化工原理课程设计苯与氯苯的分离

1、化工原理课程设计说明书设计题目：苯氯苯精馏过程板式塔设计设 计 者：班级 化工 095 闫宏阳日 期：2011 年 12 月 13 号指导教师：胜凯设计成绩：日期：目录设计任务书 3设计计算书 4 ? 设计方案的确定 4 ? 精馏塔物料衡算 4 ? 塔板数的确定 5 ? 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 8 ? 塔体工艺尺寸计算 13 ? 塔板主要工艺尺寸 15 ? 塔板流体力学验算 17 ? 浮阀塔的结构 20 ? 精馏塔接管尺寸 23 ? 产品冷却器选型 25 ? 对设计过程的评述和有关问题的讨论 25 附图： 生产工艺流程图精馏塔设计流程图设计任务书（一）题目试设计一座苯氯苯连续精馏

2、塔，要求年产纯度 99.8%的氯苯 21000吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于 2%，原料液中含氯苯 45%（以上均为质量分数）。（二）操作条件1）塔顶压力2）进料热状况4kPa （表压）；泡点；3）回流比R=1.4R min ；4）塔底加热蒸汽压力 0.5Mpa （表压）；5）单板压降 0.7 kPa ；三）塔板类型浮阀塔板（ F1 型）四）工作日每年按 300天工作计，每天连续 24 小时运行五）厂址厂址为地区设计计算书一、设计方案的确定本任务是分离苯氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏 流程，本设计采用板式塔连续精馏。 设计中采用泡点进料， 将原料液通过预热器 加热至泡点后送进

3、精馏塔。 塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝， 冷凝液在泡点下一部 分回流至塔， 其余部分冷却后送至储物罐。 该物系属易分离物系， 最小回流比较 小，故操作回流比取最小回流比的 1.4 倍，且在常压下操作。 塔釜采用间接蒸汽 加热，塔底产品经冷却后送至储物罐。、精馏塔物料衡算 （以轻组分计算）1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率苯的摩尔质量M A 78.11kg / kmol氯苯的摩尔质量 M B 112.56kg / kmolxF0.55/ 78.110.55/ 78.11 0.45/112.560.638xD0.98/ 78.110.98/ 78.11 0.02/112.560.986xW0.002

4、 / 78.110.002 / 78.11 0.998/112.560.0032原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量MF0.63878.11(10.638)112.5690.58kg / kmolMD0.98678.11(10.986)112.5678.59kg / kmolMW0.00378.11(10.003)112.56112.46kg / kmol3物料衡算原料处理量21000 1000300 24 112.4625.93kmol / h总物料衡算 F D 25.93苯物料衡算 0.638F 0.986 D 0.003 25.93联立解得D 47.31kmol /hF 73.24kmo

5、l /h三、塔板数的确定1理论板数 NT 的求取1）由手册查得苯氯苯物系的气液平衡数据，绘出 xy 图，见图 1T/oC8090100110120130131.8poA /kPa101.33136.66179.99234.60299.99378.65386.65pBo/ kPa19.7327.3339.0753.3372.4095.86101.33oxpo pBoooo pA pB1.0000.6770.4420.2650.1270.0190.000opoA yx p1.0000.9130.7850.6130.3760.0720.0001.000yq0.8000.6000.4000.200xD

6、0.0000.0000.2000.4000.600 xq0.8001.000图 1 图解法求最小回流比（ 2）由于泡点进料 q=1，在图上作直线 x=0.986 交对角线于 a 点，作直线 x=0.638 交平衡线于 q 点，连接 a、q 两点，过 q 点作横轴的平行线交纵轴于一点，读得 图 1 x y图yq=0.896 ，则最小回流比如下：Rmin 0.986 0.896 0.35min 0.896 0.638取操作回流比为R 1.4Rmin 1.4 0.35 0.493）求精馏塔的气、液相负荷L RD 0.49 47.31 23.18kmol/ hV (R 1)D (0.49 1) 47.

