苯_氯苯板式精餾塔的工藝課程設(shè)計(jì)報(bào)告書

1、課程設(shè)計(jì)題目一一一苯-氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)一、設(shè)計(jì)題目設(shè)計(jì)一座苯-氯苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度為99.5%的氯苯20000t/a，塔頂餾出液中含氯苯不高于2%原料液中含氯苯為 42% （以上均為質(zhì)量 。二、操作條件1. 塔頂壓強(qiáng)4kPa （表壓）；2. 進(jìn)料熱狀況，泡點(diǎn)進(jìn)料q=1 ；3. 回流比，R=1.5Rnin4. 塔釜加熱蒸汽壓力 506kPa ；5. 單板壓降不大于0.7kPa ；6. 年工作日300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。三、設(shè)計(jì)內(nèi)容1設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說(shuō)明；2. 塔的工藝計(jì)算；3. 塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)的設(shè)計(jì)計(jì)算；4. 塔內(nèi)流體力學(xué)性能的設(shè)計(jì)計(jì)算；5. 塔板負(fù)荷性能圖

2、的繪制；6. 塔的工藝計(jì)算結(jié)果匯總一覽表；7. 輔助設(shè)備的選型與計(jì)算；8. 生產(chǎn)工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖的繪制；9. 對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述或?qū)τ嘘P(guān)問題的分析與討論。四、基礎(chǔ)數(shù)據(jù)1. 組分的飽和蒸汽壓 卩廠單位：mmHg表一組分的飽和蒸汽壓 pF溫度，（C）8090100110120130131.8Pi°苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760注：1 mmHg=133.322Pa2. 組分的液相密度 p單位：kg/m3表二組分的液相密度P溫度，（C）8090100110120130P苯817805793782770757氯苯1

3、039102810181008997985純組分在任何溫度下的密度可由下式計(jì)算：苯PA =912.13 -1.1886t氯苯p =1124.4 -1.0657t注：式中的t為溫度，C。3. 組分的表面張力（T單位：mN/m表三組分的表面張力（T溫度，（C）8085110115120131o苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4雙組分混合液體的表面張力om可按下式計(jì)算:°A °o（ Xa、Xb為A B組分的摩爾分率）°Xb + °Xa4. 氯苯的汽化潛熱常壓沸點(diǎn)下的汽化潛熱為35.3 x 10

4、3kJ/kmol。純組分的汽化潛熱與溫度的關(guān)系可用下式表示:0.3810.38tc -七2乙7丿（氯苯的臨界溫度:tc 二 359.2 C )5. 其他物性數(shù)據(jù)可查化工原理附錄。一、設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說(shuō)明原料液經(jīng)臥式列管式預(yù)熱器預(yù)熱至泡點(diǎn)后送入連續(xù)板式精餾塔（篩板塔），塔頂上升蒸汽流采用強(qiáng)制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至苯液貯罐；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜產(chǎn)品經(jīng)臥式列管式冷卻器冷卻后送入氯苯貯罐。二、全塔的物料衡算（一）料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率苯和氯苯的相對(duì)摩爾質(zhì)量分別為78.11和112.61kg/kmolXf58/ 78.115

5、8/ 78.11 35/112.61=0.6656Xd98/78.1198/78.11 2/112.61二 0.9860.5/ 78.110.5/78.11 99.5/112.61二 0.007365（二）平均摩爾質(zhì)量Mf =78.11 0.66561 -0.6656 112.61 = 89.64kg/kmolM d =78.11 0.9861 - 0.986112.61 = 78.59kg/kmolMW =78.11 0.0073651 -0.007365 112.61 = 112.36kg/kmol（三）料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率依題給條件：一年以 300天，一天以24小時(shí)計(jì)，有:二 20

6、000t/a 二20000 1000300 24=2778kg/h全塔物料衡算:F =D W1 0.42F0.0D 0.995F =6771.375kg/hD = 3993kg/hW 二 2778kg/hF =6771.375/89.64 =75.54kmol/h- D =3993/ 78.59 =50.81kmol/hW =2778/112.36 =24.72kmol/h三、塔板數(shù)的確定（一）理論塔板數(shù) N T的求取苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級(jí)圖解法（M- T法）求取Nt，步驟如下:（1）相平衡數(shù)據(jù)的求取根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點(diǎn)方程和露點(diǎn)方程求取xy。再依據(jù)x hPt -

