【正文】 甲苯的摩爾質量MA= kg/kmol 乙苯的摩爾質量MB= kg/kmol （二）、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量 MF=＋(1－)= ㎏/kmol MD=＋(1－)= kg/kmol MW=＋(1－)= kg/kmol（三）、物料衡算 對于甲苯乙苯雙組分的連續(xù)精餾塔，根據(jù)總物料衡算及甲苯的物料衡算可求得餾出液流率D及殘液流率W。s）甲苯乙苯 圖5 已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的粘度（如表5），將其以T為x軸σ為y軸分別繪制出甲苯、乙苯的溫度粘度曲線圖（如圖5）。T， m 故精餾塔的有效高度Z =Z精＋Z提＋=7＋＋=15 m六、塔板主要工藝尺寸的計算 (一)、溢流裝置計算 精餾段溢流裝置計算 因塔徑D＝1 m，可選用單溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盤。 故 ③、液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由計算 ④、氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 氣體通過每層塔板的壓降為 ： （滿足工藝要求）。 殼程流體的定性溫度為 ： 管程水的定性溫度為 ： 根據(jù)定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關物性數(shù)據(jù)。 管程流體進出口接管：取接管內(nèi)循環(huán)水流速 u＝2 m/s，則接管內(nèi)徑為：取標準管徑為 800 mm八、換熱器核算 熱量核算 ①殼程對流傳熱系數(shù) 對圓缺形折流板，可采用凱恩公式 因是正三角形排列所以當量直徑： 殼程流通截面積： 殼程流體流速及其雷諾數(shù)分別： 普蘭特準數(shù)： 粘度校正： ②管程對流傳熱系數(shù) 管程流通截面積 管程流體流速及其雷諾數(shù)分別 普蘭特準數(shù) ③傳熱系數(shù)K 污垢熱阻Rs= m2K/W阻力降，MPa程數(shù) 21管子規(guī)格 ф25管數(shù)60管長mm:6000管間距，mm32排列方式 正三角形 折流板型式 上下 間距 mm150切口高度25%殼體內(nèi)徑，mm400換熱面積（m2）℃) 計算顯熱段、蒸發(fā)段的高度 計算平均傳熱系數(shù)Kc 面積裕度核算 該再沸器的實際傳熱面積Sp 四、循環(huán)流量的校核 計算循環(huán)推動力 液體氣化后產(chǎn)生密度差為推動力 循環(huán)阻力 ?管程出口阻力 出口管長取Li=4 m ?傳熱管顯熱段阻力 ?傳熱管蒸發(fā)段阻力 Ⅰ、汽相阻力 Ⅱ、液相阻力 Ⅲ、傳熱管蒸發(fā)段阻力 ④管內(nèi)動量變化產(chǎn)生的阻力 動量變化引起的阻力系數(shù)： ⑤管程出口段阻力 ⑥循環(huán)阻力計算 循環(huán)推動力與循環(huán)阻力的比值 正常工作時，亮相數(shù)值相等，設計時推動力應略大于阻力(安全設計) (比值太大應降低x，反之亦然)（滿足傳熱和流體力學驗證。從精餾段和提餾段的汽液負荷性能圖看出，其操作點都落在所圍成的區(qū)域內(nèi)，實際操作中允許操作點偏離區(qū)域中央，是符合要求的。s，水蒸汽走 殼程，其傳熱系數(shù)由經(jīng)驗值可知其傳熱系數(shù)K在582～1193 W/(m2/K),現(xiàn)假設K=1000 W/(m2/K)。 ②殼程阻力 流體流經(jīng)管束的阻力用計算：F=，nc=10，NB=40，u1=摩擦系數(shù) 流體流過折流板缺口的阻力B=，D=，F(xiàn)s= ，殼程流動阻力也能接受?！妫? 傳熱面積： 考慮 15％的面積裕度，S=S′== m2。 ② 霧沫夾帶線式中 代入數(shù)據(jù)得簡化得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應的值列于下表：104依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線 ③ 液泛線 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應的值列于下表：104 依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線 ④ 漏液線（氣相負荷下限線）漏液點氣速 ，整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應的值列于下表：，m3/s104Vs了，min，m3/s依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線 ⑤ 操作彈性 操作氣液比 操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負荷與氣相允許最小負荷之比，即：操作彈性=將所得上述五個方程繪制成精餾段塔板負荷性能圖（如圖6）（二）、提餾段塔板負荷性能圖 液相負荷上限線 ① 液相負荷下限線取平堰堰上液層高度m。 表7 塔板分塊數(shù)與塔徑的關系塔徑D/mm800～12001400～16001800～20002200～2400塔板分塊數(shù) 3 4 5 6 ②、破沫區(qū)(安定區(qū))寬度、無效邊緣區(qū)確定 取破沫區(qū)寬度：== m ；取無效邊緣區(qū)：Wc1= m。s 精餾段液相平均粘度 μLm1=(+)/2= mPa（二）、實際塔板數(shù)Np的求取 精餾段：Np1=NT1/=15，取Np1=15塊； 提留段：NP2=NT2/=；取Np2=16塊； 總塔板數(shù)：NP=Np1+Np2=31塊。畫出精餾段和提餾段某塊的負荷性 能圖 有關具體機械結構和塔體附件的選定。采用板式塔，板型為篩板塔， 塔和塔板主要工藝結構的設計計算 塔內(nèi)流體力學性能的設計計算； 繪制塔板負荷性能圖。其中精餾段NT1=9塊，提餾段NT2=，第10塊為加料板位置。s lgμWm=lg()＋()lg() 解出μWm= mPa塔板分為3塊。八、塔板負荷性能圖（一）、精餾段塔板負荷性能圖 液相負荷上限線 ① 液相負荷下限線 取平堰堰上液層高度m?！妫F(xiàn)取K=600 W/（m2直管阻力局部阻力管程流動阻力在允許范圍之內(nèi)。s mPa對于汽液負荷性能圖，汽液流量要維持在一定范圍內(nèi)，操作才能正常。 再熱器主要結構尺寸和計算結果 表 12再沸器形式：立式熱虹吸式工藝參數(shù) 名稱 管程 殼程 物料名稱 乙苯 水蒸汽 操作溫度 ℃160流量 kg/h傳熱量，kW 總傳熱系數(shù)，W/m2 第四部分 再沸器的設計 有關物性的確定 若把再沸器當作一層理論板，且認為壓降與壓力損失近視相等則其操作壓力P=127 kPa（與塔釜相等），在此溫度下乙苯的液態(tài)與氣態(tài)的物性基本數(shù)據(jù)如下 計算此溫度下的乙苯的物性：液態(tài)密度ρL=ρWm= Kg/m3 蒸汽密度ρV=ρVm2= Kg/m3 液態(tài)粘度μL=μWm= mPa℃/W , Rs1= m2 ℃下的有關物性數(shù)據(jù)如下： 密 度　 ： ρ1= kg/m3 定壓比熱容 ： cp1= kJ/(kg 提餾段的塔板壓降 ①、干板阻力hc2計算 干板阻力hc2由 計算 d02／δ＝5／3＝，查得孔流系數(shù)C02＝ 故 ②、氣體通過板上液層的壓降 氣體通過有效流通截面積的氣速，對單流型塔板有： 動能因子： 查圖得充氣系數(shù)：（一般可近似取）。各項計算如下： ①、堰長： 取 ②、溢流堰高度hw1 由；，根據(jù)液流收縮系數(shù)圖可查得液流收縮系數(shù)E1=，對于平直堰，堰上液層高度hOW1可由Francis經(jīng)驗公式計算得： hOW應大于6mm，本設計滿足要求，板上清液層高度 ＝60mm ，故 ③、弓形降液管寬度Wd1和截面積Af1 由查弓形降液管的參數(shù)圖得： 液體在降液管中停留時間： 故降液管設計合理。 故甲苯、乙苯純組分在本設計所涉及的溫度范圍內(nèi)的粘度可用下式算得：甲苯 ：μ=105T2－＋ 乙苯 ：μ=105T2－＋ 液相平均粘度用lgμLm=Σxilgμi計算 塔頂液相平均粘度的計