苯—氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計(jì)

1、 蘇州大學(xué)化工單元操作課程設(shè)計(jì)說明書課題：苯氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計(jì)學(xué)院（部）：材料與化學(xué)化工學(xué)部專業(yè)：化學(xué)工程與工藝年級(jí)：2011級(jí)指導(dǎo)老師：王文豐老師日期：2013年11月設(shè)計(jì)者：設(shè)計(jì)成績：目錄第一章 設(shè)計(jì)背景31.設(shè)計(jì)題目32.操作條件33.塔板類型34.工作日35.廠址3第二章 產(chǎn)品與設(shè)計(jì)方案簡介4第三章 工藝計(jì)算及主體設(shè)備設(shè)計(jì)5（一）精餾塔的物料衡算51）原料液及塔頂塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)52）原料液及塔頂塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量53）物料衡算5（二）塔板數(shù)的確定51）理論板層數(shù)NT的求取52）實(shí)際板層數(shù)的求取7（三）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算71）精餾段計(jì)算7（1)操作壓力計(jì)

2、算7（2)操作溫度計(jì)算7（3)平均摩爾質(zhì)量計(jì)算8（4)平均密度計(jì)算8（5)液體平均表面張力計(jì)算9（6)液體平均粘度計(jì)算92）提餾段計(jì)算9（1)操作壓力計(jì)算9（2)操作溫度計(jì)算9（3)平均摩爾質(zhì)量計(jì)算10（4)平均密度計(jì)算10（5)液體平均表面張力計(jì)算10（6) 液體平均粘度計(jì)算11（四）精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算111）塔徑的計(jì)算11（1）精餾段塔徑的計(jì)算11（2）提餾段塔徑的計(jì)算112）塔高的計(jì)算12（五）塔板主要工藝尺寸計(jì)算121）精餾段計(jì)算12（1）溢流裝置計(jì)算12（2）塔板布置132）提餾段計(jì)算14（1）溢流裝置計(jì)算14（2）塔板布置15（六）塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算151）精餾段計(jì)算15（1

3、）塔板壓降15（2）液面落差16（3）液沫夾帶16（4）漏液16（5）液泛172）提餾段計(jì)算17（1）塔板壓降17（2）液面落差18（3）液沫夾帶18（4）漏液18（5）液泛18（七）塔板的負(fù)荷性能圖191）精餾段計(jì)算19（1）漏液線19（2）液沫夾帶線19（3）液相負(fù)荷下限線20（4）液相負(fù)荷上限線20（5）液泛線212）提餾段計(jì)算22（1）漏液線22（2）液沫夾帶線23（3）液相負(fù)荷下限線23（4）液相負(fù)荷上限線24（5）液泛線24（八）精餾塔接管尺寸計(jì)算251）進(jìn)料管252）釜?dú)堃撼隽瞎?63）回流液管264）塔頂上升蒸汽管265）塔底上升蒸汽管27（九）計(jì)算數(shù)據(jù)匯總27（十）生產(chǎn)工藝流

4、程圖28（十一）精餾塔設(shè)計(jì)條件圖29（十二）主要符號(hào)說明30（十三）對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的討論32（十四）參考書目33第一章 設(shè)計(jì)背景1.設(shè)計(jì)題目試設(shè)計(jì)一座苯氯苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度為99.8%氯苯為3.2萬噸。已知原料液含氯苯38% (質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同)，塔頂餾出液含氯苯不得高于2%。2.操作條件：塔頂壓力 4kpa（表壓）塔底加熱蒸汽壓力 0.5MPa（表壓）進(jìn)料熱狀況參數(shù) 自選 回流比 自選單板壓降 0.7kpa全塔效率 ET=0.52 3.塔板類型 篩板塔4.工作日 每年300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行5.建廠地址 天津（當(dāng)?shù)卮髿鈮?00.48kpa）第二章 產(chǎn)品與設(shè)計(jì)方案簡介1

5、.設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯氯苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料（即q=1），將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比選取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。由于本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，需要設(shè)計(jì)一再沸器滿足設(shè)計(jì)要求。工業(yè)上常用的再沸器有下列幾種：內(nèi)置式再沸器、釜式再沸器、熱虹吸式再沸器以及強(qiáng)制循環(huán)式再沸器。內(nèi)置式再沸器通常用于直徑小于600mm的蒸餾塔中，不服和本次設(shè)計(jì)要求。熱虹

