苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计与冷凝器的选型设计书

苯一氯苯板式精馏塔的工艺设计及冷凝器的选型设计书（一） 设计题目苯一氯苯板式精馏塔的工艺设计及冷凝器的选型设计（二） 设计容65000，其余为塔顶冷凝某工厂拟采用一板式塔分离苯 65000，其余为塔顶冷凝吨99%的氯苯产品；进精馏塔的料液含氯苯 45%（质量分数，下同）苯；塔顶的氯苯含量不得高于 2%;残夜中氯苯含量不得低于 99%;器用流量为3000kg/h、温度为30C的水冷却。试根据工艺要求进行：⑴板式精馏塔的工艺设计；⑵标准列管式塔顶冷凝器的选型设计。（三） 操作条件塔顶压强4kPa（表压）;进料热状况，泡点进料；回流比，1.8Rmin；塔釜加热蒸汽压力 0.5MPa（表压）；单板压降不大于0.7kPa；年工作日300天，每天24小时连续运行。（四） 设计要求设计方案的确定及工艺流程的说明；塔的工艺计算；塔和塔板主要工艺结构的设计计算；塔流体力学性能的设计计算；塔板负荷性能图的绘制；塔的工艺计算结果汇总一览表；冷凝器的热负荷；冷凝器的选型及核算；对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。（五） 基础数据1.组分的饱和蒸汽压 p-（mmHg温度，「C)8090100110120130131.8pp苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760On=°AxB' °Bxa(Xa、On=°AxB' °Bxa(Xa、Xb为A、B组分的摩尔分率)4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3x103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的温度，(C)8090100110120130p苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 pa=912-1.187t推荐：pa=912.13-1.1886t氯苯p=1127—1.111t推荐：pb=1124.4—1.0657t式中的t为温度，C。3.组分的表面力 a(mN/m)温度，(C)8085110115120131a苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面力 陆可按下式计算:°AaB关系可用下式表示:r10.38严 气r10.38严 气0.38'tc-t2Uc7j(氯苯的临界温度:tc二359.2C)5.其他物性数据可查化工原理附录苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计及冷凝器的选型设计摘要：本设计对苯—氯苯分离过程板式精馏塔装置进行了设计，主要进行了以下工作：1、对主要生产工艺流程和方案进行了选择和确定。 2、对生产的主要设备一筛板塔进行了工艺计算设计 ，其中包括：①精馏塔的物料衡算；②塔板数的确定；③精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；④精馏塔的塔体工艺尺寸计算；⑤精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算； ⑥冷凝器的选型。 3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。 4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。本设计简明、合理，能满足初步生产工艺的需要，有一定的实践指导作用。关键词：苯—氯苯；分离效率；精馏塔；冷凝器TheDesignofsieveplate-distillationTowerabouttheSeparatingProcessofBenzenechlorobenzeneAbstract:AsuitofequipmentofsievedistillationcolumndeviceswhichmakeBenzeneseparatefromchlorobenzenehasbeendesigned.Themainworkcomprising:1.Themainprocessesandprogramesoftheproductionhavebeenselectedanddetermined.2.Themaincontainerfillertowerhasbeendesigned,including ①thebalancereckonofthe④thesizesieveplatetower②④thesize③thecalculationofpropertiesofmatterdateoftheDistillationtowerhasbeencomputeddistillationtowerhasbeenreckoned.consendonser.Productioncraftwork⑤Themaintraysizeofthe⑥Theselectionanddesignof