7、pB / p/ - Pb：， y = pax / Pt，將所得計(jì)算結(jié)果如下表：表四 苯一氯苯的相平衡數(shù)據(jù)溫度/ c8090100110120130131.8Pi°苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760兩相摩爾分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710本題中，塔內(nèi)壓力接近常壓（實(shí)際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)， 因?yàn)椴僮鲏毫ζx常壓很小，所以其對(duì)x y平衡關(guān)系的影響完全可以忽略。（2）確定操作的回流比 R將表四中數(shù)據(jù)作圖得x y曲線

8、及t-x y曲線。在x y圖上，因q =1，查得ye = 0.935，而 xe = xF = 0.6656， xD = 0.986。故有：Rmxd - yeye Xe0.986 -0.935= 0.189圖一 苯-氯苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖解00 10.203D.4 厲5 0,60.7080.9圖二 苯-氯苯物系的溫度組成圖考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實(shí)際操作的回流比為最小回流比的1.5倍，即:1.5Rm -1.5 0.189 =0.2835(3) 求理論塔板數(shù)精餾段操作線方程："rR1X RV°.221x °779將xf二0.6656帶入精餾段操作方

9、程得：yF=0.926提餾段操作線為過0.007365,0.007365和0.6656,0.926兩點(diǎn)的直線。提餾段操作線方程：y L x WXw 1.3960.00291L-W L-W圖解得Nt =10.6 -1 =9.6塊（不含釜）。其中，精餾段=4塊，提餾段Nt2 =6.5塊，第5塊為加料板位置。（二）實(shí)際塔板數(shù)1.全塔效率et選用Et =0.17 -0.616log心公式計(jì)算。該式適用于液相粘度為0.071.4mPa s的烴類物系，式中的怖為全塔平均溫度下以進(jìn)料組成表示的平均粘度。塔的平均溫度為 0.5（80+131.8）=106 C （取塔頂?shù)椎乃阈g(shù)平均值），在此平均溫度下查化工原理

10、附錄 11 得：g =0.24mPa s,= 0.34mPa soJ =aXf 廠1 -xF = 0.24 0.6656 0.34 10.6656 = 0.2734Et =0.17 0.616log=0.17 -0.616log 0.2734 = 0.51682.實(shí)際塔板數(shù)N p （近似取兩段效率相同）精餾段：N p1 =4/0.5168 = 7.74 塊，取 Np1 =8 塊提餾段：Np2 = 5.6/0.5168 = 10.82塊，取 Np2 =11 塊總塔板數(shù)Np 二 Np1 Np2=19塊。四、塔的精餾段操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（一）平均壓強(qiáng) Pm取每層塔板壓降為 0.7kPa

11、計(jì)算。塔頂：pD =101.3 4 =105.3kPa加料板：pF -105.3 0.7 8 =110.9kPa平均壓強(qiáng) Pm 二 105.3 110.9 /2 =108.1kPa（二）平均溫度tm查溫度組成圖得：塔頂為 80C，加料板為91 Cotm F80 91 / 2 =85.5 C（三）平均分子量M m塔頂：y1 二 Xd =0.986 , X1 =0.975 (查相平衡圖)M vD,m = 0.986 漢 78.11 + (1 0.986 /112.61 = 78.59kg/kmolM LD,m =0.975 沃 78.11 +(1 -0.975)X112.61 = 78.97kg/

12、kmol加料板：y =0.935 , Xf =0.6656 (查相平衡圖)MVF,m =0.93578.11 +(1 0.935112.61 =80.35kg/kmolM LD,m =06656 漢 78.11 +(1 -0.6656 $112.61 =89.65kg/kmol精餾段：M V,m =(78.59 +80.35 )/2 = 79.47kg/kmolM L,m = (78.97 + 89.65 y 2 = 84.31kg/kmol（四）平均密度 p1.液相平均密度pL,m3塔頂：pd,a =912.13 1.188& =912.13 1.1886x80 = 817.0kg/

