苯-甲苯精馏浮阀塔

《化工原理》课程设计题 目 苯-甲苯精馏浮阀塔设计学 院 化学化工学院专 业 无机非金属材料班 级2012无机01姓 名 罗钢学 号20124620123指导教师 杜可杰2015 年1月20日目 录绪论第一章、设计方案的确定1、设计方案2、设计要求第二章、工艺设计1、基础物性数据2、塔的工艺计算3、逐板计算法求理论板数计算4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算5、精馏塔的工艺尺寸的计算6、塔板负荷性能图7、辅助设备的选型第三章、讨论总结1、进料状况的影响2、回流比的选择3、精馏塔的操作和调节4、热量衡算和节能5、三废的处理结束语附录:参考文献附：精馏塔优化设计任务书一、设计题目苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计二、工艺条件与原始数据体系可以看成理想溶液，φ=0.5,K=1；原料液组成：含苯0.42（质量分数，下同）；3.生产能力：50000吨/年（按进料计），年生产时间300天；馏出液组成：苯95%；塔釜液要求：含苯3%。三、设计条件常压操作，连续操作、泡点回流；．进料状况：进料温度为20-50℃；．回流温度为塔顶蒸汽的露点；．间接蒸汽加热，加热蒸汽压力(绝压)；．冷却水进口温度为20℃，出口温度为40℃。四、设计任务．物料衡算，热量衡算；．塔板数、塔径计算；．溢流装置、塔盘设计；．流体力学计算、负荷性能图。五、设计成果．设计说明书一份；．设计图纸，包括塔板布置图，负荷性能图，塔设备的平面、立面图（要求手工绘图）。绪 论塔设备是炼油、化工、石油化工、制药等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔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。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔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）流动，气液相密切接触，进行质热传递。在正常操作下，气相为连续相，液相为分散相，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。浮阀塔主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流经阀片与塔板间的间隙而与板上横流的液体进行两相接触。浮阀开度随气体负荷而变，可以自行调节；浮阀塔的主要优点是结构简单、制作方便、造价低、塔板开孔率大、生产能力大，由于阀片随气量变化自由升降，故操作弹性较大，气液接触时间较长，故塔板效率高；其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板黏结，在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死现象，使塔板效率和操作弹性下降。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。采用浮阀精馏塔，塔高15.54米，塔径1.4米，按逐板计算理论板数为13。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为25，提馏段实际板数为12。实际加料位置在第11块板(从上往下数)。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作围。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。用加热蒸汽压力 300kPa加热，用15℃循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。第一章 设计方案的确定1、设计方案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。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，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。2、设计要求1、生产能力较大，分离效率较高。2、流体的通量大，单位设备体积的处理量大。、流体流动阻力小；气体通过塔构件的压降低、能耗低。4、有一定的操作弹性；在气液负荷较大的变动围，能够维持传质速率基本不变。5、对物料的适应性强，适于分离组成复杂的物料。6、性能稳定，稳定运行时间长；结构简单，造价低，易于安装、检修和清洗。第二章 工艺设计1、基础物性数据表1-1苯、甲苯的粘度温度℃020406080100120苯mPas0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯mPas0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228表1-2苯、甲苯的密度温度℃020406080100120苯kg/m3--877.4857.3836.6815.0792.5767.9甲苯kg/m3885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.0表1-3苯、甲苯的汽化潜热温度℃20406080100120苯kJ/kg431.1420.0407.7394.1379.3363.2甲苯kJ/kg412.7402.1391.0379.4367.1354.22、塔的工艺计算(一)原料规格及分离要求1

