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： 苯一氯苯精馏过程板式塔设计设计者：班级化工095姓名闫宏阳日 期： 2011 年12月13号指导教师：杨胜凯设计成绩：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：生产工艺流程图设计任务书精馏塔设计流程图（一）题目 试设计一座苯一氯苯连续精馏塔，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

2、45%（以上均 为质量分数）（二）操作条件（1）塔顶压力4kPa（表压）；（2）进料热状况泡点;(3) 回流比R=1.4Rmin ；（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）厂址厂址为天津地区设计计算书一、设计方案的确定本任务是分离苯一氯苯混合物。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 加热至泡点后送进精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一 部分回流至塔内，其余部分冷却后送

3、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。二、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Ma = 78.11kg/kmol氯苯的摩尔质量Mb = 112.56kg /kmolXfXd7638-0.9860.55/78.110.55/78.110.45/112.560.98/78.110.98/78.11 0.02/112.56-0.0030.002/78.110.002/78.11 0.998/112.562 原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量M

4、f =0.63878.11(1-0.638)112.56 = 90.58kg/kmolMD =0.98678.11(1-0.986)112.56 = 78.59kg/kmolMW =0.00378.11(1-0.003)112.5 112.46kg/k mo3 物料衡算原料处理量“21000X000 一 亠,W2 5.93k /iho l300咒24咒112.46总物料衡算F =D 2 5. 9 3苯物料衡算0.638F =0.986D 0.003 2 5. 9 3联立解得D 二 47.31kmol / hF =73.24kmol/h三、塔板数的确定xy图，见图11.理论板数Nt的求取(1)

5、由手册查得苯一氯苯物系的气液平衡数据，绘出T/oC8090100110120130131.8pA/kPa101.33136.66179.99234.60299.99378.65386.65pB/kPa19.7327.3339.0753.3372.4095.86101.33oP- Pb入00Pa - pB1.0000.6770.4420.2650.1270.0190.0000Pa y = Jx p1.0000.9130.7850.6130.3760.0720.000x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，

6、连接a q两点，过q点作横轴的平行线交纵轴于一点，读得yq=0.896，则最小回流比如下：Rmin0.35取操作回流比为R =1.4Rmin =1.4 0.35 =0.49(3) 求精馏塔的气、液相负荷L = RD =0.49 47.3仁 23.18kmol/hV = (R 1) D 二(0.49 1) 4 7.317 0.4 9 k /rho lL=L F =23.1 87 3.2 如 6.42k/rho IV =V =70.4 9 k /rho I(4) 求操作线方程精馏段操作线方程LD23.1847.31 y x xDx0.986 二 0.328x 0.662V V70.4970.49提

7、馏段操作线方程.L . W96.42 . 25.93 fy xxWx0.003 = 1.369x - 0.0 0 1V V70.4970.49（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；在对角线上找到。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精二22/0.49 =44.9、45实际板层

8、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、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PD =101.3 4 =105.33kPa每层塔板压降：P =0.7k Pa进料板压力PF =105.33 0.7 9 =111. 63k Pa精馏段平均压力Pm1 =(111.63 105.33)/2 =1 0 8. 48k Pa塔底操作压力PD =105.33 0.7 23=121. 43kPa提馏段平均压力Pm

9、2 =(11 1. 6312 1. 4)32 =11 6. 53k Pa2 操作温度的计算表1 苯、氯苯Antoine 常数数据表ABC温度范围（K）苯6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4226.36071466.083-15.44420-521氯苯6.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-597（表1苯、氯苯Antoine常数数据表ABC温度范围（K）苯6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4

10、226.36071466.083-15.44420-521氯苯6.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-5971236.034对苯lgP_6.06832 一-48.993；273.15 泡 04742假设塔顶的泡点温度t=83.2°C，则纯组分的饱和蒸气压为1431.83pO -1 1 1. 53kPatt lg pB =6.10416 =1.34464对氯苯-55.515 83.2 273.15pB -22.11kPa代入泡点方程和露点方程，得（10334）空 0.931ox _ P _ Pbo oPa - Pbp；111.