13、m3 Pd , b = 1124.4 -1.0657t = 1124.4 -1.0657 x 80 = 1039.1 kg/m(Xd ,m0.980.023Pd,a Pd,b 而 * 詼二 pD，m=82°.5kg/maAaB進(jìn)料板：PLF,a= 912.13-1.1886 =912.13-1.1886 91 = 803.9674kg/m3'lf,b= 1124.4 -1.0657t -1124.4 -1.0657 91 = 1027.4213kg/m3aAaB0.586,m ?LF,A 'lF,B+803.9647 1027.42130.42 n PLF,m =88

14、4.7873kg/m3精餾段：PL,m =(820.5 + 884.7873)/2 =852645kg/m3108.1 79.47Pm M V,m2. 汽相平均密度p,m2.8823kg/m38.314273 85.5（五）液體的平均表面張力塔頂：od,a =21.08mN/m ；od,b = 26.02 mN/m (80C)21.08 26.02oaXb + obXa 丿D121.08 x 0.014 + 26.02x 0.986 丿=21.14mN/m進(jìn)料板:Ff,a =19.831mN/m ； af,b = 24.977mN/m ( 88C)-F,mFb二aXb二bXa19.831 24

15、.977:F<19.83 V 0.3344+ 24.977漢 0.6656一 21.298mN/m精餾段:；m 二 21.1421.298 / 21.219mN/m（六）液體的平均粘度塔頂：查化工原理附錄 11,在80C下有:PLD ,m=(gxA b + ( mbXb b =0.315 X 0.986 +0.445 X 0.014 = 0.317mPa s加料板:ALF,m =0.28x0.6656 +0.41 x0.3344 = 0.3235mPa，s精餾段:%,m =(0.317 +0.3235 y2 =0.3203mPa s、精餾段的汽液負(fù)荷計(jì)算汽相摩爾流率 V hR 1 D =

16、1.2835 50.81 =65.215kmol/hVMv,m 65.215 79.473/汽相體積流量Vs0.4974m /s3600Pv,m3600x2.894汽相體積流量 Vh = 0.4974m3/s = 1791m 3/h液相回流摩爾流率 L = RD 二 0.2835 50.81 二 14.405kmol/h液相體積流量 LsLM L,m 二 77.6 83.84 = 0.0003956m3/s3600 PL,m3600847.1液相體積流量 Lh =0.0003956m3/s = 1.424m3/h冷凝器的熱負(fù)荷 Q =Vr 二 65.215 78.59 300 /3600 =

17、427.12kW六、塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計(jì)算（一）塔徑1.初選塔板間距Ht = 500mm及板上液層高度h60mm，則:HT -hL =0.5 -0.06 =0.44m2. 按Smith法求取允許的空塔氣速 Umax (即泛點(diǎn)氣速uF)'Ls 丫 Pl0.0003956 冷 852.645 v 門 c!= I I =0.01422s人巴丿 < 0.4794 人2.8823丿負(fù)荷因子C =C20“.0925加.2查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得 C20 = 0.0925=0.09361泛點(diǎn)氣速：Umax 二 c/=V 二 0.09361852645匚2.8823 / 2.8823 二

18、 1.6073m/s3. 操作氣速取 U =0.7umax =0.7 1.6073 =1.125m/s4. 精餾段的塔徑D = 4Vs/=u 二.4 0.4974/3.14 1.125 = 0.75048m圓整取D =800mm，此時(shí)的操作氣速 u =0.9901m/s。（二）塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算1. 溢流裝置采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盤，且不設(shè)進(jìn)口內(nèi)堰。（1）溢流堰長(zhǎng)（出口堰長(zhǎng)）lw取 lw =0.6D =0.6 0.8 =0.48m堰上溢流強(qiáng)度：Lh/lw =1.424/0.48 = 2.9667m3/ m h :：: 100 130m3/ m h，滿足篩板