6、吸式再沸器利用熱虹吸原理，即再沸器內(nèi)液體被加熱部分汽化后，汽液混合物密度小于塔內(nèi)液體密度，使再沸器與塔內(nèi)產(chǎn)生靜壓差，促使塔底液體被虹吸進(jìn)入再沸器，在再沸器內(nèi)汽化后返回塔中，因而不必用泵便可使塔內(nèi)液體循環(huán)。熱虹吸式再沸器有立式和臥式兩種。但立式安裝時(shí)要求精餾塔底部液面與再沸器頂部管板持平，要有固定標(biāo)高，其循環(huán)速率受流體力學(xué)因素制約。因而本次設(shè)計(jì)中我們選用臥式熱虹吸式再沸器。塔頂全回流冷凝器常采用管殼式換熱器。有臥式、立式、管內(nèi)或管外冷凝等形式。本設(shè)計(jì)中我們你采取強(qiáng)制循環(huán)式管殼式換熱器，可減少臺(tái)架且便于維修。第三章 工藝計(jì)算及主體設(shè)備設(shè)計(jì)（一）精餾塔的物料衡算1)原料液及塔頂.塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)苯

7、的摩爾質(zhì)量 MA=78.11kg/kmol氯苯的摩爾質(zhì)量 MB=112.56kg/kmolXF=(0.62/78.11)/(0.62/78.11+0.38/112.56)=0.702XD=(0.98/78.11)/(0.98/78.11+0.02/112.56)=0.986XW=(0.002/78.11)/(0.002/78.11+0.998/112.56)=0.0032）原料液及塔頂塔底產(chǎn)品的平均摩爾分?jǐn)?shù)MF=0.70278.11+（1-0.702）112.56=88.38kg/kmolMD=0.98678.11+（1-0.986）112.56=78.59kg/kmolMW=0.00378.

8、11+（1-0.003）112.56=112.46kg/kmol3)物料衡算塔底產(chǎn)品流量 W=3.2(107)/300/24 /112.56=39.52kmol/h 總物料衡算 F=D+39.52苯物料衡算 F0.702=D0.986=39.520.003聯(lián)立解得 F=136.79kmol/h D=97.27kmol/h（二）塔板數(shù)的確定1） 理論板層數(shù)NT的求取苯氯苯屬于理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。由手冊(cè)查得苯氯苯純組分的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)，求得相應(yīng)的物系平衡數(shù)據(jù)（見下表）表1 苯氯苯汽液平衡平衡數(shù)據(jù)求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。因?yàn)椴僮髋蔹c(diǎn)進(jìn)料（q=1），在x-y圖上

9、作x=0.702，交平衡線于點(diǎn)Q（xq,yq），如圖圖1 苯氯苯汽液平衡圖xq=0.702 yq=0.912故最小回流比Rmin=（xD- yq）/（yq - xq）=（0.986-0.912）/（0.912-0.702）=0.352取操作回流比為 R=2Rmin=20.352=0.704求精餾塔的汽液相負(fù)荷L=RD=0.70497.27=68.48 kmol/hV=(R+1)D=(0.701+1) 97.27=165.75 kmol/hL=L+F=68.48 +136.79=205.27 kmol/hV=V=165.75 kmol/h求操作線方程精餾段操作線方程為y =（L/D）x+（D/V

10、）xD=（68.48/165.75）x+（97.27/165.75）0.986即y=0.413x+0.58提餾段操作線方程為y=(L/V)x-(W/V)xW=(205.27/165.75) x-(39.52/165.75)0.003即y=1.24 x-0.00072圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，如下圖圖2 圖解法求理論板層數(shù)求解結(jié)果為總理論板層數(shù)為 NT=10（包括再沸器）進(jìn)料板位置為 NF=42）實(shí)際板層數(shù)的求取精餾段實(shí)際板層數(shù) N精=3/0.52=6提餾段實(shí)際板層數(shù) N提=7/0.52=14（三）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1）精餾段（1）操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力 pD

11、=100.48+4=104.48kpa每層塔板壓降 p=0.7kpa進(jìn)料板壓力 pF=104.48+0.76=108.68kpa精餾段平均壓力 pm=（104.48+108.68）/2=106.58kpa（2）操作溫度計(jì)算由表1可作如下圖3，即溫度組成圖圖3 苯氯苯溫度組成圖則塔頂溫度 tD=80.3 進(jìn)料板溫度 tF=89.8 精餾段平均溫度 tm=（80.3+89.8）/2=85.05（3）平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xD=y1=0.986，查平衡曲線得x1=0.953MVDm=0.98678.11+（1-0.986）112.56=78.59kg/kmolMLDm =0.9537