11、53 0.931y x0.986p105.33111.53 -22.11=XD故假设正确，塔顶温度为tD =83.2°C假设塔顶的进料板温度t=94.4°C，则纯组分的饱和蒸气压为1236.034对苯lg p； =6.06832 = 2.1 8825-48.99 94.4 273.15p； =1 5 4. 2k6Pa对氯苯 lgpB"10416 1431.831.51548-55.515 94.4273.15pB =32.77kPa代入泡点方程和露点方程,oo3二7。.638pA-pB 15 4.2632.7 7假设正确，故进料板温度为tF =94.4oC假设塔底

12、的泡点温度t=137°C，则纯组分的饱和蒸气压为1236.034对苯lg p； =6.06832 48.99 +137 +273.15p； = 442.51 kPa对氯苯 gpB”62988 5.21 137 273.15pB =115.28kPa代入泡点方程，得p； pB 442.5111 5.28假设正确，故塔顶温度为tW=137°C精馏段平均温度m1 =(83.2 94. 4/2 =88. 8C提馏段平均温度tm2 =(94. 4 1 37/2 =1 1 5.°Q全塔平均温度= (83.2 137)/2 =110.1 C3 平均摩尔质量的计算塔顶：由yxD

13、=0.986，查平衡曲线得 为=0.920MVDm =0.986 78.11 (1-0.986) 112.56 = 78.60kg/kmolMLDm =0.920 78.11 (1-0.920) 112.56 = 80.87kg/k m o I进料板：由图理论板得 y =0.885 ,查平衡曲线得Xf =0.621MVFm =0.885 78.11 (1 -0.885) 112.56 =82.07kg/kmolMLFm =0.621 78.11 (1 -0.621) 112.56 = 91.17kg/k m o I塔底：由图理论板得yn =0.003 ,查平衡曲线得Xn =0.001Mm =0

14、.003 78.11 (1-0.003) 112.56 = 112.46kg/kmolMLWm =0.001 78.11 (1-0.001) 112.56 = 1 1 25 3 k/jk mo I 精馏段平均摩尔质量MVm1 =(78.60 82.07)/2 = 80.34kg/kmolM Lm1 = (80.87 91.17) / 2 = 86.02kg / k m o I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/k mol4 平均密度的计算(1) 气相平均密度计算由理想气体状

15、态方程计算，得精馏段'mlpm1 M Vm1RTm1108.48 80.348.314 (88.8 273.15)=2.90kg/m33-3.51 kg/m提馏段'm2二卩庇“如2RTm2116.53汉 97.278.314 (115.7273.15)(2)液相平均密度计算，Lm塔顶 tD =83.2°C 时，r3:a =912 -1.187 83.2 = 813.24kg/m3-1127 -1.111 83.2 =1034.56kg/m13LDm816.73kg/m0.98/813.24+0.02/1034.56进料板tF =94.4°C时，=912 -1

16、.187 94.4 = 799.95kg/m3 订=1127 -1.111 94.4 =1022.12kg/m3WA0.621 x 78.110.621 78.110.379 112.56= 0.532，LFm =10.532/803.7 0.468/1025.7= 894.28kg/m3塔底tW =137oC时, =912 -1.187 137 = 749.38kg/m3订=1127-1.111 137 = 974.79kg/m31 3 LWm974.20kg / m0.002/749.38 0.998/974.79精馏段液相平均密度为Um1 =(816.73 894.28)/2 =855.

17、51kg/m提馏段液相平均密度为Lm2 =(894.28 974.20)/2 =934.24kg/m35 液相平均表面张力的计算二 Lm =嘉 Xfj塔顶 tD =83.2°C 时，查得二A=20.82mN/m c25.84mN /m-LDm = 0.920 20.82 0.08 25.84 =21.22mN /m进料板 tF =94.4oC 时，查得二A=19.35mN/m c24.57mN /m二LFm =0621 19.350.379 24.57 = 21.32mN /m塔底 tW =137°C 时，查得二 A =14.25mN /m cB =19.48mN /m二

18、LWm =0.001 14.25 0.999 19.48 =19.47mN/m精馏段液相平均表面张力为f =(21.2221.32)/2 =21.27 mN/m提馏段液相平均表面张力为二m2 =(21.32 19.47)/2 =20.40mN/m6.液体平均粘度计算igm 八 MgJ塔顶 tD =83.2°C 时，JA = 0.299mPa s "B = 0.303m Paslg%Dm JLDm =0.299mPa s进料板tF =94.4°C时，"A = 0.268m Pas= 0.275m Paslg%Dm =0.621lg 0.268 0.379l

19、g0.2 75JL D m= 0.27 m Pas塔底tW =137°c时,IgLDm =0.001lg0.184 0.999lg0.1 9 7"l d m= 0.1 9 7n P as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 =(0.2710.197)/2 =0.234mN/m全塔液相平均粘度为JL =(0.299 0.197)/2 =0.248mP as又塔顶和塔底平均温度为(83.2+137) /2=110.1C则此温度下的相对挥发度为:耳叱4.40 pB53.3c /小/11、-0.245Et =0.