19、塔的堰上溢流強(qiáng)度要求。（2）出口堰高h(yuǎn)whw _ hL _ how2 / 3對(duì)平直堰 how =0.00284E（Lh /lw ）由 l w / D =0.6 及 Lh/巧5 = 1.424/0.4825 = 8.921，查化工原理圖11-11 得E =1.01，于是：2/3% =0.00284 1.011.424/0.48= 0.00604m 0.006m （滿足要求）hw = hL -how = 0.06 - 0.00604 = 0.05396mA（3）降液管的寬度 Wd和降液管的面積f由 lw/ D =0.6，查化原下 P147圖 11-16 得Wd /D =0.1, Af / At =

20、0.054，即：Wd = 0.08m，At = 0.785D2 = 0.5024m2，Af = 0.0271m2。液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間二 AfHT/Ls = 0.0271 0.5/0.0003956 = 34.298s 5s （滿足要求）（4）降液管的底隙高度 ho液體通過降液管底隙的流速一般為0.070.25m/s，取液體通過降液管底隙的流速uo = 0.04m/s，則有:hoLsI wu o0.00039650.48 0.04=0.02065m（h。不宜小于0.020.025m，本結(jié)果滿足要求）2. 塔板布置（1） 塔板分塊，因 D=800mm根據(jù)表5 6將塔板分作3塊安裝;（2）邊緣

21、區(qū)寬度 Wc與安定區(qū)寬度 Ws邊緣區(qū)寬度 Wc : 一般為5075mm D >2m時(shí)，Wc可達(dá)100mm安定區(qū)寬度 Ws :規(guī)定 D < 1.5m時(shí)Ws =75mm D > 1.5m時(shí)Ws =100mm 本設(shè)計(jì)取 Wc =60mm Ws =75mmR2sinR兀Aa =2x R2兀180（3）開孔區(qū)面積 Aa.2 -0.21320.342sin 'IL1800.3402-0.4817m式中：x = D/2 Wd Ws = 0.4 0.1120.075 二 0.213mR =D/2 -Wc =0.4 -0.060 = 0.340m3. 開孔數(shù)n和開孔率©取篩孔

22、的孔徑do =5mm，正三角形排列，篩板采用碳鋼，其厚度 .=3mm，且取t/do =3.0。故孔心距 t = 3 5 = 15mm。Z3 3廣3 1158X103 '1158X 103每層塔板的開孔數(shù) n=2Aa =2漢0.4817 = 2480 （個(gè)）I t2 丿 i 152丿每層塔板的開孔率.=a907?=。.乎7 = 0.101 （ ©應(yīng)在515%故滿足要求）（t/dof32每層塔板的開孔面積 Ao二 A =0.101 0.4817 = 0.04865m2氣體通過篩孔的孔速 uo =Vs/A。=0.4974/0.04865 =10.224m/s4. 精餾段的塔高Z!Z

23、1 = Npi -1Ht = 8-10.5=3.5m四、塔板上的流體力學(xué)驗(yàn)算（一）氣體通過篩板壓降hf和. ：pf的驗(yàn)算1.氣體通過干板的壓降 hehc-0.051/ >2lC。J= 0.051.0.8852.645= 0.02816m式中孔流系數(shù) C。由d。/ =5/3 =1.67查圖11-10得出，C°=0.8。2.氣體通過板上液層的壓降hihe = ： hw how = hL =0.55 0.06 = 0.033m式中充氣系數(shù) B的求取如下：氣體通過有效流通截面積的氣速ua，對(duì)單流型塔板有：Vs0.4974“ 門"廠 /ua -1.0465m/sAr -Af 動(dòng)

24、能因子 Fa 二 Ua _V =1.0465 2.882 =1.77658查化圖5-35得：:-0.55 （一般可近似取 B -0.5 0.6 ）。3. 氣體通過篩板的壓降（單板壓降）hf和'pfhf = he he = 0.02816 0.033 = 0.0616：pf = ：ghf =852.645 9.81 0.0616 = 511.57Pa = 0.5112kPav0.7kPa即有：pf vO.7kPa，滿足設(shè)計(jì)的操作要求。（二）霧沫夾帶量eV的驗(yàn)算5.7燈0（-Ua13.25.7“0»-3.21.04631Ht -hf一21.21910,10.5-2.5206=0.

