化工原理筛板精馏塔课程设计 案例

吉林化工学院

化工原理课程设计

题目筛板精储塔分别苯一甲苯工艺设计____________________

教学院化工与材料工程学院

专业班级材化0801

学生姓名___________________

学生学号

指导老师________

2010年6月14日

书目

第一章流程及流程说明...............1

其次章精僧塔工艺的设计............2

2.1产品浓度的计算.......................2

2.1.1原料液及塔顶、塔底产晶的摩尔分率....2

2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量2

2.2最小回流比的确定......................3

2.3物料衡算3

2.4精馄段和提储段操作线方程.............3

2.4.1求精储塔的气液相负荷3

242求操作线方程3

2：5精储塔理区塔板数及理论加料位置

3

2.6实际板数的计算3

2.7实际塔板数及实际加料位置3

第三章精僧塔主要工艺尺寸的设计计算..5

3.1物性数据计算..........................5

3.2精谯塔主要工艺尺寸的计算.............9

3.3筛板流体力学验算.....................13

3.4塔板负荷性能图.......................16

第四章热量衡算21

塔

顶气

体上

升

4.1附焙421

液

回流

的焰

一

4.2外21

旬

储

塔顶

出液'

4.3的21

器

冷凝

消耗

焰

4.4二21

的

进料

焰外

4.5-%一21

残

塔底

液的

?二

4.6器21

再沸

的焰

4.7一22

第五章塔的附属设备的计算23

5.1塔顶冷凝器设计计算.23

5.4塔总体高度的设计.........................................................25

结论.............................................................27

致谢.............................................................28

参考文献.........................................................29

主要符号说明30

摘要

在此筛板精储塔分别苯-甲苯的设计中，给定的条件为：

进料量为F=85kmol/h

塔顶组成为：%=0.98

进料储出液组成为：巧.=0.5

塔釜组成：xw=0.03

加料热状态:q-l

塔顶操作压强：P=10I.3kPa（表压）

首先依据精饰塔的物料衡算，求得D和W,通过图解法确定最小回流比；再依据操作线

方程，运用图解法求得精镭塔理论板数，确定温度奥康奈尔公式求的板效率，继而求得实

际板数，确定加料位置。

然后进行精饵段和提僧段的设计工艺计算，求得各工艺尺寸，确定精镭塔设备结构。

继而对筛板的流体力学进行验算，检验是否符合精福塔设备的要求，作出塔板负荷性能图,

对精储塔的工艺条件进行适当的调整，使其处于最佳的工作状态。

其次步进行塔顶换热器的设计计算。先选定换热器的类型，确定物性数据，计算传热

系数和传热面积。然后对进料泵进行设计，确定类型。

关键词：

苯-甲苯、精储、图解法、负荷性能图、精镯塔设备结构塔附属设备

下图为连续精微过程简图：

绪论

在本设计中我们运用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简洁，造价低。合理的设计和适

当的操作筛板塔能满意要求的操作弹性，而且效率高。采纳筛板可解决堵塞问题，适当限制

漏液。

筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而干脆在板上开许多小直径的孔一一筛

孔。操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。分散成泡的气体使

板上液层成为剧烈湍动的泡沫层。

相同条件下，筛板塔生产实力比泡罩塔高板效率亦约高10%-15%,而每板

压力降则低30%左右，适用于真空蒸储；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操作

弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不相宜处理脏的、粘性大的和带固体

粒子的料液。

第一章流程及流程说明

本设计任务为分别苯一一甲苯混合物。对于二元混合物的分别，应采纳连续精微流程。

设计中采纳泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精饰塔内。塔顶上升蒸气采纳

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。

该物系属易分物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采纳间接蒸

汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

任务书上规定的生产任务长期固定，相宜采纳连续精流流程。贮罐中的原料液用机泵加

入精镭塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精储塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分