20、49(7)根据奥康奈尔关联法,0 2450.49 (4.40 0.248) '=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“VMVm170.4A 80.343 /Vs10.542m / s3600 &m1, LM Lm123.18 汇 86.02 ccccq3 ,LS1型0.0 0 0r6 /s3600 Lm136008551L -V衍Y2式中C由公式C =C20由计算，其中C20可由史密斯关联图查出，图的横坐标为1 1Lh J Pl ：2 0.0006汉3600 855.51 迄 nndn=汇I =0.019Vhj 0.541

21、汉 3600 、2.90 丿取板间距Ht =0.42m，板上液层高度hL =0.07m，则Ht -hL =0.42 -0.07 =0.35m由史密斯关系图得C20 =0.069C=0.0692£27丫2 “070< 20丿=0.070855.51 2.90Umax2.90=1.20m /sD14 汉 0.542-3.14 0.72D=1.0m o塔截面积J! 23 142=41.心0 785m取安全系数为0.6，则空塔气速为0.6umax = 0.72m/s=0.979 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0 5 4 2实际空塔气速u二0542 0.6 9

22、m/s0.7 8 5(2) 提馏段LS2V M vm23600 Vm270.49 97.273600 3.51=0.543m3/sL M Lm23600 ?Lm296.42 101.853600 934.24-0.0029m3/s/ 丄丄Lh (PL F 0.00293600 *934.24J =I =0.087Vh丿0.5433600 i 3.51 丿Ht -hL =0.42 -0.07 =0.35m查图得C20= 0.068C = C200.2=0.068 x120丿0.20.40 ) c cccI = 0.068< 20丿934.24"51 =1.12m/sUmax 二

23、0.0684VS2=4 °543.1.00m3.14 0.6723.51U2 =0.6umax - 0.6 1.12= 0.67m/s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=1000mm。塔截面积23.1422州盲d-t 1 =°.785m实际空塔气速u =05±3=0.6 9m/s0.7 8 52 塔高的计算(1) 精馏塔的有效高度精馏段Z精二(N精1)Ht =(9-1) 0.42 = 3.36m提馏段Z提二(N提1)Ht=(141) 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有效二Z精 Z

24、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 nfHf nPHP Hd Hb H1 H2 =(23-1 -3-1) 0.42 0.8 3 0.8 0.7 2.0 0.6 2.0 =16.06m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：=0.66D =0.66 1.0 = 0.66m

25、(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精馏段:hOW12.84 E 硕lw_ 28 卩.000"3600 10000.662=0.00626m取 hL =0.07m，则hwi = h|_ - howi = 0.07 0.0 06260.0 63 7n4提馏段:hOW22.84 E10002 2ih2 y 2.840.0029汉 3600 话JTj =10001 066J=0.0018mhw2 = hi - how2 = 0.07 - 0.0 1 8= 0.0 5 m（3）降液管面积当垃=0.66时，查表得DWl =0.124，Wd =0.1

26、24 1.0 = 0.124m DAf2-=0.0722, Af =0.0722 0.785 = 0.057m2 A塔的相对操作面积为 1 -2 0.0715100% =85.7%(4) 液体在降液管里停留的时间精馏段3600Af HtLh13600 0.057 0.403600 0.0006=38s - 5s故降液管设计合理(5) 降液管底隙高度h。h。3600lWU0精馏段和提馏段降液管下端和塔板间出口处的液体流速分别取U01=0.075m / suQ2 =Q.18Qm/s精馏段ho1Lh13600 0.0006= Q.Q12m-3600lwu013600 0.66 0.075提馏段h&#