7、31 70.49kmol/ hL L F 23.18 73.24 96.42kmol / hV V 70.49kmol / h4）求操作线方程精馏段操作线方程L D 23.18 47.31y xxDx 0.986 0.328x 0.662V V D 70.49 70.49提馏段操作线方程LW 96.42 25.93y L x W xW 96.42 x 25.93 0.003 1.369x 0.001VV W 70.49 70.49（5）图解法求理论板层数如附图 1，将 x=0.638 带入精馏段操作线方程，得出 y=0.871 ，在图中找出 该点记为 d，连接 ad 两点即得精馏段操作线；在对

8、角线上找到 c 点（ 0.003 ， 0.003 ），连接 cd 两点即得提馏段操作线。自 a 点开始在操作线和平衡线之间作 阶梯线。求解结果为：总理论板层数NT 11（包括再沸器 ）进料板位置N F 42实际板层数的求解（试差法）假设总板效率 ET=0.49精馏段实际板层数N精 22/0.49 44.9 45提馏段实际板层数N提 4/0.49 1 8.1-1 7 （不包括再沸器）实际板层数为 26/0.49-1=52 （不包括再沸器）试差法计算如下：Np=52塔顶压力： PD 101.3 4 105.3KPa塔底压力： Pw 105.3 0.667 52 139.984Pa已知塔底组成为四、

9、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1操作压力的计算塔顶操作压力PD101.3 4105.33kPa每层塔板压降P0.7kPa进料板压力PF105.330.7 9 111.63kPa精馏段平均压力Pm1(111.63105.33) /2108.48kPa塔底操作压力PD105.330.7 23 121.43kPa提馏段平均压力Pm2(111.63121.43) / 2116.53kPa2操作温度的计算表 1 苯、氯苯 Antoine 常数数据表ABC温度围（ K）苯6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4226.360714

10、66.083-15.44420-521氯苯6.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-597表 1 苯、氯苯 Antoine 常数数据表ABC温度围（ K）苯6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4226.36071466.083-15.44420-521氯苯6.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-5971236.034 假设塔顶的泡点温度 t 83.2oC ，则纯组分的饱和蒸气压为对苯o lg p A6.06

11、832opoA111.53kPa对氯苯o lg pB6.10416o pB22.11kPa2.047421431.8348.99 83.2 273.151.3446455.515 83.2 273.15代入泡点方程和露点方程，得xo pA o poA yx pp pBo (101.33 4) 22.11 o pB111.53 22.11111.53 0.931 0.986105.33故假设正确，塔顶温度为tD83.2oC0.931xD假设塔顶的进料板温度94.4o C ，则纯组分的饱和蒸气压为对苯lg p oA 6.068321236.0342.1882548.99 94.4 273.15po

12、A 154.26 kPa1431.83p pBo110.23 32.77假设塔底的泡点温度 t137o C ，则纯组分的饱和蒸气压为对苯o lg p A6.06832opoA442.51 kPa对氯苯o lg pB6.62988o pB115.28kPa48.99 137 273.155.21 137 273.15代入泡点方程，得1236.0341897 .41p poBx poA pBo116.53 115.28 0.0038 0.003442.51-115.28假设正确，故塔顶温度为 tW 137o C精馏段平均温度tm1 (83.2 94.4) / 2 88.8o C对氯苯 lg pBo

13、 6.104161.5154855.515 94.4 273.15pBo 32.77kPa代入泡点方程和露点方程，得x o o 0.638poA poB 154.26 32.77假设正确，故进料板温度为 tF 94.4o C提馏段平均温度tm2 (94.4 137) /2 115.7o C全塔平均温度tm (83.2 137) / 2 110.1o C3平均摩尔质量的计算塔顶：由 y1 xD 0.986 ，查平衡曲线得 x1 0.920MVDm0.98678.11(10.986)112.5678.60kg /kmolMLDm0.92078.11(10.920)112.5680.87kg /km

14、ol进料板：由图理论板得 yF 0.885 ，查平衡曲线得 xF 0.621MVFm0.88578.11(10.885)112.5682.07kg / kmolMLFm0.62178.11(10.621)112.5691.17kg /kmol塔底：由图理论板得 yn 0.003 ，查平衡曲线得 xn 0.001MVWm 0.003 78.11 (1 0.003) 112.56 112.46kg / kmolMLWm 0.001 78.11 (1 0.001) 112.56 112.53kg / kmol精馏段平均摩尔质量MVm1 (78.60 82.07) / 2 80.34kg / kmol

