1、江漢大學化工原理課程設計說明書題目苯一甲苯溶液連續精儲塔設計專業班級過控141學生指導老師劉紅姣成績2017年7月5日化工原理課程設計任務書一、設計名稱：苯甲苯溶液連續精儲塔設計二.設計條件處理量：10萬噸/y料液組成（質量分數）：45%塔頂產品組成（質量分數）：99%塔頂易揮發組分回收率：99%每年實際生產時間：720011精儲塔頂的壓強：4kPa（表壓）加熱蒸汽：低壓蒸汽單板壓降：0.7kPa三、設計任務1、設備選型、設計方案的確定和流程說明；2、精餌塔的工藝計算：塔徑、塔高、溢流裝置、塔板的布置.、升氣道等的設計與排列；3、流體力學性能的驗算；4、繪制塔板負荷性能圖并結合流體力學驗算進行

2、調整；5、有關附屬設備的計算選型：6、編寫設計說明書和設計結果概要或設計一覽表，繪制主體設備I：藝條件圖目錄1 .流程和工藝條件的確定和說明32 .操作條件和基礎數據32.1 操作條件32.2 基礎數據33 .設計計算33.1 精錨塔的物料衡算33.2 塔板數的確定43 1苯一甲苯混合物的t-x-y圖和x-y圖43 確定最小回流比Rmin和回流比6323精錨塔氣、液相負荷的確定62.3 操作線方程72.3 圖解法求理論板層數72.3 全塔效率的計算72.3 實際板層數9精儲塔的工藝條件及有關物性數據的計算9331操作壓力計算9332平均摩爾質量計算9平均密度計算10液體平均表面張力計算12液體

3、平均粘度計算13精儲塔的塔體工藝尺寸計算與板間距的確定13塔徑的計算13塔高度計算15塔板主要工藝尺寸計算16溢流裝置的計算16塔板布置.18篩板的流體力學驗算19精播段篩板的流體力學驗算19提鐳段篩板的流體力學驗算21塔板負荷性能圖23371精飾段塔板負荷性計算232.7.2提飾段塔板負荷性能計算253.8塔的輔助設備及附件的計算與選型28全凝器28再沸器28接管管徑計算與選型29塔頂空間31人孑L31覽表31參考文獻35.流程和工藝條件的確定和說明本設計任務為分離苯一甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續精馀流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精錨塔內。塔頂上

4、升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷凝冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的L6倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。.操作條件和基礎數據操作條件塔頂壓力：4kPa進料熱狀態：泡點進料回流比：1.6倍加熱蒸汽：低壓加熱單板壓降:<0.7kPa基礎數據進料中苯的含量（質量分數）：45%塔頂苯的含量（質量分數）：99%塔頂易揮發組分回收率：99%生產能力（萬噸/年）：10.設計計算精儲塔的物料衡算苯的摩爾質S：MA=78kg/kmol甲苯的摩爾質量MB=92kg/kmol進料組成（摩爾分數）945/78)

5、=0.45/78+。55/92=0.4911塔頂飾出液組成（摩爾分數）0.99/x4780991,D0.99/,0.001/78+/92進料平均摩爾質量Mf=0.4911X78+0.5089X92=85.1246kg/kmol塔頂溜出液平均摩爾質量Md=0.9915X78+0.0085X92=78.12kg/kinol根據全塔物料及輕組分衡算列平衡方程式，如下：F=D+WF=O%。+W而，進料量流量108F=clcc=163.1595kmol/h7200X8501246/Dxd吟Xl°0%以塔頂苯為主要產品，回收率可以解得W=83.8332kniol/Lxw=0.0176D=79.3

6、263kniol/L簽殘液平均摩爾質量Mw=0.0176X78+0.09842X92=91.7536九g/kmol式中f原料液流量D塔頂產品流量W塔底產品流量塔板數的確定.1苯一甲苯混合物的t-x-y圖和x-y圖由化工工藝設計手冊查得的苯甲苯物系的氣液平衡數據，如表3T所示：表3-1苯-甲苯物系的氣液平衡數據表笨的摩爾分數溫度/革的摩爾分數皿液相氣相液相氣相0.000.00110.60.5920.7898S.40.0880.212106.10.7000.85356.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.S0098.60.9030.55782.19.3970.

