苯与氯苯分离化工原理课程设计

1、实用标准文案(一)产品与设计方案简介1 .产品性质、质量指标和用途产品性质：有杏仁味的无色透明、易挥发液体。密度1. 105g/cm3。沸点131.6C。 凝固点-45 C。折射率1.5216(25 C)。闪点29.4 c。燃点637.8 C,折射率1.5246, 粘度(20C)0. 799mPa s,表面张力 33. 28X 10-3N/m 溶解度参数 6 = 9. 5< 溶于乙醇、乙醴、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。易燃，蒸气与空气形 成爆炸性混合物，爆炸极限 1.3 %7. 1%(vol)。溶于大多数有机溶剂，不溶 于水。常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则脱氯。蒸气

2、经过红热管 子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。有毒.在体内有积累性，逐渐损害肝、 肾和其他器官。对皮肤和粘膜有刺激性.对神经系统有麻醉性，Ld2910mg/kg, 空气中最高容许浓度50mg/m3。遇高温、明火、氧化剂有燃烧爆炸的危险。与氯 酸银反应剧烈质量指标：氯苯纯度不低于99.8%,塔顶储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)产品用途：作为有机合成的重要原料2 .设计方案简介(1)精储方式：本设计采用连续精储方式。原料液连续加入精储塔中，并连续 收集产物和排出残液。具优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉 浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而

3、无须采用特殊精储。(2)操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用 于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温(工业低温段)物系分离。(3)塔板形式：F1型浮阀塔板，浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造 价低；塔板开口率大，生产能力大；由于阀片可随气量的变化自由升降，故操作 弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。(4)加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡 点后送入精储塔内。(5)由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。(6)再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝 后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部

4、分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔 釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3工艺流程草图及说明首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐， 在里面停留一定的时间之后，通 过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度， 然后，原料从进料口进 入到精储塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物， 这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精微塔中上升，而液相混合物在精储 塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡 点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中， 停留一定的时间然后进入苯的储 罐，而其中的气态部分重新回到精储塔中， 这个过程就叫做回流。液相

5、混合物就 从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热 到泡点温度重新回到精储塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口 不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与氯苯的分离。（二）精储塔的物料衡算1 .原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA = 78.11 kg/kmol氯苯的摩尔质量 MB =112.56 kg/kmol0.98/78.110.02/112.56 0.98/78.110.55/78.110.45/112.56 0.55/78.11= 0.6378= 0.98600.002/78.110.998/112.56 0.002/78.11= 0

6、.0029精彩文档2 .原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF =0.6378*78.11 (1 一 0.6378) *112.56 = 90.59kg / kmolMd =0.9860*78.11 (1 -0.9860)* 112.56 = 78.59 kg/kmolMw =0.0029* 78.11 (1 0.0029)*112.56 =112.46kg/kmol3 .物料衡算后*斗 且.25000*1000录产"里V = = 30.85kmol /h300* 24* 112.46总物料衡算F = D 30.85苯物料衡算F * 0.6378 = D * 0.9860 30.8

7、5* 0.0029联立解得D =56.25kmol/hF =87.10kmol/h（三）塔板数的确定1.理论塔板数Nt的求取根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取X y由手册查得苯-氯苯的饱和蒸汽压数据，列于下表X-ZzPty.PA°X_K1）.EP；7 Px（1 - y） P0苯-氯苯气液平衡数据温度/C苯氯苯xya807601481.0001.0009010252050.6770.9135.00010013502930.4420.7854.60811017604000.2650.6134.40012022505430.1270.3764.14413028407190

8、.0190.0723.950131.829007600.0000.000本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对 xy平衡关系的影响完全 可以忽略。求最小回流比、操作回流比及最小理论塔板层数将1.表中数据作图得x y曲线（如图1）及t-x y曲线（如图2）。在x y图上，因 q =1,查得 yq =0.8946 ,而 Xq = Xf =0.6378 , xD =0.9860。故有:Rm =3 yq - xq0.9860 -0.89460.8946 -0.6378=0.3559考虑到精储段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回

