化工原理課程設計苯與氯苯的分離

1、化工原理課程設計說明書設計題目：苯一氯苯精餾過程板式塔設計設計者:班級化工095 閆宏陽日 期:2011 年12月13號指導教師：勝凱設計成績：日期：目錄設計任務書 3設計計算書4?設計方案的確定4?精餾塔物料衡算4?塔板數的確定5?精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算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?浮閥塔的結構20?精餾塔接管尺寸23?產品冷卻器選型25?對設計過程的評述和有關問題的討論 25附圖： 生產工藝流程圖精餾塔設計流程圖設計任務書（一）題目試設計一座苯氯苯連續(xù)精餾塔，要求年產純度 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%（以上均為質量分數）。（二）操作條件1）塔頂壓力2）進料熱狀況4kPa （表壓）；泡點；3）回流比R=1.4R min ；4）塔底加熱蒸汽壓力0.5Mpa （表壓）；（5）單板壓降 0.7 kPa ;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）廠址廠址為地區(qū)設計計算書一、設計方案的確定本任務是分離苯一氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾 流程，本設計采用板式塔連續(xù)精餾。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器 加熱至泡點后送進精餾塔。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，其余部分冷卻后送至

3、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，塔底產品經冷卻后送至儲物罐。、精餾塔物料衡算（以輕組分計算）1 原料液及塔頂、塔釜產品的摩爾分率苯的摩爾質量M A 78.11kg/kmol氯苯的摩爾質量Mb 112.56kg / kmolXf0.55/78.110.55/78.110.45/112.560.638Xd0.98/78.110.98/78.11 0.02/112.560.986Xw0.002/78.110.002/78.11 0.998/112.560.0032 原料液及塔頂、塔釜產品的平均摩爾質量Mf0.6

4、3878.11(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21000 1000300 24 112.4625.93kmol/h總物料衡算F D 25.93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、塔板數的確定1 理論板數2的求取(1)由手冊查得苯一氯苯物系的氣液平衡數據，繪出xy圖，見圖1T/oC809010011012013

5、0131.8pA/kPa101.33136.66179.99234.60299.99378.65386.65pB/kPa19.7327.3339.0753.3372.4095.86101.33ox P PBoPa Pb1.0000.6770.4420.2650.1270.0190.000oPa xP1.0000.9130.7850.6130.3760.0720.0001.000yq0.8000.6000.4000.200Xd0.0000.0000.2000.4000.600 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交對角線于a點，作直

6、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，讀得圖1 x y圖yq=0.896，則最小回流比如下:只尬O.986 O.896 0.350.896 0.638取操作回流比為R 1.4Rmin 1.4 0.35 0.49(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LD23.1847.31 ry x xDx0.986 0.328x 0

7、.662V V70.4970.49提餾段操作線方程LW96 4225 93yxWxW9642 x25930.003 1.369x0.001V V70.4970.49（5）圖解法求理論板層數如附圖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 c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。求解結果為：總理論板層數Nt 11（包括再沸器）進料板位置N F 42 實際板層數的求解（試差法）假設總板效率日=0.49精餾段實際板層數 N精22/0.49 44.9

8、 45提餾段實際板層數 N提4/0.49 18.1-17 （不包括再沸器）實際板層數為26/0.49-1=52 （不包括再沸器） 試差法計算如下：N=52塔頂壓力：PD 101.3 4105.3KPa塔底壓力.Pw 105.3 0.667 52 139.984Pa已知塔底組成為四、精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算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

9、餾段平均壓力Pm2(111.63121.43)/2116.53kPa2 操作溫度的計算表1苯、氯苯Antoine常數數據表ABC溫度圍（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常數數據表ABC溫度圍（K）苯6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4226.3