15、MLm1 (80.87 91.17) / 2 86.02kg / kmol提馏段平均摩尔质量MVm2 (82.07 112.46) / 2 97.27kg / kmolMLm2 (91.17 112.53) /2 101.85kg / kmol4平均密度的计算精馏段Vm1pm1 M Vm1RTm1108.48 80.348.314 (88.8 273.15)32.90kg / m3提馏段Vm2pm2M Vm2RTm2116.53 97.278.314 (115.7 273.15)33.51kg / m3（1）气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，得2）液相平均密度计算1wiLm塔顶tD 8

16、3.2oC 时，3A 912 1.187 83.2 813.24kg / m33B 1127 1.111 83.2 1034.56kg / m3LDm13816.73kg / m30.98/ 813.24 0.02 /1034.56进料板 tF 94.4oC 时，912 1.187 94.4 799.95kg / m31127 1.111 94.4 1022.12kg / m3AB0.621 78.110.621 78.11 0.379 112.560.532LFm0.532/803.7 0.468/1025.7 894.28kg / m塔底 tW 137oC时，A 912 1.187 137

17、 749.38kg / m3B 1127 1.111 137 974.79kg / m3LWm30.002 / 749.38 0.998/ 974.79 974.20kg /m精馏段液相平均密度为Lm1 (816.73 894.28) / 2 855.51kg / m3提馏段液相平均密度为Lm2(894.28 974.20) /2 934.24kg / m35液相平均表面力的计算Lmxi i塔顶 tD 83.2oC 时，查得 A 20.82mN / mB 25.84 mN / mLDm0.920 20.820.08 25.8421.22mN / m进料板 t F94.4oC 时，查得19. 3

18、5mN / m24.57mN / mLFm0.621 19.350.379 24.57 21.32mN / m19 .48mN / m塔底 tW 137oC时，查得 A 14.25mN / mLWm0.001 14.25 0.999 19.48 19.47mN / m精馏段液相平均表面力为m1 (21.22 21.32) / 2 21.27mN /m 提馏段液相平均表面力为m2 ( 21.32 19.47)/2 20.40mN /m6. 液体平均粘度计算lg mxi lg i塔顶tD 83.2oC 时，A 0.299 mPa s B 0.303mPa slg LDm 0.920lg 0.299

19、 0.08lg 0.303LDm 0. 299mPa s进料板 tF 94.4o C 时，0.268 mPa sB 0.275mPa slg LDm0.621lg0.2680.379lg0.275LDm 0.271mPa s塔底 tW 137oC时，A 0.184 mPa sB 0.197 mPa slg LDm 0.001lg 0.184 0.999lg 0.197LDm 0.197 mPa s精馏段液相平均粘度为m1 (0.299 0.271) / 2 0.285mN /m提留段液相平均粘度为m2(0.271 0.197) /2 0.234mN / m全塔液相平均粘度为L (0.299 0

20、.197) / 2 0.248mPa s又塔顶和塔底平均温度为（83.2+137) /2=110.1 则此温度下的相对挥发度为opoA234.7 4.40poB53.3根据奥康奈尔关联法，ET 0.49( L ) 0.2450.49 (4.400.248) 0.245 0.48故假设成立，总板效率 ET=0.48五、塔体工艺尺寸计算1塔径的计算1）精馏段LS1VMVm13600 Vm1LM Lm13600 Lm170.49 80.343600 2.9023.18 86.023600 855.130.542m3 /s 0.0006m3 / s由 umax C L V式中 C 由公式 C0.2L

21、计算，20其中 C20 可由史密斯关联图查出，图的横坐标为LhVhh0.0006 36000.541 36001855.51 2 0.0192.90取板间距 HT0.42m，板上液层高度hL 0.07m ，则HThL0.420.07 0.35m由史密斯关系图得C200.0690.2C C20L200.0690.221.270.07020umax 0.070855.51 2.90 1.20m/s2.90取安全系数为 0.6 ，则空塔气速为 0.6umax 0.72m/sD14 0.5423.14 0.720.979 m统一按照塔板结构参数系列化标准（单溢流型） 将塔径圆整后取D=1.0m。塔截面