9、流比为最小回流比的1.85 倍，即：R=1.85Rm =1.85x0.3559 =0.6585求精储塔气、液相负荷L=RD=0.6585 X 56.25=37.04kmol/hV=(R+1)D=(0.6585+1) 乂 56.25=93.29kmol/hL =L+F=37.04+87.10=124.14kmol/hV =V=93.29 kmol/h求操作线方程R Xr精微段操作线：y = x = 0.397x 0.595R 1 R 1提储段操彳线为过（0.0029,0.0029刑（0.637&0.8479）两点的直线图解法求理论塔板数如图1所示，求解结果为总理论板层数N t=11.0

10、（包括再沸器）进料板位置Nf=41.00,80.60.40.200,20,40.60.81.0图1图解法求理论板层数图2苯-氯苯物系温度组成图2.实际塔板数的求取(1)全塔效率塔的平均温度 tm =(83.9 131.5)/2 =107.7C平均温度下的气液组成xm = 0.300ym = 0.656苯与氯苯的粘度分另1为uA = 0.238mpa|_suB = 0.256mpa|_s平均粘度为um =0.300 0.238 0.656 0.256 = 0.239mps塔板效率为Et =0.17 -0.616lg um =0.17 -0.616 1g 0.239 =0.553(2)实际板层数的

11、求取N精=3/0.553=5.42 =6N提=8/0.553=14.47 =15N p=6+15=21(四)精微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p D=101.08+4=105.08kpa每层塔板压降A p=0.7kpa进料板压力 pf=105.08+0.7 X6=109.28kpa塔底压力pv=105.08+0.7 X21=119.78kpa精微段平均压力 p m=1/2 x ( 105.08+109.28 ) =107.18kpa提储段平均压力 pm =1/2 x ( 109.28+119.78 ) =114.53kpa2、操作温度计算由t-x-y 图得，塔顶

12、温度 tD=83.5C,进料板温度tF=91.7C,塔底温度 tw=131.1 Co精微段平均温度tm=1/2 X (83.9+91.7 ) =87.6 C ,提储段平均温度 tm =1/2 X (131.1+91.7 ) =111.4 Co3、平均摩尔质量的计算塔顶 XD=y1=0.9860,查图 1 得 xi=0.9353。同理，力口料板 xf=0.6188 *=0.8818 ;塔底 xwf0.0017, yW=0.0067。X112.56=78.59kg/kmolX112.56=79.65kg/kmolX112.56=82.18kg/kmolX112.56=91.24kg/kmolX11

13、2.56=112.33kg/kmolX112.56=112.50kg/kmolM VD=0.9860X 78.11+(1-0.9860)M LDm=0.9353X 78.11+(1-0.9353)M VFm=0.8818X 78.11+(1-0.8818)Mfh=0.6188X 78.11+(1-0.6188)Mw=0.0067X 78.11+(1-0.0067)Mw=0.0017 X 78.11+(1-0.0017)精微段平均摩尔质量MVm=1/2 x (78.59+82.18)=80.39 kg/kmolMm=1/2 义(79.65+91.24)=85.45 kg/kmol 提储段平均摩尔

14、质量' _ M Vm=1/2 x (82.18+112.33)=97.26 kg/kmol' M Lm=1/2 X (91.24+112.50)=101.87 kg/kmol4、平均密度的计算(1)气相平均密度pmMVmRTm107.88 80.398.314 (87.6 273.15)3=2.89kg/m3pmMp _ 1m VmVm rt'm115.23 97.268.314 (111.4 273.15)3= 3.50kg/m3(2)液相平均密度液相平均密度依下式计算，即1/PLm=£ai/Pi (a为质量分率)塔顶温度 t d=83.5 C ,此温度下

15、p A=812.41kg/m3, p B=1033.79kg/m3O.9860*78aAaB 0.980.023=一十=+ , 所以 p LDm=815.90kg/m o；A:?B812.41 1033.79 =0.980.9860*78.110.0140*112.56进料板温度 t f=91.7 C，此温度下 p A=803.62kg/m3, p B=1025.56kg/m3= 0.530.6188*78.11、1A 二0.6188*78.110.3812*112.561aAaB0.530.473二+=+，所以 p FDm=894.61kg/m:LFm二A:B803.621025.56塔底温

