化工原理課程設(shè)計苯與氯苯的分離

1、化工原理課程設(shè)計說明書設(shè)計題目：苯一氯苯精餾過程板式塔設(shè)計設(shè)計者:班級化工095姓名閆宏陽日 期:2011 年12月13號指導教師：楊勝凱設(shè)計成績：日期：目錄設(shè)計任務(wù)書 3設(shè)計計算書4?設(shè)計方案的確定4?精餾塔物料衡算4?塔板數(shù)的確定5?精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算8?塔體工藝尺寸計算13?塔板主要工藝尺寸15?塔板流體力學驗算17?浮閥塔的結(jié)構(gòu)20?精餾塔接管尺寸23?產(chǎn)品冷卻器選型25?對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論25附圖： 生產(chǎn)工藝流程圖精餾塔設(shè)計流程圖設(shè)計任務(wù)書一）題目 試設(shè)計一座苯氯苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度 99.8%的氯苯 21000 噸，塔頂餾出液中含氯苯不得高于

2、2%，原料液中含氯苯 45%（以上均為質(zhì)量分數(shù)）二）操作條件1）塔頂壓力4kPa （表壓）；2）進料熱狀況泡點；3）回流比R=1.4Rmin ；4）塔底加熱蒸汽壓力 0.5Mpa （表壓）； 0.7 kPa ;（5）單板壓降（三）塔板類型浮閥塔板（F1型）（四）工作日每年按300天工作計，每天連續(xù)24小時運行（五）廠址廠址為天津地區(qū)設(shè)計計算書一、設(shè)計方案的確定本任務(wù)是分離苯一氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程，本設(shè)計采用板式塔連續(xù)精餾。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器 加熱至泡點后送進精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一 部分回流至塔內(nèi)，其余部分冷卻后

3、送至儲物罐。該物系屬易分離物系，最小回流 比較小，故操作回流比取最小回流比的 1.4倍，且在常壓下操作。塔釜采用間接 蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲物罐。二、精餾塔物料衡算（以輕組分計算）1 原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量Ma 78.11kg/kmol氯苯的摩爾質(zhì)量Mb 112.56kg / kmolXfXd0.6380.9860.55/78.110.55/78.110.45/112.560.98/78.110.98/78.11 0.02/112.560.0030.002/78.110.002/78.11 0.998/112.562 原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M F0

4、.63878.11(10.638)112.5690.58kg / kmolMd0.98678.11(10.986)112.5678.59kg/ kmolM w0.00378.11(10.003)112.56112.46kg / kmol3.物料衡算原料處理量W21000100025 93kmol /h30024112.46總物料衡算FD25.93苯物料衡算0.638F 0.986D 0.003 25.93聯(lián)立解得D 47.31kmol/hF 73.24kmol / h三、塔板數(shù)的確定1 .理論板數(shù)Nt的求取(1) 由手冊查得苯一氯苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)， 繪出x y圖，見圖1T/oC809010

5、0110120130131.8pA/kPa101.33136.66179.99234.60299.99378.65386.65pB/kPa19.7327.3339.0753.3372.4095.86101.33op PbxooPa Pb1.0000.6770.4420.2650.1270.0190.000oy血xP1.0000.9130.7850.6130.3760.0720.0001.0000.8000.6000.4000.2000.000Xd0.0000.2000.4000.600 Xq0.8001.000圖1圖解法求最小回流比(2) 由于泡點進料q=1,在圖上作直線x=0.986交對角線

6、于a點，作直線x=0.638 交平衡線于q點，連接a q兩點，過q點作橫軸的平行線交縱軸于一點，讀得 yq=0.896，則最小回流比如下:986 896 0.350.896 0.638取操作回流比為R 4Rmin1.4 0.350.49(3) 求精餾塔的氣、液相負荷L RD 0.49 47.31 23.18kmol/hV (R 1)D(0.49 1) 47.31 70.49kmol/hL L F 23.18 73.24 96.42kmol/hV V 70.49kmol/h（4）求操作線方程精餾段操作線方程23 1847 3iVxDx0.986 0.328x 0.66270.4970.49 提餾

