实际管内流速：uf?8.3回流液管
回流液的质量流量：
4?V釜液2??d残液?4?0.0015?0.94m/s 23.14?0.045Q回流?R?(Fm?QW)?0.375?(10000?4086.1)?831.64kgh
乙苯
可近似查得，塔顶回流温度81.1 ℃时，ρ苯=813.8Kg/m3 ，ρ=812.6 kg/m3
3??752.8?0.027?763.5?0.973?763.2kgm回流液的平均密度
则：回流液的体积流量V回流?Q回流??831.64?1.09m3h?0.0003m3s 763.2利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度uL=0.5m/s 则：回流管径输送管径d回流?4?V回流u???4?0.0003?0.028m
0.5?3.14经圆整选取热轧无缝钢管，规格：φ30×2mm 实际管内流速：uf?8.4塔顶产品出口管
塔顶产品的质量流量QD?10000?4086.10?5913.9Kgh 可近似查得，塔顶产品温度81.1 ℃时，ρ苯=813.8Kg/m3 ，ρ
乙苯
4?V回流2??d回流?4?0.0003?0.49 m/s 23.14?0.028=812.6 kg/m3
3产品液的平均密度??752.8?0.027?763.5?0.973?763.2kgm 则：产品液的体积流量VD?QD?5913.9?7.75m3h?0.0022m3s 763.2?取适宜的回流速度uL=0.5m/s 则：回流管径输送管径d回流?4?V回流u???4?0.0006?0.039m
0.5?3.14经圆整选取热轧无缝钢管，规格：φ40×2mm 实际管内流速：uf?4?V回流2??d回流?4?0.0006?0.5 m/s
3.14?0.0392第9节 辅助设备的计算及选型
9.1裙座
塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内
径>800mm，故裙座壁厚取16mm。
基础环内径： 基础环外径： 圆整：
Dbi??2000?2?16???0.2~0.4??103?1632mmDbo??2000?2?16???0.2~0.4??103?2432mm
Dbi?1800mm ，Dbo?2600mm，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取
18mm，考虑到再沸器，裙座高度取3m。地角螺栓直径取M30。 9.2吊柱
对于较高的室内无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，即经济又方便的一项设施，一般取15m以上的塔物设吊柱，本设计中塔高度大，因此设吊柱。因设计塔径D=2000mm，可选用吊柱500kg S=1000m错误！未找到引用源。,L=3400mm,H=1000mm材料为A3。 9.3冷凝器的选择
有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为：500～1500kcal/(m2.h.℃)
本设计取K?900kcal?m2?h?oC??3762J?m2?h?oC? 出料液温度：85.5℃（饱和气）冷却水温度：25℃
50℃
81.1℃（饱和液）
逆流操作：错误！未找到引用源。t1= 56.1℃, 错误！未找到引用源。 t2=
35.5℃
?tm?t1?t256.1?35.5??45.02oCt56.1lnln1 35.5t2由前面4.1算得冷凝器交换的热量 Q = 3.23×106 kJ/h
Q3.23?106??5.43m2 则，传热面积为AS?K??tm3.762?3600?45.02故所选换热器为: JB/T 4714—92
称直公径mm 管程 数N 换热管径 mm 管子 根数n 中心 排管数 管程流通面积m2 换热面积m2 换热管长度mm 325 4 19 68 11 0.0030 5.7 1500 9. 4再沸器的选择
塔釜内温度T =132.9℃. 假设釜液由饱和液体经蒸汽加热转变为饱和蒸汽，加热蒸汽由饱和蒸汽放热转变为同温度下饱和液体。 取K?120kcal?m2?h?oC??5016J?m2?h?oC? 由前面4.2估算加热蒸汽温度t=150.9℃ 逆流操作时：错误！未找到引用源。
?tm?150.9?132.9?180C
由前面4.2算得再沸器交换的热量 Q = 1.39×106 kJ/h
Q1.39?106??4.78m2则，传热面积为AS?K??tm5.016?3600?18
换热面积m2 换热管长度mm 故所选换热器为: JB/T 4714—92
称直公径mm 管程 数N 换热管径 mm 管子 根数n 中心 排管数 管程流通面积m2 273 1 19 65 9 0.0115 5.4 1500 第10八节 计算结果列表
项目 塔径 D/m 板间距HT /m 塔有效高度 塔板形式 空塔气速u /（m/s） 堰长LW /m 堰高hW/m 板上液层高度hL /m 降液管底隙高度 ho /m 浮阀数 N /个 阀孔气速u o /（m/s） 阀孔动能因数Fo 精馏段/提馏段 1.20 0.45 13.75m 单溢流弓形降液管 1.02/0.89 0.72 0.06 0.0342/0.0421 0.0174/0.0833 118/133 6.05/5.80 10 备注 分快式塔板 等腰三角形叉排 孔心距 t /m 排间距 t’/m 单板压降△PP /Pa 0.075 0.09/0.08 529.7/593.0 指同一横排的孔心距 指相邻二横排的中心线距离 雾沫夹带控制 漏液控制 液体在液降管内停留时间θ/s 25.65/5.34 液降管内清液层高度Hd /m 泛点率% 0.1375/0.1637 40.09/49.16 气相负荷上限(VS)max/（m3/s）1 .72/0.60 气相负荷下限(VS)min/（m3/s） 0.85/0.40 操作弹性 参考文献：
2.67/2.33 ⑴《化学工程手册》编辑委员会：化工基础数据，化学工业出版社，1979 ⑵《化学工程手册》编辑委员会：气液传质设备，化学工业出版社，1979 ⑶《常用化工单元设备的设计》陈英兰、刘玉兰主编，华东理工大学出版社，2005.4 ⑷《化工设计》黄璐、王保国编著，北京-化学工业出版社，2001.2 附表：性能负荷图
精馏段性能负荷图54.543.532.521.510.500操作线V雾沫夹带线荷液下相线负液泛线漏液线荷液上相线负0.0010.0020.003L0.0040.0050.006
提馏段性能负荷图2.521.5液相负荷下线液泛线雾沫夹带线液相负荷上线V10.500操作线漏液线0.0010.0020.003L0.0040.0050.006
工艺流程图：
塔板布量
图： 精馏段：