25、08031kg液/kg氣:0.1kg液/kg氣（滿足要求）式中：hf =2.5%，驗(yàn)算結(jié)果表明不會(huì)產(chǎn)生過量的霧沫夾帶。UnVs0.4974AT - A f=1.0463m/s（三）漏液的驗(yàn)算漏液點(diǎn)的氣速uomUom =4.4C。 0.0056 0.13hL -h；_ 幾 / L= 4.4 0.80.0050.13 (0.06匚0.00203852.6452.882二 6.456m/s式中:4 二：gdo4 21.219 10852.645 9.81 0.005=0.00203mu 10 224則有：篩板的穩(wěn)定性系數(shù) K o二叱24 =1.584 1.5 2.0（不會(huì)產(chǎn)生過量液漏）Uom6.45

26、6（四）液泛的驗(yàn)算Hd =hf hLhd= 0.153為防止降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使降液管中的清液層高度Hd乞Ht hw=0.000245m0.00039652i10.48X0.02065 丿H d =0.06160.06 0.000245 = 0.122m相對(duì)泡沫密度取門=0.5，則有Ht - hw =0.50.5 0.05369 i= 0.2768m即有：Hd乞Ht - hw成立，故不會(huì)產(chǎn)生液泛。通過流體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及塔板各工藝結(jié)構(gòu)尺寸合適，若要做出最合理的設(shè)計(jì)，還需重選 Ht及hL，進(jìn)行優(yōu)化設(shè)計(jì)。八、塔板負(fù)荷性能圖（一）霧沫夾帶線（1）= 5.:| H T - 2.5hL J3

27、.2式中：uaVsVs2.1035VsAt -Af0.5024 -0.027hL =2.5hL =2.5 hw h°w-= 2.5 0.05396 +0.00284E,033600 Ls1 w丿= 2.50.05396 +0.00284I <3600 Ls j3 .0.48= 0.1349 2.7204 LS/3將已知數(shù)據(jù)代入式 ev中得:5.7 10 "21.219 10":0.5 -0.1349 -2.7204 L?32.1035Vs3.2 =0.1Vs =1.6037 -8.2246L?3Ls, m3/s0.000409440.00100.00150.

28、00200.0027Vs, m 3/s1.56051.52361.49811.47531.4464在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依式（1-1 ）算出對(duì)應(yīng)的Vs值列于下表:依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線（1）（二）液泛線（2）Hthw= hfhwhowhd二 0.00284E/0 33600Ls :< l w丿= 0.00284 13600Ls 廠、 0.48 丿= 1.0882L?3= 0.051= 0.051lC0Ao 丿 <PL ?=0 051、& I10.8 漢 0.04865 丿 1852.645 丿= 0.1138Vs2h - hw h°w =0.550.0

29、5396 1.0882L?3= 0.02968 0.5985L?322/3hf 二 hc he =0.1138Vs0.5985 Ls 0.02968Fl'2（ Lg =0.153 匯亠 =0.1531s=389.322L；Jwh。丿（0.48 7.02065 丿0.5 氣 0.5 + 0.05369）= （0.1138Vs2 +0.5985LT +0.02968 + 0.05396+1.08823 +1557.19fVs2 =1.6974 -14.822L?3 -13683.568L；在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依式（2-2 ）算出對(duì)應(yīng)的Vs值列于下表:Ls,m3/s0.000409

30、440.00100.00150.00200.0027Vs, m3/s1.27021.23921.21341.18631.1447依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線（2）（三） 液相負(fù)荷上限線（3）HAf0.57.0273Ls,max0.0027m /sT5（四） 漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4）九=hw +h°w =0.05396 +1.0882L?3漏液點(diǎn)氣速：Uom =4.4Co0.0056 0.13hL -匸：/ 匚= 4.4 0.80.0056 0.130.05396 1.0882L?3 - 0.00203 852.645/2.8823Vs,min - AoUom，整理得：Vs2min =