flowchartanddesignconditionchartofthedistillationtowerhavebeendrawn.4.Thequestionsofthedesignprocesshavebeendiscussedandreviewed.Thedesignissimpleandreasonable,andcanmeettheneedsoftheinitialproductionprocess,fromchlorobenzene;Sieveacertainroleinguidingthepractice.Keywords:Benzeneseparateplate-distillationTower;Consendonser.fromchlorobenzene;Sieve1流程的确定和说明加料方式通过对物料流量和流速稳定性传质效率安装等方面综合考虑，本次设计采用泵进料，这样可以节省费用，稳定流量。加料状态进料状态一般有冷液进料，泡点进料。根据进料组成、流量、加热费用、环境影响等因素考虑，选用泡点进料，并且泡点进料时精馏段与提馏段的塔径相同，上升蒸汽的摩尔流量相等，制造上较为方便。塔顶蒸汽冷凝方式塔顶采用全凝器冷凝。苯和氯苯不反应，且容易冷凝。塔顶出来的气体温度较高，冷凝后回流液和产品温度也高，需进一步冷却。此冷却是想得到温度较低的液体苯。冷凝液在泡点下一部分回流至塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜加热方式加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热是蒸汽直接由塔底进入塔。在一定的回流比条件下，塔顶蒸汽对回流液有稀释作用，使理论塔板数增加，费用增加；间接加热是通过加热器使釜液部分汽化。上升蒸汽与回流下来的冷液进行传质，其优点是使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置，所以采用间接蒸汽加热。出料状态塔顶产品由产品冷却器冷却至常温。流程的确定苯—氯苯混合液经原料预热器加热至泡点后，进入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽再沸器加热，塔底产品冷却后送至储罐，其工艺流程：

图1-1图1-12精馏塔的设计计算2.1精馏塔的物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 78.11和112.56kg/kmol55/78.11Xf55/78.1135/112.61=0.693898/78.1155/78.11Xf55/78.1135/112.61=0.693898/78.11Xd98/78.11 2/112.61二0.9860=0.01431/78.11=0.01431/78.1199/112.612.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mf=78.110.6938 1-0.6938 112.61=88.67kg/kmolMd=78.110.9860 1-0.9860 112.61=78.59kg/kmolMW=78.110.0143 1-0.0143112.61=112.12kg/kmol料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件年以依题给条件年以300天，一天以24小时计，有W=65000t/a=9027.8kg/h全塔物料衡算F=DWF=19459.92kg/hD'=10432.12kg/hW=9027.8kg/hF=19459.92kg/hD'=10432.12kg/hW=9027.8kg/hW=9027.8/112.1刚0.52kmol/h2.1.4 物料衡算结果列表