7、段操作線方程x Wxw 9642 x 2593 0.003 1.369x 0.001VV70.4970.49（5）圖解法求理論板層數(shù)如附圖1,將x=0.638帶入精餾段操作線方程，得出y=0.871，在圖中找出 該點記為d,連接ad兩點即得精餾段操作線；在對角線上找到。點（0.003,0.003）, 連接cd兩點即得提餾段操作線。自a點開始在操作線和平衡線之間作階梯線。求解結(jié)果為:總理論板層數(shù)Nt11（包括再沸器）進料板位置N F 42 實際板層數(shù)的求解（試差法）假設(shè)總板效率Et=0.49精餾段實際板層數(shù)N精22/0.49 44.9 45提餾段實際板層數(shù)N提4/0.49 1 8.1-1 7 （

8、不包括再沸器）實際板層數(shù)為26/0.49-1=52 （不包括再沸器） 試差法計算如下：Np=52塔頂壓力：PD 101.3 4105.3KPa塔底壓力.Pw 105.3 0.667 52139.984Pa已知塔底組成為四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算1 操作壓力的計算塔頂操作壓力Pd101.3 4L 105.33kPa每層塔板壓降P0.7kPa進料板壓力Pf105.330.7 9111.63kPa精餾段平均壓力Pm1(111.63105.33)/2108.48kPa塔底操作壓力Pd105.330.7 23 121.43kPa提餾段平均壓力Pm2(111.63121.43)/2116.5

9、3kPa2 操作溫度的計算表1 苯、氯苯Antoine常數(shù)數(shù)據(jù)表ABC溫度范圍（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 常數(shù)數(shù)據(jù)表ABC溫度范圍（K）苯6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4226.36071466.083-15.44420-521氯苯6

10、.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-597假設(shè)塔頂?shù)呐蔹c溫度t 83.2oC，則純組分的飽和蒸氣壓為對苯lg pA 6.06832pA 111.53kPa1236.03448.99 83.2 273.152.047421431.83對氯苯 lgPB 641655.515 83.21.34464273.15pB 22.11kPa代入泡點方程和露點方程，得oP Pb o Pb（101.33 4）22.11PaPa0.931111.53 22.11故假設(shè)正確,111.53 0.9310.986105.33Xd塔頂溫度為tD83.2C假設(shè)塔

11、頂?shù)倪M料板溫度t94.4oC，則純組分的飽和蒸氣壓為對苯olg Pa 6.068321236.0342.1882548.99 94.4 273.15pA 154.26 kPa對氯苯 lgPB 60416pB 32.77kPa1431.831.5154855.515 94.4273.15代入泡點方程和露點方程，得oPPbX -o oPaPb1123 32770.638154.26 32.77假設(shè)正確，故進料板溫度為tF94.4 C假設(shè)塔底的泡點溫度t137oC，則純組分的飽和蒸氣壓為對苯olg Pa6.06832oPa442.51 kPa對氯苯olg Pb6.62988oPb115.28kPa4

12、8.99137 273.155.21 137 273.15代入泡點方程，得1236.0341897.41ox P PbooPaPb11653 1158 0.0038 0.003442.51-115.28假設(shè)正確，故塔頂溫度為tw 137C精餾段平均溫度tm1 (83.2 94.4)/288.8 C提餾段平均溫度tm2(94.4 137)/2 115.7oC全塔平均溫度tm (83.2 137)/2110.1oC3 平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂：由y1 xD0.986，查平衡曲線得X10.920MvDm0.98678.11(10.986)112.5678.60kg/kmolMLDm0.92078.11

13、(10.920)112.5680.87kg / kmol進料板：由圖理論板得yF 0.885 ,查平衡曲線得xF0.621MVFm0.88578.11(10.885)112.5682.07kg/kmolMLFm0.62178.11(10.621)112.5691.17kg/kmol塔底：由圖理論板得yn 0.003，查平衡曲線得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精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm1 (78.60 82.07) / 2 8

14、0.34kg/kmolMLm1 (80.87 91.17)/2 86.02kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量MVm2 (82.07 112.46)/2 97.27kg / kmolMLm2 (91.17 112.53)/2 101.85kg/kmol4 平均密度的計算(1)氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，得精餾段 Vm1P m1 M vm1RTm1108.48 80.348.314 (88.8 273.15)2.90kg/m3提餾段Vm2Pm2MVm2116.53 97.273.51 kg/m3RTm28.314 (115.7 273.15)(2)液相平均密度計算1LmWii塔頂tD 8