31、1.2272L?30.09183在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依式（4-4）算出對(duì)應(yīng)的Vs值列于下表:Ls,m3/s0.000409440.00100.00150.00200.0027Vs, m3/s0.3140010.3226480.3284890.336320.340037依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線（4）（五）液相負(fù)荷下限線取平堰堰上液層高度how =°.006mhow =0.00284 E3600Ls,minl2/30.00284 12/3h =0.0060.483600Ls操作氣液比Vs/ Ls =0.4974/0.0003956 =1257.33過（0,0 ）和（0.00039

32、56,0.4974 ）兩點(diǎn)，在圖中做操作線操作彈性定義為操作線與界限曲線交點(diǎn)的氣相最大負(fù)荷Vs,max與氣相允許最小負(fù)荷Vs,min之比，從圖中可得:操作彈性=Vs1293 =4.14Vs,min 0.3126九、精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總一覽表精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總一覽表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算結(jié)果精餾段提餾段平均壓強(qiáng)PmkPa108.1114.75平均溫度tmC85.5114346平均流量氣相Vsm/s0.49740.5046液相Lsm/s0.00039650.0004332實(shí)際塔板數(shù)Np塊811板間距Htm0.50.5塔段的有效高度乙m3.55.0塔徑Dm0.80.8空塔氣速um/s0.9901

33、1.0044塔板液流型式單流型單流型溢 流 裝 置溢流管型式弓形弓形堰長(zhǎng)Lwm0.480.48堰咼h wm0.053960.05358溢流堰寬度Wdm0.080.08底隙高度hom0.020650.02256板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm55孔間距tmm1515孔數(shù)n個(gè)24802480開孔面積A o2 m0.048650.04865篩孔氣速Uom/s10.22410.372塔板壓降PfkPa0.51120.605液體在降液管中的停留時(shí)間Ts34.29831.163降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.1220.1263霧沫夾帶ekg液/kg氣0.080310.091負(fù)荷上限Ls,m a

34、xm/s0.00270.0027負(fù)荷下限L is minm/s0.000410.00041氣相最大負(fù)荷Vs,m axm/s1.2931.1819氣相最小負(fù)荷s minm/s0.31460.3006操作彈性4.143.932提餾段操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算-、提餾段的物性及狀態(tài)參數(shù)（一）平均壓強(qiáng)pm取每層塔板壓降為 0.7kPa計(jì)算。進(jìn)料板：Pf 二 110.9kPa塔底：pW -105.3 0.7 19 =188.6kPa平均壓強(qiáng) Pm 二 110.9 188.6 /2 =114.75kPa（二）平均溫度tm查溫度組成圖得：加料板為91C，塔底為131.92 C。tm =：【91131.

35、92 / 2 =111.46 C（三）平均分子量 M m加料板：yF = 0.9261 , Xf =0.6656 (查相平衡圖)MVF,m =0.9261 x78.11 +(1 0.9261 ><112.61 =80.66kg/kmolM LF,m =0.6656X78.11 +(1 0.6656112.61 =89.65kg/kmol塔底：Xw -0.007365 , yw = 0.007372。(查相平衡圖)MVW,m =0.007365 78.111 -0.007365112.61 =112.356kg/kmolM LW,m =0.00288 78.111 -0.002881

36、12.61 = 112.511kg/kmol提餾段：M V,m = (80.66 +112.356 丫 2 = 96.508kg/kmolM L,m = (89.65+112.511 )/2 = 101.081kg/kmol（四）平均密度；?m1.液相平均密度pL,m進(jìn)料板：PLF, a = 912.13 1.1886t = 912.13 1.1886 況 91 = 803.967kg/m3Plf ,b江 91 = 1027.421kg/m31LF,mPLF,m = 884.788kg/m3二上 058 江=，lf,a1f,b803.967 1027.421塔底：1w,a =912.13-1.