利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。简易流程如下，详细流程见附图。

苯一一甲苯混合液

0»塔底出料

其次章精储塔工艺的设计

2.1产品浓度的计算

2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

苯的摩尔质量MA=78.llkg/mol甲苯的摩尔质量M/92.13kg/mol

0.98/78.11

产品中苯的质量分数和----------------------------0.984

0.98/78.11+0.02/92.13

0.5/78.11

进料中苯的质量分数4二=0.54

0.5/78.11+0.5/92.13

0.03/78.11

残液中苯的质量分数4==0.035

0.03/78.11+0.97/92.13

2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF=0.54x78.11+(1-0.54)x92.14=83.989kg/Kmol

MD=0.984x78.11+(1-0.984)x92.14=78.3()1kg/Kmol

Mw=0.035x78.11+(1-0.035)x92.14=92.114kg/Kmol

苯一一甲苯属于志向物系，可采纳图解法求理论板数。

2.2最小回流比的确定

1.查手册绘制苯一一甲苯气液平衡线x-y图。

2求最小回流比及操作回流比。

采纳作图法求最小回流比。在图上对角线上，自点e(0.54,0.54)作垂线ef即为进

料线，该线与平衡线的交点坐标为

yq=0.745Xq=0.54

2k

最小回流比=117

取操作回流比为2倍最小回流比R=2Rmin=2.33

2.3物料衡算

F=85kmol/h

总物料衡算/=W+。85=D+W

苯物料衡算FXF=DXD+WXW85x0.54=0.984xEHO.035xW

联立得D=45.23Kmol/hW=39.77Kmol/h

2.4精馀段和提储段操作线方程

2.4.1求精储塔的气液相负荷

L=RD=105.4Kmol/h

V=(R+1)D=15O.6Kmol/h

L=L+qF=190.4Kmol/h

V=V=150.6Kmol/h

2.4.2求操作线方程

LDUa.X+上山*0.984=0.7x+0.296

精储段y—x+-Xd1

VV150.6150.6

L190.43977

~=X+-=----x——=1.26x—0.00924

提储段九十iVn150.6150.6"

2.5精馀塔理论塔板数及理论加料位置

由图解法的总板数由二13进料板二6精储段5块提储段7块

2.6实际板数的计算

(1)板效率ET=0.49(图〃严45

精编段平均温度为86.08℃由安托尼方程的精微段相对挥发度二=2.56又有4=0.31

求得精福段板效率为52.3%

提锚段平均温度100.63℃由安托尼方程的精储段相对挥发度。=2.634=0.289

求得提镭储段板效率为52.4%

(2)实际板数NT的求取

精储段实际板数

N尸5/0.523=9.62=10

提储段实际板数

NT7/0.524=13.4—14(包括塔釜)