16、度 tw=131.1 C,此温度下 p A=755.91kg/m3, p B=980.90kg/m3金.曳所以3Lw=980.06kg/m o0.0029 0.9971+755.91 980.90p Lm=1/2 X (815.90+894.61)=855.26 kg/mp Lm=1/2 X (980.06+894.61)=937.34 kg/m5、液体的表面张力塔顶温度 t d=83.5 C ,此温度下 o- A=20.7dyn/cm,o- B=25.8dyn/cm(TLDm=0.9860X20.7+ (1-0.9860 ) X 25.8=20.8 dyn/cm 。进料板温度 t f=91.

17、7 C，此温度下 o- A=19.8dyn/cm,o- B=24.9dyn/cm(TLFn=0.6188X 19.8+ (1-0.6188 ) X 24.9=21.7 dyn/cm 。塔底温度 t w=131.5 C ,此温度下 o- A=15.3dyn/cm, o- B=20.4dyn/cm (tlw=0.0029X 15.1+ (1-0.0029 ) X 20.4=20.3 dyn/cm 。所以(T Lm=1/2 x (20.8+21.7)=21.3dyn/cm(/ Lm=1/2 x(20.4+21.7)=21.1dyn/cm6、液体平均黏度的计算塔顶温度t d=83.5 C ,止匕温度下

18、n A=0.297mpas,仙B=0.301mpas1g NLDm =0.9860 Mlg 0.297+(10.9860)x|g 0.301，解得 p LDm=0.297 mpa ' s。进料板温度 t f=91.7 C ,此温度下 n A=0.275mpa- s,仙 B=0.282mpa ' s 1g NLFm =0.6188 Mlg 0.275+(1 0.6188) Mlg 0.282，解得 p LFm=0.280 mpa ' s。塔底温度 t w=131.1 C ,此温度下 n A=0.197mpa- s,B=0.202mpa' s1g MLWm =0.0

19、029 Mlg 0.197 +(10.0029)Mlg 0.202，解得 p LDm=0.202 mpa s。所以p Lm=1/2 X (0.297+0.280)=0.289mpa - sJ Lm=1/2 X (0.202+0.280)=0.241 mpa - s(五)精微塔的塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算(1)精储段的气、液相体积流率分别为VsVMvm3600 二vm93.29 80.393600 2.893 =0.721m3/sLsLM Lm360037.04 85.453600 855.26=1.03 10-m3/s%（反厂=里竺父（85竺）1/2 =0.0246,取板间距 H=0.40

20、m,板上液层高Vh :vm0.7212.89 度 hL=0.06m。故 H-hL=0.40-0.06=0.34m 。查文献1中图 5-1 得，5=0.073。L Lm 0.221.2 0.2C =C20() =0.073 () =0.0742020max=0.074855.26 -2.892.89=1.269m/s取安全系数 0.8,则空塔气速 u=0.8uma)=0.8 X 1.269=1.015m/sD =4 0.721二 1.015= 0.951m,圆整后取D=1.0ni塔截面积为J1 2A =- D42 2= -1.0 = 0.785m4实际空塔气速（2）提储段的气、u=0.721/0

21、.785=0.918m/s。液相体积流率分别为VsVMVm3600 PVm93.29 97.263=0.720m /s3600 3.50LMLm3600 ： Lmmax=0.069937.34-3.503.50=1.126m/s124.14 101.87与 33.756 10 m /s3600 935.20Lh :Lm 1/23.756 10，937.34 1/2()=父()=0.0853,取板间距 H=0.40m,板上披层局Vh :Vm0.7203.50度 hL=0.06m。故 H-hL=0.40-0.06=0.34m 。查文献1中图 5-1 得，C=0.068。 'C =C20(3