12、8.11+（1-0.953）112.56=79.73kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖解理論板的yF=0.899，則xF=0.665MVFm=0.89978.11+（1-0.899）112.56=81.59kg/kmolMLFm=0.66578.11+（1-0.665）112.56=89.65kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=（78.59+81.59）/2=80.09kg/kmolMLm=（79.73+89.65）/2=84.69kg/kmol（4）平均密度的計(jì)算 氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即Vm=Pm MVm /（RTm）=106.5880.09/8.314/（85

13、.05+273.15）=2.87kg/m3液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即1/Lm=i/i塔頂液相平均密度計(jì)算由tD=80.3，查手冊(cè)得A=815.0 kg/m3 B=1042 kg/m3LDm =1/（0.98/815.0+0.02/1042）=818.57 kg/m3進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算由tF=89.8，查手冊(cè)得A=795.0 kg/m3 B=1030.73 kg/m3A=（0.66578.11）/（0.66578.11+0.335112.56）=0.579LFm =1/（0.579/795.0+0.421/1030.73）=879.70kg/m3精餾段液相平均密度為Lm =（

14、818.57+879.70）/2=849.14 kg/m3（5）液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即Lm=xii塔頂液體平均表面張力計(jì)算由tD=80.3，查手冊(cè)得A=21.2 mN /m B=26.0 mN /mLDm=0.98621.2+（1-0.986）26.0=21.267 mN /m進(jìn)料板液體平均表面張力計(jì)算由tF=89.8，查手冊(cè)得A=20.0 mN /m B=25.0 mN /mLDm=0.66520.0+（1-0.665）25.0=21.675 mN /m精餾段液相平均表面張力為Lm=（21.267+21.675）/2=21.471 mN /m（6）液體平均粘度計(jì)算

15、液相平均粘度依下式計(jì)算Lm=xii塔頂液體平均粘度計(jì)算由tD=80.3，查手冊(cè)得A=0.30mPa/s B=0.34mPa/sLDm=0.9860.30+（1-0.986）0.34解得LDm=0.301 mPa/s進(jìn)料板液體平均粘度計(jì)算由tF=89.8，查手冊(cè)得A=0.28mPa/s B=0.31mPa/sLFm=0.6650.28+（1-0.665）0.31解得LDm=0.290 mPa/s精餾段液體平均粘度為Lm=（0.301+0.290）/2=0.2955 mPa/s2）提餾段（1）操作壓力計(jì)算塔底操作壓力 pW=100.48+0.714=114.48kpa每層塔板壓降 p=0.7kpa

16、進(jìn)料板壓力 pF=104.48+0.76=108.68kpa提餾段平均壓力 pm=（114.48+108.68）/2=111.58kpa（2）操作溫度計(jì)算由上圖3可得塔底溫度 tW=131.4 進(jìn)料板溫度 tF=89.8 提餾段平均溫度 tm=（131.4+89.8）/2=110.6（3）平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xW=0.003，查平衡曲線得yW=0.014MVDm=0.00378.11+（1-0.003）112.56=112.46kg/kmolMLDm =0.01478.11+（1-0.014）112.56=112.08kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖解理論板的yF=0

17、.899，則xF=0.665MVFm=0.89978.11+（1-0.899）112.56=81.59kg/kmolMLFm=0.66578.11+（1-0.665）112.56=89.65kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=（112.46+81.59）/2=97.025kg/kmolMLm=（112.08+89.65）/2=100.865kg/kmol（4）平均密度的計(jì)算 氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即Vm=Pm MVm /（RTm）=111.5897.025/8.314/（110.6+273.15）=3.393kg/m3液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即1/Lm=i

18、/i塔底液相平均密度計(jì)算A=（0.00378.11）/（0.00378.11+0.997112.56）=0.002由tW=131.4，查手冊(cè)得A=749.0 kg/m3 B=983.01 kg/m3LWm =1/（0.002/749.0+（1-0.002）983.01）= 982.40 kg/m3進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算由tF=89.8，查手冊(cè)得A=795.0 kg/m3 B= 1030.73 kg/m3A=（0.66578.11）/（0.66578.11+0.335112.56）=0.579LFm =1/（0.579/795.0+0.421/1030.73）=879.70kg/m3提餾段液相平

