第三部分 设备设计计算与选型3.1苯∕甲苯精馏塔的设计计算通过计算D=1.435kmol/h ，η=FD F D x x ，设%98=η可知原料液的处理量为F=7.325kmol/h ，由于每小时处理量很小，所以先储存在储罐里，等20小时后再精馏。
故D=28.7h koml ,F=146.5kmol/h ,组分为18.0x =F ,要求塔顶馏出液的组成为90.0x D =,塔底釜液的组成为01.0x W =。
设计条件如下：操作压力:4kPa （塔顶表压）； 进料热状况:自选；回流比:自选； 单板压降:≤0.7kPa ； 全塔压降:%52=T E 。
3.1.1精馏塔的物料衡算(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 11.78M A =kg/kmol甲苯的摩尔质量 13.92M B =kg/kmol18.0x =F 90.0x D = 01.0x W =(2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量=F M 0.18×78.11+(1-0.18)×92.13=89.606kg/kmol=D M 0.9×78.11+(1-0.9)×92.13=79.512kg/kmol=W M 0.01×78.11+(1-0.01)×92.13=91.9898kg/kmol(3) 物料衡算原料处理量 F=146.5kmol/h总物料衡算 146.5=D+W苯物料衡算 146.5×0.18=0.9×D+0.01×W联立解得 D=27.89kmol/hW=118.52kmol/h3.1.2 塔板数的确定(1)理论板层数T N 的求取苯—甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。
①由物性手册查得苯—甲苯物系的气液平衡数据，绘出x —y 图，见下图3.1图3.1图解法求理论板层数②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667.0y q =450.0x q = 故最小回流比为1.1217.0233.045.0667.0667.09.0x y y x q q qmin ==--=--=D R 取操作回流比为R=22.21.12min =⨯=R③求精馏塔的气、液相负荷L=RD=2.2×27.89=61.358kmol/hV=(R+1)D=(2.2+1)×27.89=89.248kmol/h858.2075.146358.611=+=+=F L L kmol/h248.891==V V kmol/h④求操作线方程精馏段操作线方程为3215.0x 6875.09.0248.8989.27x 248.89358.61x x y +=⨯+=+=D V D V L 提馏段操作线方程为0132.0x 329.201.0248.8952.118x 248.89858.207x x y 1111111-=⨯-==W V W V L — ⑤图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图5.1。
求解结果为总理论板层数T N =12.5（包括再沸器）进料板位置 6=F N(2)实际板层数的求取精馏段实际板层数 6.952.05==精N 取10提馏段实际板层数 42.1452.05.7==F N 取153.1.3精馏塔的工艺尺寸及有关物性数据的计算以精馏段为例计算。
(1) 操作压力计算塔顶操作压力 3.10543.101=+=D P kPa每层塔板压降a k 7.0P P =∆ 进料板压力3.112107.03.101=⨯+=F P kPa 精馏段平均压力a k 8.1082/3.1123.105m P P =+=）（(2) 操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯，甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。
计算结果如下：塔顶温度1.82t =D ℃ 进料板温度5.99t =F ℃ 精馏段平均温度8.902/5.991.82t m =+=）（℃(3) 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算: 由9.0y x 1==D ,查平衡曲线得1x =0.916=m VD M 0.9×78.11+（1-0.9）×92.13=79.512kg∕kmol =m LD M 0.916×78.11+（1-0.916）×92.13=79.288kg∕kmol 进料板平均摩尔质量计算:由图解理论板得=F y 0.604查平衡曲线得=F x 0.388=m VF M 0.604×78.11+（1-0.604）×92.13=83.66kg∕kmol =m LF M 0.388×78.11+（1-0.388）×92.13=86.69kg∕kmol 精馏段平均摩尔质量:=m V M （79.512+83.66）/2=81.586 kg∕kmol=m L M （79.299+86.69）/2=82.99 kg∕kmol(4) 平均密度的计算(1)气相平均密度计算==mvm m m RT M P V ρ93.215.2738.90314.8586.818.108=+⨯⨯）（3/kg m (2)液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即∑=i im