22、积2 3.14 2 2AT 4 D 4 1.0 0.785m实际空塔气速u 0.542 0.690m / s0.7852）提馏段V M Vm 23600 Vm 270.49 97.273600 3.510.543m3 / sLS2L M Lm 296.42 101.853600Lm23600 934.2430.0029m / sLh0.543 3600 3.51HThL0.42 0.07 0.35m查图得 C20 0.0680.2umaxu2m2200.0680.6umaxD24 0.5433.14 0.6720.06820.40 0.220934.24 3.513.510.0681.12m

23、/ s0.6 1.12 0.67m /s1.00mD=1000m。m统一按照塔板结构参数系列化标准（单溢流型） 将塔径圆整后取塔截面积AT4 D2 3.414 12 0.785m2实际空塔气速0.5430.692m / s0.7852塔高的计算（1）精馏塔的有效高度精馏段Z精 （N精 1）H T （9 1） 0.42 3.36m提馏段Z提 （N提 1）H T （14 1） 0.4 5.46m在进料板上方开一人孔，提馏段中开两个人孔，其高度为0.8m，则有效高度为Z 有效 Z精 Z 提 0.8 3 3.36 5.46 2.4 11.2m（2）全塔实际高度取进料板板间距为 0.8m，人孔处的板间距

24、为 0.8m，塔底空间高度为 2.0m，塔顶空间高度为 0.7m，封头高度为 0.6m，裙座高度为 2.0m，则全塔高为H （n nF nP 1）HT nF HF nPHP HD HB H1 H2（23 1 3 1） 0.42 0.8 3 0.8 0.7 2.0 0.6 2.016.06m六、塔板主要工艺尺寸计算根据塔径和液体流量， 选用单溢流弓形降液管、 凹形受液盘， 塔板采用单流 和分块式组装。1溢流装置的计算（ 1）堰长： lW 0.66D 0.66 1.0 0.66m（2）堰高：由 hW hL hOW ，选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式求得 222.84 Lh1 3 2.84 0

25、.0006 3600 3精馏段： hOW1E h1 0.00626mOW1 1000 lW1000 0.66hLhOW 2取 hL 0.07 m ，则22h2.84 ELh2 32.840.0029 3600 3hOW 2EOW 2 1000lW10000.66hW1hLhOW 10.07 0.00626 0.06374 m提馏段：0.07 0.018 0.052m0.0018m3）降液管面积当 lW 0.66 时，查表得DWd 0.124， Wd 0.124 1.0 0.124m DdAf 0.0722，AfATf20.0722 0.785 0.057m2塔的相对操作面积为 1 2 0.07

26、15100% 85.7%4）液体在降液管里停留的时间精馏段3600Af HT 3600 0.057 0.40 38s 5sLh13600 0.0006故降液管设计合理5）降液管底隙高度 h0h03600lW u0精馏段和提馏段降液管下端与塔板间出口处的液体流速分别取u010.075 m / su02 0.180 m / s精馏段h01Lh13600 0.00060.012m3600lWu 013600 0.66 0.075提馏段h02Lh23600 0.00290.024m3600lW u023600 0.66 0.1802塔板布置的计算选用 F1 型浮阀，阀孔直径 39mm，阀片直径 48m

27、m，阀片厚度 2mm，最大开度 8.5mm，静止开度 2.5mm，阀质量为 3234g。精馏段u0 Kp172.872.85.86m / sV12.900.5480.548提馏段u0 Kp 272.872.85.27m/sV23.51上下两段相应的阀孔动能因子为：F01 u0Kp1 V 15.86 2.909.979F02 u0Kp 2V 25.27 3.519.8731）阀孔临界速度0.5480.548均属正常操作围取边缘区宽度 Wc 0.055m, 安定区宽度 Ws 0.065m，Aa2x R2 x 2R21sinx180R0.31120.311 0.445 2 0.3112210.445