15、3.2C時,A 912 1.187 83.2 813.24kg/m3B 1127 1.111 83.2 1034.56kg/m3LDm816.73kg/m30.98/813.24 0.02/1034.56進料板tF 94.4oC時,912 1.187 94.4799.95kg/m3B 1127 1.111 94.41022.12kg/m3wA0.621 78.110.5320.621 78.110.379 112.56LFm894.28kg/m30.532/803.7 0.468/1025.7塔底tW 137oC時,A 912 1.187 137 749.38kg/m3B 1127 1.111

16、 137974.79kg/m3LWmI30.002/ 749.38 0.998/974.79974.20kg / m精餾段液相平均密度為Lm1 (816.73 894.28)/2855.51kg/m3提餾段液相平均密度為Lm2 (894.28 974.20)/2934.24kg/m35 液相平均表面張力的計算LmXi i塔頂 tD 83.2oC 時，查得 A 20.82mN /m B 25.84mN /mLDm 0.920 20.82 0.08 25.8421.22mN /m進料板 tF 94.4oC 時，查得 A 19.35mN /m B 24.57mN /m塔底tw 137C時，查得 a1

17、4 .25mN /mB 19.48mN /mLWm 0.001 14.250.999 19.4819.47mN /m精餾段液相平均表面張力為m1 (21.22 21.32) / 221.27mN/m提餾段液相平均表面張力為m2 (21.32 19.47)/220.40mN/m6.液體平均粘度計算lg mxilg i塔頂tD 83.2C時,A 0.299mPa sB 0.303mPalg LDm 0.920lg0.2990.08lg0.303LDm 0.299mPa s進料板 tF94.4o C 時，0.268mPa sB 0 . 275mPalgLDm 0.621lg0.2680.379lg0

18、.275LDm 0 . 271mPa s塔底 tW 137oC 時，A 0.184mPa sB 0.197mPalg LDm 0.001lg0.184 0.999lg0.197LDm 0.197mPa s精餾段液相平均粘度為ml(0.299 0.271)/20.285mN/m提留段液相平均粘度為m2 (0.2710.197)/20.234mN /m全塔液相平均粘度為l (0.299 0.197)/20.248mPa s又塔頂和塔底平均溫度為(83.2+137) /2=110.1C則此溫度下的相對揮發(fā)度為與空7 4.40pB53.3根據(jù)奧康奈爾關(guān)聯(lián)法，Et 0.49( l) 0.2450.49

19、(4.40 0.248) 02450.48故假設(shè)成立，總板效率Et=0.48五、塔體工藝尺寸計算1 塔徑的計算(1) 精餾段LS1VM Vm13600 Vm1LM Lm13600 Lm170.49 80.343600 2.9023.18 86.023600 855.10.542m3/s0.0006m3/s由 Umax式中C由公式CC200.2京計算,其中C20可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，圖的橫坐標為Vh0.0006 36000.541 36001855.51 20.0192.90取板間距Ht0.42m，板上液層高度hL 0.07m，則HthL 0.420.070.35m由史密斯關(guān)系圖得C20 0.0

20、690.2C20L200.0690.221.27200.070Umax 0.070 單 2901.20m/s2.90取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為0.6umax 0.72m/sDi4Vsi.ui .4 0.5423.14 0.720.979 m統(tǒng)一按照塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)系列化標準（單溢流型）將塔徑圓整后取D=1.0m o塔截面積實際空塔氣速（2）提餾段VS223 1422AT 7d T i. .785mLS2查圖得C200.542u0.785V M vm23600 Vm2L M m23600 Lm212LVhL0.0680.690m/s70.49 97.273600 3.5196.42 101.8

21、53600 934.2430.543m /s30.0029m /s10.0029 3600 934.24 倉0.0870.543 36003.510.42 0.070.35m0.20.2C C20 嘴0-068 勢0-068Umax0.068934.24 3.513.511.12m/sU2D20.6Umax0.6 1.12 0.67m/s4VS2U24 0.5433.14 0.6721.00m統(tǒng)一按照塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)系列化標準(單溢流型)將塔徑圓整后取D=1000mm塔截面積23.14 .22ArD10.785m44實際空塔氣速u 0543 0.692m/s0.7852 塔高的計算(1)精餾塔的有