实际总半数为10+14=24块板

总板效率ET=13/2=54.2%

2.7实际塔板数及实际加料位置

实际加料板位置

N

%实=首+1刁2块

精储段实际板层数N广10

提偏段实际板层数此=14

第三章精储塔主要工艺尺寸的设计计算

3.1物性数据计算

3.1.1操作压力计算

（1）塔顶操作压力^=101.3+4=105.3Kpa

（2）每层塔板压降好=0.7Kpa

（3）进料板压力Pr=PD+APxN精=105.3+0.7x10=112.3Kpa

（4）精馈段平均压力P'=(E+5)/2=(05.3+112.3)/2=108.8即a

（5）塔底操作压力PS=P^\PxJV=105.3+0.7X24=122.1Kpa

（6）提饰段平均压力P'=(R+4)/2=119.3Kpa

3.1.2操作温度计算

用比例内插法求得操作温度

92.1-89.4_tf-92.1

r=90.76℃

0.489-0.592-(J.54-0.489F

81.2-80.12_rp-81.2

t=81.4℃

8.979-1-0.984-0.979D

110.6-106.1_r-110.6

lvr=iic.5℃

0-8.8-0.035-0w

精储段平均温度tM="上=86.08℃

提储段平均温度5守=1。。.63℃

3.1.3平均摩尔质量计算

（1）塔顶平均摩尔质量计算

々=0.984,4=0.9599

・九二八%+(上几)%=0.984X78.11+(1-0.984)X92.13=78.33kg/Kmol

从l.U尸J占也t\+(1-Ix.)i^f=0.9599X78.11+(1-0.9599)X92.13=78.67kg/Kmol

(2)进料板平均摩尔质量计算

匕=0.763,x1=0.562

二/%+(l-y7)^=0.763X78.11+(1-0.748)X92.13=83.82kg/Kmol

』3七%+(1-x.)5/5=0.562X78.11+(1-0.562)X92.13=84.25kg/Kmol

(3)精储段平均摩尔质量计算

(财电+M了)/2=(78.33+83.82)/2=80.805kg/Kmol

ML,j=(L也U/死.)/2=(78.67+84.25)/2=81.46kg/Kmol

(4)塔底平均摩尔质量计算

y18=0.035,^18=0..91

Mvv=y18%+(1-yl8)MB=0.035X78.11+(1-0.035)X92.13=90.85kg/Kmol

必产仆圾+(f8)%=。,091X78.11+(1-0.091)X92.13=91.64kg/Kmol

(5)提饵段平均摩尔质量计算

Mv=+/2=(83.82+90.85)/2=81.065kg/Kmol

M.&v=CL»iJcz*)/2=(84.25+91.64)/2=87.945kg/Kmol

3.1.4平均密度计算⑷

(1)气相平均密度计算

由志向气体状态方程计算

_4%_111.25x80.805

Pvj~R(r+H-8.314x(81.4+273.15)=3Kg/m'

119.03x87.065

，.九=2.98Kg/〃『

PviRkJ+Q_8.314x(100.63+273.15)

(2)液相平均密度计算

①塔顶液相平均密度计算

由%=81.4℃查得

夕「812.5瓶/，4二807.5给/力

11=812.4瓶/〃/

0厂巧"0+(1-匐)0~0.984/812.5+(1-0.984)/807.5

②进料板液相平均密度计算

由q=90.76℃查得

p『805.3Kg/勿：'，p*=801.5检•/加

0.54X78.11

进料板质量分率%=0.521

xJIf,n+(1-XI)心if0.54x78.11+(1-0.547)x92.13

-------------------=---------------------------------=803.6偿/以③

%/pA+(1-%)/pli0.521/805.0+(1-0.521)/801.5

③精储段液相平均密度计算

3

P/=(pLl)+p!F)/2=(812.4+803.6)/2=808Kg/m

④塔底液相平均密度计算

由£r=110.5℃查得

p/772.5Kg//〃3,丹二765.5Kg/疗塔底质量分率

a=4M=__________。-035x78.11__________巾Q3

'+(1-八)M0.035x78.11+(1-0.035)x92.13,

1WAISZf>t

A,=—;-------------；—=----------------i-----------------=765.7Kg///

“aA/p}+(1-a)/p!!0.035/772.5+(1-0.035)/767.5

⑤提福段液相平均密度计算

3

p1t=（0,+夕〃..）/2=（803.6+765.7）/2=784.65Kg/m

3.1.5液体平均表面张力计算

依式°=ZI.计算

（1）塔顶液相平均表面张力计算

由^二81.4℃查得

（T/i=19.2mN/m,”crfl=20.5mN/m

=U/I(卜u乙)[76,二0.98X19.2+(1-0.984)X20.5=19.221mN/m

(2)进料板液相平均表面张力计算

由7=90.76℃查得

cr4=17.2mN/m,Da,=20.2mN/m

o,F=Xqo:+(l-%7)cr/?=0.54X17.2+(1-0.54)X20.2=18.514mN/m

(3)精储段液相平均表面张力计算

aLj=((rlD+aIF)/2=(19.221+18.514)/2=18.87mN/m

(4)塔底液相平均表面张力计算

由q=l10.5℃查得

CT4=14.9mN/m,17.8mN/m

ai.w=x\naA+(卜/)%=0.035X14.9+(1-0.035)X17.8=17.69mN/m

(5)提饵1段液相平均表面张力计算

au=(6w+b//)/2=(17.69+18.514)/2=18.102mN/m

3.1.6液体平均黏度计算⑷

依式log〃=Z巧"/计算

(1)塔顶液相平均黏度干算

由力广81.4℃查得

〃广0.31mPas,/ug=0.33mPas

log/JU)=xDlog(+(l-xD)log/O.984log(0.31)+(1-0.984)log(0.33)