22、0.2 =0.068 (21g0.2 =0.0692020取安全系数 0.8,则空塔气速 u=0.8uma>=0.8 X 1.126=0.901m/sD' = J4VL = J4"720 = 1.008m ,圆整后取 D =1.0m。 二 u :二 0.901塔截面积为A =一 D'2 = 1.02 = 0.785m244实际空塔气速u=0.720/0.785=0.917m/s。2、精储塔的有效高度的计算z 精=(N精-1 ) HT= (6-1) X0.40=2.0mz 提=(Njri ) HT= (15-1) X0.40=5.6m在进料板上方开一人孔，提储段中

23、开两个人孔，其高度为0.8m,故有效高度应为Z有效=Z精 +Z提 +(0.8 0.4) X 3 = 2.0 + 5.6 +1.2 = 8.8m全塔的实际高度取进料板板间距为0.8m,人孔处板间距为0.8m,塔底空间高度为2.5m,塔 顶空间高度为0.8m,封头高度为0.5m,裙座高度为2.0m,则全塔高为H =(n -nF -np -1)Ht FfH f npHp H d H b H H2= (21 -1 -3 -1) 0.4 0.8 3 0.8 0.8 2.5 0.5 2.0=15.4m(六)塔板主要工艺尺寸的计算1、溢流装置的计算因D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项

24、计算如下:(1)堰长l w取 l w=0.66D=0.66 X 1.0=0.66m。(2)溢流堰高度hw精储段堰上液层高度how2.841000=0.0096m2.84 /1.03 1。“ 3600、2/31 () 10000.66提储段堰上液层高度how2.841000E(LL)2/3lw2.843.756 103 3600 2/3=1 ()2/ 310000.66= 0.0227m取 hL = 0.06m ,贝U精储段 hw=hL-how=0.06-0.0096=0.0504m下I ，1I''提储段 h w=hL-h ow=0.06-0.0227=0.0373m因此，上下两

25、段均取hw = 0.044m o(3)弓形降液管宽度W和截面积A由 l w/D=0.66 ,查文献1图 5-7 得 A/At=0.0722,W/D=0.125。故_ 2A=0.0722At=0.0722 X 0.785=0.0567mW=0.125D=0.125X 1.0=0.125m。塔的相对操彳面积为(1-2 X0.0722) X 100%=85.6%依文献1式5-9验算液体在降液管中的停留时间。对于精储段有3600Af Ht0 =Lh3600 0.0567 0.401.03 103600=22.02s >5s ,合理。对于提储段有3600AfHTL.3600 0.0567 0.40

26、3- 6.04s > 5s ,合理。3.756 10 3600(4)降液管底隙高度h0h。Lh360031.03 10-=0.023m, h 0.66 0.090L，3600lwU°3.756 10=0.029m o0.66 0.20精储段 U0 =0.09m/s,提储段 U0 =0.20m/s ,则因此，上下两段均取h0 = 0.030m 。hW -h0 =0.044 -0.030 = 0.014m 0.006m故降液管底隙设计合理。选用凹形受7盘，深度hW = 0.05m 02、塔板布置采用F1型浮阀，重量为33g(重阀)，孔径为39mm阀片直径48mm阀片厚度2mm最大开

27、度8.5mm 静止开度2.5mm阀孔临界速度精储段U0Kpi提储段U0Kp272.8 0.54872.8 0.548=(-)=()5.86m/s：vm2.89，,72.8、0.54872.8, 0.548=()=()=5.28m/s;Vm3.50，上下两段相应的阀孔动能因子为F01 =口的尻=5.86 .289=9.96F02 =u0kp2 ,7Vm =5.28 /商=9.88均属正常操作范围。开孔率U 100%U0式中：U为适宜的空塔气速，U0为阀孔速度精储段1=5 100% =5100% =17.3%015.86提储段22 =A0.901100% -100% =17.1%025.28为了塔

28、板加工方便，上下两分段开孔率均采用 1=17.5%,由此求得上卜两端的阀孔速度和相应的动能因子为:u01 = 5.80m /sF01 =9.86u02 = 5.15m /sF02 =9.63阀孔总面积A0=AT.=0.785 0.175 -0.137m2浮阀总数N。-do4 0.1372 =1153.14 0.0392塔板上布置浮阀的有效操作面积已知Wd=0.125m,取破沫区宽度 Ws=0.07m,边缘区宽度 Wc=0.04m,x d- -(Wd Ws) 1- -(0.125 0.07) 0.305m22r = Wc =- -0.04 = 0.46m22有效操作面积22 二 2. X、Aa