22、效高度精餾段Z精(N精1)Ht(9 1) 0.423.36m提餾段Z提(N提1)Ht(14 1) 0.45.46m在進料板上方開一人孔，提餾段中開兩個人孔，其高度為0.8m，則有效高度為Z有效 Z精 Z提 0.8 3 3.36 5.46 2.411.2m(2) 全塔實際高度取進料板板間距為0.8m，人孔處的板間距為0.8m，塔底空間高度為2.0m， 塔頂空間高度為0.7m,封頭高度為0.6m，裙座高度為2.0m，則全塔高為H (n nF nP 1)HT nF H F nPHP HD HB H, H2 (23 1 3 1) 0.42 0.8 3 0.8 0.7 2.0 0.6 2.0 16.06

23、m六、塔板主要工藝尺寸計算根據(jù)塔徑和液體流量，選用單溢流弓形降液管、凹形受液盤，塔板采用單流 和分塊式組裝。1 溢流裝置的計算(1)堰長：G 0.66D0.661.00.66m(2)堰高：由hWhLhow選用平直堰，堰上液層高度由弗蘭西斯公式求得精餾段：hOW12.84 E1000Lh1lW2.8410000.0006 36000.66230.00626m取hL0.07mhW1hL hW10.070.006260.06374 m提餾段:hOW22.84 E10002Lh2 32.840.0029 3600230.0018mhW2hLhW2lW0.0710000.660.0180.052m(3)

24、 降液管面積當D 0.66時,查表得WDAf0.124，Wd0.124 1.00.124m0.0722, Af0.0722 0.785 0.057m2塔的相對操作面積為1 20.0715100%85.7%(4) 液體在降液管里停留的時間精餾段和提餾段降液管下端與塔板間出口處的液體流速分別取Uo10.075m /sU020.180m/s精餾段h01Lh13600 0.00060.012m3600Iwu013600 0.66 0.075提餾段h2Lh23600 0.00290.024m3600IwU23600 0.66 0.1802 塔板布置的計算精餾段3600Af Ht3600 0.057 0.

25、40Lh13600 0.0006故降液管設(shè)計合理(5)降液管底隙高度h。38s 5sh。3600lWU0選用F1型浮閥，閥孔直徑39mm,閥片直徑48mm,閥片厚度2mm,最大開度8.5mm，靜止開度2.5mm，閥質(zhì)量為3234g。(1)閥孔臨界速度0.5480.548精餾段u0 Kp172.872.85.86m/sV12.900.5480.548提餾段U0 Kp272.872.85.27m/sV23.51上下兩段相應(yīng)的閥孔動能因子為：F01u0 何：v 1 5.862.90 9.979F02u0 Kp2 V2 5.27 3.51 9.873均屬正常操作范圍。取邊緣區(qū)寬度 Wc= 0.055m

26、,安定區(qū)寬度 Ws0.065m , 開孔區(qū)面積Aa2 x R2 x2R2 .1 xsin180 RI222i 0 31122 0.311.0.4450.3110.445 sin0.504 m1800.445其中，R D wc 歲。.55 445mx Wd Ws100.124 0.0650.3112 2(2 )提餾段塔板布置取邊緣區(qū)寬度 Wc= 0.030m,安定區(qū)寬度 WS0.055m ,開孔區(qū)面積Aa2 x R2 x2 R sin 1 180 R2 0.32V. 0.47020.32120.4702 sin1801 0.3210.552m20.470其中，D1.0R Wc0.0300.470

27、m22D1.0xWdWs0.124 0.0550.32122(3)浮閥數(shù)n與開孔率F1型浮閥的閥孔直徑為 39mm閥孔氣速U0F 0亠卄，其中取Fo=10、v浮閥數(shù)目nV.2Ud0/4精餾段10U0 一 5.87m/ s2.904 0.542-78n5.87 0.039 0.039提留段 U00.039 0.0391. 111.86%5.34m/s4 0.5435.34 0.039 0.039 3.14860.039 0.039n12.94%Aa0.504精餾段t0.0862m 86.2mmnt78 0.075Aa0.552提留段t-0.0856m86.6mmnt86 0.075浮閥排列方式采

