苯-甲苯精馏塔课程设计.docx

《苯-甲苯精馏塔课程设计.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《苯-甲苯精馏塔课程设计.docx（42页珍藏版）》请在淘文阁 - 分享文档赚钱的网站上搜索。

1、目录一工艺流程图与基础数据的搜集3二精储塔的物料衡算51 .原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数52 .原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量53 .物料衡算原料处理量5三塔板数的确定61 .理论板层数Nt的求取62 .实际板层数的求取7四精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算71 .操作压力计算72 .操作温度计算83 .平均摩尔质量计算84 .平均密度计算85 .液相平均表面张力计算96 .液相平均粘度计算10五精储塔的塔体工艺尺寸计算101 .精锚段塔径的计算102 .提储段塔径的计算113 .精微塔有效高度计算12六 塔板主要工艺尺寸的计算 12精储段1 .溢流装置计算122 .塔板布置13提

2、储段L溢流装置计算143 .塔板布置14七筛板的流体力学验算 16精做段1 .塔板压降162 .液面落差173 .液沫夹带174 .漏液175 .液泛17提储段1.塔板压降17aLFm = 0.38 x 19.5 + 0.60 x 19.8 = 19.8mN /m塔釜段液相平均表面张力计算由T”, = 109.5。，查手册得=17.5mN/m,= 18.5mN/m=0.024 X17.5 + 0.976 x 18.5 = 18.5mN/m精储段液相平均表面张力为：aljtl =(21.3 + 19.8)/2 = 20.55mN /m提储段液相平均表面张力为：% = (18.5 +19.8)/2

3、 = 19.15mN/m6.液相平均粘度计算液相平均粘度依下式计算：塔顶液相平均粘度计算由 T/)=81.7,查手册得 =0.293mPa s, f.iR =0.296mPa s= 0.974 x lg(0.293) + 0.026 x lg(0.296)解得 LDm=-293mPa s进料板液相平均粘度计算由 丁r=95.0,查手册得 jlia = 0.267 nPa s,卜” =0.275 mPa sIg% = 0.38 x 1g (0.267) + 0.62 x g (0.275)解得 Ai.Fm = 0.272 mPa s塔顶液相平均粘度计算由 Tw = 109,5 * 查手册得 八=

4、0.234 mPa s, /B = 0.253 mPa slgLwm = 0.976 X lg(0.253) + 0.024 x lg(0.234)解得 ZLwm =0.253mPa es精储段液相平均粘度为 ph = (0.293 + 0.272)/2 = 0.283mPas提储段液相平均粘度为/= (0.253 + 0.272)/2 = 0.263mPas五精储塔的塔体工艺尺寸计算1 .精储段塔径的计算(1)精微段的气、液相体积流率为:3600%,“74.85 x 81.09 八“ 3 y=0.60m /s3600 x 2.82LMs55.46 x 82.94 =QW16n?/s3600

5、0“3600 x 802.44皿6 =0.927，由“max = Cj2卫，其中的C20由图查取，图的横坐标为: PvLh x(Pl /2 二。0016 X 3600(802.4严二 0 0四匕 pv 0.60 x 36002.82取板间距Ht= Q40,板上液层高度hL= 0.06m,则=0.4-0.06= 0.34m查图得C,o=O.075C = G()=(区)2 = 0.075 x= 0.0754202020/802.4-2.82 、,= 0.0754 x = 1.270 m / smax丫 2.82取安全系数 0.7, u=0.7 wmax=o.889m/s按标准塔径圆整后为 D =

6、1.0m塔截面积为At=-x1.02 = 0.785m2实际空塔气速为u = - = 3上=0.764 m/sAt 0.7852.提储段塔径的计算 提储段的气、液相体积流率为：LMs99.75 x 89.44 =QW31n?/s3600夕53600 x786.8由“max其中的C20由图查取，图的横坐标为:5x(严匕 Pv0.0031 x3600768.8 .72x ()- 0.571 x36003.19= 0.085取板间距Ht = 0.45,板上液层高度hL = 0.08m ,则HL-hL =0.50-0.08= 0.42m查图得C,o=O. 083c = c =(l)0 2 = 0.06