28、 2 sin 11800.445其中，RDWC 1.00.055 0.445m2C2xDWd Ws1.0 0.124 0.065 0.31122开孔区面积（2）提馏段塔板布置20 .504 m2取边缘区宽度 Wc 0.030m, 安定区宽度 Ws 0.055m ，开孔区面积Aa 2 x R2 x2 18R0sin 1 Rx2 0.321 0.470 2 0.321218020.4702 sin1 0.3210.47020.552m2其中，D1.0RWC0.0300.470m22D1.0xWdWs0.124 0.055 0.32122（3）浮阀数 n 与开孔率F1 型浮阀的阀孔直径为 39mm阀

29、孔气速 u0F0F0=10浮阀数目 n0开孔率n d02D2精馏段u05.87m/s4 0.542n5.87 0.039 0.03978提留段u0780.039 0.0391. 111.86%103.515.34m / s4 0.5435.34 0.039 0.039 3.14860.039 0.0391112.94%精馏段t Aa nt0.5040.0862m86.2mm78 0.075Aa0.552提留段ta0.0856m86.6mmnt86 0.075浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距考虑到塔的直径较大，t=0.075m ，则排间距 t 为故采用分块式塔板， 而各分快板的

30、支撑与衔接将占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小于计算值，故取t =80mm=0.08m重新计算孔速及阀数精馏段Aa0.50484tt 0.075 0.08u0u0n d 20 / 4 84 0.039 0.039 3.145.53 2.90 9.410.039 0.03912.78%8411Aa0.55292tt0.075 0.08V0.543 4V0.542 4F092 0.039 0.039 3.14n d 02 / 4提留段 n5.53m / s4.94m / sF04.94 3.51 9.250.039 0.03992 13.99%11由此可知，阀孔动能因数变化不大七、塔板流体力学验

31、算1塔板压降hphc hl h1）干板阻力精馏段u0c11.825 73.1/V1 1.825 73.1 / 2.90 5.860m / su01hc1u0c1,则u0.17519.0u01L119 5.530.17519 5.530.029m液柱855.51提馏段u0c21.825 73.1/V21.825 73.1/ 3.51 5.27m/su0c2,则0.17519.0 u02L20.1754.940.026m液柱19934.242）板上充气液层阻力取充气系数 0 0.5 ，则hl0 hL 0.50.07 0.035m液柱3）液体表面力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不计因此，上下两段塔板

32、压降如下精馏段每层压降hp1 hc1 hl 0.029 0.035 0.064m液柱p p1 hp1 L1g 0.064 855.51 9.81 537.12Pa 700Pa提馏段每层压降h p2 hc2 hl 0.026 0.035 0.061m液柱p p2 hp2 L 2g 0.061 934.24 9.81 559.06Pa 700Pa上下两段单板压降均符合设计任务要求。2液泛为了防止液泛现象的发生， 要求控制降液管中清液层高度 Hd （HT hW） ， 而 H d hp hL hd1）与气体通过塔板压降所相当的液柱高度精馏段hp1 0.064m液柱提馏段hp2 0.061m液柱2）液体

33、通过降液管的压头损失精馏段22hd1 0.153 LS1 0.153 0.00060.00088m 液柱lW h010.66 0. 012提馏段22hd2 0.153 LS20.153 0.00290.0051m液柱lW h020.66 0.024（3）板上液层高度 精馏段和提馏段皆为 hL 0.07m因此， 取0.5 ，降液管中清液层高度如下：精馏段H d1 hp1 hL1 hd1 0.064 0.070 0.00088 0.1349m(HT hW1) 0.5(0.42 0.06374) 0.2419 H d1可见，精馏段符合防止液泛的要求提馏段H d 2 hp2 hL 2 hd2 0.06

34、1 0.07 0.0051 0.136m(HT hW2) 0.5(0.42 0.052) 0.236 Hd 2可见，提馏段符合防止液泛的要求。3液沫夹带(1) 精馏段液沫夹带量ev 的验算Vs uaAT Af65.7 10 6 ev3.2uaHT hf5.7 10 621.27 10 3 0.42 2.5 0.070.74453.20.0094kg液/ kg气 0.1kg液 /kg气故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。(2) 提馏段液沫夹带量 ev 的验算5.7 10 6uaevvHT hf3.25.7 100.745820.401030.42 2.5 0.073.20.0085kg液/ kg