、年产5万吨 即GF=50000000Kg／（300*24）hr=6944Kg／h;2、泡点进料,q=13、塔顶苯含量不低于 95%，塔底苯含量不高于 3%（以上均为质量分率）。(二)生产条件．常压操作，连续操作、泡点回流；．进料状况：进料温度为20~50℃；．回流温度为塔顶蒸汽的露点；．间接蒸汽加热，加热蒸汽压力(绝压)；5. 冷却水进口温度为 20℃，出口温度为40℃。（三）精馏塔物料衡算．原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量MA=78.11Kg／Kmol甲苯的摩尔质量 MB=92.13Kg／KmolXF=（0.42／78.11)/[（0.42/78.11）+（0.58/92.13）]=0.460XD=（0.95/78.11）/[（0.95/78.11）+（0.05/92.13）]=0.957XW=（0.03/78.11）/[（0.03/78.11）+（0.97/92.13）]=0.．原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.460*78.11+ （1-0.46）*92.13=85.68kg/kmolMD=0.957*78.11+(1-0.957)*92.13=78.71kg/kmolMW=0.*78.11+(1-0.)*92.13=91.64kg/kmol物料衡算原料处理量 F=6944/85.68=81.04kmol/h总物料衡算 81.04=D+W苯物料衡算 81.04*0.460=0.975D+0.035W联立解得 D=44.01kmol/h W=37.03kmol/h三塔板数的确定理论板层数NT的求取苯-甲苯属理论物系，可采用图解法求理论板层数。①由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图x00.0.1550.2560.3760.5080.6590.831y 0 0.128 0.304 0.453 0.596 0.72 0.83 0.943 110.90.80.70.60.50.40.30.20.100 0.2 0.4 0.6 0.8 12）求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在（图 1）中对角线上，自点 e（0.45，0.45）作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为y=0.678 x=0.460故最小回流比为 1.28取操作回流比为最小回流比的 2倍R=2Rmin=2*1.28=2.563）求精馏塔的气、液相负荷L=RD=2.68*44.01=117.94kmol/hV=(R+1)D=(2.68+1)44.01=161.96kmol/h’=L+F==.98kmol/hV’=V=161.96kmol/h故精馏段操作线方程式为∶提馏段操作线方程为5）图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，求解结果为 ;总理论板层数 NT=13（包括再沸器）进料板位置 NF=62．实际板层数的求取精馏段实际板层数 N1=5/0.52=9.6=10提馏段实际板层数 N2=7.5/0.52=14.42=154、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算操作压力的计算塔顶的操作压力PD101.34105.3KPa每层塔板的压降P0.7KPa进料板压力PF105.30.710112.3KPa精馏段平均压力Pm(105.3112.3)/2108.8KPa塔底压力pw105.3220.7120.7kpa提馏段pmpwpD116.5(kpa)2（2）温度tm，根据操作压力通过试差计算P=pAxA,pBxB塔顶tD82.74℃,℃,tw110.54℃tF93.21tDtF87.98提馏段温度tFtW101.875∴精馏段温度,t精t提22(3)平均摩尔质量M塔顶xDy10.949x10.883MM

.DL.D

=0.949×78.11+(1-0.949)×92.13=78.83(kg/kmol)=0.883×78.11+(1-0.883)×92.13=79.95(kg/kmol)进料板：yF 0.5991 xF 0.3770MM

.FL.F

=0.5991×78.11+(1-0.5991)×92.13=83.73(kg/kmol)=0.3770×78.11+(1-0.3770)×92.13=86.85(kg/kmol)塔 底：xw 0.01846 yw 0.4439MM

.wL.w

=0.4439×78.11+(1-0.4439)×92.13=85.90(kg/kmol)=0.01846×78.11+(1-0.01846)×92.13=91.86(kg/kmol)86.85 79.75ML.精= =83.3(kg/kmol)85.9 83.73ML.精= =81.28(kg/kmol)86.85 91.86ML.提= =83.3(kg/kmol)85.9 83.73Mv.提= =84.82(kg/kmol)平均密度计算①气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即。精pmMv.精108.881.282.95Kg/m3VRTm8.314(87.98273)V。提pmMV。提116.584.823.17Kg/m3RTm8.314(101.8273)②液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即：塔顶液相平均密度的计算

1 aA aBLm LA LB由tD82.74C，查液体在不同温度下的密度表得：A811.9Kg/m3B807.3Kg/m310.940.06LDm810.2Kg/m3LDm811.9807.3进料板液相平均密度的计算由tF93.21C，查液体在不同温度下的密度表得A800.1Kg/m3B797Kg/m3aA0.37778.110.37778.11(10.3390.377)92.130.3391-0.339LFm800.1797

