000=2276629.1J/s所以换热面积A=QKtm=2276629.1800×19.95=142m23.8.3接管管径计算与选型（1）进料管尺寸计算料液质量流速GF=F.MLFm=163.1595×86.01÷3600=3.9kg/s体积流速VFL=GFLF=3.9799.64=0.00488m3/s取管内流速为uF=1.6m/s所以进料管管径为DF=4VFLuF=4×0.00488×1.6=62.2mm进料口管径选取70×5.0的标准管法兰选取公称压力4.0MPa, 公称直径为70mm的平颈平焊钢制管法兰（1）塔顶回流管管径计算回流液质量流速GD=D×MD=79.3263×78.12÷3600=1.72kg/s体积流速VDL=GDLD=1.72814.622=0.00211m3/s取管内流速为uF=1.6m/s所以回流管管径为DF=4VDLuF=4