7、7x()02 = 0.082202020”人 768.8-3.19 , .Q .max = 0 082 X， = 1.29/72/5取安全系数 Q 7, u=0.7 Mmax=0.900m/sD=二mi4X0571 =按标准塔径圆整后为塔截面积为D = 1.0mAT=-xl.02 =0.785nr 4实际空塔气速为K 0.571 八er u = 0.727 m/sA70.7853.精储塔的百度的计算精微段有效高度为 Z精=（N格-1）Ht = （10-l）x0.4 = 3.6，提储段有效高度为Z提=（N提一）Ht = （15-l）x0.45 = 6.3？在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m,

8、塔釜与裙坐为2. 0m,塔顶封头为1.5m故精 储塔的高度为Z = Z精 + Z提 + 0.8 + 2.0+ 1.5 = 3.6 + 6.3 + 0.8 + 2.0 +1.5 = 14.2m六塔板主要工艺尺寸的计算（-）精流段：1.溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔的性能 有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，当因D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如卜.:堰长4取 /卬=0.66。= 0.66 xl.0 = 0.66m溢流堰高度却由4=4 一%,由4=4 一%,选用平直堰，堰.上液层高度=1七（&严卬

9、1000 lw近似取E=L则 =2.841000xlx(0.0016x36000.66=0.012m取板上清液层高度hw = 0.06-0.012 = 0.048m弓形降液管宽度也和截面积4由4 = 0.66,查图，得工= 0.072,丝= 0.013DAtDAf = 0.072Ar =0.072x0.785 = 0.0565m2 故fWd =0.13D = 0.13xl.0 = 0.13m液体在降液管中停留时间36004/”7 3600x0.0565x0.45 t rLh().0031x360()0 = 14.1s 5s故降液管设计合理。降液管底隙高度为取% =0.08m/s,则,0.001

10、6 x 3600 八八hn = 0.030 m3600 x 0.66 x 0.()8鼠一。 =0.048 0.030 = 0.018 m 0.006 m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度从=50mm。2.塔板布置塔板的分块因02 800mm,故塔板采用分块式。查得，板块分为3快。边缘区快读确定取叱=W； = 0.065 m,叱.=0.035 m开孔区面积计算.ri 2 口 X、Aa = 2(xvr - x +arcsin)开孔区面积4180D 0x = _-(Wd -WJ = -(0.13 + 0.065) = 0.305m其中 r = -vy =L2-O.O35 = 0.465m

11、22故 A c /八 /八八”， n X 0.4652. 0.305、 . .v.,A” = 2x(0.305 x v0.465- -0.305- +arcsin) = 0.599nr“1800.465筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用S = 3mm碳钢板，取筛孔直径4=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距/ = 3x4。=3x5 = 15mm饯h 断口1.155x41.155x0.599 。公小筛孔数 目 n =；-=； =3075,广t20.0152开孔率为（p = 0.907（4）2 = 0907 *（122）2 = oi%t0.015气体通过筛孔的气速为 0 = =9.

12、92 m/sAo 0.101 x 0.599（二）提流段：1 .溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔的性能 有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，当因D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管，不 设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长/“，取 /H. = 0.66 = 0.66 xl.0 = 0.66 m溢流堰高度加由儿. =选用平直堰，堰上液层高度%,.由儿. =选用平直堰，堰上液层高度%,.2 84 近似取E= 1,则也渺=x 1 x (10000.0031x36000.66产=0.021m取板上清液层高度hw = 0.08 - 0.02

13、1 = 0.059m弓形降液管宽度也和截面积4由4 = 0.66,查图，得土 = 0.072,丝= 0.013DAtD4r =0.0724 =0.072x0.785 = 0.0565m2W(l =0.130 = 0.13x1.0 = 0.13m液体在降液管中停留时间0.0031x36000.0031x3600*36。啊% =3600x0.0565x0.45 =8.2s5s故降液管设计合理。降液管底隙高度为取o=O. 15m/s,则=0.031m=0.031m0.0031 x36003600 x 0.66 x 0.15仄,% =0.048-0.031 = 0.017m 0.006m故降液管底隙高