7、61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2根據表3-1作苯一甲苯混合液的txy相平衡圖如圖3-2所示根據表3T作苯一甲苯混合液的x-y圖，如圖3-3所示確定最小回流比Rmin和回流比采用作圖法求最小回流比。應為是泡點進料，則XF=Xq,在圖3-3對角線上,(0.4911,0.4911)做垂線即為進料線(q線)，該線與平衡線的交點坐標為yq-0.7067xq-0.4911故最小回流比為=09915-0.7064=mlnyq-xq0.7064-0.4914則操作回流比為R=1.6Rmin=2.112精18塔氣、液相負荷的確定L=RD=3.112X

8、79.3263=167.5371kniol/LV=(R+1)D=(2.112+1)X79.3263=246.8634kmol/LL，=L+F=167.5371+163.1595=330.6966kmol/LV'=V=2246.8634kmol/L操作線方程精鐳段操作線方程LDy=x+yXD=0.6787x4-0.3186提飾段操作線方程L'Wy'=守x'+xw=1.3396x'-0.005977325圖解法求理論板層數理論板圖3-4圖解得總理論板層數為17塊，進料板為第9塊。3.2.6全塔效率的計算（1）操作溫度由圖32,畫圖可得tD=80.5tF=92

9、.7tw=109.71精飾段平均溫度=4=86-22提飾段平均溫度tiv+tptm2=-?4t=1017(2)相對揮發度塔頂相對揮發度CXD操作溫度已知tD=80.5tF=92.7tw=109.71則查手冊，用內插法的ctj)=2.534ctp=2.48=2.37平均相對揮發度也a=aDaFaw=2.46(3)液體的平均粘度表3-5苯和甲苯的液體粘度l/'C8090100110120"/mPa,s0.3080.2790.2550.2330.215甲米/&70.3110.2860.2640.2540.228操作溫度已知tD=80.5tF=92.7tw=109.71通過表

10、3-5,經內插法得當tD=80.5時，隈=0.0.30655mPa-sp甲萃=0.30957mPas當tF=92.7時，口呆=0.27252mPas口甲米=0.28mPas當tw=109.71°C時，.恭=0.21554mPa-sp甲笨=0.22878mPas根據液相平均粘度公式In血m=2足Uu塔頂：當tD=80.5。（：時，nLDm=0.3066mPa-s進料板：當tF=92.7o（：時，ULFm=0.2763mPa-s塔底：當tw=109.71。時，pLWm=0.2285mPas則液相平均粘度為Lm=lLDm+LFm+-LWm=0.27)nPas(4)全塔效率全塔效率Et=O.

11、49(apLm)-0-254=0.54173.2.7實際板層數精循段的實際板層數：8N1=14.673415提儲段的實際板層數:9N2=16.65*17總實際板層數:N=M+N2=15+17=323.3精微塔的工藝條件及有關物性數據的計算操作壓力計算塔頂操作壓力PD=101.3+4=105.3kPa每層塔板壓降AP=0.7kPa進料板壓力Pf=105.3+0.7X15=115.8kPa塔底操作壓力Pw=101.3+0.7X17=117.2kPa精馀段的平均壓力Pd+PfPml=110.55"Pa提溜段的平均壓力Pow+PfPm2=-=116.5kPa平均摩爾質量計算從圖3-3可知塔頂

12、：yi=0.9915,=0.9778加料板：xF=0.428,yF=0.6533塔底：入卬0.0083,yw=0.0176塔頂的平均摩爾質量計算MVDm=0.9915X78+(1-0.9915)X92=13A2kg/kmolMLDm=0.9778X78+(1-0.9778)X92=78.31kg/kmol進料的平均摩爾質量計算MVFm=0.6533X78+(1-0.6533)X92=82.S5kg/kmolMLFm=0.4278X78+(1-0.4278)X98=86.Olkg/kmol進料的平均摩爾質量計算MVWm=0.0176X784-(1-0.0176)X92=91.75kg/kmolM