29、=2(x、.r -xr arcsin )180r=2 (0.305.0.462 -0.30523.14 八 _2, 0.3050.46 arcsin1800.46一 _，_2= 0.517m有效操作面积率=竺；100%二 D24 0.517-2 100% =65.8%3.14 1.02浮阀的排列浮阀采用等腰三角形交叉排列。设垂直于液流方向的阀孔中心距为 与此相应每排浮阀中心线之间的距离t' = 0.075m,则,Aa/ N00.517/115t . 00.0599mt 0.075取 t=0.060m。（七）筛板的流体力学验算1、塔板压降hp = hchih 二(1)干板阻力hc精储段U

30、0C1 J825 73.1/ ：vm J825 73.1/2.89 = 5.872m/s0.1750.175u01 <u0cl ,贝Uhc1 =19.001 = 0.030m液柱:Lm 855.26提储段 U0c2 -1.825 73.1/ 二vm. =1.825 73.1/3.50-5.287m/ su；519.0 5.2870.175U02 au0c2 ,贝Uhc2 =19.0= 0.028m液柱02：Lm937.34(2)气体通过液层的阻力h1取充气系数 加=0.4，则hi =小儿=0.4父0.06 = 0.024m液柱(3)液体表面张力阻力h.(此阻力很小，忽略不计) 气体通过每

31、层塔板的液柱高度hp可按下式计算：hp1 =hc1 hl =0.030 0.024 = 0.054m 液柱hp2 =hc2 h =0.028 0.024 =0.052m液柱气体通过每层塔板的压降为pp1 =hp1：Lmg =0.054 855.26 9.81 -453.07Pa ：700Pa. ：Pp2 =hp2：Lmg =0.052 937.34 9.81 =478.16Pa ： 700Pa上下两段单板压降均符合设计任务要求。2、液沫夹带泛点率.匕± 100%KCfAVs泛点率=一；vR - R-100%0.78KCFAT板上液体流经长度ZL = D-2Wd =1.0 -2 0.1

32、25 -0.750m板上液流面积Ab =AT -2Af =0.785 -2 0.0567 = 0.672m苯和氯苯是正常系统,因此物性系数K=1.0,查图的泛点负荷系数CF1 =0.116CF2 =0.119(1)精储段泛点率Vm、1.36Ls1Zl“ Lm 一 : VmKCfA100%0.7212.89855.26 -2.890.116 0.6721.36 0.00103 0.750100%= 55.2%泛点率精VS ?Lm:Vm一Vm0.78KCF1AT0.721100% =2.89855.26 -269 100% =59.1%0.78 0.116 0.785精储段两泛点率都在80%Z下，

33、雾沫夹带量能满足ev <0.1kg（液）/kg（气）的要求。（2）提储段，二-1.36LS1ZL泛点率-LmVm 100%KCfA0.7203.50937.34 -3.501.36 0.003756 0.750100%0.119 0.672-59.9%泛点率精:Vm：lm - ：?Vm0.78KCF1AT0.720100% =3.50' 937.34 -3.50 100% = 60.5%0.78 0.119 0.785精储段两泛点率都在80%Z下，雾沫夹带量能满足eV c0.1kg（液）/kg（气）的要 求。3、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 <

34、*（Ht +hW）,而 Hd 二hp % hd（1）与气体通过塔板压降所相当的液柱高度精微段 hpi = 0.054 m液柱提储段 hp2 = 0.052 m液柱(2)液体通过降液管的压头损失精微段hdi =0.153(2)2 =0.153( 1.03 10)2 =0.00041m液柱lwh00.66 0.030提储段hd2 =0.153(2)2 =0.153(3.756 10)2 =0.00551m液柱lWh00.66 0.030(3)板上液层高度精储段和提储段皆为hL = 0.06m因此，取4=0.7，降液管中清液层高度如下：精微段Hd1 =hp1 hL hd1 =0.054 0.06 0