14、度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw = 50mm。2 .塔板布置塔板的分块因ON800nlm,故塔板采用分块式。查得，板块分为3快。边缘区快读确定取叱=叱=0.065 m,VV = 0.035 m开孔区面积计算Aa = 2(xVr2 -x2arc sin)开孔区面积a,180rD1 0x -(Wd -W、)=彳-(0.13 + 0.065) = 0.305m其中 r = 2_vv =L2-0.035 = 0.465m22=2x(0.305 x70.4652 -0.3052 + C465 arcsin= 0.599 m2“1800.465筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用K =

15、3mm碳钢板，取筛孔直径4=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距7 = 3x4 = 3x5 = 15mm什”特口1.155X4筛孔数 目 n =；-= =3075,广t20.0152开孔率为(p = 0.907(4)2 = 0907 (生 y = 10 1%t0.015V 0 572气体通过筛孔的气速为 =9.45 m/sA” 0.101 x 0.599七筛板的流体力学验算(一)精馆段.塔板压降干板阻力.计算干板阻力也由：4=().()51(血生) co Pl由/b = 5/3 = 1.67,查图得：C20 = 0.772故也故也=0.051 x(=0.024m 液柱气体通过液层的阻力力计算

16、气体通过液层的阻力均由式0.60- =0.824m/5K)=“E = 0-824xVil/ = 1.38kg2/(sm2)查图，得力= 0.62。故% = ph,=儿,+ %,) = 0.62 x (0.048 + 0.012) = 0.037 m 液柱液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力优 九=*- Pigd。4x20.55x10-3= 00021m 液柱气体通过每层塔板的液柱高度hP可按下式计算:hp = ht + 儿 + % = 0.024 + 0.037 + 0.0021 = 0.063 m 液柱气体通过每层塔板的压降为：%,=0.063 x 802.4 x 9.81 =49

17、6Pa 0.7kPa （设计允许值）.液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3液沫夹带5.7X10-6, u e =（产液模夹带量由式 丐. %一勺丸=2.5% = 2.5 x 0.06 = 0.15m5 7 x IO-6故 , =/产=002kg液/kg气 % minu g Q9稳定系数为K = 7- = = 1.631.5o,min 6.09故在本设计中无明显漏液。5 .液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高”.应服从关系 凡 夕(当 +瓦.)苯-甲苯物系属一般物系，取9 = 0.5,则(p(HT + hw) = ().5 X (0.40 +

18、 0.048) = 0.224m而 H = hp+hL+ hd板上不设进口堰hd =O.153(wo)22 = 0.001m 液柱H(l = 0.063 + 0.06 + 0.001 = 0.12 Im 液柱3 (p(HT+hw)故在本设计中不会发生液泛现象。（二）提馆段1.塔板压降干板阻力仅计算干板阻力人由：4 =0.051（血产（生） co Pl由/5 = 5/3 = 1.67,查图得：C20 = 0.772Q Qa IQ故hc = 0.051 x ()2 x () = 0.027m*夜柱00.772786.8气体通过液层的阻力力计算气体通过液层的阻力力由式AT-Af0.571 八 , =

19、0.784m / s乙=“H = ().784xVn = 1.4()kg2 /(Sml/2)查图，得尸=0.60。故% = ph, = p(hw + %) = 0.60 x (0.059 +0.021) = 0.048 m 液柱液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力ha4x19.15x10-3pLgclQ=0.0020m 液柱气体通过每层塔板的液柱高度与可按卜式计算:hp = h. + % + ha = 0.027 + 0.048 + 0.0020 = 0.077 m 液柱气体通过每层塔板的压降为：Pp = hppLg = 0.077 x 786.8 x 9.81 = 594Pa 0.