得〃/〃=0.310mPas

(2)进料板液相平均黏度计算

由a=90.76℃查得

p.=0.29mPas,//w=0.31mPas

log//zf=x7log//4+(l-x7)log0.54log(0.29)+(l-0.54)log(0.31)

得NLF=0・299mPas

(3)精镭段液相平均黏度计算

〃/广/2=(0.310+0.299)/2=0.3045mPas

(4)塔底液相平均黏度1一算

由4=110.5C查得

/z4=0.24mPas,=0.28mPas

log/.iLf=%l8log//(+(1-^18)为=0.035log(0.24)+(1-0.035)log(0.28)

//z#=0.278mPas

(5)提储段液相平均黏度计算

(〃/9+〃//,)/2=(0.299+0.278)/2=0.2885mPas

3.2精储塔主要工艺尺寸的计算

3.2.1精镭塔的塔体工艺尺寸计算

(1)塔径的计算

①精福段塔径的计算

气、液相体积流率

IbO.6x80.805

=0.123/?Is

360081一_3600x3.0

LJJ105.4x81.46八八八"

幻二——=-------------------=0.0042m

3600p”3600x808

由％x=c\pL!~Pvi,式中C二Go(决产2,由史密斯关联图查取，图的横坐标为

VPvj20

=处x3600=0.0042x36。0*您/_0056

以(%J%x3600pVj)0.123x3600(3)'

取板间距%=0.4m,板上液层高度力广0.05m,则%-力广0.4-0.05=0.35m,由史密斯关联

图查得

(J(1o87、*'