35、.00041 = 0.114m(HT hW) =0.7 (0.4 0.044)=0.3108Hd1提储段Hd2 =hp2 hL hd2 =0.052 0.06 0.00515 -0.1172m(HT hW) =0.7 (0.4 0.044) =0.3108Hd2可见，精储段和提储段均符合防止液泛的要求。(八)塔板负荷性能图1、漏液线精微段:Vs1min =Md；N0-包二二 0.0392 115= 0.404m3/s提储段:'二1 2Vs2,min =4d0N4%4. 2.89二253 ,=0.039 115= 0.367m /s43.502、雾沫夹带线Vsv、 1.36LsZL泛点率

36、"一'"一 'v 100%KCfA按泛点率为80%+算精微段:2.89Vs. 1.36Ls 0.752: 855.26 -2.89100% =80%精微段:1 0.116 0.672整理得：Vs =1.072.17.641Vs,3.501.36Ls 0.752937.34 -3.50 100% = 80%1 0.119 0.672整理得：Vs =1.02116.71L液沫夹带线（精帽）液沫夹带线（提帽）Ls, m/s0.0020.0040.0020.004Vs, m/s1.0361.0010.9880.954在操作范围内任取两个Ls,计算出Vs的值列于表2中

37、表2雾沫夹带线计算结果由上表可作出雾沫夹带线23、液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 how=0.006m作为最小液相负荷标准how2.8410003600Ls 2/3E( )lw=0.006取E=1,则0.006 1000 3/2Ls,min 二()2.840.663=0.00056m /s3600据此可作出与气相负荷无关得垂直液相负荷下限3。4、液相负荷上限线以8 =5s作为液体在降液管中停留时间的下限。rAfHT .5 5二 5Ls.0.0567 0.403故Lsm = = 0.00454m3/s5据此可作出与气相负荷无关得垂直液相负荷下限45、液泛线(Ht 鼠)=hp hd(Ht

38、 M)=5.34当 0.153(凸)2 0"hw 鬻 E(3600s)2/3l 2glwh01000 lwUo4Vs二 d02N。(1)精储段2.89(0.7(0.4 0.044) =5.34120.785 二 0.0392 115855.26 2 9.81)20.153(Ls0.66 0.030)22.84 3600LS 2/3(1 0.4)0.044( s)1000 0.66整理得：Vs = 5.1098000.54Ls2 25.99L2/3(2)提储段3.50(0.7(0.4 0.044) =5.344Vs20.785 二 0.0392 115937.34 2 9.81)20.

39、153(-Ls0.66 0.030)2.84 3600L. 2/3 (1 0.4)0.044 (s)2/31000 0.66整理得： V = . 4.623-7241.19L2 -23.53L2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs,计算结果列于表3中 表3液泛线计算结果液泛线（精储）液泛线（提储）Ls, m3/s ().00150.00300.00450.00600.00150.00300.00450.0060Vs, m3/s2.1812.1232.0621.9942.0752.0191.9611.897根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图3、图4所示。在负荷性能图上

40、，作出操作点，与坐标原点相连，即作出操作线。6、操作弹性操作条件下精储段DiVM w _Vs1VMl1：L193.29 80.39 855.26二70137.04 85.45 2.89提储段D2Vs2Ls2V Mv2；11V mL2"LT124.14 97.26 937.34 二34093.29 101.87 3.50在精微段负荷性能图，即图3中，精储段气相负荷上限（Vs）max= 1.043m3/s,气相负荷下限（Vs）min =0.406m3/s。操作弹性:Vs,maxVs ,min1.043 =2.57 o0.406在提储段负荷性能图，即图4中，提储段气相负荷上限（Vs）max

41、=0.870m3/s,气相负荷下线（Vs ）min = 0.404m3 /s操作弹性:Vs,max2.52.01.50.50.870=2.15。0.404Vs,min0,0010,0020,003LCr3/s>01,0040.005图3精储段塔板负荷性能图L53/G图4提储段塔板负荷性能图（九）精微塔接管尺寸计算1、进料管FM LFm 87.10 91.243Vs =8.884m / h , 取 u=2.0m/s ,贝U:LFm894.614 8.88439.64mm二 2.0 3600按照GB8163-87,选择无缝钢管小45X 3.02、塔釜出料管VsWM LWm30.85 112.