20、7kPa （设计允许值）2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3液沫夹带e =5.7x10u,产液模夹带量由式,%.%一%hf = 2.5/?/, = 2.5 x 0.08 = 0.20ms 7 x in-6故QU，=0.012kg 液/kg 气 u a 45稳定系数为K = 7 = = 1.641.5WO.min 5.75故在本设计中无明显漏液。5 .液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从关系 凡夕(% + .)苯甲苯物系属一般物系，取9 = 0.5,则(p(HT + 鼠)=0.5 x (0.45 + 0.059) = 0.255m而凡

21、=% +%+ hd板I:不设进口堰hd =0.153(4 尸=0.153x0.152 = 0.0034m 液柱Hd = 0.077 + 0.08 + 0.0034 = 0.160m 液柱% 片 3J1 JS5.7x10-61373K二 0 i20.55x10-310 28。-2.2甲整理得 匕=1.29-10.09 /3在操作范围内，任取几个L,值，依上式计算出V,值，计算结果列于下表。Lv/(m3/s)V；/(m3/s)0.00071.2100.00161.1520.00281.0900.00401.036由此表数据即可作出液沫夹带线2。3液相负荷下限线液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流

22、的均匀分布，将导致塔板效率下降。对于 平直堰，取堰上液层高度以,=0.006m作为最小液体负荷标准。= 0.0062.843600 2/3OW八(/1000 lw叫一 n.r ,z 0.006x1000u/3 0.66 八- 3 7取 E= 1,则=() =0.00056m / ss,m,n 2.843600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。4 .液相负荷上限线该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在 降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离面被带入下层塔 板，造成气相返混，降低塔板效率。以0 = 4s作为液体在浆液管中停留时间的下限AfH

23、r0 = 4, Lr =j S.minLs加 = 0理=0.00565m%据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4o.液泛线若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为 降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行 验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度Hd今兄=。(% + “)，兄=/,+/+砥、hp = he+hL+Vi= P % % = %+how(pHT+(p- p-)hw =(/? + )how + /* + % + ha联立得 忽略% 将%砥与&，也与匕的关索式楮入上式，黜

24、得aV=b-cls-dLf式中 b =(pHT +(p-J3-)hw, c =0.153心，儿fd = 2.84 x 10-3 (1 + )(3600)2/3将有关数据带入，得:=0.0820.051,2.82、7x()(0.101 x 0.599 x0.772)2 802.4b = 0.5 x 0.4 + (0.5 - 0.62-l)x 0.048 = 0.1460.153一(0.66x0.030)2=390.23J =2.84xl0-3xlx(l + 0.62)x(2)2/3 =1.417 0.660.082V2 =0.146-390.2314 -1.417审* =1.78 - 47598

25、-17.28L,在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出V,值，计算结果列于下表:数据即/(m3/s)Vv/(m3/s)由此表 可作出0.00071.6410.00161.5310.00281.3990.00401.268液泛线5Vs.min= 1.150m3/s, Vs.lllin= 0.361 m3/s故操作弹性为上=L空= 3.186匕.min 0.361(二)提储段1漏液线漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象, 气、液不能充分接触，使塔板效率下降。小 n =4.4CJ().0056+0.13/i.)4a得匕 min = 4.4C。4 J0.0056 4-0

26、.13X hw1 x(l)2/3J-hpj pv=4.4 x 0.772 xO.lOlx 0.599 x J (0.0056 + 0.13(0.059 + x 1 x J600 &严 j_ 0)786.8/3.19V10000.66整理得匕,min =3.19x 7o.O112+O.114L;/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出匕值，计算结果列于下表。Ls /(m3 /s)Vv/(m3/s)0.00070.3510.00160.3600.00280.3700.00400.378由此表数据即可作出漏液线1。2.液沫夹带线当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馄

27、, 一般控制eVO. 1kg液/kg气。以ev=0. 1kg液/kg为限,求V二Ls关系如下:巧 Hr-hf- Af=1.373Vht = 2.5% = 2.5 + %,), hw = 0.059, how = - x 1 x ()2/3 = 0.88Lf/ l l, ” 10000.66$储=0.148+2.2 甲,“ 力=0.302-2.2L;/3 .J*= 0.15.7 x IQ-6 1.373V,219.15xlO-3 0.302-2.2L/3整理得 在操作范围内，任取几个L,值，依上式计算出V,值，计算结果列于下表。Ls /(m3 / s)V；/(m3/s)0.00071.2720.