37、1886t =912.13-1.1886 131.92 = 755.320kg/m3aAaB0.0050.995+755.320 983.813LW,m =982.327kg/m3tlw,b =1124.4-1.0657t =11244-1.0657 131.92 = 983.813kg/m3提餾段：PL,m = (884.788 + 982.327)/2 =933.558kg/m32. 汽相平均密度p,mSmPmM V,m114.75 96.5088.314 273 111.46二 3.465kg/m3（五）液體的平均表面張力 c m進(jìn)料板：f,a =19.831mN/m ； af,b =

38、24.977mN/m ( 91 C)19.831 24.977= 21.298mN/m塔底：二w,a =14.962mN/m ；二w,b = 20.353mN/m (131.92 C)F,mbAxB +bBxA 丿F丿14.962 20.353:-W,mTb二aXb 、bXa wi = 20.316mN/m14.962 0.995 20.353 0.005精餾段：二m = 21.29820.316 /2 = 20.808mN/m（六）液體的平均粘度 PL,m加料板：»LF,m =0.27 x 0.6656 +0.38 漢 0.3344 =0.3068mPa -s(0.18,0.27

39、)塔底:%W,m =0.18 0.005 0.24 0.995 = 0.2396mPa s提餾段：% ,m = (0.3068 + 0.2396 " 2 = 0.2732mPa s塔頂：查化工原理附錄 11有:、提餾段的汽液負(fù)荷計(jì)算汽相摩爾流率V' =V - 1 -q F =V 二 R 1 D =1.2835 50.81 =65.215kmol/h汽相體積流量VMv,m3600 -V,m65.215 96.5083600 3.465二 0.5046m3/s汽相體積流量 Vh = 0.5046m3/s =1816m3/h液相回流摩爾流率L =L qF 二 RD qF =0.28

40、35 50.81175.54 = 89.945kmol/h液相體積流量LM L,m3600 ：,m14.405 101.0813600 933.558二 0.0004332m3/s液相體積流量 Lh = 0.0004332m3/s =1.5597m3/h再沸器的熱負(fù)荷 Q =Vr 二 65.215 50.75. 103 /3600 = 919.31kW（忽略溫度壓力對(duì)汽化潛熱的影響）三、塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計(jì)算（一）塔徑1.初選塔板間距 Ht = 500mm及板上液層高度hL =60mm，則:HT -hL =0.5 -0.06 =0.44m2. 按Smith法求取允許的空塔氣速umax

41、（即泛點(diǎn)氣速uF）0.50.0004332 丫 933.558、 I、0.5046 八 3.465 丿查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得 C20 = 0.0925負(fù)荷因子C二C20/ 、0.20.092520泛點(diǎn)氣速:Umax = C - ； v / ： V= 0.0141。0.808丫2< 20丿-0.09324= =1.5276 m/s3. 操作氣速取 u =0.7umax - 1.0693m/s4. 精餾段的塔徑D = , 4Vs / - u = 4 0.5046/3.14 1.0693 = 0.77533m為加工方便，圓整取D = 800mm，即上下塔段直徑保持一致，此時(shí)提餾段的操作氣速u

42、 =1.0044m/s。（二）塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算1. 溢流裝置采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盤，且不設(shè)進(jìn)口內(nèi)堰。（1）溢流堰長(zhǎng)（出口堰長(zhǎng)）lw取 lw = 0.6D = 0.6 0.8 = 0.48m堰上溢流強(qiáng)度 Lh/lw =1.5597/0.48 =3.2494m3/（m ”h < 100 130m3/（m h ），滿足篩板塔的堰上溢流強(qiáng)度要求。（2）出口堰高h(yuǎn)whw = hL - how對(duì)平直堰 how =0.00284E（Lh/lw 廠由 lw/D =0.6 及 Lh/f5 =5597/0.482" =9.771，查化工原理圖 11-11

43、得E =1.03，于是：how =0.00284 1.031.5597/0.48 2/3 = 0.00642m0.006m （滿足要求）hw = hL - how = 0.06 - 0.00642 = 0.05358m（3）降液管的寬度 Wd和降液管的面積 Af由 lw/ D =0.6，查化原下 P147圖 11-16 得Wd /D =0.1, Af / At =0.054，即：2 2 2Wd =0.08m，At = 0.785D= 0.5024m ，A0.0271m。液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間mAfHT / Ls =0.027 0.5/0.0004332 =31.163s 5s （滿足要求）（