表2-1单位进料F塔顶D塔底W物料kg/h19459.9210432.129027.8kmol/h219.46132.7480.52组成质量分率55%98%1%摩尔分率0.69380.98600.01432.2塔板数的确定2.2.1 气液平衡相图根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取 x~y依据X二Pt-PB/pF-PB,y=PAX/Pt，将所得计算结果列表如下:表2-2温度，「C）8090100110120130131.8Pi°苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率X10.6770.4420.2650.1270.0190Y10.9130.7850.6140.3760.0710本题中，塔压力接近常压（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x~y平衡关系的影响完全可以忽略。2.2.2确定操作的回流比 R将表2-2中数据作图得x~y曲线。

图2-1 苯一氯苯混合液的 x—y图在x~y图上，因q=1，查得ye=0.9243，而x^=x^=0.6938在x~y图上，因有：入=Z』9860-°.9243心677—Xe 0.9243—0.6938由题可知，实际回流比为最小回流比的1.8倍，所以R=1.8Rmin-1.80.267774819求精馏塔的汽、液相负荷L=RD=0.4819132.74=63.97kg/kmolV=(R1)D=(0.4819 1)132.74=196.71kg/kmolL=LF=63.97219.46=283.43kg/kmolV'二V=196.71kg/kmol确定理论板数精馏段操作线： y二卫x•吕0.33x0.67R+1R+11.01.C0.4图2-2苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解1.01.C0.4图2-2苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解图解得Nt=9-仁8块（不含釜）。其中，精馏段 Nti=3块，提馏段Nt2=5块，第4块为加料板位置。全塔效率选用Et阳公式计算。该式适用于液相粘度为 0.07:1.4mPa-s的烃类物系，式中的 冷为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。塔的平均温度为0.580131.8=106C（取塔顶底的算术平均值） ，在此平均温度下查化工原理附录得 ％=0.24mPas,%=0.34mPas。」m-」axf%1-Xf=0.240.69380.341-0.6938=0.271Et」m=0.17-0.616log0.271=0.52实际塔板数Np（近似取两段效率相同）精馏段：Np1=3/0.52=5.8块，取Np1=6块提馏段：Np?=5/0.52=9.6块，取Np?=10块总塔板数Np=NprNp?=16块.3.塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算3.1平均压强pm取每层塔板压降为 0.7kPa计算。塔加料板：Pd=101.3■4=105.3kPa顶：pF=105.30.76=109.5kPa塔底：PW=105.30.722=120.7kPa精馏段平均压强:Pm二105.3109.5/2=107.4kPa提馏段平均压强:pm=105.3120.7/2=113kPa3.2平均温度tm依据操作压力，塔顶温度进料板温度精馏段平均温度由泡点方程通过试差法计算出泡点温度。计算结果如下:tD=80CtF=89Ctm=(8089)/2=84.5C3.3平均分子量M塔顶：丫1=Xd=0.986，X1=0.940(查相平衡图)MVD,m=0.986x78.11+(1—0.986严112.61=78.59kg/kmolMLD,m=0.940汉78.11+(1—0.940沪112.61=80.18kg/kmol加料板：yF=0.9243，Xf=0.6938(查相平衡图)MVF,m=0.9243^78.11+(1-0.9243$112.61=80.72kg/kmolMlde=0.6938汉78.11+(1—0.6938产112.61=88.67kg/kmol精馏段： Mv,m=(78.59+80.72)/2=79.66kg/kmolML,m=(80.18+88.67)/2=84.43kg/kmol3.4平均密度订3.4.1.液相平均密度人口塔顶： pD,A=912.13—1.188&=912.13—1.1886x80=817.0kg/m3pD,b=1124.4—1.0657t=1124.4—1.0657汉80=1039.1kg/m31 =a1 =aAaBpLD,m PD,APD,B輕皿=817.0 1039.13PD,m=820.5kg/m进料板： Plf,a=912.13-1.1886t=912.13-1.1886汉89=806.34kg/m‘3Plf,b=1124.4T.0657t=1124.4T.0657汇89=1029.55kg/mL,m=878.7kg/m31 _aA.aBL,m=878.7kg/m3TFT「二£_806.341029.55342汽相平均密度°m:V,mPmM:V,mPmMv,mRTm107.479.668.31427384.5=2.878kg/m33.5液体的平均表面力二m塔顶：＜yD,A=21.2mN/m；crd,b=26.1mN/m(80°C)D,m-II^_D,m-II^_[3AX^+°BXAD0.01426.10.986-21.26mN/m进料板：＜Tf,a=20.2mN/m；aF,B=25.3mN/m(89C)F,m二A；-BF,m二A；-B20.225.3+%Xa丿f20.20.306225.30.6938_21.53mN/m精馏段： 二m=21.2621.53/2=21.40mN/m3.6液体的平均粘度叽,m塔顶：查化工原理附录，在 80C下有：MLD,m=(maxab十(览xBD=0.315x0.986+0.445汉0.014=0.317mPas加料板：」LF,m=0.280.69380.410.3062=0.320mPas精馏段：%m=(0.317+0.320)/2=0.319mPas4塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算4.1塔径、空塔气速LSVMvm3600 6m196.7179.6636002.878=1.512m3/sLMLSVMvm3600 6m196.7179.6636002.878=1.512m3/sLMlm3600 ?lm63.9784.433600849.63-0.00188m/s初选塔板间距HT=550mm及板上液层高度h_=50mm，贝U:Ht-hL=0.55-0.05=0.50m按Smith法求取允许的空塔气速 Umax(即泛点气速Uf)is丫PL丫5『0.00188Y849.6屮5—| I I=002M人&丿I1.512人2.878丿图4-1负荷因子关联系数图查Smith通用关联图得C20=0.0925负荷因子C=C20负荷因子C=C20-0.0925广21.32学二0.0937泛点气速:Umax9-几-5/「V7.0937849.6-2.878/2.878"607m/s操作气速取u=0.8umax=1.29m/s精馏段的塔径D=,4Vs/二u二.41.512/3.141.29=1.222m圆整取D=1400mm表4-1板间距与塔径的关系塔径D/mm300--500500--800800〜16001600--2400板间距f/mm200--300250--350300--450350--600塔截面积为22Ar=/4D=1.539n实际空塔气速为Vs1.512u- 0.982n/s舛1.5394.2溢流装置溢流装置包括降液管、溢流堰、受液盘等几部分，是液体的通道，其结构和尺寸对塔的性能有着重要影响。塔液体从上一层塔板的降液管进入该塔板的受液盘， 在上层塔板降液管清夜层静压作用下，液体穿过降液管底隙，越过入口堰，进入塔板传质区，液体横向流过塔板，经溢流堰流至降液管，进入下一层塔板。溢流堰又称出口堰， 它的作用是维持塔板上有一定的液层并使液体能较均匀地横向流过塔板。其主要尺寸为堰高和堰长。对于直径2.2米以下的塔可以选用单溢流 ，弓形降液管。其泡沫分离好流体流径长 ，塔板效率高 ，平形受液盘及平形溢流堰 ，不设进口堰 ，由此能够保证降液管底部的液封 ，以避免气体的短路而直升到上层塔板 。4.2.1溢流堰长（出口堰长）lw取|w=0.7D=0.71.4=0.98m堰上溢流强度Lh/Iw=6.768/0.98=6.906m3/nh：：100~130m3/nh，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。出口堰高hwh）w=hL—how. 2/3对平直堰how=0.00284E（Lh几）由SD=0.7及Lh/lW.5=6.768/0.982.5=7.119，图4-2 液流收缩系数图2/30W=0.00284x1.01(6.768/0.98)=0.0104ma0.006m(满足要求)hw=九-h°w=0.05-0.0104=0.0396m弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lW/D=0.7查弓形降液管的参数图如图 4-3。图4-3弓形降液管参数图A图4-3弓形降液管参数图Af/At=0.09曙0.14D22故 22故 Af=0.09At=0.090.7851.4=0.138mWd=0.196m依式.=3600AfHT验算液体在降液管中停留时间，即Lh3600AfH3600AfHTT= 36000.1380.3506.786二25.62s5s故降液管设计合理。降液管的底隙高度 故降液管设计合理。