28、用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距考慮到塔的直徑較大,t=0.075m，則排間距t為故采用分塊式塔板，而各分快板的支撐與銜接將占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距應(yīng)小于計算值，故取t =80mm=0.08m重新計算孔速及閥數(shù)精餾段Aa0.50484提留段tt0.0750.08u0FoU0F0Vnd2 /40.542 484 0.039 0.039茹 5.53m/s5.53. 2.909.4184Aatt0.039 0.03912.78%1 10.5520.0750.0892Vnd0 /40.543 492 0.039 0.039 3.144.94.3.519.254.94m/ s92 0.039

29、 0.039 13.99%由此可知,閥孔動能因數(shù)變化不大七、塔板流體力學驗算1 塔板壓降hphc h h(1)干板阻力精餾段u0c11B25 73.1/V11.825 73.1/2.905.860m/sUoihc1UC1,則0.17519.0虬-L15 53.1750.029m 液柱19855.51提餾段U0c2偵5 73.1/V2 1825 73.1/3.51 5.27m/sUc2，則0.17519.0 虬L219 4 94.17519940.026m 液柱934.24(2)板上充氣液層阻力取充氣系數(shù)00.5，則hi0hL 0.5 0.070.035m液柱700 Pa700Pa(Ht hW)

30、，(3)液體表面張力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不計。因此，上下兩段塔板壓降如下精餾段每層壓降hp1 hc1 h 0.029 0.035 0.064m液柱pp1hp1 L1 g 0.064 855.51 9.81537.12Pa提餾段每層壓降hp2hc2 hl0.026 0.035 0.061m液柱Pp2 hp2 L2g 0.061 934.24 9.81559.06Pa上下兩段單板壓降均符合設(shè)計任務(wù)要求。2 液泛為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度H d而 Hd hp hL hd(1) 與氣體通過塔板壓降所相當?shù)囊褐叨染s段 hp1 0.064m液柱提餾段hp2 0.061

31、m液柱(2) 液體通過降液管的壓頭損失精餾段hd10.1532LS10.15320.00060.00088 m 液柱lW h010.66 0.012提餾段hd20.1532LS20.15320.00290.0051m 液柱lW h020.66 0.024(3) 板上液層高度精餾段和提餾段皆為hL 0.07m因此，取 0.5，降液管中清液層高度如下：精餾段Hdi hp1 hL1 ,0.064 0.070 0.00088 0.1349m(Ht hW1)0.5(0.42 0.06374)0.2419 Hd1可見，精餾段符合防止液泛的要求。提餾段 Hd2 hp2 hL2 hd2 0.061 0.07

32、0.00510.136m(Ht hw2)0.5(0.42 0.052)0.236 Hd2可見，提餾段符合防止液泛的要求。3.液沫夾帶(1)精餾段液沫夾帶量ev的驗算UaAt Af3.25.7 10 6 UaHt hf5.7 103.20.744521.27 10 3 0.422.5 0.070.0094kg液 / kg氣 0.1kg液 /kg氣故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量液沫夾帶。(2)提餾段液沫夾帶量ev的驗算3.25.7 105.7 10Ht hf20.4010 30.74580.422.5 0.073.20.0085kg液 /kg氣0.1kg液 / kg氣故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量液沫夾帶

33、。4.漏液的驗算(1)精餾段漏液的驗算U0取 F0=5，則V5 U0 2.94m/s 5.53m/ sJ2.90故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。(2)提餾段漏液的驗算5U0 2.67m/ s 4.94m/sv/351故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。八、塔板負荷性能圖計算(一)精餾段塔板負荷性能圖1、漏液線F。 廿VU0取 F0=5，又 n故（Vs）min. vu0d 0 / 4-0.0392 84 2.94 0.295m3/s4據(jù)此做出與液體流量無關(guān)的水平漏液線(1)2.液沫夾帶線3.25.7 10 6 Ua evHt hf其中，UaVsVs0.746Vs(a)At Af0.785 0.057