LDm 800.4Kg/m3精馏段的平均密度为Lm (810.2 800.4)/2 805.3Kg/m3塔底液相平均密度的计算由tw110.54C，查液体在不同温度下的密度表得A779.5Kg/m3B779.6Kg/m3aA0.0184678.110.0150.0184678.11(10.01846)92.1310.015710.0157Lwm779.7Kg/m3Lwm779.5779.6提馏段的平均密度Lm (779.7 800.4)/2 790.1Kg/m3液体平均表面力的计算nLm xi ii1液相平均表面力依下式计算，即塔顶液相平均表面力的计算由tD82.74C，查液体表面力共线图得A20.89mN/mB21.39mN/mLDm0.94920.89(10.949)21.3920.43mN/m进料板液相平均表面力的计算由

tF

93.21C，查液体表面力共线图得：A

19.44mN/m

B

20.24mN/mLFm

0.377 19.44

(1

0.377)

20.24

19.94mN/m塔底液相平均表面力的计算由tD 110.54C，查液体表面力共线图得：A

17.44mN/m

B

18.36mN/mLDm

0.01846 17.44

(1

0.01846) 18.36

18.34mN/m精馏段平均表面力Lm (20.91 19.94)/2 20.43mN/m提馏段平均表面力Lm (19,94 18.34)/2 19.14mN/m液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即lg Lm xilg i塔顶液相平均黏度的计算由tD 82.74C，查气体黏度共线图得：A0.301mPasB0.305mPaslgLDm0.9490.3010.0510.3050.302mpa?s精馏段液相平均黏度的计算：由tF93.21C，查气体黏度共线图得：A0.273PasB0.280mPasLFm0.3770.2730.6230.2800.277mpa?s精馏段液相平均黏度Lm (0.302 0.277)/2 0.29mPas精馏段液相平均黏度的计算由 tw 110.54C，查气体黏度共线图得：A0.234PasB0.245mPasLFm0.018460.2340.981540.2450.244mpa?s提馏段液相平均黏度Lm (0.244 0.277)/2 0.261mPa s5、精馏塔工艺尺寸的计算（1）塔径的计算精馏段气液相体积流率V (R 1)D (2.26 1) 45.55 148.49(kmol/h)精馏段的气、液相体积流率VSVMVm81.28148.491.14m3/s3600Vm36002.95L RD 2.26 45.55 102.94(kmol/h)LS

LM

Lm

102.9483.30.0030m3/s3600

Lm

3600805.3提馏段的气、液相体积流率V' V 148.49(kmol/h)VMVS3600

VmVm

84.82148.491.10m3/s36003.17L, L F 102.94 102.84 205.76(kmol/h)L,s LM3600

LmLm

205.9689.360.0060m3/s3600790.1（2）塔板工艺尺寸计算塔径空塔气速u(安全系数)umaxumaxCLV精馏段VumaxCLm精Vm精Vm精取板间距H=0.45m,取上板液层高度h=0.07m，则图中参数值为；TLHThL0.450.070.38m由umax C

LV，式中C由CC20(L)0.2求取，其中C20由筛板塔汽V20液负荷因子曲线图查取，图横坐标为Lh(L)2(0.0033600)(805.3)1VhV1.1436002.95

10.0435根据以上数据,由史密斯关联图查得C20 0.08因物系表面力为 20.43mN/m时的C:C 0.08( L)0.2 0.072 (20.43)0.2 0.080320 20umax C

LV0.0803805.32.951.32m/sV2.95取安全系数为0.7，则空塔气速u0.7umax0.71.320.924m/s4VS41.14D3.141.25mu0.924按标准塔径圆整塔截面积为

D1.4mAT0.785D20.7851.421.54m2vS1.140.74m/su1.54AT精馏段取板间距HT=0.45m,取上板液层高度 hL=0.07m，则图中参数值HT hL 0.45 0.07 0.38m由umax C

LV，式中C由CC20(L)0.2求取，其中C20由筛板塔汽V20液负荷因子曲线图查取，图横坐标为Lh ( L)12 (0.0063600)(790.1)Vh V 1.1 3600 3.17

10.086根据以上数据,由史密斯关联图查得C20 0.076因物系表面力为19.14mN/m时的C:C0.076(L)0.20.076(19.14)0.20.0752020umax C