a 1ρρL塔顶液相平均密度的计算:由D t =82.1℃,查手册得 A ρ=812.7kg∕m 3 =B ρ807.93/kg m5.8129.80704.07.81296.01m =+=）（LD ρ3/kg m 进料板液相平均密度的计算:由=F t 99.5℃,查手册得A ρ=793.13/kg m=B ρ790.83/kg m 进料板液相的质量分率350.013.92612.011.78388.011.78388.0a =⨯+⨯⨯=A 6.7918.79065.01.79335.01m =+=）（LF ρ3/kg m 精馏段液相平均密度为=m L ρ(812.5+791.6)/2=802.13/kg m(5) 液体平均表面张力计算液体平均表面张力依下式计算，即∑=i i m x σσL塔顶液相平均表面张力的计算由D t =82.1℃,查手册得=A σ21.24mN∕m =B σ21.42mN∕m=m LD σ0.9×21.24+0.1×21.42=21.25mN∕m进料板液相平均表面张力的计算:由=F t 99.5℃,查手册得=A σ18.90mN∕m =B σ20.0mN∕mm LF σ=0.388×18.90+0.612×20.0=19.57mN∕m精馏段液相平均表面张力为m L σ=（21.25+19.57）/2=20.41mN∕m(6) 液体平均粘度计算液体平均粘度依下式计算，即i i m lg x μμ∑=L Lg塔顶液相平均粘度的计算由D t =82.1℃,查物性手册得=A μ0.302mPa·s =B μ0.306mPa·s Lg =m LD μ0.9Lg （0.302）+0.1Lg （0.306）解出 =m LD μ0.302mPa·s进料板液相平均粘度的计算:由=F t 99.5℃,查物性手册得=A μ0.256mPa·s =B μ0.265mPa·s m LF Lg μ=0.388Lg （0.256）+0.612Lg （0.265）解出 =m LF μ0.261mPa·s精馏段液相平均表面张力为=m L μ（0.302+0.261）/2=0.282mPa·s 3.1.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1) 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为=⨯⨯==93.23600586.81248.893600m m V V S VM V ρ0.690s /m 3 s m 0017.01.802360099.82358.6136003m m =⨯⨯==L L S LM L ρ 由max L V VC ρρυρ-= 式中C 由式计算，其中的20C 由课本查取，图的横坐标为21h h93.21.8023600007.036000017.0）（⨯⨯=V L V L ρρ=4.018 取板间距m 40.0=T H ，板上液层高度h L =0.06m ，则-T H h L =0.40-0.06=0.34m查图得20C =0.0720723.02041.20072.0)20(2.02.020=⎪⎭⎫ ⎝⎛==LC C σmax 1.196m s L V VC ρρυρ-== 取安全系数为0.7，则空塔气速为U=0.7max υ=0.7×1.196=0.837m∕s440.690 1.020.837SV D m πυπ⨯===⨯ 按标准塔径园整后为 D=1.2m塔截面积为221.20.942m 44T A D ππ==⨯=实际空塔气速为s m 883.0785.0693.0==υ (2) 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为=-=T H N Z ）（精精1（10-1）×0.4=3.6m 提馏段有效高度为=-=T H N Z ）（提提1（15-1）×0.4=5.6m 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为Z==++8.0提精Z Z 3.6+5.6+0.8=10m3.1.5 塔板主要工艺尺寸的计算1 溢流装置计算因塔径为D=1.0m ，可选单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
各项计算如下：（1） 堰长W l取W l =0.66D=0.66×1.0=0.66m（2）溢流堰高度W h取O W L W h h h -=选用平直堰，堰上液层高度OW h 由下式计算 即32h l 100084.2h ⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=W OW L E 近似取E=1，则 m 0013.0l 1100084.2h 32h =⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=W OW L 取板上清液层高度L h =60mm故W h =0.06-0.013=0.047m（3）弓形降液管宽度f d A W 和截面积 由66.0l =DW 查课本图得0722.0f =TA A 124.0d =D W 故f A =0.0722T A =0.0722×0.785=0.0567m 2==D W 124.0d 0.124×1.0=0.124m 依下式验算液体在降液管中提留时间θ，即s 34.1336000017.040.00567.036003600h f =⨯⨯⨯==L H A T θ>5s故降液管设计合理。