35、气0.1kg液 /kg气故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。4漏液的验算(1) 精馏段漏液的验算F0u0取 F0=5，则u02.94m/s2.905.53m/s故在设计负荷下不会产生过量漏液。(2) 提馏段漏液的验算u052.67m/s3.514.94m / s故在设计负荷下不会产生过量漏液。八、塔板负荷性能图计算(一)精馏段塔板负荷性能图1、漏液线u0F0取F0=5，又 nVV2u0d20 /4故(Vs)mind 20nu00.0392 84 2.94据此做出与液体流量无关的水平漏液线(0.295m / s1)2液沫夹带线5.7 10 6ev3.2uaH T hf其中， uaVSAT Af0

36、.785 0.0570.746VSa)hf2.5hw how2.5 hw 2.84 10 3E3600LSlW近似取 E1.0, h0. 06374m, l W 0.66mhf 2.5 0.063742.84 10 3 1.03600LS0.662/30.159 2.20LS2/3b)取液沫夹带极限值 ev为0.1kg液/ kg气。已知21.7mN / m， HT 0.42m并将 a, b 代入得：3.20.15.7 10 60.746VS21.7 10 3 0.42 0.159 2.2L2S/3整理得：2/3VS 2.23 18.87LS2/3在操作围任取几个 LS值，依上式算出相应的 VS

37、 值列于下表中Ls ,m3 /s0.00060.00150.00300.0045Vs ,m3 / s2.101.981.841.72依表中数据在 VSLS图中作出液沫夹带线 (2)3液相负荷下限线取平堰、堰上液层高度 how 0.006m 作为液相负荷下限条件，取 E 1.02.84 E(3600LS,min 2/3lw1000 E(20.006 2.84 1.010003600LS,min 30.66整理上式得 Ls,min 0.00056m3 /s依此值在 VSLS图中作线即为液相负荷下限线（ 3）。4液相负荷上限线(LS)maxAfHT0.057 0.42 0.006m3 / s4依此值

38、在 VSLS图中作线即为液相负荷上限线（4）5液泛线令Hd(HT hW )H d hphL hd ;hp hch1 h ;h1hL;hL hWow联立整理得22aVs* 2 b cL2sdLs 3式中0.051 ( v )2 ( ) (Aoco)L0.0512(0.100 0.772)2( 2.90(855.510.0291)hW0.5 0.42(0.5 0.60 1) 0.06374 0.140243920.153/(lWho)(0.66 0.012) 22.84 103E(1)( 3600) 3 2.84 10 3(1 0.60)(3600) 3 1.40lw 0.66故0.029Vs2

39、0.142439L2s 1.40Ls 3在操作围任取几个 LS ，计算出 VS的值列于表中3Ls ,m /s0.00060.00150.00300.0045Vs ,m3 / s4.794.013.071.81依此值在 VSLS图中作线即为液泛线（ 5）将以上 5 条线标绘于 VS LS图中，即为精馏段负荷性能图。 5 条线包围区 域为精馏段塔板操作区， A为操作点， OA为操作线。 OA线与（ 2）线的交点相应 相负荷为 VS,max，OA线与气相负荷下限线（ 1）的交点相应气相负荷为 Vs,min 。图 见坐标纸。可知本设计塔板上限由液沫夹带控制，下限由漏液控制读图，精馏段的操作弹性VS,m

40、ax 1.68 4VS,min 0.42二、提馏段塔板负荷性能图1、液沫夹带线（ 1）3.25.7 10 ev6uaH T hf式中VSVSuaS1.374VS（a）ATAf0.785 0.057233600LS 3hf 2.5 hwhow 2.5 hw2.84 10 3 ElW近似取 E1.0, hw 0.052m,lW 0.66m故 hf 2.5 0.052 2.84 10 3 1.02 3600LS 3 0.662 /30.13 2.2LS2 /3 （b）取液沫夹带极限值 ev 为 0.1kg液 /kg气 。已知20.40 10 3N /m， HT 0.42m3.20.15.7 101.