LV0.075790.13.171.18m/sV3.17取安全系数为0.7，则空塔气速7u0.7umax0.71.180.83m/sD4VS41.11.30mu3.140.83按标准塔径圆整D1.4m。塔截面积AT0.785D20.7851.421.54m2uvS1.10.714m/sAT1.54塔的有效高度Z精=（N精-1）*HT=9*0.45=4.05mZ提=（Z提-1）*HT=11*0.45=4.95m故精馏塔的有效高度为 :Z=4.05+4.95=9m塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置计算因塔径D 1.4m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。堰长lw取 lw 0.684D 0.684 1.4 0.958m溢流堰高度 hw由howhLhow，选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算，即：how2.84Lh21000E()3lw近似取E=1.02，则how2.840.00336001.02()10000.958取板上清液层高度 hL 70mm

20.015m故hwhLhow0.070.0150.055m弓形降液管宽度Wd和截面积Af：由lw0.9580.684，查弓形降液管参数图得：D1.4AfAT0.08Wd0.13D则：Af0.081.540.12m2，Wd0.131.40.18m验算液体在降液管中停留时间，即3600AfHT36000.120.455sLh0.00318s3600故降液管设计合理降液管底隙的流速u'00.2m/s，则：Lh0.00563600h036000.0.0303m3600lwu'09240.2hwh00.0480.03030.0177m0.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度 h'w 50mm塔板布置与浮阀数目及排列塔板的分块，因D 800mm，故塔板采用分块式；查塔板块数表得塔极分为 3块。选用F1型重阀，阀孔直径 d0=39mm，底边孔中心距 t=75mm精馏段计算取阀孔动能因子 F0=12孔速FO12msu06.99/V,M2.95浮阀数Vs1.14137(个）n2u00.7850.785d6.990.0392边缘区宽度确定取WsW's0.07m，Wc0.06m开孔区面积计算。开孔区面积Aa计算Aa2(xr2x2180r2sin1x)r其中xD(WdWs)0.7(0.180.07)0.45m2rDWc0.70.060.64m2故Aa2(0.640.64223.142sin10.451.05m20.450.64)1800.64筛孔计算及其排列。浮阀排列方式采用等腰三角形叉排， 取同一排的孔心距t=75mm=0.075m估算其排间距 hh=As1.050.103(m)na1370.075考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积.故取t’=100mm=0.1m按t=75mm，t’=0.1m，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数140个按N=140重新核算孔速及阀孔动能因数F06.862.92811.712阀孔动能因数F0变化不大，仍在9~12围塔板开孔率N(d0/D)2140(0.039)210.9%1.4提馏段堰长lw取堰长lw=0.684×1.4=0.958出口堰高hwLh=3600L'S=3600×0.006=21.6m3/hhL=hw how2故采用平直堰：堰上高度 how 2.84E(Lh)31000 lw近似取E=1.∴how2.841.028(21.6)320.023m10000.958故：hwhLhow=0.07—0.=0.047m降液管的宽度wd与降液管的面积Af由：lw0.684查《化工设计手册》得：DWdAf0.08D0.013,At故wd=0.013D=0.013×1.4=0.18mAf=0.08At=0.08×0.785×1.42=0.12m停留时间：t AfHTL'St