降液管的底隙高度 hbLh36001WUb式中Ub式中Ub——降液管底隙处液体流速,m/s;（根据经验一般）6.786hb 0.0240m6.78636000.980.08hw_h=0.0396-0.0240=0.0126m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘,深度bvv=20mm。4.3塔板布置塔板有整块和分块式两种，整块式即塔板为一整块，多用于直径小于0.8~0.9m的塔。当直径较大时，整块式的刚性较差，安装检修不方便，为便于通过人孔装拆塔板，故多采用由几块塔板并合而成的分块式塔板。由于直径D>0.9，则选用分块式塔板。边缘区宽度Wc与安定区宽度Ws为防止气体窜入上一塔板的降液管或因降液管流出的液体冲击而漏液过多，在液体入口处塔板上宽度为 WS的狭长带之间是不开孔的， 称为入口安定区。为减轻气泡夹带，在靠近溢流堰初塔板上宽度 W，的狭长带之间也是不开孔的，称为出口安定区。通常 W和WS，相等，且一般为50~100mm。在塔壁边缘需流出宽度为 W的环形区域供固定塔板之用。一般取 W为50~75mm本设计取叫=60mm，WS=100mm开孔区面积AaA=2x.R2-x2 R2sin4-IL 180 R=22-0.4042 0.642=218040.4040.64040.4040.640式中：x二D/2-%W,=0.7-0.1960.100=0.404mR=D/2-Wc二0.7-0.060=0.640m开孔数n和开孔率取筛孔的孔径do=5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度 3mm，每层塔板的开孔数Z 31158"03I152 丿汉0.9607=4945（孔）且取每层塔板的开孔数Z 31158"03I152 丿汉0.9607=4945（孔）每层塔板的开孔率 肩0.9072二0907=0.101（©应在5~15%，故满足要求）（t/d。） 3每层塔板的开孔面积 A。=Aa=0.1010.9607=0.0970m2气体通过筛孔的孔速 uo二Vs/A。=1.512/0.0970=15.59m/sk* 1100 —图4-4板结构示意图4.4精馏塔的有效高度乙精馏段有效高度为Z精（（N精一1）Ht=（6—1）0.55=2.75m提馏段有效高度为Z提（N提一1）Ht=（10-1）0.55=4.95m在进料板上方开一人孔，其高度为： 0.8m故精馏塔的有效高度为Z=Z精Z提=2.754.95=7.7m4.5塔板上的流体力学验算气体通过筛板压降 hp和•巾p的验算hp=佗hihc气体通过塔板的压降 h0h0=0.051业“=0.051 2^78=0.0656mCo :l .0.8 849.6查流量系数图得出， Co=0.8气体通过板上液层的压降 hih=0(hw+how)=%=0.57P05=0.0285m式中充气系数卩的求取如下:气体通过有效流通截面积的气速Ua，对单流型塔板有:气体通过有效流通截面积的气速Ua，对单流型塔板有:Ua:At-AfVs 1.079m/s动能因子Fa二ua、FV=1.0792878=1.8301.00.2查充气系数关联图 4-6Fa=UflL.5得出2=0.57克服表面力所造成阻力 h...4■-Lgdo=4■-Lgdo=0.00205m9.810.005气体通过筛板的压降（单板压降） hp和巾php=hehh厂二0.06560.02850.00205二0.0962m=Pp-「ighp=849.69.810.0962=801.8Pa=0.802kPa0.7kPa（不满足工艺要求，需重新调整参数）。现对塔板结构参数作重新调整如下:取We=50mmWS=50mm开孔区面积Aa180R2sinR180R2sinR=20.454.0.6502-0.4542 —0.6502sin」IL 180 0.6502=1.076m式中：x二D/27WGWS=0.77：0.1960.05=0.454mR二D/2-WC=0.7-0.050二0.650m开孔数n和开孔率©取筛孔的孔径do=5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度 *3mm,且取t/d。=3.0。故孔心距t=35=15mm。每层塔板的开孔数 n="158：10|Aa』1158；10L1.076=5538（孔）I t2 丿I152 丿每层塔板的开孔率 ©二0.9072二0907=0.101（©应在5~15%，故满足要求）（t/d。）2 32