27、176;2Lh23600 0.0029=0.024 m3600IwUq23600 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48mm,阀片厚度2mm,最大开度8.5mm，静止开度2.5mm，阀质量为3234g。(1)阀孔临界速度精馏段提馏段0UoJ.5482.90.54872.85.27m/s3.51=5.86m/s上下两段相应的阀孔动能因子为：Foi = Uo Kp1 /' vi = 5.86 2.90 = 9.979F02 - Uo Kp2 J V2 = 5.27. 3.51 = 9.873 均属正常操作范围。取边缘区宽度 Wc= 0.055m

28、,安定区宽度 Ws = 0.065m ,开孔区面积Aa =；2 |xJr2 X2 + 旦sin'180R=2 0.311 . 0.4452 -0.31120.4452sin ' 0311 = 0.504m2_1800.445其中，R = D -Wc 二10 -0.055 =0.445m2 2- Wd Ws =10 - 0.124 0.065 =0.3112 2(2 )提馏段塔板布置 取边缘区宽度 Wc= 0.030m,安定区宽度 Ws = 0.055m，开孔区面积2lr!-1 sinJT=2 0.321 0.4702 -0.3212IL1800.4702 sin 一1型0.47

29、0=0.552m2其中,r 巧y.°30 "0mx= Wd Ws =1 - 0.124 0.055 =0.321(3)浮阀数n和开孔率:F1型浮阀的阀孔直径为 39mm阀孔气速uo =：，其中取F°=10 v'FV浮阀数目nV2uodo 二 /4开孔率精馏段10= 5.87m/s提留段U04 7.5425.87 0.039 0.039 二=78-780.039 0.039=11.86%1. 15.34m/s3.51=864 95435.34 0.039 0.039 3.14即-860.039 0.0391 1= 12.94%t=0.075m，则排间距t为浮

30、阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距Aa 0 504 精馏段 t =0.0862m = 86.2mmnt 78 況 0.075a 0 552 提留段 t =0 0.0856m = 86.6mmnt 86 9075考虑到塔的直径较大，故采用分块式塔板，而各分快板的支撑和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精馏段a0.5040.075 0.08重新计算孔速及阀数提留段V .u0 二25.53m/sn d2 兀 / 484 汉 0.039 汉 0.039 汉3.14F。=5.53. 2.90 =9.410.542 4c 0.039x0.039

31、 cc/ 阳=841278%1灯Aa0.552 心n92tt 0.075 0.080.543 4U0V4.94m/sn do7： /492 0.039 0.039 3.14Fo =4.94.、3.5仁 9.25=92 O.0390.039=13.99%1x1由此可知，阀孔动能因数变化不大七、塔板流体力学验算1 塔板压降hp 也hih-(1)干板阻力精馏段U0c1i25 73.1/5=1.82573.1/2.90 =5.8 6 m/s提馏段U01 : u°d,则0.175hc1 =19.0亚-：'L119 5.530.175855.51=09m 液柱U0c2"825

32、73.1/ g21825 73.1/3.51 = 5.27m/sU02 * U0c2 ,则0.175hc2 =19.0 呜'L20.17519 4.940.026m液柱934.24(2)板上充气液层阻力取充气系数；0 = 0.5，则hl i0hL =0.5 0.07 =0.035m液柱(3) 液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不计因此，上下两段塔板压降如下精馏段每层压降hp1 =hc1 h =0-029 0.035=0.064m 液柱Pp1=0.064 855.51 9.81 =537.12Pa ： 700Pa提馏段每层压降hp2 = hc2 h =0.026 0.035 =

33、0.061m 液柱二Pp2 = hp2L2g = 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乞"Ht hw)，而出弋hL hd(1)和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)液体通过降液管的压头损失精馏段提馏段hd1 =0.153| 也Vw h011.1530.00060.00088m 液柱0.66 0.012hd2 =0.153 亘 =0.153)W h02 丿、20.00290.005

34、1m 液柱0.66 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Hd厂 hp1 - hL1 亦二 0.064 0.070 0.00088 二 0.1349m(Ht hW1) =0.5(0.42 0.06374)=0.2419 Hd1可见，精馏段符合防止液泛的要求。提馏段 H d2 二 hp2 - hL2 - hd2 二 0.061 0.07 0.0051 二 0.136m(Ht hW2)=0.5(0.42 0.052) = 0.236 Hd2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