O

r20=0.07,贝|JC=Go(,).2=O.O7X——二0.0692

P1-1-Pv,

%x=Q07=1.13m/s

Pvj

取平安系数为0.7,则空塔气速为u=0.7%『0.7X1.13=0.79m/s

勺3"7m

D二

x0.79

按表准塔径圆整后为D=L4in

塔截面积4=-D2=-X(1.4)2=1.54,H2

44

实际空塔气速为％=卜=0.799m/s

4

②提储段塔径的计算

yif

V=--^—=0.119/773is

st36008,

L，=M=0.0041〃尸/s

s'3600p/r

Pu-P\r，式中c=J。（*>2,G。由史密斯关联图⑹查取，图的横坐标为

由%x=5

Pvt乙U

zx0.5、0.5

4P〃x36000,

lt=0.0694

I0J£x3600SJ

ffI-fj=o.36-0.06=0.3m,由史密斯关联图查得oCV°=0.0712

0.2

C=O^-)°-2=0.059X19.013

=0.0701

202020

=c\P,!"Pvi"1.05m/s

%

Pvt

取平安系数为0.7,则空塔气速为11=0.7〃皿=。-7乂1.05=0.735m/s

4242=1.33

D二nl

4x0.636

按表准塔径圆整后为D=l.4m

,719冗/1I\2

塔截面积4=1。n=Jx（L4）=1.52/〃2

实际空塔气速为％=—=0.778m/s

（2）精镭塔有效高度的干算

①精储段有效高度Z,二（八］-1）〃=二（10-1）X0.4=4m

②提保段有效高度（必-1）Hr=（14-1）X0.4=5.2m

③在精镭塔上开1个人孔，高度为0.8m,

精储塔的效高度为Z=Z’+4+O.8=10m

3.2.2塔板主要工艺尺寸的计算

（I）溢流装置计算

塔径D=1.4m,选用单溢流弓形降液管，采纳凹形受液盘

①堰长

取4=0.66D=0.63X1.4=0.924m

②堰高儿,

选用平直堰，号上电层高度%II算如下

2・84E%32.84

%1000=，取石=1,则

2.84（0.0042x3600¥

精微段丽［一1函一）%=0.0183m板上液层高度/=0.065m

/L".=h.L-hOB=0.065-0.0183=0.047m

提储段力“=0.0181m

h『h「h'『0.065-0.0181=0.049m

③弓形降液管宽度4和截面积4

精储段

1Air

由2二0.66,查弓形降液管参数图⑹得土=0.0722,,=0.124

DArD

则4=0.07224产0.111勿2,%=o.124D=O.1736m

验算液体在降液管中停留时间

故降液管设计合理

提播段

由k=0.66,查弓形降液管参数图得当=0.066,%=0.124

DATD

则为=0.0664=0.105疗,Wd=Q.124D=0.1721m

验算液体在降液管中停留时间夕="0°4〃rno.95s>3〜5s

4

故降液管设计合理

④降液管底隙高度儿

h=—————,取u'=0.15m/s⑴

360。，“

叱的咏心3600x0.0042八/

精储段方=------------------=0.0A3Om/s

03600x0.927x0.15

A,.-A=0,017m>0.013m

提储段4=0.029m

Ar-A=0.0172m>0,013m

（2）塔板布置

①塔板的分块

塔径D>0.8m,故塔板采纳分块式

②边缘区宽度WE）.075m,安定区宽度出二0.075m

③孔区面积计算

A=2x[X\/R2-x2+—R2xsin-1-]

a180R

其中：X=D/2-(Wd+Ws)=1.4/2-(1.736+0.075)=0.4514m

R=D/2-Wt=l.4/2-0.04=0.665m

/--------：---------------jrf)1QQ

A=2X[0.199A/O.3152-0.1992+—0.3152xsin-1(—)]=0.983m2

a1800.315

④孔设计及其排列

本设计处理的物系无腐蚀性，可选用6=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm。

筛孔按正三角形排列，去孔中心距t为：33do=3X5=15nmi

筛孔数目n为：

115弓

n二一^xA=5030个

t2a

塔板开孔区的开孔率巾为e=0.907上=0.907X匕心=10.1%

Id(0.015J

开孔率在5〜15%范围内，符合要求。

气体通过筛孔的气速为

精储段：%实=12.4m/s

0.101x0.983

提储段：U。实二；St

帆

3.3筛板流体力学验算

3.3.1塔板压降

(1)干板阻力hr

由5/6=5/3=1.G7查图干筛孔的流量系数图得Co=O.772

由1=0.051

，12.4、

精储段：h：=0.051=0.0481n液柱

cj.0.772,(808

'11.81Y'2.89、

提储段：hcl0.0510.044m液柱

,0.772?1785.758,

（2）气流通过液层的阻力用计算

由u一二——--=0.86m/s

"N-A,.