气体通过筛板压降hp和巾p的重新验算he-0.051气体通过筛板压降hp和巾p的重新验算he-0.051U。IC。丿％0.051<13.87（2.8780.8 849.6=0.052m气体通过筛板的压降（单板压降） hp和巾php=hehlh厂二0.052 0.02850.00205二0.08255mpp=lghp=849.69.810.08255=688Pa=0.688kPa：：：0.7kPa（满足工艺要求）雾沫夹带量ev的验算液沫夹带量由下式计算，即5.7汇10上-ht-h5.7汇10上-ht-hfe= <TUa3.2Vsat一Af1.512二1.079m/shf=2.5hL=2.50.05=0.125m_6 ” p2故 ev二竺企 凹9 0.040kg液/kg气＜0.1kg/kg气21.4勺0 10.35-0.125丿故在本设计中液沫夹带量 ev在允许围。漏液的验算对筛板塔，漏液点的气速 uom可由下式计算，即u°m=4.4Co、0.00560.13hL-h；」/「V=0560.130.05-0.00205849.6/2.878=6.063m/s实际孔速u0=13.87m/s筛板的稳定性系数为一汁黎心1.5（不会产生过量液漏）

系，即Hd—Hthw苯---氯苯物系属一般物系，取「=0.5，则Hd—Ht hw=0.50.350.0396=0.195m而Hd=hphLhd板上不设进口堰， hd可由下式计算，即22Ls I0.00188'■hd=0.153 =0.153 \=0.00021mJ」。丿 10.987.052丿Hd=0.082550.050.00021=0.133mHd夕门Hthw成立，故不会产生液泛通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸 合适，若要做出最合理的设计，还需重选 Ht及hL，进行优化设计。4.6塔板负荷性能图对于任一物系和工艺尺寸均已给定的塔板，操作时的气液相流量必须维持在一定的围之，以防止塔板上两相出现异常流动而影响正常 操作。通常，以气相流量Vh(m3/h)为纵坐标，液相流量 Lh(m3/h)为横坐标，在图上用曲线表示出开始出现异常流动时气、液相流量之间的关系，由这些曲线组合的图形就称为塔板的负荷性能图。过量液沫夹带线(1)以ev=0.1kg液/kg气为限，求以ev=0.1kg液/kg气为限，求VLs关系如下_5.7汉10上；巳 爲 ILHt-2.5hLUa3.2式中：Ua二s s =0.7138/s厲-Afhf=2.5hi_=2.5hw how=2Jo.0396P00284E勺600LsL lW=2.500396+0.002844012/3『3600Ls]0.98=0.0991.707L2/3S将已知数据代入式（1）5.710』 0.7138Vs=2Jo.0396P00284E勺600LsL lW=2.500396+0.002844012/3『3600Ls]0.98=0.0991.707L2/3S将已知数据代入式（1）5.710』 0.7138Vs21.41020.35-0.099-1.707L?3=0.12/3Vs=4.606-31.33Ls (1-1)在操作围，任取几个 Ls值，依式（1-1）算出对应的Vs值列于下表:Ls,m3/s0.0009550.0050.010.0150.01813Vs,m/s4.3023.6903.1522.7002.454表4-2依据表中数据作出雾沫夹带线（ 1）液泛线（2）•：」Hthw二hphw-how hd (2)h^-0.00284E、2/33600Lslw丿=0.002841.01汪2/3I0.98丿=0.6829L?3=0.051VsICoAo=0051册皐譌=0.02272V2■■：i.hwhowi=0.570.03960.6829L?32/3-0.02257 0.3893Lsh。二0.00205

2 2/3hp=hc+h+q=0.02272/s+0.3893Ls+0.02462「LsY f Ls 丫 2hd=0.153 =0.153 s f=58.92LsJwh^ 10.98x0.052丿0.50.350.0396二0.02272Vs2 0.3893L?3 0.02462 0.03960.6829L?3 58.92L；Vs2=6.9894—47.19L?3—2593L： (2-2)在操作围，任取几个 Ls值，依式(2-2)算出对应的Vs值列于下表:表4-3Ls,m3/s0.0009550.0050.010.0150.01813Vs,m/s2.5542.3552.1311.8801.699依据表中数据作出液泛线（ 2）液相负荷上限线（3）当液相负荷过大时，它在降液管中的停留时间过短，所夹带的气泡来不及=5s求取液相=5s求取液相负荷上限，显然，它是一条垂线Ls,maxHtALs,maxHtAt0.350.1385=0.01m3/s(3-3)漏液线(气相负荷下限线)( 4)2/3h^hwh°w=0.0396-0.6829Ls漏液点气速uom=4.40.8、0.00560.130.03960.6829L?3-0.00205849.6/2.878Vs,min二AoUom，整理得:乂2乂2min=3.8580L?3 0.3780(4-4)表4-4Ls,m3/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs,m3/s0.6450.7010.7460.7830.802依据表中数据作出漏液线（ 4）465液相负荷下限线（5）对于平堰，一般取 h°w=6mm时相应的液相负荷曲线作为其下限，以保证塔上的液流基本能均匀分布。