35、的验算uaAt -Af5.7 10-6 ev_ 5.7 10占 一21.27 103.2UaHt _hf ,0.74450.42 -2.5 0.073.2=0.0094kg液 / kg气:0.1 kg液 / kg气故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。5.7x10 上/ 、Ua3.25.7x10(0.7458'3.2CTT-hf 丿一 20.40汉 1010.42-2.5 汉 0.07 丿ev二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=0.0085kg液 / kg气0.1kg液 /kg 气4.漏液的验算(1)精馏段漏液的验算U_F=取 F0=5，则5U02.9

36、4m/s ： 5.53m/s<2.90故在设计负荷下不会产生过量漏液。(2)提馏段漏液的验算U05= 2.67m/s ： 4.94m/s、3.51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U0 =-F二 取 F0=5,又 n =均.J i vuodo二/4JI2'23故（Vs） min=donuo =二0 039 x 84x2.94 = 0.295m/s4 u4据此做出和液体流量无关的水平漏液线（1）2.液沫夹带线3.2UaCJHt -hf其中，Ua0.746VSAr-Af0.785 -0.057(a)hf =2.5叽 + ho.

37、)=2.5 hw+2.84“0，E勺600Ls fIi !w丿近似取 E" 1.0, 山=0.06374m,G =0.66mr2、hf =2.5 0.06374 + 2.84x10x 1.03600Ls f = 0.159+2.20LSI 0.66 丿2/3 (b)取液沫夹带极限值ev为0.1kg液/ kg气。已知；-21.7mN / m， Hr = 0.42m并将a , b代入得：_6f01=5.7"0 汽 0J46V5 1_32/321.7"0。42 -0.159 2.2LS 丿整理得：2/3Vs =2.23 -18.87 LsLs , m3 / s0.000

38、60.00150.00300.0045Vs ,m3/s2.101.981.841.72在操作范围内任取几个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 。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 - 1.020.006 = 284 1.010003600Ls,min §0.66整理上式得 Ls,mirl = 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Dm"沁=°0.006m3/s4依此值在VsLs图中作线即为液相负荷上限线（4）5.液

39、泛线令 Hd 二(Ht hw)Hd =hphL hd；hp 二入 h1 h.;h ；hL;hhw how联立整理得2 2aVs =bcLsdLs23式中0.051 匚、0.051/ 2.902 ( ) =2 (AoCo)(0.100 0.772) 855.510.051)=0.029二 Ht (T 叽 =0.5 0.42 (0.5 - 0.60 -1) 0.06374 = 0.140巾153/（川琵瓷話2439d =2.84 10E(V - )(3600/2.84 10(1 0.60)(600/3 =1.40lw0.66故0.029Vs2 =0.14-2439L； -1.4OLs'3在

40、操作范围内任取几个Ls，计算出Vs的值列于表中Ls , m3 / 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线和（2）线的交点 相应相负荷为Vs,max ,0A线和气相负荷下限线（1）的交点相应气相负荷为Vs,min图见坐标纸。VS,max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，精馏段的操作弹性込=4VS,min0.42二、提馏段塔板负荷性能图1、液沫夹带线（

41、1）式中Uahf5.7 10VsAT - AfUahf 丿s1.374VS0.785 -0.057= 2.5( + h°w )=2.5 hiw 2.84 10'E3600LSlW(a)近似取 E詔.0, hw =0.052m,lW = 0.66m故hf-2.50.052 2.84 10 1.02勺600LS运J 0.66 丿2/3-0.13 2.2Ls(b)取液沫夹带极限值 ev为0.1kg液/kg气。已知20.40 10 N / m， HT = 0.42m0.15.7 10“_320.40 101.374VS,0.420.132.2L2/3S32整理得：Vs =1.36 -

42、10.1LS2/3在操作范围内任取几个Ls值，依上式算出相应的 Vs值列于下表中Ls，m /S0.00060.00150.0030.00453VS, m /S1.291.231.151.08依表中数据在 Vs Ls图中作出液沫夹带线（1）。2、液泛线（2）由 Hd =hp hL hd和H d 乞 （Ht hw）得H T hw i= hphw hOwhd，近似取 E ： 1.0，lw = 0.66m2 2- cc,"l3600Ls ? c c,“c （3600Ls 耳 ccc 鳥hbw =2.84"0 E I =2.84汉10 如.0汽 i = 0.88LS'、.、I