u,=——=0.857m/s

立AT-Af

气相动能因数F1,

i（i\

Fo==1.49kg'/s.查充气系数关联图得/;=0.58

\/

2

Fo=ut=1.47kg?/s.m查充气系数关联图得»二0.56

\7

精微段：々广尸”尸0.038m液柱

提饰段：々「»乩=0.0372m液柱

（3）液体表面张力的阻力力的计算

4o

精储段：h.二------二0.0019m液柱

%xgxd0

4o

提僧段：%,=------—=0.00197m液柱

%xgxd0

气体通过每层塔板的液柱

h.=A.+h..+h.=0.0879m

精微段：pLJLJ（JJ液柱

=hh.+A=0.0865m

提微段：方**CI+o（­CT<液柱

气体通过每层塔板的压降

精储段：△%=hpP,.g=0.0879x808x9.81=696.7Pa<700Pa

提储段：△以=hptPLtg=653.4Pa<700Pa

符合设计要求。

3.3.2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，故可忽视液面落差

的影响。

3.3.3液沫夹带

/、3.2

液沫夹带量与=5,7x10—L

依据设计阅历,一般取为=2.5力广2.5X0.065=0.16m

/\3.2

精微段：e=5-7x10I

VJ%M-hJ

5.7x10-6(0,86\

20.715x103lo.4-0.16J=0.018Kg液/Kg气<0.IKg液/Kg气

/、3・2

提储段：e=5-7x10c|

"九凡-hJ

5.7x1。」(0.856、

19.013xIO-3(0.4-0.16；=0.0178Kg液/Kg气<0.IKg液/Kg气

故本设计中液沫夹带量仇在允许的范围内。

3.3.4漏液

对筛板塔，漏液点气速u-=4.4C0J(0.0056+0.13h.-h)P./PV

精僧段：

u(imin=4.4X0.772X^(0.0056+0.13x0.06-0.0019)x808/3=5.63m/s

实际孔速以=12.4m/s>//稳定系数4=巴也=1.95>1.5

提镭段:

Uomin=4.4X0.772XJ(0.0056+0.13x0.06-0.00178)x786.54/2.98=5.42m/s

实际孔速〃,■产11.8111/$>w,稳定系数4===I。—％890>1,5

ain5.661

故木设计中无明显的漏夜。

3.3.5液泛验算

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应满意力<邛(〃,+4)

苯一甲苯物系展工叫物系，取(p=0.5,板上不设进口堰，

h,=0.153=0.153(ur)2=0.153x(0.15)2

11也)°=0.0034m液柱

精播段：(p(%+A,)=0.5X(0.4+0.047)=0.224m

Hd.=hpj+hL+h(!=0.0879+0.05+0.0034=0.1413m液柱<+4)

提镭段：(p(%+.)=0.5X(0.4+0.0468)=0.235m

Hdj=~•+hL+hd=0.137m<(p(%+g

故在本设计中不会发生液泛现象

3.4塔板负荷性能图

3.4.1漏液线

PP

由j=4.4CO7(0.0056+0.13hL-hJL/V

2

'2843

%①，h,=A,+/%.,鼠=E公得

4/.伊俐•100014y

284Li3

Ln=4.4g绅0.056+0,13[/4.+同々才J一储0/整理后

精微段:

忆min=1.55X#).00823+0.106或，在操作范围内取几个4值，计算结果如下

m1nY33，m】n111bl

表2精微段漏液线数据

Ls(m3/s)0.00060.00100.00150.0020

Vs(m7s)0.1470.1490.1520.154

提储段:

rs-in=1.47XJo.0074+0.1008^1,在操作范围内取几个4h值，计算结果如下

off.llnlnn\33,nu1ni

表3提微段漏液线数据

Ls(m/s)0.00060.00100.00150.0020

Vs(m/s)0.1320.1350.1370.139

3.4.2液沫夹带线

取液沫夹带极限值ev=0.1kg液/kg气

.5.7x10b,u、32

由之二---------(———广

%HT-hf

Vs

式中J==2.7?3Vs

A,「一A,.0.385-0.0242

…5-52畿XE啜的

LA=0.441m,HT=0.36m,近似取E=1

精福段：

整理得K=0.486-6.59/2/3

s

在操作范围内取几个L”计算相应对列于下表，据此做提偏段液沫夹带线。

表4精微段液沫夹带线数据

Ls(m3/s)0.00060.00100.00150.0020

Vs(m/s)0.4390.4200.4000.381

提馆段：整理得%=0.504-6.53£33

在操作范围内取几个k值，计算相应Vs,值列于下表，据此做提镭段液沫夹带线。

表5精镭段液沫夹带线数据

Ls(m3/s)0.00060.00100.00150.0020

3

Vs(m/s)0.4580.4390.4180.400

34.3液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度*=0.006m作为液相负荷下限线的条件。取E=1.0

出1F(L)%

h

OW1000'L.