42、50980.06= 3.541m3/h ,取 u=0.7m/s,则二 udR4Vs4 3.541 42.30mm二 0.7 3600按照GB8163-87,选择无缝钢管小48X4.0。3、塔顶上升蒸汽管VsVM VDm 93.29 78.592.89=2536.9m3/h,取 u=15m/s,则dR4Vs4 2536.9244.6mm二 15 3600按照GB816387,选择无缝钢管小273X8.0。4、塔底蒸汽进口管V MVWm93.29 112.333Vs =VWm = 2994.1m /h ,取 u=15m/s, WJ按照GB816387,选择无缝钢管小273X7.0。5、塔顶回流液管

43、VsLM LDm 37.04 79.65：LDm815.90= 3.616m3/h ,取 u=0.4m/s,则dR4Vs4 3.616: 56.54mm二 0.4 3600按照GB8163-87,选择无缝钢管小76X 6.0 。（十）塔顶全凝器和塔底再沸器的计算及选型1、塔顶全凝器塔顶温度t d=83C ,苯的气化潜热r=30778kJ/kmol。热损失5%故热负荷为Vr 93.29 307786Q = = =3.02 10 kJ/h=839.56kW1-5%1 -5%总传热系数 K=1000W/(rmC )。冷却水 32c进，38c出，泡点回流，故；：tmt2 -11Intt1tD 1238

44、-32°c_ = 47.9 C。,83 - 32ln83 -38Q 839.56 100022换热面积为S=17.51m ,取 S=19.7mK T 1000 47.9冷凝水用量衡算3.02 1064.176 6_ 5.= 1.21 10 kg /h根据GB/T4715-92标准选择单程固定管板式换热器 （DN小400X 2000）,实际 换热面积S=19.7m22、再沸器（E-105立式虹吸式）立式虹吸式再沸器传热效果好，占地面积小，直接管短蒸发量V' =93.29kmol/h在130c左右，氯苯汽化热 8469-r = 8469kcal / kmol = = 35450k

45、J /kmol0.2389V r 93.29 354506,热损失按 5%t算Q = = = 3.481 10 kJ / h = 967.00kw1 -5%0.95tm =158.7-131.5=27.2 C总传热系数 k 取 600W/mc967.00 1000600 27.22 =59.25m2S 取 S 期62.2m2查<化工设计手册 >,得型号（DN 450 4500）（十一）设计结果一览表附表1物料衡算计算结果厅P1原料液流里F, kmol/h87.102气相产品流重D, kmol/h56.253液相产品流重W,kmol/h30.854原料液摩尔分数XF0.63785气相

46、产品摩不分数XD0.98606Xw0.0029附表2精储塔工艺条件及有关物性数据计算结果厅P1精微段平均压力pm, kpa107.182 . . . 提储段平均压力pm , kpa114.533精储段平均温度tm, C87.64. - - '提储段平均温度t m , C111.45精微段气相平均摩尔质量MVm, kg/kmol80.396精储段液相平均摩尔质量Mm, kg/kmol85.457一一 - - 一、- '提储段气相平均摩尔质重MVm , kg/kmol97.268提储段放相平均摩尔质重MLm , kg/kmol101.879精微段气相平均密度P vm, kg/m32

47、.8910精储段液相平均密度p Lm, kg/m3855.2611提储段气相平均密度p Vm; kg/m33.5012提储段液相平均密度P Lm kg/m3937.3413精储段液体表面张力0- Lm, dyn/cm21.314提储段披体表面张力0- Lm , dyn/cm21.115精储段液体平均黏度N Lm, mpa- s0.28916提储段液体平均黏度N Lm； mpa- s0.24117精微段气相流量V m37s0.72118精储段液相流量Ls, m37s-31.03X1019提储段气相流量Vs , m3/s0.72020提储段液相流量Ls , m3/s-33.756 X 1021实际塔板数N2122有效段高