34、23 3600LS 忑hf 2.5 hw hoW25 hw 2.84 10 3E - Slw23600LS s0.662/ 30.159 2.20LS(b)近似取 E 1.0,hw 0.06374m,lW 0.66m3hf 2.5 0.063742.84 101.0取液沫夾帶極限值ev為0.1kg液/ kg氣。已知 21.7mN/m,HT 0.42m并將a , b代入得:0.15.7 10 621.7 100.746VS2/30.42 0.159 2.2Ls3.2整理得：VS 2.23 18.87 Ls2/3在操作范圍內(nèi)任取幾個Ls值，依上式算出相應(yīng)的Vs值列于下表中3Ls , m /s0.0

35、0060.00150.00300.0045Vs ,m3/s2.101.981.841.72依表中數(shù)據(jù)在VsLs圖中作出液沫夾帶線 。3 液相負荷下限線 取平堰、堰上液層高度how 0.006m作為液相負荷下限條件，取E 1.02.84 E(3600LS,min )2/3 1000 ( )0.006 1.0100023600Ls,min 30.66整理上式得 Ls,min 0.00056m3/s依此值在VsLs圖中作線即為液相負荷下限線（3）4 液相負荷上限線(LS)max 沁0.006m3/s445.依此值在VsLs圖中作線即為液相負荷上限線（4)液泛線令Hd(H ThW )Hd hphL h

36、d；hp hch1 h ;h1九血 hWow聯(lián)立整理得2 2aVsb cLsdLs3式中 a0.051 ( v)2 (丿 (Aoco )L0.051Ht (20.153/(lwho)(2.902 (0.100 0.772)855.510.0291)hW0.5 0.42 (0.5 0.601) 0.063740.140015322439(0.66 0.012)2.84 10 3E(10.60)(600/31.400.66)(3600)232.84 10 3(1l w故0.029Vs2 0.14 2439L； 1.40L3在操作范圍內(nèi)任取幾個Ls，計算出VS的值列于表中Ls , m3 / s0.0

37、0060.00150.00300.0045Vs ,m3/s4.794.013.071.81依此值在VsLs圖中作線即為液泛線（5）將以上5條線標繪于Vs Ls圖中，即為精餾段負荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為精餾段塔板操作區(qū)，A為操作點，0A為操作線。0A線與（2）線的交點 相應(yīng)相負荷為Vsmax ,0A線與氣相負荷下限線（1）的交點相應(yīng)氣相負荷為Vs,min 圖見坐標紙可知本設(shè)計塔板上限由液沫夾帶控制，下限由漏液控制讀圖，精餾段的操作彈性仏168 4VS,min.42、提餾段塔板負荷性能圖 1、液沫夾帶線（1 ）3.25.7 10 6 ua式中Uaa Af0.785 0.057 1.374Vs(a

38、)233600LS 3hf 2.5 hwhow 2.5 hw 2.84 10 3EslW近似取 E00, hw 0.052m,lW 0.66m故hf32.5 0.052 2.84 101.023600LS 30.662/30.13 2.2Ls(b)20.40 10 3N /m , Ht 0.42m取液沫夾帶極限值 e,為0.1kg液/ kg氣。已知3.20.15.7 101.374VS20.40 100.42 0.132.2 L|/3整理得：Vs 1.36 10.1 Ls2/3在操作范圍內(nèi)任取幾個 Ls值，依上式算出相應(yīng)的 Vs值列于下表中Ls, m3/s0.00060.00150.0030.

39、0045Vs, m3/S1.291.231.151.08依表中數(shù)據(jù)在 Vs Ls圖中作出液沫夾帶線（1）。H thwhphwhd近似取E1.0,lw 0.66mgw2.84103E3600Ls2.84101.03600Ls0.6620.88L1hphCh.20.051C00.051VsCo AoVs0.051 0.772 0.1003.51934.2420.032Vs0.730.052 0.88Ll/30.0382/30.6424Ls0.0018m（已算出）hp20.032Vs0.0380.6424Ls%0.0018 0.032V(2/ 30.6424Ls0.0398hd 0.1532Lslw

40、h00.1530.66 0.024609.79L；將 Ht0.42m,hW 0.052m,0.5 及以上各式代入得0.5 0.42 0.0520.032VS22/30.0398 0.6424 Ls0.0522/30.88 Ls609.79Ls2整理得 7；4.51 47.58 L?319056.0Ls2在操作范圍內(nèi)任取幾個Ls值，依上式計算Vs值列于下表中Ls，m3/s0.00060.00150.0030.0045Vs, m3/s2.041.971.831.68依表中數(shù)據(jù)在 Vs Ls圖中作出液泛線（2 ）。3、液相負荷上限線（3）取液體在降液管中停留時間為4秒，由下式LHt AfSmax0.