精镭段：

L.x36002/

0.006=2.84x10-3x1.0x----------为L...=5.6x10-4m3/

0.441…

提储段：L.=5.23x10-4m3/s

train

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线

3.4.4液相负荷上限线

取液体在降液管中的停留时间0=4s为限

H•A0.36x0.0242

精信段：Lsm，=七」==0.00218m3/s

C74

,H・A0.36X0.0242

提储段：LTs」皿二丁r"二f=0.00218m7s

u—

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线

3.4.5液泛线

Hd=画+\)

令,=儿+儿+1^山=一+%+h,,h]=PhL,hL=h“+%

得*—+(夕-B-l)h.=(3+l)how+hc+hd+

忽视勿，将鼠与L；均与L；%与匕的关系式代入上式，并整理得:

2z22/3

a'V=b-cT-dls

,o.051gi

a=--------27—

<AOCO)IPJ

b'=油।+(0-BT)hw

,二0.153

C-W7

__________0.051'3

aJ0.083

(0.101x0.932x0.772yW

耳0.5x0.4+(0.5-0.61-1)x0.047:0.148

0.153

CJ=390.1

(0.66x0.032)2

(3600Y3

42.84x10x1.0x(1+0.61)x1.43

2

精饰段：C=OJ7I_3176%2_3.I6/J

在操作范围内取几个L,”依上式计算相应L列于下表，据此做精情段液泛线。

表6精微段液泛线数据

Ls(m3/s)0.00060.00100.00150.0020

3

Vs(m/s)0.376Q3590.3380.303

提储段：匕；=o.148-860.27£「,2.825Z//3

在操作范围内取几个L依上式计算相应L于下表，据此做提储段液泛线。

表7提值段液泛线数据

Ls(mVs)0.00060.00100.00150.0020

Vs(mVs)0.3550.3450.3280.316

由精僧段负荷性能图知，该筛板的操作上限为液沫夹带限制，下限为液相负荷下限限制。并

查得

=

Vs.minO.142nv/sV$.a1ax=0.43nv/s

V04R

精微段操作弹性为：=上士=3.028>2

一。・142

由提储段负荷性能图知，该筛板的操作上限为液沫夹带限制，下限为液相负荷下限限制。

并查得

Vs.min=0.13w'/sVs.nx=0.43tn/s

V043

提馈段操作弹性为：=答=3.308>2

Lin0.13

由上知设计合理。

图3剧段辆船撷相

第四章热量衡算

表8不同温度下苯-甲苯的比热容及汽化潜热

温度（C）

物性CPA恸

%4W/rB{KJ/Kg)

数据

(KJ/{Kmol.r))(KJ/QKmol：C))

tD81.499.81125.03394.8379.4

tF90.76103.25128.23390.23372.5

tw110.5107.31134.43387.62368.53

4.1塔顶气体上升的焰Q.

Q广明//

=6.1X106KJ/h

4.2回流液的焰必

C'pD=%，K

Q尸LVLD=0.98X106KJ/h

4.3塔顶馆山液的焰

Q「D//pK=O.87X106KJ/h

4.4冷凝器消耗熠QV.

4=4，_。/_。尸4.25\GKJ/h

4.5进料的焰。尸

QF=FMUCPFT『O.89X106KJ/h

4.6塔底残液的焰Q

Q尸=0.59X106KJ/h

4.7再沸器的焰痣

全塔范围列衡算式

塔釜热损失为10版则〃=0.9,设再沸器损失能量嬴=0.10〃

0J%=。/4+。损+4

加热器实际热负荷

0.9Q,QC+Q,+Q/QF

得。〃=4.82X1064/力

第五章塔的附属设备的计算

5.1塔顶冷凝器设计计算

5.1.1

1.选择换热器的类型：两流体温度改变状况：热流体为饱和苯一一甲苯温度为：81.4；引

用松花江水做冷凝水，夏季冷流体进口温度为20C,出口温度为38C,该冷却水用冷却

水冷却，冷热流体温差不大，而冬天温度降低冷热流体温差较大考虑到此因素，故采纳

浮头式管壳换热器2.流程支配：由于循环冷却水较易结垢，其流速太低，将会加快污垢

增长速度，使换热器的然流量下降，所以应使冷却水走管程，被冷凝液(热流体)走壳程,

以便排出冷凝液。