10、6071466.083-15.44420-521氯苯6.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-597對苯olg Pa6.06832oPa111.53kPa對氯苯olg Pb6.10416oPb22.11kPa1236.034 假設塔頂的泡點溫度t 83.2oC，則純組分的飽和蒸氣壓為2.047421431.8348.99 83.2 273.151.3446455.515 83.2 273.15代入泡點方程和露點方程，得xoPaoPay xpp pB(101.33 4) 22.11oPb111.53 22.11105.33故假設正確，塔頂

11、溫度為tD83.2oC0.931Xd假設塔頂的進料板溫度94.4oC ,則純組分的飽和蒸氣壓為對苯lg pA 6.068321236.0342.1882548.99 94.4 273.15pA 154.26 kPa對氯苯 lgpB 6.104161431.831.5154855.515 94.4273.15pB 32.77kPa代入泡點方程和露點方程，得p pB 110.23 32.77x 0.638pA pB 154.26 32.77假設正確，故進料板溫度為tF94.4oC假設塔底的泡點溫度t137oC，則純組分的飽和蒸氣壓為對苯olg Pa6.06832oPa442.51 kPa對氯苯ol

12、g Pb6.62988oPb115.28kPa48.99137 273.155.21 137 273.15代入泡點方程，得1236.0341897.41p pBx pA pB11653 115.28 0.0038 0.003假設正確，故塔頂溫度為tw 137oC精餾段平均溫度tm1 (83.2 94.4)/288.8C提餾段平均溫度tm2(94.4 137)/2 115.7C全塔平均溫度tm (83.2 137)/2 110.1 C3 平均摩爾質量的計算塔頂：由y1 Xd 0.986，查平衡曲線得x, 0.920MVDm0.98678.11(10.986)112.5678.60kg/kmolM

13、LDm0.92078.11(10.920)112.5680.87kg/kmol進料板：由圖理論板得 y 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精餾段平均摩爾質量MVm1 (78.60 82

14、.07) / 2 80.34kg/kmolMLm1 (80.87 91.17)/2 86.02kg/kmol提餾段平均摩爾質量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Vm1pm1 M Vm1RTm1108.48 80.348.314 (88.8 273.15)32.90kg/m提餾段Vm2Pm2M Vm2RTm2116.53 97.278.314 (115.7273.15)33.51 kg/m3(2) 液相平均密度計算1

15、wi塔頂tD 83.2oC時,3a 912 1.187 83.2 813.24kg/m3b 1127 1.111 83.2 1034.56kg/mLDm13816.73kg/m0.98/813.24 0.02/1034.56進料板tF 94.4oC時,912 1.187 94.4799.95kg/m31127 1.111 94.41022.12kg/m3AB0.621 78.110.621 78.110.379 112.560.532LFm0.532/803.7 0.468/1025.7894.28kg/m塔底tW 137oC時,a 912 1.187 137 749.38kg/m3B 112

16、7 1.111 137974.79kg / m3LWm30.002/ 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 液相平均表面力的計算LmXi i塔頂 tD 83.2oC 時，查得 A 20.82mN /mB 25.84mN /mLDm0.920 20.820.08 25.8421.22mN /m進料板tF94.4oC時，查得19.35mN / m24.57mN /mLFm0.621 19.350.379 2

17、4.5721.32mN /m19.48mN / m塔底 tW 137oC 時，查得 A 14.25mN/mLWm0.001 14.25 0.999 19.48 19.47mN / m精餾段液相平均表面力為m1 (21.22 21.32) / 2 21.27mN /m提餾段液相平均表面力為m2 ( 21.32 19.47)/2 20.40mN /m6. 液體平均粘度計算lg mxi lg i塔頂tD 83.2C時，A 0. 299mPa s B 0.303mPa slg LDm LDm 0. 299mPa s進料板tF 94.4oC時,0.268mPa sB 0 . 275mPa slg LDm

18、LDm 0 . 271mPa s塔底tw 137C時，A 0.184mPa sB 0.197 mPa slg LDm LDm 0.197mPa s精餾段液相平均粘度為m1 (0.299 0.271)/2 0.285mN /m提留段液相平均粘度為m2(0.271 0.197)/2 0.234mN /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=110.1 C則此溫度下的相對揮發(fā)度為oPa2347 4.40pB53.3根據奧康奈爾關聯(lián)法,Et 0.49( l) 0.2450.49 (4.400.248) 02450.48