13、LWm=0.0088X784-(1-0.0088)X92=91.88kg/kmol精飾段與提飾段的平均摩爾質量計算MVm=MVDm+_2=2MvFm+VWm=278.12+82.85=80.485kg/kmol78.31+86.01291.75+82.85=82.16kg/mol=87.3kg/kmolMlfwi+Ml86.01+91.88=88.945kg/kmol333平均密度計算精馀段的平均溫度：t)+tftm=86.22提餛段的平均溫度：.tw+Stm=弓=101.07(1)氣相平均密度計算精馀段與提儲段的平均氣相密度計算如下：PmMVm110.5X80.485aPvm=RTm=8.3

14、14X(86.22+273.15)=298k9/m,PmMv'116.5X87.3,Pvm=RT=8.314X(101.07+273.15)3,27k/m(2)液相平均密度計算液相平均密度計算公式-=也PLmPi表3-6苯和甲苯的液相密度2/C8090100110120Pjkgm'811805791778763Pt/網m809801791780768（1）塔頂液相平均密度：當切=80.5久時，查表3-6由內插法得p.=814.653kg/m3,p甲工=811.Olkg/m3=814.62k(7/m3（2）進料板液相平均密度：當。=92.7。（：時，查表3-6由內插法得p.=80

15、0.993k（7/m3,p1（l=798.728kg/m3進料板液相質量分率0.428X78。黑=0.3380.428X78+(1-0.428)X92=799.64kg/113（3）塔底液相平均密度：當如=109.71Bt，查表3-6由內插法得pv=781.126kg/m3,p（i=781.209kg/m30.0176X78=0.0150.0176X78+(1-0.0176)X92PLWm=781.26kg/m3精餛段液相平均密度為814.622+799.64Pim=5=807.131kg/m提馀段液相平均密度為,799.64+781.26QPLm=5=790.45k（7/m33.3.4液體平

16、均表面張力計算液相平均表面張為依據下式計算，即aLm表3-7苯和甲苯的表面張力.8090100110120mN21.22018.817.516.2皋/小121.720.619.518.417.3（1）塔頂液相平均表面張力：當3=80.5（時，查表3-7由內插法得。代=21.14mN/m。甲笨=21.645mN/m由x0=0.9915,得aLDm=0.9915X21.144-（1-0.9915）X21.645=21.144mN/m（2）進料板液相平均表面張力;當“=92.7。（2時，查表37由內插法得0g=19.676mN/m。甲率=20.303mN/m由a>=0.428,得oLFm=0.

17、428X19.676+（1-0.428）X20.303=20.035mN/m（3）塔底液相平均表面張力：當tw=109.71久時，查表3-7由內插法得。梁=17.538m/V/m6“筮=18.432mN/maLWm=0.0176X17.538+(1-0.0176)X18.432=18.42m/V/m精飾段液相平均表面張力為21.144+20.035aLm=20.723mN/m提儲段液相平均密度為,20.035+18.42aLm=19.2275mN/m335液體平均粘度計算前面己經計算得塔頂：當S=80.5久時，%=0.3066mPas進料板：當“=92.7時，nLFm=0.2763mPas塔底

18、:當tw=109.71Bt，瓦wm=0.2285mPas精飾段平均粘度0.3066+0.2763_/Qm=0.2915mPas提微段平均粘度0.2285+0.2763PLm=0.2524mPas3.4精慵塔的塔體工藝尺寸計算與板間距的確定341塔徑的計算（1）精儲段塔徑計算精餌段的氣、液相體積流率VMVm246.8X80.45Ls=3600pVm3600X2.98LMLm167.5371X82.16=1.85m3/s3600pim3600X814.622=0.004694/5式中C由C=即2計算，式中C20是由化工原理（下）史密斯關聯圖查出,圖的橫坐標為LhpLi/0.004474814.62