41、42 0.05730.00599m3/s液相負荷上限線（3）在Vs Ls圖中為與氣相流量 Vs無關(guān)的垂線。4、漏液線（氣相負荷下限線）（4）取Fo=5，又n故(Vs)min24donuoV2udo /40.0392 92 2.67 0.293m3/s4據(jù)此做出與液體流量無關(guān)的水平漏液線（1）5、液相負荷下限線（5）取平堰、堰上液層高度 hw 0.006m作為液相負荷下限條件，取E 1.0則 how空4 E(3600LS,min)2/31000 l22.843600Lsmin 空0.0061.0血1000 0.66整理上式得 Ls,min5.63 10 4m3/s依此值在V s Ls圖中作線即為

42、液相負荷下限線（5）。將以上5條線標繪于Vs Ls圖中，即為提餾段負荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為提餾段塔板操作區(qū)，P為操作點，OP為操作線。OP線與（2）線的交點相應(yīng)相負荷為 VSmax，OP線與氣相負荷下限線（4）的交點相應(yīng)氣相負荷為 Vs,min。圖見坐標紙?？芍驹O(shè)計塔板上限由液泛控制，下限由漏液控制。讀圖，提餾段的操作彈性V 142 3.38VS,min.42九、精餾塔接管尺寸計算1 塔頂蒸氣出口管VRTD70.49 8.314 （83.2 273.15）門 3 /VsD0.551m3 /s3600 pD3600 105.33選擇蒸氣速度u 18m/s，則4 0.5513.14 184

43、0.5513.14 0.24520.197m按照GB81687,選擇熱軋無縫鋼管 245 6.5mm11.69m/s，在 1020m/s 之間，可用2 塔頂回流液管LSLM _Dm3600 LDm35.5 80.183600 823.810.001m3/sd4 0.0006:3.14 0.4FsFM LFm3600 LFm73.24 91.173600 894.280.0021m3/s選擇回流液流速u 0.4m/s，則 0.043m 按照GB81687,選擇冷軋無縫鋼管 45 2mm核算 u 生 4 .000620.377m/s，在 0.2 0.5m/s之間，可用d23.14 0.0452選擇

44、進料液流速u 2.0m/s，則4Fs:u4 O00210.037m3.14 2.0按照GB81687,選擇冷軋無縫鋼管 42 2mm核算 u 羋 4 0.002121.52m/s，在 1.52.5m/s之間，可用d23.14 0.04224 塔釜出料管LSL M LWm96.42112.530.0031m進料管/s3600 LWm3600974.20選擇塔釜出料液流速u 0.8m/s，則0.071m4Ls 4 0.0034,u . 3.14 0.8按照GB81687,選擇冷軋無縫鋼管 83 2mm核算u歩 肘鵲2 0.57m/s，在0510m/s之間，可用5 加熱蒸氣進口管KKo3502781

45、.261.15選擇蒸氣速度u 15m/s，則VRTw70.49 8.314 (137 273.15) 0573計冷3600 pw3600 116.530.22md 4VS 4 0.747V u 3.14 15按照GB81687,選擇熱軋無縫鋼管 245 12mm核算 u 4VS4 0.747 2 12.3m/s，在 1220m/s之 間，可用d23.14 0.2452十產(chǎn)品冷卻器選型 基本物性數(shù)據(jù)的查?。?塔頂氯苯含量較少，可按純苯求取 苯的定性溫度tD =83.2 C設(shè)水的進口溫度為t125 C 根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗，選擇冷卻水的溫升為 8C,則水的出口溫度為t2 25 8 33 C水的定性溫度25 33 29 C2查得苯在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)密度：812.94 kg/m3飽和蒸汽氣化熱：r=393.9kJ/kg查得水在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)密度： 995.5 kg/m3定壓比熱容：Cp 4.174kJ/（kgC）2導熱系數(shù)：k=0.618W/（