19、均密度為Lm =（982.40 + 879.70）/2=931.05kg/m3（5）液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即Lm=xii塔底液體平均表面張力計(jì)算由tW=131.4，查手冊(cè)得A=14.8mN /m B= 20.6 mN /mLWm=0.00314.8 +（1-0.003）20.6 = 20.58 mN /m進(jìn)料板液體平均表面張力計(jì)算由tF=89.8，查手冊(cè)得A=20.0 mN /m B=25.0 mN /mLDm=0.66520.0+（1-0.665）25.0=21.675 mN /m提餾段液相平均表面張力為Lm=（20.58+21.675）/2=21.13 mN /m

20、（6）液體平均粘度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算Lm=xii塔底液體平均粘度計(jì)算由tW=131.4，查手冊(cè)得A= 0.17mPa/s B= 0.175mPa/sLWm=0.0030.17 +（1-0.003）0.175 解得LDm=0.175 mPa/s進(jìn)料板液體平均粘度計(jì)算由tF=89.8，查手冊(cè)得A=0.28mPa/s B=0.31mPa/sLFm=0.6650.28+（1-0.665）0.31解得LFm=0.290mPa/s精餾段液體平均粘度為Lm=（0.175 +0.290）/2= 0.2325 mPa/s（四） 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1） 塔徑的計(jì)算（1）精餾段塔徑的計(jì)算精餾段的氣液相

21、體積流量為VS=VMVm/(3600Vm)=165.7580.09/（36002.87）=1.28 m3/sLS=LMLm/(3600Lm)=68.4884.69/（3600849.14）=0.0019 m3/s式中C由式（5-5）計(jì)算，其中的C20由圖5-1查取，圖的橫坐標(biāo)為(LS/ VS) (L/V)1/2=(0.0019/1.282) (849.14/2.87)1/2=0.0255取板間距HT=0.45m，板上層液高度為hL=0.05m，則HT-hL=0.45-0.05=0.40m查116頁圖51得，C20=0.084C= C20(L/20)0.2= 0.084 (21.471/20)0

22、.2=0.085umax=0.085=1.46m/s取安全系數(shù)為0.65，則空塔氣速為u=0.65umax=0.651.46=0.949m/sD=1.311m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.4m 。 塔截面積為實(shí)際空塔氣速為u=1.282/1.539=0.832m/s（2）提餾段塔徑的計(jì)算提餾段的氣液相體積流量為VS=VMVm/(3600Vm)=165.7597.025/（36003.393）=1.32m3/sLS=LMLm/(3600Lm)=205.27100.865/（3600931.05）=0.0062m3/s式中C由式（5-5）計(jì)算，其中的C20由圖5-1查取，圖的橫坐標(biāo)為(LS / VS)

23、 (L/V)1/2=(0.0062/1.32) (931.05/3.393)1/2=0.0778取板間距HT=0.45m，板上層液高度為hL=0.05m，則HT-hL=0.45-0.05=0.40m查116頁圖51得，C20=0.081 C= C20(L/20)0.2=0.081(21.13/20)0.2=0.0819umax=0.0819=1.354m/s取安全系數(shù)為0.65，則空塔氣速為u=0.65umax=0.651.354=0.8801 m/sD=1.38m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.4m 。 塔截面積為實(shí)際空塔氣速為u=1.32/1.539=0.858m/s2） 精餾塔有效高度的計(jì)算精

24、餾段有效高度為Z精=（N精-1）HT=（6-1）0.45=2.25m提溜段有效高度為Z提=（N提-1）HT=（14-1）0.45=5.85m在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為 0.9m 。故精餾塔的有效高度為Z= Z精+Z提+0.8= 8.9 m（五） 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1）精餾段（1）溢流裝置計(jì)算因塔徑D=1.4，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下。堰長lw取lw=0.8D=0.81.4=1.12m 溢流堰高度hw選用平直堰，堰上液層高度how由式（5-7）計(jì)算，即近似取E=1，則取板上清液層高度hL=60mm ，則m 弓形降液管寬度Wd和截面積Af故lw/D=0.8，查圖