19、2iz()/2=()/2=0.04111.85i2.98,取板間距=0.50m,板上液層高度瓦=0.06m，則HT-hL=0.05-0.06=0.44m由化工原理(下)史密斯關聯圖查出，C20=0.10aL20.7235n7c=c2o()02=0.10(20產=0.1007Pl-Pv./u/Umax=1.65m/sPv安全系數為0.7,則空塔氣速為u=0.70m0彳=0.7X1.65=1.155m/s4X1.851.41myrX1.55按標準塔徑圓整后為D=0.16m（2）提鐲段塔徑計算提儲段的氣、液相體積流率V，M3246.8X87.3,Vs3600pym'-3600X3.27-13

20、3mkLMm'330.6966X88.945&36007=3600X790.45=°°103umaxPlPv式中。由C=C20（差°?計算，式中C20是由化工原理（下）史密斯關聯圖查出,圖的橫坐標為0.0103790.41.83(3.27=0.0875取板間距=0.50m,板上液層高度瓦=0.06m,則HT-hL=0.05-0.06=0.44m由化工原理（下）史密斯關聯圖查出，Go=0996aLn,19.2275c=Qo(/)°2=0.096(20產=00952C號”4852安全系數為0.7,則空塔氣速為4X1.85nX1.0394u=0

21、.7umax=0.7X1.485=1.0394m/s=1.4968m按標準塔徑圓整后為D=0.16m由此塔徑都取1.6m塔截面積為7T,It)At=-D2=-X1.62=2.01m244實際空塔氣速為精飾段u=詈=0.896m/$4JL提飼段u=詈=0.894m/$/.UJL3.4.2塔高度計算精馀段有效高度（N"2）"t=（15-2）X0.5=6.5m提鐲段有效高度z代=(N是-2)"r=(17-2)=7.5m精馀與提馀各開一人孔，其高度為0.8m.所以精飾塔有效高度為Z=Z"+Z笈+2X0.8=6.5+7.5+2X0.8=15.6m塔板主要工藝尺寸計

22、算351溢流裝置的計算塔徑D=L6m,選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。精儲段的各項計算如下：(1)堰長取1卬=0.7D=0.7X1.6=1.12m(2)溢流堰高度八卬選用平直堰，堰上液層高度用弗蘭西斯公式計算，2.84Lh2/hnuf=ErJ)/3Lhb0.004474X3600=14.38查化工原理(下)液流收縮系數計算圖得：E=1.024板上清液高度hL=0.06m故hw=0.06-0.172=0.0428m(3)弓形降液管寬度M和截面積為由.=0.7查化工原理(下)弓形降液管寬度與面積表得*0.094=0.151故=0.094X2.01=0.189rn2Wd=0.0151X1.6=

23、0.2416m依據e=受產驗算液體在降液管中停留的時間,3600AfHT3600X0.189X0.5故降液管設計合理。（4）降液管底隙高度九°取=0.24m/s則0.00447X3600h=Lh°3600lwuQ=21.12s>550.004474X36003600lwuQ3600X1.12X0.24=0.0167hw-h0=0.0428-0.0167=0.0261m>0.006m故降液管底隙高度設計合理。選用凹型受液盤，深度九w=096m提馀段的各項計算如下：（1）堰長品取的=0.7D=0.7X1.6=1.12m（2）溢流堰高度九卬由九W=比一ow選用平直堰，

24、堰上液層高度hOW用弗蘭西斯公式計算，2.84Lh2/h=E（）/3ow1000Lh0.0103X3600L12=3114查化工原理（下）液流收縮系數計算圖得：E=1.0422.84Lh2/，3=0.0252mJLUUU板上清液高度比=0.06m故hw=0.06-0.0252=0.0348m弓形降液管寬度解和截面積由華=0.7查化工原理（下）弓形降液管寬度與面積表得ArWd=0.094-5=0.151AtD故=0.094X2.01=0.189/wd=0.0151X1.6=0.2416m依據6=空”驗算液體在降液管中停留的時間，=9.147s>5s0.0.0103X36003600”360

25、0X0.189X0.5故降液管設計合理。（4）降液管底隙高度九。3600ZUqRu0=0.24m/s則壇=3600Zp1UQ0.0103X36003600XL12X0.24=0.00.0259hw-h0=0.0348-0.00259=0.0089m>0.006/n故降液管底隙高度設計合理。選用凹型受液盤，深度九卬=0.06m3.5.2塔板布置（1）塔板的分塊因D>HOOmm,故塔板采用分塊式查表3-8,塔板分為4塊0表3-8塔板分塊數塔役，mm80012001400160。1800200022002400塔板分塊數3456（2）邊緣區寬度計算取嗎=W'=0.08mWc=0.