由于它与气相负荷无关，为一垂线。取平堰堰上液层高度 h°w二0.006m,E1.0"00284E‘3600Ls,min\ 1w="00284E‘3600Ls,min\ 1w=0.002841.01f3600Ls0.982/3=0.006则有s,min- J.5s,min- J.50.0061000 0.982.84 3600-0.000836m3/s（5—5）操作气液比 Vs/Ls=1.512/0.00188=804.26V4 V5V4 V5 V6图4-6塔板负荷性能图操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷V操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷Vs,max与气相允许最小负荷Vs,min之比，即:操作弹性=仏2.4七.24Vs,min 0.744.7精馏塔冷凝器的选型本设计的工艺计算如下：此为一侧流体为恒温的列管式换热器的设计4.7.1.确定流体流动空间冷却水走管程，苯走壳程，有利于苯的散热和冷凝。计算流体的定性温度，确定流体的物性数据苯液体在定性温度（80°C）下的物性数据（查化工原理附录）亍=677kg/m3,」=3.110°Pas,cp=1.942kJ/kgC，=0.127W/mC,r=310kJ/kg。井水的定性温度：入口温度为t,=30C，出口温度为t2=50C井水的定性温度为t^5030/2=40°Cms1=1.5877045=11180kg/h=3.106kg/smrmS2- S1Cp2(t2-tj=29537kg/h7045汇350=29537kg/hm=S2 204.174两流体的温差Tm-tm=80-40=40°C,故选固定管板式换热器两流体在定性温度下的物性数据如下物性温度密度粘度比热容导热系数流体 *Ckg/m3mPa-skJ/(kg•C)W/(m•C)苯806770.311.9420.127井水27.5993.70.7174.1740.627计算热负荷Q=ms1r=3.106350=1087kW计算有效平均温度差逆流温差叫逆=(80一50)一(80一30)=39.15^Cm,逆In[(80-50)/(80—30)1选取经验传热系数 K值根据管程走井水，壳程走苯，总传热系数K=470~815W/m$.C，现暂取K二500W/m2C。估算换热面积3=59.97m=59.97m50039.15查【化工原理】上册表取 u冷=1.5m/s故有管程的直径d= =0.07mYPun故需采用换热管为 25mm的换热器，型号标准见表 4-5表4-5冷凝换热器型号参数表外壳直径D/mm450管成数Np1公程压强/MPa0.6管数Nt135管子尺寸/mm252.5公程面积/m230.7管长/m3计算换热面积/m231.5精馏塔计算结果一览表项 目符 号单 位计算结果平均压强PmkPa107.4平均温度tmC84.5平均流量气相Vsm/s1.512液相Lsm/s0.00188实际塔板数Npi块16板间距HtM0.35塔段的有效高度ZM7.7塔径DM1.4空塔气速Um/s0.982塔板液流型式单流型溢流装置溢流管型式弓形P堰长lwM0.98堰咼hwM0.0396溢流堰宽度WdM0.196底隙高度hbM0.0240板上清液层咼度hLM0.050孔径domm5孔间距tmm15孔数N个5538开孔面积Ao2m0.109筛孔气速u。m/s13.87塔板压降gkPa0.688液体在降液管中的停留时间TS25.62降液管清液层咼度HdM0.133雾沫夹带eVkg液/kg气0.04负荷上限Ls,max雾沫夹带控制负荷下限Ls,min漏液控制

气相最大负荷Vs,maxm3/s3.44气相最小负荷Vs,minny/s0.92操作弹性3.24

主要符号说明项目符号项目符 号平均压强Pm每层塔板压降也Pa平均温度tm安定区宽度Ws平均流量气相Vs边缘区宽度Wc液相Ls液相摩尔分数X实际塔板数N气相摩尔分数Y板间距Ht空隙率£塔的有效高度Z筛板厚度塔径D表面力(T空塔气速u密度p溢流装置堰长lw开孔率0堰咼hw取大值max（下标）弓形降液管宽度Wd最小值min（下标）弓形降液管底隙高度ho气相V（下标）板上清夜层咼度hL液相L（下标）孔径do理论板层数Nt孔间距t塔顶空间高度Hd孔数n塔底空间高度Hb开孔面积Ao裙座咼度H2筛孔气速Uo总板效率Et塔板压降hp气相最大负何Vs