19、故假設成立，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 855.130.542m /s0.0006m3/s由 Umax CLV式中C由公式C0.2丄計算,20其中C20可由史密斯關聯(lián)圖查出，圖的橫坐標為Lh0.0006 36000.541 3600185551 20.0192.90取板間距Ht0.42m ,板上液層高度hL 0.07m，則HthL0.420.070.35m由史密斯關系圖得C200.0690.2CC20L200.0690.

20、221.27 0.070 20Umax0.070跡512901.20m/s2.90取安全系數為0.6，則空塔氣速為0.6umax 0-72m/sDi/ 4 0.5423.14 0.720.979 m統(tǒng)一按照塔板結構參數系列化標準（單溢流型）將塔徑圓整后取D=1.0m塔截面積23.1422AT 7d T 1.0 0.785m實際空塔氣速u 0542 0.690m/s0.785（2）提餾段V M vm23600 Vm270.49 97.273600 3.510.543m1 * 3/sLs2L M Lm296.42 101.853600Lm23600 934.2430.0029m /sLh0.543

21、 36003.51HthL0.42 0.070.35m查圖得 C200.0680.2UmaxU2m2200.0680.6umaxD24 0.5433.14 0.6720.06820.40 0.220934.24 3.513.510.0681.12m/s0.6 1.12 0.67m/s1.00mD=1000mm統(tǒng)一按照塔板結構參數系列化標準（單溢流型）將塔徑圓整后取實際空塔氣速0.5430.692m/s0.7852 塔高的計算(1) 精餾塔的有效高度精餾段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

22、，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 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、塔板主要工藝尺寸計算根據塔徑和液體流量，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：lW 0.66D0

23、.66 1.0 0.66m(2) 堰高：由hW hL hW，選用平直堰，堰上液層高度由弗蘭西斯公式求得2 22.84Lh1 3 2.84 0.0006 3600 勺精餾段：hWiE 衛(wèi)0.00626m1000lW10000.66hLhOW2取 hL 0.07 m，則22h2.84 ELh2 32.840.0029 3600 shOW2E1000lW10000.66hwihL howi0.07 0.006260.06374 m提餾段:0.07 0.0180.052m0.0018m(3) 降液管面積當lw 0.66時，查表得DW 0.124, Wd 0.124 1.0 0.124m DA 0.07

24、22, AfA0.0722 0.785 0.057m2塔的相對操作面積為1 2 0.0715100%85.7%(4) 液體在降液管里停留的時間精餾段型0A也 3600 a。57 .40 38s 5sLh13600 0.0006故降液管設計合理(5) 降液管底隙高度h。h3600lwu0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u010.075m / su020.180m/s精餾段h01Lh13600 0.00060.012m3600|WU013600 0.66 0.075提餾段h02Lh23600 0.00290.024 m3600|WU023600 0.66 0.180精餾段u0

25、 Kp172.872.85.86m/sV12.900.5480.548提餾段U0 Kp272.872.85.27m/sV23.51上下兩段相應的閥孔動能因子為：F 01u0Kp1 V15.86 2.909.979F 02 U0Kp2V29.873(1)閥孔臨界速度0.5480.548均屬正常操作圍取邊緣區(qū)寬度 WC= 0.055m,安定區(qū)寬度 Ws0.065m ,Aa2x R2x2R . 1 sinx180R0.31120.311 . 0.4452 0.31122 10.445 sin1800.445其中，RDWc0.0550.445m22xDWd Ws100.124 0.0650.31122