26、06mWd=0.2416m（3）開孔區面積計算開孔區面積Aa按公式Aa=2（xVPK+Msin"）計算loUr其中x=斗一（Wd+Ws）=08-（02416+008）=04784m=0.80.06=0.74m故Aa=2xVr2-x2+窯§加-1，=146m2（4）篩孔的設計及其排列苯和甲苯無明顯腐蝕，可選用6=3mm的碳鋼，取篩孔直徑d°=5mm篩孔按正三角形排列，孔中心距t為t=3d0=15mm篩孔數目n為1.115A.1.115X1.460.00152=6724個開孔率叩為(p=0.907(y)=0.907X()=10.1%氣體通過閥孔的氣速為一ncc=12.

27、43m/s1.46x0.101'篩板的流體力學驗算精18段篩板的流體力學驗算（1）塔板壓降平板阻力源計算干板阻力.由式.=0.051g）2（g）計算由do/§=5/3=i.67,查化工原理（下）干篩孔的流量系數圖得：c0=0.782故/=0.051（豹2（第=0.050m液柱氣體通過液層阻力燈計算氣體通過液層阻力燈由式k=0M計算1.85ua=-=4cc=1016m/saAT-Af2.01-0189/Fq=0.522XV2798=1.75kg/s查化工原理課程設計充氣系數關聯圖。=0.53故hi=phL=BSw+hoW)=053X0.06=0.0318m液柱液體表面張力的阻力

28、“計算液體表面張力的阻力%由式%=贏計算，4X20.07807.13x9.81x0.005=0.0021m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度上由式g=%+必+”計算,hP=0.0504-0.03184-0.0021=0.0839m液柱氣體通過每層塔板的壓降為XPp=hPpLg=0.0839X807.131X9.8=663.64Pq<700Pa霧沫夾帶霧沫夾帶量由式與=空山（廣廣）32計算hf=2.5g=2.5x0.06=0.15m5.7X10-61.016-切=0°。84"<0.1kg20.7235X1000.50.15設計的霧沫夾帶量在允許范圍內。（3）漏液對篩板

29、塔，漏液點氣速0mf可由式=4.46（0.0056+0.13即一%產/可計算計算得min=5.65m/s實際孔速0=12.54m/s>umin穩定系數為Mpumin12.545.65=2.21>1.5故本設計中無明顯漏液。（4）泛液為了防止塔內發生泛液，降液管內液層高度為應服從公式為VW（HT+hw）的關系，取W=0.6,則5（%+hw）=06X（0.6+0.0428）=0.3857m液柱而為=既+h+%,其中%=0.153（u0）2計算，算的自=0.00881m液柱則Hd=0.08394+0.06+0.00881=0.1527m液柱也<0（“7+即）故在設計中不會發生泛液現

30、象。362提饋段篩板的流體力學驗算（1）塔板壓降平板阻力也計算干板阻力.由式上,=0.051（g）2圖）計算由d%=5/3=i.67,查化工原理（下）干篩孔的流量系數圖得：%=0.782故/>=O.OS1（券償）=o.OS24m液柱氣體通過液層阻力比'計算氣體通過液層阻力七'由式七,=/?即計算V5f1.83_%=2.01-0189=1°°5m/SFo=0.522XVF98=1.S2kg/s查化工原理課程設計（下）充氣系數關聯圖B=0.50故h；=phL=伙+how）=0.50X0.06=0.03m液柱液體表面張力的阻力力計算液體表面張力的阻力/I/由