28、00I61.2150.00281.1540.00401.101由此表数据即可作出液沫夹带线2。3液相负荷下限线液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。对于 平直堰，取堰上液层高度心,=0.006m作为最小液体负荷标准。2.843X)L 2/31000 lw= 0.006.0.006 x 1000 2/3 0.66 八八“- 3 ,取 E=l,则 min = ()- 3= 0.00056m3/ss,m，n 2.843600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。4 .液相负荷上限线该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在 降液管内停

29、留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔 板，造成气相返混，降低塔板效率。以6 = 4s作为液体在浆液管中停留时间的下限AfHTL5AfHTL5AfHT 4, 4,min = 一0.0565x().45T=0.00636m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。5 .液泛线若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为 降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行 验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入卜层塔板，降液管内须维持一定的液层高度Hd今兄=。（% +儿），也叫+ hL + hdhp = h

30、e + hL + hL, hL= hw + %(pH T + (-0 -1)% = (0 +1)% + % + b + %联立得 忽略心 将矶，儿与Ls，4与匕的关索式带入上式，整里得aV；=b-cls-d以3(4(Aa)- Pl式中 b =丽7 +(0一- I)%.,c式中 b =丽7 +(0一- I)%.,c0.153=&九尸=2.84x10-3 成1 + 2)(幽产将有关数据带入，得:将有关数据带入，得:0.051(). 1()1 x ().599x0.772)23 19x() = 0.095786.8b = 0.5 x 0.45 + (0.5 - 0.60-l)x 0.048 = 0.

31、172().153(0.66x0.031)2().153(0.66x0.031)2=365.49/ =2.84x10-3 xI(i + o 60)x(史史产=1.4080.660.095V2 ；-1.408LV3 JJV； =1.81-3847及-14.82 欧在操作范围内，任取几jLs值，依上式计算出匕值，计算结果列于下表:Lv/(m3/s)/(m3/s)0.00071.6910.00161.5970.00281.4850.00401.385由此表数据即可作出液泛线5根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图上限线4在负荷性能图上，作出操作点A,连接OA,即作出操作线。由图可看出，该筛板上限

32、 为液泛控制，下限为漏液控制。由图杳得vs.min= 1.010m3/s, Vs.min= 0.362 m3/s故操作弹性为丫红丝=白丝 =2.790Vs. nnn 0.362九热量衡算、换热器及管道选取1塔顶冷凝器(1)换热器面积 tD = 81.7。查手册得 r笨=391.5kj/kg ； r甲笨=378.2 r = 0.97 x 391.5 + 0.03 x 378.2 = 391.%/ kg w =匕 x MrDtn = 74.85 x 79.09 = 5919.9kg/h 2= vvr = 2315292.9ki/h45 S81.7C T-45 S81.7C T-3581. 7= 3

33、6.7 颂二的.7A/1 A/-)I M 一Ln-=41.5Q = KSAtm假设 K=800W/(J c)=19.37 尸=19.37 尸2315292 .9800x41.5x3600/1000(2)冷凝器型式及材质根据S=19.37m?查手册可知:公称直径：400mm 公称面积：19. 7/管长：2000mm管子总数：174管程数：1壳程数：1管子尺寸：碳钢排列方法：等边三角形(3)冷却水消耗量t=35c 水=4.181kj/(kg -k)t=45c 水=4.220kj/(kg -k)Wcx At =22315292 .9(4.181 +4.220)2x1055119.51kg/h(4)管