0.12 0.45

9s(3~5s）符合要求0.006降液管底隙高度 h0h0 hw 0.006 0.047 0.006 0.041m塔板布置及浮阀数目、浮阀排列取阀孔动能因子：F0=12F012ms孔速：u03.176.74/v浮阀数：NVs1.1137（个）2u0d04(0.039)26.744取无效区宽度w：c=0.06m安定区宽度：ws=0.07m开孔区面积：Aa2(xr2x2180r2sin1x)rRDwc1.40.060.6422xD(wdws)0.7(0.180.07)0.45m2Aa［（22（20.45）（））］0.641.05(m2)180浮阀排列方式采用等腰三角形叉排方式取同一横排的孔心距 a=75mm=0.075m则估算排间距h=Aa0.420.103(m/s)na1370.075考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此，排间距可采用0.065m按a=75mm,h=0.045m重新排列阀孔。实际孔数为：Aa0.42140个nna0.040.075Vs1.16.59(m/s)u00.7850.0392d2n1404F0u0v6.593.1711.7阀孔动能因子变化不大，仍在9~12的合理围，故此阀孔实排数适用。N(d0/D)2140(0.039)210.9%1.46、塔板流体力学校核精馏段气相通过浮阀塔板的压力降hP hc hl h干板阻力hcU02v5.34g2Lhc5.34(6.82)22.950.046m29.81805.3计算塔板上含气液层阻力由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数 0 0.5，已知板上液层高度hL0.07,所以依式hl0hLhl0.50.070.035m计算液体表面力所造成的阻力由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面力的阻力很小， 所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降液柱高度为hp 0.064 0.035 0.081m换算成单板压降 Pf hf Lg 0.081 805.3 9.81 639.9Pa 0.7Kpa(设计允许值)提馏段气相通过浮阀塔板的压力降hP hc hl h干板阻力hcU02v5.34g2Lhc5.34(6.74)23.170.050m29.81790.1计算塔板上含气液层阻力由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数 0 0.5，已知板上液层高度hL0.07,所以依式hl0hLhl0.50.070.035m计算液体表面力所造成的阻力由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面力的阻力很小， 所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降液柱高度为hp 0.05 0.035 0.085m换算成单板压降 Pf hf Lg 0.085 790.1 9.81 659Pa 0.7Kpa(设计允许值)精馏段计算为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd≤φ(HT+hw) Hd=hp+hl+hd气体通过塔板的压强降所相当的液体高度hp，前已算hp=0.081m液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰Ls22故Hd=0.1530.1530.003mlwho0.000620.9580.049板上液层高度，前已选定 hl=0.07m则Hd=0.+0.07+0.00062=0.1520m取φ=0.5又已选定HT=0.45m，hw=0.055m，则(HT+hw)=0.5×（0.45+0.）=0.25m可见Hd＜φ(HT+hw),符合防止淹塔的要求提馏段计算为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd≤φ(HT+hw) Hd=hp+hl+hd气体通过塔板的压强降所相当的液体高度hp，前已算hp=0.081m液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰Ls20.0062故Hd=0.1530.0038m0.153lwho0.9580.047板上液层高度，前已选定 hl=0.07m则Hd=0.+0.07+0.00062=0.16m取φ=0.5又已选定HT=0.45m，hw=0.047m，则(HT+hw)=0.5×（0.45+0.047）=0.25m可见Hd＜φ(HT+hw),符合防止淹塔的要求液沫夹带精馏段液沫夹带按下式计算：vs1.140.8(m/s)uaAfAT1.540.125.7106ua3.21063.25.70.8液/Kg气eVHT2.5hL20.821030.0023KgL0.452.50.070.1Kg液/Kg气故在本设计中液沫夹带量 eV在允许的围泛点率的计算时间可用式：Vsv1.36LsZLvVsLvLv100%F1KcFAp100%和F1AT0.78KcF塔板上液体流程长度ZL D 2Wd 1.40 2 0.18 1.04m塔板上液流面积Ap AT 2Af 1.54 2 0.24 1.3m2苯和甲苯混合液可按正常物系处理， 取物性系数K值，K=1.0,取泛点负荷因数cF0.126,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为2.951.360.0031.041.142.95F1805.3100%44.7%10.1271.3为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以能满足的工艺的要求。