25、57的故 依式（5-9）驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間，即故降液管設(shè)計(jì)合理降液管底隙高度h0取=0.08m/s,則故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤，深度為（2）塔板布置塔板的分塊因D=1400mm，故塔板采用分塊式。查表5-3得，塔板分為4塊邊緣區(qū)寬度確定取開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積A按式（5-12）計(jì)算，即其中故篩孔計(jì)算及其排列本例所處里的物系無腐蝕性，可選用的碳鋼板，取篩孔直徑篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為篩孔數(shù)目n為開孔率為氣體通過閥孔的氣速為2）提餾段（1）溢流裝置計(jì)算因塔徑D=1.4，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下。堰長lw取lw=0.8D=0.81.4=

26、1.12m溢流堰高度hw選用平直堰，堰上液層高度how由式（5-7）計(jì)算，即近似取E=1，則取板上清液層高度hL=60mm ，則m 弓形降液管寬度Wd和截面積Af故lw/D=0.8，查圖57的故 依式（5-9）驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間，即故降液管設(shè)計(jì)合理 降液管底隙高度h0取=0.25m/s,則故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤，深度為（2）塔板布置塔板的分塊因D=1400mm，故塔板采用分塊式。查表5-3得，塔板分為4塊邊緣區(qū)寬度確定取開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積A按式（5-12）計(jì)算，即其中故篩孔計(jì)算及其排列本例所處里的物系無腐蝕性，可選用的碳鋼板，取篩孔直徑篩孔按正三角形排列，取孔中

27、心距t為篩孔數(shù)目n為開孔率為氣體通過閥孔的氣速為（六） 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1）精餾段（1）塔板壓降干板阻力hc 由式（5-19）計(jì)算，即由,查圖510得， =0.772，故 氣體通過液層的阻力h1計(jì)算氣體通過液層的阻力h1由式（5-20）計(jì)算，即查圖5-11，得液體表面張力的阻力h計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h由式（5-23）計(jì)算，即氣體通過每層塔板的液柱高度hP可按下式計(jì)算，即氣體通過每層塔板的壓降為（2）液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。（3）液沫夾帶液沫夾帶量由式（5-24）計(jì)算，即故故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量e 在允許范圍內(nèi)。（4）漏液對(duì)

28、篩板塔，漏液點(diǎn)氣速u0，min可由式（5-25）計(jì)算，即 m/s實(shí)際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為1.5故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液（5）液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從式（5-32）的關(guān)系，即苯氯苯物系屬一般物系，取0.6而板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd可由式（5-30）計(jì)算，即m故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象2）提餾段（1）塔板壓降干板阻力hc 由式（5-19）計(jì)算，即由,查圖510得， =0.772，故氣體通過液層的阻力h1計(jì)算氣體通過液層的阻力h1由式（5-20）計(jì)算，即查圖5-11，得液體表面張力的阻力h計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h由式（5-23）計(jì)算，即氣體通過每層塔板的液柱高度hP可按下式計(jì)算，即

29、氣體通過每層塔板的壓降為（2）液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。（3）液沫夾帶液沫夾帶量由式（5-24）計(jì)算，即故故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量e 在允許范圍內(nèi)。（4）漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速u0，min可由式（5-25）計(jì)算，即 m/s實(shí)際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為1.5故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液（5）液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從式（5-32）的關(guān)系，即苯氯苯物系屬一般物系，取0.6而板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd可由式（5-30）計(jì)算，即m故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象（七）塔板負(fù)荷性能圖1）精餾段漏液線由得 =4.40.7720.1010.931整理得在

30、操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表2表2 計(jì)算結(jié)果/0.00070.00600.01200.01800.0210/0.4880.5470.5890.6210.623由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1 液沫夾帶線 以為限，求關(guān)系如下故整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表3表3 計(jì)算結(jié)果/0.00070.00600.01200.01800.0210/3.0672.7402.4882.2762.179由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2 液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度=0.005m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由式（5-7）得取E=1，則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)

31、的垂直液相負(fù)荷下限線3 液相負(fù)荷上限線以=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，由式（5-9）得故據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4液泛線令忽略，將與，與，與的關(guān)系式帶入上式，并整理得式中將有關(guān)的數(shù)據(jù)帶入，得0.03270.242276.60.97故在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表4表4 計(jì)算結(jié)果/0.00070.00600.01200.01800.0210/2.6762.4732.1511.6191.188由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如下圖4所示在負(fù)荷性能圖上，作出操作線，該篩板塔的操作上限為液泛控制，下限為漏液