26、開孔區(qū)面積(2 )提餾段塔板布置20.504 m取邊緣區(qū)寬度 W= 0.030m,安定區(qū)寬度 WS0.055m ,開孔區(qū)面積Aa盞SR2 0.321 0.47020.321220.470 sini 0.3210.47020.552m其中,D1.0R Wc0.0300.470m22D1.0x WdWs0.124 0.0550.32122（3）浮閥數n與開孔率F1型浮閥的閥孔直徑為 39mm閥孔氣速U。F0F0=10浮閥數目nO U開孔率 n卑D精餾段uo5.87m/ s4 0.542 n5.87 0.039 0.03978提留段U0780.039 0.0391. 111.86%105.34m/s

27、.3.514 0.5435.34 0.039 0.039 3.14860.039 0.0391 112.94%精餾段t蟲 nt0.5040.0862m86.2mm78 0.075Aa0.552提留段t-0.0856m86.6mmnt86 0.075浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，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，因此排間距應小于計算值，故取t =80mm=0.08m重新計算孔速及閥數精餾段Aa0.504tt 0.075 0.08u0uond2 /484 0.039 0.039 3.145.53.

28、2.909.410.039 0.0391278%841 1Aa0.55292tt0.075 0.08V0.543 4V0.542 4Fo92 0.039 0.039 3.14nd0 /4提留段 n5.53m/s4.94m/sF04.94,3.519.250.039 0.039 “s/ 9213.99%1 1由此可知，閥孔動能因數變化不大七、塔板流體力學驗算1 塔板壓降hphchlh(1)干板阻力精餾段U0c1倔5 73.1 /V1 1.825 73.1/2.905.860m/s提餾段U01hc1U0C1,則0.17519.0 乩L119 5 530.17519 5.530.029m液柱855.

29、51U0c21.825 73.1/V21825 73.1/3.51 5.27m/sU0c2，則0.17519.0L20.1754940.026m 液柱19934.24(2)板上充氣液層阻力取充氣系數0.5，則hl 0hL 0.50.070.035m 液柱(3)液體表面力所造成的阻力：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pp1 hp1 L1g 0.064 855.51 9.81537.12Pa 700 Pa提餾段每層壓降hp2 hc2 hl 0.026 0.0350.061m 液柱Pp2 hp2 L2g 0.06

30、1 934.24 9.81559.06Pa700Pa上下兩段單板壓降均符合設計任務要求。2 液泛為了防止液泛現象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度 Hd (Ht hw)，而 Hd hp hLhd(1)與氣體通過塔板壓降所相當的液柱高度精餾段hp1 0.064m 液柱提餾段hp2 0.061m 液柱(2)液體通過降液管的壓頭損失精餾段2 2hd1 0.153 Ls10.1530.00060.00088m 液柱Wh010.66 0.012提餾段2 2hd2 0.153 丄亙0.1530.00290.0051m液柱Wh020.66 0.024(3) 板上液層高度精餾段和提餾段皆為hL 0.07m因此

31、，取0.5，降液管中清液層咼度如下：精餾段Hd1 hp1 hL1 hd1 0.064 0.070 0.000880.1349m(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 0.070.00510.136m(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VsuaAtAf65.7 10 ev3.2UaHt hf5.7 10 621.27 10 3 0.42 2.5 0.070.74453.20.009

32、4kg 液 / kg 氣 0.1 kg液 / kg 氣故在設計負荷下不會發(fā)生過量液沫夾帶。(2)提餾段液沫夾帶量ev的驗算5.7 10 6uaevHt hf3.25.7 100.745820.401030.42 2.5 0.073.20.0085kg液 / kg氣0.1kg 液 /kg 氣故在設計負荷下不會發(fā)生過量液沫夾帶。4. 漏液的驗算(1)精餾段漏液的驗算F0u0取F0=5，則U02.94m/s2.905.53m/ s故在設計負荷下不會產生過量漏液。(2)提餾段漏液的驗算u4.94m/s52.67m/ s 3.51故在設計負荷下不會產生過量漏液。八、塔板負荷性能圖計算(一)精餾段塔板負荷