44、4）降液管的底隙高度 ho液體通過降液管底隙的流速一般為0.070.25m/s，取液體通過降液管底隙的流速uo =0.04m/s，則有：Ls 0.0004332/h。s0.02256m （ h。不宜小于0.020.025m，本結(jié)果滿足要求）lwuo 0.48 0.042. 塔板布置（1）邊緣區(qū)寬度 Wc與安定區(qū)寬度 Ws與精餾段同，即 Wc =60mm Ws =75mm開孔區(qū)面積與精餾段同，即Aa = 0.4817m23. 開孔數(shù)n和開孔率©與精餾段同，即n =2480每層塔板的開孔率 ©= O'907?二0907 “.el（ ©應(yīng)在515%故滿足要求）

45、（t/d。）3每層塔板的開孔面積 A。二A =0.101 0.4817 =0.04865m2氣體通過篩孔的孔速 u。二Vs/A。=0.5046/0.04865 =10.372m/s4. 提餾段的塔高Z2Z2 二 Np2 -1 Ht 二 11 -10.5 =5.0m四、塔板上的流體力學(xué)驗(yàn)算（一）氣體通過篩板壓降 hf和pf的驗(yàn)算1. 氣體通過干板的壓降 hchc = 0.051fv'l= 0.0512=0.03182m'10.372 I 3.465I 0.8 丿 933.558式中孔流系數(shù) C。由do/ 3二5/3=1.67查圖11-10得出，C。=0.8。2. 氣體通過板上液層

46、的壓降hehe = - ihw h°w1；hL =0.57 0.06 = 0.0342m式中充氣系數(shù) B的求取如下：氣體通過有效流通截面積的氣速 ua，對(duì)單流型塔板有:0.5046二 1.0614m/s動(dòng)能因子 Fa =ua、i：v = 1.0614、, 3.465 =1.9758查化原圖11-12得=0.57 （一般可近似取卩=0.5 0.6 ）。3.氣體克服液體表面張力產(chǎn)生的壓降（T4；二gdo4 20.808 10933.558 9.81 0.005-0.00182m4.氣體通過篩板的壓降（單板壓降）hf和. ：pfhf 二 he he =0.031820.0342 = 0.0

47、6602 m：Pf Ighf =933.558 9.81 0.06602 = 605Pa = 0.605kPa v0.7kPa即有：. ：Pf v0.7kPa，滿足設(shè)計(jì)的操作要求。（二）霧沫夾帶量巳的驗(yàn)算Ua5.7X0 亠 IHt -hf j 21.808X10 10.53.25.7 10 上e :1.0614 -2.5 0.063.2=0.0910kg液/kg 氣：:0.1kg液/kg氣（滿足要求）式中：hf =2.5九，驗(yàn)算結(jié)果表明不會(huì)產(chǎn)生過量的霧沫夾帶。（三）漏液的驗(yàn)算漏液點(diǎn)的氣速uomUom =4.4C。0.0056 0.13hL -h；l /= 4.4 0.8 0.0056 0.13

48、 0.06 -0.00182 933.558/3.465二 6.629m/s篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K = -U = 10.372 = 1.564 .52.0 （不會(huì)產(chǎn)生過量液漏）Uom 6.629（四）液泛的驗(yàn)算為防止降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使降液管中的清液層高度Hd乞HT hwHd =hf hLhd/22hdi Ls( 0.0004332、= 0.153=0.153 漢 I = 0.000244mJwh。<0.40.02256 ；H d 二 0.066020.060.000244 二 0.1263m4Ht hw =0.5 0.50.05358 =0.2768mHd乞Ht - hw成立，故不會(huì)產(chǎn)生液泛。通過流體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及塔板各工藝結(jié)構(gòu)尺寸合適，若要做出最合理的設(shè)計(jì)，還需重選 Ht及hL，進(jìn)行優(yōu)化設(shè)計(jì)。八、塔板負(fù)荷性能圖（一）霧沫夾帶線（1）5.7 10(TUa3.2式中：uaVsVs2.1035VsAT -Af0.5024 -0.027(1)hf = 2.5h =2.5 hwh°w-= 2.5 0.05358 +0.00284 E-2/33600 Ls= 2.5 0.053