32、控制。由圖可得故操作彈性為圖4 精餾段負(fù)荷性能圖2）提餾段漏液線由得 =4.40.7720.1010.9947整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表5表5 計(jì)算結(jié)果/0.00070.00600.01200.01800.0210/0.5100.5700.6120.6460.660由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1液沫夾帶線 以為限，求關(guān)系如下故整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表6表6 計(jì)算結(jié)果/0.00070.00600.01200.01800.0210/3.0672.7402.4882.2762.179由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2 液相負(fù)荷下限

33、線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度=0.005m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由式（5-7）得取E=1，則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3 液相負(fù)荷上限線以=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，由式（5-9）得故據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4液泛線令忽略，將與，與，與的關(guān)系式帶入上式，并整理得式中將有關(guān)的數(shù)據(jù)帶入，得0.0310.242252.010.96故在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表7表7 計(jì)算結(jié)果/0.00070.00600.01200.01800.0210/2.752.552.241.751.37由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5根據(jù)以上各線方程，

34、可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如下圖5所示圖5 提餾段負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作線，該篩板塔的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖可得故操作彈性為（八）精餾塔接管尺寸計(jì)算1）進(jìn)料管進(jìn)料體積流量取適宜輸送速度 ，故經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格： 實(shí)際管內(nèi)流速： 2）釜?dú)堃撼隽瞎芨獨(dú)堃撼隽象w積流量取適宜輸送速度 ，故經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格： 實(shí)際管內(nèi)流速：3）回流液管回流液體積流量取適宜輸送速度 ，故經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格： 實(shí)際管內(nèi)流速：4）塔頂上升蒸汽管塔頂上升蒸汽體積流量取適宜輸送速度 ，故經(jīng)圓整選取熱軋無

35、縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格： 實(shí)際管內(nèi)流速：5）塔底上升蒸汽管塔底上升蒸汽體積流量取適宜輸送速度 ，故經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格： 實(shí)際管內(nèi)流速：（九）計(jì)算數(shù)據(jù)匯總表8 篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果序號(hào)項(xiàng)目精餾段提餾段1平均溫度（）85.05110.62平均壓力（kPa）106.58111.583氣相流量（kmol/h）165.75165.754液相流量（kmol/h）68.48205.275實(shí)際塔板數(shù)6146塔高（m）8.97塔徑（m）148板間距（m）0.459溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長（m）1.1212堰高（m）0.02913板上液層高度（m）0.00

36、614堰上液層高度（m）0.02115降液管底隙高度（m）0.0210.02216安定區(qū)寬度（m）0.00650.00517邊緣區(qū)寬度（m）0.03518開孔區(qū)面積（m2）0.9310.994719篩孔直徑（m）0.0050.00520篩孔數(shù)目5749510621孔中心距（m）0.0150.01522開孔率（）10.110.123空塔氣速（m/s）0.8320.85824篩孔氣速（m/s）13.613.1425穩(wěn)定系數(shù)2.332.31序號(hào)項(xiàng)目精餾段提餾段26每層塔板壓降（Pa）696.39695.027負(fù)荷上限液泛控制液泛控制28負(fù)荷下限漏液控制漏液控制29液沫夾帶eV（kg液/kg氣）0.0

37、090.01030氣相負(fù)荷上限（m3/s）2.5432.29531氣相負(fù)荷下限（m3/s）0.4910.53532操作彈性5.184.2933進(jìn)料管徑（mm）34釜?dú)堃撼隽瞎軓剑╩m）35回流液管徑（mm）36塔頂上升蒸汽管徑（mm）37塔底上升蒸汽管徑（mm）（十）生產(chǎn)工藝流程圖圖6 苯-氯苯精餾工藝流程圖（11） 精餾塔設(shè)計(jì)條件圖圖7 精餾設(shè)計(jì)條件圖（十二）主要符號(hào)說明英文字母塔板開孔區(qū)面積，降液管截面積，篩孔總面積，塔截面積， 流量系數(shù)，量綱為一 計(jì)算時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，m/s 篩孔直徑，m 塔徑，m 液沫夾帶量，kg（液）/kg（氣） 液流收縮系數(shù)，量綱為一 總板效率，量綱為一 重力加速度，9.81 與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱 與液體流過壓降管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺液柱 塔板上鼓泡層高度，m 板上清液層高度，m 降液管的底隙高度，m 堰上液層高度，m 出口堰高度，m 進(jìn)口堰高度，m 與克服表面張力