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=0.491178+0.508992=85.1246kg/kmol塔顶溜出液平均摩尔质量 md=0.991578+0.008592=78.12kg/kmol根据全塔物料及轻组分衡算列平衡方程式，

6、如下：f=d+wfxf=dxd+wxw而，进料量流量f=10872008501246=163.1595kmol/h以塔顶苯为主要产品，回收率=dxdwxw100%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=0.017678+0.0984292=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，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

7、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

8、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=3.11279.3263=167.5371kmol/lv=r+1d=2.112+179.3263=246.8634kmol/ll=l+f=167.5371+163.1595=330.6966kmol/lv=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

9、作线方程y=lvx+wvxw=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=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

10、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=0.3066mpas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

11、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+0.715=115.8kpa塔底操作压力pw=101.3+0.717=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

12、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=0.991578+1-0.991592=78.12kg/kmol mldm=0.977878+1-0.977892=78.31kg/kmol进料的平均摩尔质量计算mvfm=0.653378+1-0.653392=82.85kg/kmolmlfm=0.427878+1-0.427898=86.01kg/kmol进料的平均摩尔质量计算mvwm=0.017678+1-0.017692=91.75kg/kmolmlwm

13、=0.008878+1-0.008892=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+86.012=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：

14、v,m=pmmv,mrtm=110.580.4858.314(86.22+273.15)=2.98kg/m3v,m=pmmv,mrtm=116.587.38.314(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/

15、m3进料板液相质量分率苯=0.428780.42878+（1-0.428）92=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=0.0176780.017678+（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

16、张为依据下式计算，即lm=xii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=0.991521.14+1-0.991521.645=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=0.42819.676+1-0.42820.303=20.035 mn/m （3）塔底液相平均表面张力：当tw=109.71时，查表3-7由内插法得苯=17

17、.538mn/m 甲苯=18.432 mn/mlwm=0.017617.538+1-0.017618.432=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=0.2915mpas提馏段平均粘度lm=0.2285+0

18、.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=246.880.4536002.98=1.85m3/sls=lmlm3600lm=167.537182.163600814.622=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=0.0044741.85(814.6222.98)12=0.0411取板间距ht=0.50m，板上液层高度hl=0.06m，则h

19、t-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=0.71.65=1.155m/sd=4vsu=41.851.551.41m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=vmvm3600vm=246.887.336003.27=1.83m3/sls=lmlm3600lm=330.696688.9453600790.45=0.0103m3/s由umax=cl-

20、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=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=0.71.485=1.0394m/sd=4vsu=41.851.0394=1.4968m按标准

21、塔径圆整后为d=0.16m由此塔径都取1.6m塔截面积为at=4d2=41.62=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=15-20.5=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+20.8=6.5+7.5+20.8=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l

22、w=0.7d=0.71.6=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=0.00447436001.12=14.38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=0.0942.01=0.189m2 w

23、d=0.01511.6=0.2416m 依据=3600afhtlh验算液体在降液管中停留的时间，=3600afhtlh=36000.1890.50.004473600=21.12s5s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=0.004474360036001.120.24=0.0167hw-h0=0.0428-0.0167=0.0261m0.006m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=0.71.6=1.12m （2）溢流堰高度hw由

24、 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=0.010336001.12=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=0.0942.01=0.189m2 wd=0.01511.6=0.2416m 依据=3600afhtl

25、h验算液体在降液管中停留的时间，=3600afhtlh=36000.1890.50.0.01033600=9.147s5s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=0.0103360036001.120.24=0.00.0259hw-h0=0.0348-0.00259=0.0089m0.006m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（2）边缘区宽度计算取ws=ws=0.08m w

26、c=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=1.1151.460.00152=6724个开孔率为=0.907（d0t）2=0.907(515)2=10.1%气

27、体通过阀孔的气速为精馏段：u0=vs a0=1.851.460.101=12.54m/s提馏段：u0=vs a0=1.831.460.101=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h1=hl计算ua=vsat-af=1.852.01-0.189=1.016m/sf0=0.5222.98=1.75kg/s查

28、化工原理课程设计充气系数关联图=0.53故h1=hl=hw+how=0.530.06=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=420.07807.139.810.005=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=0.0839807.1319.8=663.64pa700pa(2)雾沫夹带雾沫夹带量由式ev=5.710-6 l(ua ht-hf)3.2计算hf=2.5hl=2.50.06=0.15mev=5

29、.710-620.723510-3(1.0160.5-0.15)3.2=0.0084kgumin稳定系数为k=u0umin=12.545.65=2.211.5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=060.6+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hdht+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

30、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=0.0524m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=vsat-af=1.832.01-0.189=1.005m/sf0=0.5222.98=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=0.500.06=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=4llgd0计算，h=419.2275790.459.810.005=0.001

31、9m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=hplg=0.0843790.459.8=653.02pa700pa(2)雾沫夹带雾沫夹带量由式ev=5.710-6 l(ua ht-hf)3.2计算hf=2.5hl=2.50.06=0.15mev=5.710-619.227510-3(1.0050.5-0.15)3.2=0.0081kgumin稳定系数为k=u0umin=12.335.65=2.151.5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

32、服从公式hd（ht+hw）的关系，取=0.6，则ht+hw=060.6+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hdht+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在操作范围内，

33、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=5.710-6 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的数据可作出液沫夹带线2（3）液相负荷下

34、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=2.8410001.024(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+h+hl+hd联令两式得ht+-1hw=+1ho

35、w+hc+hd+h忽略h，并整理得vs2=b-cls2-dls23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（1）漏液线由umin=4.4c0(0.0056+0.13hl-h )lv umin=vs，mina0 hl=hw+howhow=

36、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=5.710-6 l(ua ht-hf)3.2 ua= vsat-af= vs2.01-0.189=055 vshf=2.5hl=2.5(hw+how)hw=0.0348how=2.841000e(lhlw)23求得hf=0.087+1.5464l23整理的vs=4.3818-17.2353l23在操作

37、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=2.8410001.024(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（） 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（

38、） 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-cls2-dls23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=17-11369.2ls2-61ls23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

39、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=0.991530.84+1-0.991535.05=31.02kj/kmol故q=vr=246863.4360031.021

40、000=2127139.7j/s 所以换热面积a=qktm=2127139.780043.97=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-(120-110.5)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=vr=246863.4360033.21000=2276629.1j/s所以换热面积a=qktm=2276629.180019.95=142m23.8.3接管管径计算与选型（1）进

41、料管尺寸计算料液质量流速gf=f.mlfm=163.159586.013600=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=40.004881.6=62.2mm进料口管径选取705.0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=dmd=79.326378.123600=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=40.002111.6=38mm塔顶回流管选用455.0的标准管法兰选取公称压力4.0mpa, 公称直径为45mm的平颈平焊钢制管法兰（） 塔顶