31、式hj=號計算,pLgd。79葛；晚。5=。°。19m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度既由式hj=九J+卜'+%'計算，hPr=0.0524+0.03+0.0019=0.0843m液柱氣體通過每層塔板的壓降為APp'=hp'pjg=0.0843X790.45X9.8=653.02Pq<700Pa(2)霧沫夾帶霧沫夾帶量由式與=空山(;一)32計算lnr-hfhf=2.5/i£=2.5x0.06=0.15m5.7XIO-61.005-ev=L7T-77-）=°008Mg<0.1kgv19.2275X10-3'0.5-

32、0.15，""設計的霧沫夾帶量在允許范圍內。（3）漏液對篩板塔，漏液點氣速"min可由式“minud/CoJcO.OOSG+O.lBhL-holPL/pp計計算得“min'=5.73m/s實際孔速"o'=12.33m/s>umin穩定系數為K'=min12.33-r=2.15>1.55.65故本設計中無明顯漏液。(4)泛液為了防止塔內發生泛液，降液管內液層高度HJ應服從公式也43(HT+hw)的關系，取3=0.6,則(p(HT+hw)=06X(0.6+0.0428)=0.381m液柱2而為=加+M+%，其中%=0.15

33、3(u0)計算,算的%=0.00881m液柱則”d=0.08394+0.06+0.00881=0.1527m液柱故在設計中不會發生泛液現象。3.7塔板負荷性能精饋段塔板負荷性計算(1)漏液線由小加=4.4C0J(0.0056+0.13hL-ha)pL/pv%mlnumin=-IhL=hw+how2.84Lh2/hnw=E()/31000-w，聯合整理得/min=0.5047J27.18L?3+2,455在操作范用內，任取幾個4值，按公式計算出匕，計算結果如表39.L0.00060.00180.00240.0030.00350.0040.0045V0.815360.84110.851350.86

34、0.867890.874720.88123由上表3-9的數據可作出漏液線1.(2)液沫夾帶線以4=0.l/kg液/kg氣為限,求匕Ls關系如下:5.7x10-6Ua=AT-Af=2.01-0.189=055Vshf=2.5hL=2.5(hw+how)麗=0.0428=(鏟求得%=0.107+1.5464L2/3整理的匕=4.3818-17.23531/3在操作范圍內，任取幾個人值，按公式計算出Vs,計算結果如表310.L0.00060.00180.00240.0030.00350.0040.0045V4.25924.12684.02784.02333.98453.94753.912由上表3-1

35、0的數據可作出液沫夾帶線2（3）液相負荷下限線對于平直堰，取堰上層清液how=0.006作為最小液體負荷標準。由公式得2.84Lh2/hnw=Ef）功0W1000取E=l.024,則how=需X1.024X（k）2/3=0.006mLUUUJL.JL/整理得人mm=0.00097220m3/5由此可以作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3（4）液相負荷下限線以8=4s作為液體在降液管中時間的下限由0=竽=4Lh整理得k=0.02362m3/5d。miri由此可以做出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線4（5）泛液線令=（p（Ht+hw）由“d=hp+3+hd=生+九i+%+九l+%聯令兩式得（

36、pHr+（361）九w=（6+Dow+也+%+%忽略%,并整理得a*2="-cE-d2?3式中0.051（40。0）b'=<p”r+(<p-Pl)hw0.153c=(1卬八0)4=0.00284E(l+p)(122)2/3代入數據整理得匕2=18.3-20795.81以-68.3。3在操作范用內，任取幾個L值，按公式計算出匕，計算結果如表311L0.00060.00180.00240.0030.00350.0040.0045V4.24.1464.124.0754.0434.013.9772.7.2提餌段塔板負荷性能計算(1)漏液線由丹退=4.4CoJ(0.0056

37、+0.13hL-ho)pL/Pv2.84L/t2/聯合整理得Vsmin=0.5047jl9.435L?3+1.988在操作范圍內，任取幾個L值，按公式計算出匕，計算結果如表3T3.0.00060.00150.0020.0030.0040.00450.7360.755810.764830.780620.794430.8由上表3-13的數據可作出漏液線1.（2）液沫夾帶線以4=0.1/3液/如氣為限，求匕一口關系如下:,5.7x1。-6u、32由ev=-（LF）U(l=AT-Af=2.01-0.189=055Vshf=2.5比=2.5(hw+how)hw=003482.84L/12/ow=E()/