43、w丿l 0.66 丿hp =hC hl h 二Vs= 0.0510.772 0.10023.51 c ccr / 2汉= 0.032VS934.24h =S0（hw+how）=0.73d0.052 + 0.88L2/3 ）=0.038 + 0.6424L2/3Sh；_ = 0.0018m （已算出），故2222/3hp =0.032Vs0.038 0.6424Ls 3 0.0018 =0.032Vs 0.6424Ls0.03982 2LsLs !21% =0.153=0.153s ! =609.79L；Jwhb 丿i0.66 7.024丿将 Ht =0.42m ,hW =0.052m =0.5

44、 及以上各式代入得22/ 32/320.5 0.42 0.052 =0.032Vs 0.0398 0.6424 Ls0.052 0.88Ls 609.79Ls整理得 V； =4.51 -47.58 L?3 -19056.0LS2Ls, m /S0.00060.00150.0030.0045V s, m /S2.041.971.831.68在操作范围内任取几个 Ls值，依上式计算 Vs值列于下表中依表中数据在Vs Ls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LSmaxV42 °.°57"00599m3/s液相负荷上限线

45、（3）在Vs Ls图中为和气相流量 V 无关的垂线。4、漏液线（气相负荷下限线）（4）U0=卓二 取 F0=5,又 n=VV；'Pvu0d0 /4故（Vs） mi = d 0nu0 =0.0392x 92* 2.67 = 0.293m'/s据此做出和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二0.006m作为液相负荷下限条件，取E - 1.0h°w2.84E(3600S,min2/31000( C0.006 = 284 1.010003600Ls,min'、0.66整理上式得 Ls,min =5.63 10，m3/s依此值

46、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。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线和（2）线的交点相应相负荷为 Vsmax，OP线和气相负荷下限线（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，提馏段的操作弹性二V 二142二3.38Vs,min0.42九、精馏塔接管尺寸计算1 塔顶蒸气出口管VRTd3600Pd70.49x8.314x(83.2+273.15) _0 551m3/s3600"05.33-'选择蒸气速度u =18m

47、/s，则= 0.197m4Vs _4 0.551.二u 3.14 18按照GB81687,选择热轧无缝钢管 245 6.5mm核算 u =竺 塔釜出料管 0.551 2 =11.69m/s，在 1020m/s之间，可用 nd23.14 汉 0.24522 塔顶回流液管LsLM |_Dm3600 LDm35.5 80.183600 823.81=0.001m3/s4 0.0006", 3.14 0.4FsFM LFm3600 £73.24 91.173600 894.28= 0.0021m3/s选择回流液流速u=0.4m/s，则二 0.043m按照GB81687,选择冷轧无缝

48、钢管 45 2mm核算 u =学 4 °.00°62 =0.377m/s，在 0.20.5m/s之间，可用 江d22选择进料液流速u=2.0m/s，则4 0.0021'3.14 2.0=0.037mLsL M LWm3600 " LWm96.42 112.533600 974.20= 0.0031m3/s按照GB81687,选择冷轧无缝钢管 42 2mm核算 u =竺 4 0.00212 = 1.52m/s，在 1.52.5m/s之间，可用 兀d22选择塔釜出料液流速u=0.8m/s，则4Ls4 O.°°34o7im,3.14 0.8按

49、照GB81687,选择冷轧无缝钢管 83 2mm核算 u 二生 4 O.OO3O92 =0.57m/s，在0.51.0m/s之间，可用 nd23.14 汇 0.08325 加热蒸气进口管KK°= 350'278二 1 .261 .15选择蒸气速度u =15m/s，则.XRT = 70.49 8.314 (137 273佝573m3/s 3600 pw3600 116.53= 0.22md = 4Vs = 4 0.747 兀u3.14><15按照GB81687,选择热轧无缝钢管 245 12mm核算 u =竺 4 0.747 2 =12.3m/s，在 1220m/s之 间，可用 nd23.14 汉 0.2452十产品冷却器选型 基本物性数据的查取： 塔顶氯苯含量较少，可按纯苯求取苯的定性温度tD =83.2 C设水的进口温度为匕=25 C根据设计经验，选择冷却水的温升为8C,则水的出口温度为t2 = 25 8 = 33 C水的定性温度25 33 = 29 C2查得苯在定性温度下的物性数据密度：812.94 kg/m3饱和蒸汽气化热：r=393.9kJ/kg查得水在定性温度下的物性数据密度：'=995.5 kg/m&