34、道选取塔顶采出管管径 取塔顶采出管体积流速为30m/s,由公式d =V、= 0.60 m3/s取得管径为0 = 219x6.0W200塔顶采出冷凝液料液管管径取塔顶采出冷凝后料液体积流速为2. 0m d =vs = 0.00208 m/s=0.036/7?d_ 匹= /4x0.00208LM s “3600 Pbm3600 x 811.6= 0.0015m7s根据管子规格，取得管径为。= 45x3.50X40回流管管径计算取回流体积流速为2.0m/s,由公式d 二=0.0309 m_ 叵二,4x0.0015V /zv V 3.14 x 2.0根据管子规格，取得管径为。= 38x3.5ON31塔

35、顶冷凝器冷却水管径Vs =Wc/PVs =Wc/P取回流体积流速为2.0m/s,由公式d =v. = 0.0153 m2 s d =a。、=o099m3.14x2根据管子规格，取得管径为。= 108x40N1002塔釜再沸器(1)换热器面积140|140109. 5-109.5AZ, =30.5 颂=30.5 tw = 109.5。查手册得r笨=358kj/kg ；麻荒=350kj/kgr = 0.02 x358 + 0.98 x 350 = 350夕/ kgvv=匕 X MQn = 99.75 X 91.94 = 9197.02kg/hQ = wr = 3209857kj/hQ = KSAt

36、m假设 K=800lV/(w2)QKM,QKM,=29.23/3209857800 x 30.5 x 3600 /1000(2)再沸器型式及材质根据S=29.23n?查手册可知:公称直径：400mm 公称面积：30.1/管长：3000mm管子总数：174管程数：1壳程数：1管子尺寸：碳钢0 2. 5X2. 5排列方法：等边三角形(3)塔釜再沸器加热蒸汽量140 r水=2165 .5 kj/kg=-= 3209857 = 1482.3 依 r水2165 .5卬 1482.3s /；v = = 755.5 m hp 1.962(4)管道选取塔釜产品采出管管径取产品采出体积流速为2.0m/s,由公式

37、d 二4v女加Plwm女加Plwm99.75 x 91.803600 x 780.5=0.00326 n?/s4x0.003264x0.00326=0.0456 m根据管子规格，取得管径为。= 57x3.5QN50再沸器蒸汽管管径计算取原料进料体积流速为30m / s,由公式d =Vs =Wh/P14()时，蒸汽的潜热为2148kj/kg密度为1.962kg/m一工艺流程图与基础数据的搜集下图是板式塔的简略图冷凝器冷凝器塔顶产品（或冷凝为谣出液）/降液管回流罐板式精演塔表1苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tc（）临界压强Pc （kPa）苯AC出678. 1180. 1288

38、.56833. 4甲苯B&出一CL92. 13110.6318. 574107.7表2苯和甲苯的饱和蒸汽压温度忆80. 1859095100105110.6心, kPaP：, kPa101.3340.0116.946.0155.763.3155.763.3179.274.3204.286.0240.0表3常温下苯一甲苯气液平衡数据温度C80. 1859095100105110.6液相中苯的摩尔分率1.0000. 7800. 5810.4120. 2580. 1300汽相中苯的摩尔分率1.0000. 9000. 7770. 6300. 4560. 2620表4纯组分的表面张力温度80901001

39、10120需=啾.3依W. V =3600x1.962W. V =3600x1.9621494.33600x1.962= O.212n13/s根据管子规格，取得管径为。= 108x40N100再沸器水流出管管径的计算取水的体积流速为2.0m/s,由公式d 二Vs = wjpwh = 1494.3kg/hWhWh1494.33600x10003600x1000= 0.000415m 7s户严丽电0016,，欣 V 3.14x 2根据管子规格，取得管径为。= 25x3ON20Ar, =120.0 Ar2 =48.03进料预热器(1)换热器面积纣一黑 _ Ln区 Ar,78.6 48.0w = FxMf =48.54 x 86.53 = 4200 kg/hT=20.0时。苯=1.52kj/(kg k)C甲茎=1.52kj/(kg k)Cpl =1.52x 0.40 +1.52 x 0.60 = 1.52kj/(kg k)T=92.0C时 C米=