提馏段液沫夹带按下式计算：uavs1.10.77(m/s)AfAT1.540.125.7106ua3.271063.25.0.77eVHT2.5hL20.821030.002Kg液/Kg气L0.452.50.070.1Kg液/Kg气故在本设计中液沫夹带量 eV在允许的围泛点率的计算时间可用式：Vsv1.36LsZLvVsLvLv100%F1KcFAp100%和F1AT0.78KcF塔板上液体流程长度ZL D 2Wd 1.40 2 0.18 1.04m塔板上液流面积Ap AT 2Af 1.54 2 0.24 1.3m2苯和甲苯混合液可按正常物系处理， 取物性系数K值，K=1.0,取泛点负荷因数cF0.126,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为3.171.360.0061.041.143.17F1790.1100%48%10.1271.3为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在 80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于 80%，所以能满足的工艺的要求。严重漏液校核当阀孔的动能因数 F0低于 5时将会发生严重漏液，前面已计算F0 11.7，可见不会发生严重漏液。7、塔板负荷性能图（1）雾沫夹带线精馏段按泛点率=80%计Vsv1.36LsZLF1Lv100%KcFApVS2.951.36LS1.04805.32.95F1100%80%10.1271.3上式整理得：0.0611.410.13SVS与LS分别取值获得一条直线，数据如下表；LS/m3/s0．0270．VS/m3/s1．511．41提馏段按泛点率=80%计Vsv1.36LsZLF1Lv100%KcFApVS3.171.36LS1.04790.13.17F1100%80%10.1271.3上式整理得：1.410.13LSVS与LS分别取值获得一条直线，数据如下表；LS/m3/s0．0250．030VS/m3/s1．511．41（2）液泛线精馏段φ(HT+hw)=hphLhdhchfhhLhd由此确定液泛线方程：u0222φ(HT+hw)=5.34v+0.153Ls+（1+0）【hw2.84E(3600LS)32gLlwho1000Lw化简整理得：VS2L2S21982.927.7LS34.8VS与LS分别取值获得一条直线 ，数据如下表；LS/m3/s0．012.2VS/m3/s1．820提馏段φ(HT+hw)=hphLhdhchfhhLhd由此确定液泛线方程：u02Ls22.843600LS2φ(HT+hw)=5.34v++（1+）【hwE()32g0.15301000LwLlwho化简整理得：VS22538L2S217.9LS34.6VS与LS分别取值获得一条直线 ，数据如下表；LS/m3/s0．012.1VS/m3/s1．8703）液相负荷上限线精馏段提馏段求出上限线液体流量 LS的值以降液管停留时间AfHT0.120.453/s)t=5s则；LS.min50.0108(mt（4）漏液线：对于 F1型重阀精馏段：由F0u0v5可得：uo5vVSd020.785d02n50.7850.039214050.487(m3/s)nu04v2.95提馏段：由F0u0v5可得：uo5vVSd02nu00.785d02n50.7850.039214050.469(m3/s)4v3.17液相负荷下限线(精馏段提馏段)对于平直堰，取堰上液层高度 how=0.006 作为最小液体负荷标准how2.841031.028(3600Ls)2/30.0060.924Ls,min0.000165m3/s将以上五条线标绘在同一Vs～Ls直角坐标系中，画出塔板的操作负荷性能图。将设计点（Ls，Vs）标绘在图中，如P点所示，由原点O及P作操作线OP。操作线交严重漏液线①于点A，过量雾沫夹带线②于点B。由此可见，此塔板操作负荷上下限受严重漏液线①及过量雾沫夹带线②的控制。分别从图中A、B两点读得气相流量的下限Vmin及上限Vmax，可求得该塔的操作弹性。精馏段操作弹性:K=Vs.max2.24.5Vs.min0.49精馏段操作弹性:K=Vs.max2.14.5Vs.min0.478、辅助设备的选型（1）冷凝器的选型本设计冷凝器选用管壳式全凝器原因：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式全凝器或空冷器，螺旋板式换热器，以便及时排出冷凝液。冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。取进口（冷却水）温度为 t1=25℃(夏季)；冷却水出口温度一般不超过40℃，否则易结垢，取出口温度t2=35℃。（2）冷凝器的传热面积和冷却水的用量塔顶温度tD=82.74℃冷凝水t1=25℃t2=35℃=℃t"80.1则t1tt1℃℃℃80.12555.1t2tDt2℃℃℃82.743547.74ttt55.1—47.741251.33℃mm(t1/t2)m(55.1/47.74)由tD=82.74℃查液体比汽化热共线图得苯394KJ/kg又气体流量Vh=1.14m3/S塔顶被冷凝量qVhv1.142.953.363kg/s冷凝的热量Qq苯3.3633941325KJ/s2取传热系数K=600W/mk，则传热面积AQ/Ktm1325103260051.3343mQ1325103冷凝水流量W4.21031.55kg/sCP(t1t2)1000(3)选用釜式再沸器塔底温度tw=110.54℃用t0=.3℃的蒸汽，釜液出口温度t1=110.6℃t1t0tw℃℃℃则133.3110.5422.76t2t0t1℃℃℃133.3110.622.7tmt1t222.7622.722.73℃ln(t1/t2)ln(22.76/22.7)由tw=110.54℃查液体比汽化热共线图得甲苯363KJ/kg又气体流量Vh=1.1m3/S密度v3.17Kg/m3则qmVhv1.13.173.487kg/sQqm甲苯3.4873631265.781KJ/s取传热系数K=900