41、374VS20.40 100.42 0.132/32.2L2S/3整理得： VS 1.36 10.1LS2/33 LS， m /s0.00060.00150.0030.0045VS, m3/s1.291.231.151.08在操作围任取几个 LS值，依上式算出相应的 VS 值列于下表中依表中数据在VSLS 图中作出液沫夹带线 （1） 。2、液泛线（ 2）由 H d hp hLhd和Hd(HThw ) 得H Thwhphwhowhd近似取 E1.0，lw 0.66mhow2.8410 3 E3600LSlw2.84101.0223600LS 3 23S 0.88Ls30.66 shphC hlh

42、c20.051 0C00.051VSC0 A0hlVS0.051 0.772 0.1000 hw how0.730.0018m已算出）3.51934.240.032VS22/30.052 0.88L22/3 0.0382/30.6424LS2/3hp20.032VS20.0380.6424LS2320.0018 0.032VS22/30.6424LS2/30.0398hd 0.1532LSlwh00.1530.66 0.0242609.79L2S将 HT0.42m ，hW 0.052m, 0.5 及 以上各式代入得0.5 0.422/30.052 0.032VS2 0.0398 0.6424

43、LS 2/ 30.0522/30.88 L S2609.79LS2整理得 VS2 4.51 47.58L2S/3 19056.0LS2在操作围任取几个 LS 值，依上式计算 Vs 值列于下表中LS， m /s0.00060.00150.0030.0045VS, m3/s2.041.971.831.68依表中数据在 VSLS图中作出液泛线（ 2）。3、液相负荷上限线（ 3）取液体在降液管中停留时间为 4 秒，由下式L H T AfLSmax0.42 0.057 0.00599m3 /s4液相负荷上限线（ 3）在 VS LS图中为与气相流量 Vs 无关的垂线。4、漏液线（气相负荷下限线） （ 4）

44、u0F0取 F0=5 ，又 nV2u0d02 /4故（Vs） min224 d0nu0 4 0.0392 92 2.670.293 m3 / s据此做出与液体流量无关的水平漏液线（ 1）5、液相负荷下限线（ 5）取平堰、堰上液层高度 how 0.006m 作为液相负荷下限条件，取 E 1.02.84 E( 3600LS,min )2/31000 E( lw )0.006 2.84 1.0100023600LS,min 30.66整理上式得 Ls,min 5.63 10 4m3 /s依此值在 VS LS图中作线即为液相负荷下限线（5）。将以上 5条线标绘于 VS LS 图中，即为提馏段负荷性能图

45、。 5 条线包围区域为提馏段塔板操作区， P 为操作点， OP 为操作线。 OP 线与（ 2）线的交点相应相负荷为 VS,max ， OP线与气相负荷下限线（ 4）的交点相应气相负荷为 Vs,min 。图见坐标纸。可知本设计塔板上限由液泛控制，下限由漏液控制。读图，提馏段的操作弹性VS,max 1.42 3.38VS,min0.42九、精馏塔接管尺寸计算VRTD3600 p D1塔顶蒸气出口管70.49 8.314 (83.2 273.15) 0.551m3 /s3600 105.33d4 0.5513.14 18选择蒸气速度 u 18m /s，则0.197m按照 GB816387，选择热轧无

46、缝钢管 245 6.5mm核算u 4VS24 0.551 2 11.69m / s，在10 20m / s之间，可用d 2 3.14 0.24522塔顶回流液管LSLM LDm3600 LDm35.5 80.183600 823.810.001m3 / sd4 0.00063.14 0.4选择回流液流速 u 0.4m /s，则0.043m按照 GB816387，选择冷轧无缝钢管 45 2mm核算u 4L2S4 0.00062 0.377m / s ，在 0.20.5m/s之间，可用d 2 3.14 0.04523进料管FSFM LFm3600 LFm73.24 91.173600 894.280.0021m 3 / sd4 0.00213.14 2.0选择进料液流速 u 2.0m /s ，则0.037m核算u4 0.002123.14 0.0422按照 GB816387，选择冷轧无缝钢管 42 2mm1.52m / s ，在1.5 2.5m/s之间，可用4塔釜出料管LSL M LWm3600 LWm96.42 112.533600 974 .200.0031m3 / s选择塔釜出料液流速 u 0.8m/ s