38、3ow1000求得%=0.087+1.54641/3整理的匕=4.3818-17.23531/3在操作范圍內，任取幾個k值，按公式計算出匕，計算結果如表3T40.00064.3410.00154.24120.0024.19490.0034.11260.0044.03920.0045由上表3-14的數據可做出液沫夾帶線2（3）液相負荷下限線對于平直堰，取堰上層清液how=0.006作為最小液體負荷標準。由公式得取E=l.024,則how=贏x1.024X（）2/3=0.006m整理得4=0.00095540m3/sff11ft由此可以作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3（4）液相負荷下限線以

39、6=4s作為液體在降液管中時間的下限由。=華=4Lh整理得4向八=0.02362m3/s由此可以做出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線4(5)泛液線由“d=hP+hL+hd=hc+ha+hLhd聯令兩式得+”/?-1)九w=(6+1)how+&+%+%忽略%,并整理得a&2=0，一cEdZ?3式中0.051pv一弧守(0)b'=<p"r+(wpl)/ijy,0.153(Zjy/l0)2,36002/d，=0.00284E(l+p)()/32/代入數據整理得匕2=17-11369.2妖-6IL/3在操作范圍內，任取幾個Ls值，按公式計算出匕，計算結果如表3

40、T50.00453.887L0.00060.00150.0020.0030.004V4.074.02183.9983.9533.909由上表3-15的數據可做出泛液線5根據以上各線方程，可做出精飾段篩板塔的負荷性能圖，如圖316所示梆線一來泮央帝蛀一柬超負荷下限線一:強相負荷上限線一澳泛線我作線3.8塔的輔助設備及附件的計算與選型381全凝器塔頂回流全凝器通常采用管殼式換熱器，應為精儲塔處理量大，且板數較多，為避免給安裝和檢修帶來不便，選擇強制循環式，塔頂蒸汽溫度=80.5。(：，需冷卻到td=40。以取冷卻水進口溫度口=25,出口溫度J=45。以查表由此溫度范圍內水的比熱容Cp.%o=4.1

41、47A(Ag.K)查資料，K取為800W/(m2.K)由r笨=30.84kJ/kmol廠甲茶=35.05k/kmol得r=0.9915X30.84+(1-0.9915)X35.05=3L02kJ/kmol故Q=Vr=246863.4+3600X31.02X1000=2127139.7J/s所以換熱而積Q2127139.7KAtm800x43.97382再沸選用13(TC飽和水蒸氣，取總傳熱系數800W/(m2.K)出料液溫度：109.71110.5走管程水蒸汽濕度：120久-130汽故=19.95(130-109.71)-(120-110.5)130-109.71)/(120-110.塔底組成

42、近似作為純甲苯丁甲藻=33.20/AmolQ=V'r=246863.4+3600X33.2X1000=2276629.1J/S所以換熱面積2276629.1800X19.95=142m23.8.3接管管徑計算與選型(1)進料管尺寸計算料液質量流速Gf=F.MLFm=163.1595X86.014-3600=3.9kg/s體積流速Gf3.9pI7=799.640.0048癡3/$取管內流速為uF=1.6m/s所以進料管管徑為UvFL,4X0.00488Df=62.2mmJnupyjnX1.6進料口管徑選取070X5.0的標準管法蘭選取公稱壓力4.0MPa,公稱直徑為70111111的平頸平焊鋼制管法蘭(1)塔頂回流管管徑計算回流液質量流速Gd=DxMd=79.3263X78.12+3600=L72kg/s體積流速Vdlgd=Pld1.72814.622=0.00211m3/s取管內流速為所以回流管管徑為uF=1.6m/s4X0.00211=38mm7FX1.6塔頂回流管選用045X5.0的標準管法蘭選取公稱壓力4.0MPd公稱直徑為45nun的平頸平焊鋼制管法蘭（I）塔頂蒸汽出口管徑計算蒸汽出口管的允許氣速U”不應產生過大壓降，其值參照表表317蒸汽出口管中允許氣速參照表操作壓力（