33、性能圖1、漏液線U0 -FL 取 F0=5,又 n二 VV2uodo /4故(Vs) min d2nu 0.0392 84 2.94據此做出與液體流量無關的水平漏液線(0.295 m/ s1)2.液沫夾帶線5.7 10 6ev3.2UaHt hf其中，UaVsAtAf0.785 0.0570.746Vs(a)hf2.5 hwhow2.5 hw 2.84 10 3E3600LslW近似取E 1.0, hw0.06374m, lW 0.66mhf2.5 0.063742.84 10 3 1.03600Ls0.662/30.159 2.20LS(b)取液沫夾帶極限值ev為0.1kg液/ kg氣。已知

34、 21.7mN / m， HT 0.42m并將a, b代入得：介3.20.15.7 10 60.746VS21.7 10 30.420.1592.2L?3整理得：2/3Vs2.23 18.87 Ls在操作圍任取幾個Ls值，依上式算出相應的Vs值列于下表中Ls , m3 / s0.00060.00150.00300.0045Vs ,m3/s2.101.981.841.72依表中數據在Vs Ls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how0.006m作為液相負荷下限條件，取 E 1.02.84 E(3600Ls,min、2/3 1000(20.006 284 1.010003

35、600Ls,min 0.66整理上式得 Ls,min 0.00056m3/s依此值在Vs Ls圖中作線即為液相負荷下限線（3）。4.液相負荷上限線(LS ) maxAHO.057 0.420.006m3/s4依此值在Vs Ls圖中作線即為液相負荷上限線（4)5.液泛線令Hd(H thW)Hd hphL hd；hp hch1 h ;h1九血 hWow聯(lián)立整理得2 2aVs b cLsdLs3式中0.051 (2 (丿 (Aoco )L0.0512(0.100 0.772)(2.90(855.510.029Ht (1)hW 0.5 0.42(0.5 0.60 1) 0.063740.1402439

36、20.153/(lwho)0.1532.84 103E(1)(3600)232.84 10 3(1 0.60)(3600/31.40lw0.66故0.029Vs2 0.142439L； 1.4OLs%在操作圍任取幾個Ls ,計算出Vs的值列于表中3Ls , m / s0.00060.00150.00300.0045Vs ,m3/s4.794.013.071.81依此值在Vs Ls圖中作線即為液泛線（5）將以上5條線標繪于乂 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 相負荷為Vs,max，0A線與氣相負荷下限線（1）

37、的交點相應氣相負荷為Vs,min。圖 見坐標紙?？芍驹O計塔板上限由液沫夾帶控制，下限由漏液控制讀圖，精餾段的操作彈性也1684VS,min0.42二、提餾段塔板負荷性能圖1、液沫夾帶線（1 ）3.25.7 10 e6UaHt hf式中VSVSUa1.374VS(a)ATAf0.785 0.05723600LS 3hf 2.5 hwhow 2.5 hw2.84 10 3ElW近似取 E 1.0,hw0.052m,lW 0.66m故 hf2.5 0.052 2.84 10 3 1.023600LS 30.662 /30.13 2.2Ls( b)取液沫夾帶極限值 ev為0.1kg液/kg氣。已知

38、20.40 10 3 N / m， HT 0.42m3.20.15.7 101.374VS20.40 100.42 0.132/32.2Ls整理得：VS 1.36 10.1LS2/33Ls, m/S0.00060.00150.0030.0045VS, m3/S1.291.231.151.08在操作圍任取幾個LS值，依上式算出相應的 VS值列于下表中依表中數據在VS Ls圖中作出液沫夾帶線（1）。2、液泛線（2）由 Hd hp hLhd 和 Hd(Hthw )得H thwhp hwiTowhd近似取E1.0，Iw 0.66mhPhc2.84103e3600Ls2.84101.0223600Ls

39、33S 0.88LS0.66he h.20.051C。0.051VsC0 A0Vs0.051 0.772 0.1003.51934.240.032Vs20 hw hw 0.732/30.052 0.88L20.0382/30.6424Ls0.0018m（已算出）hp20.032Vs0.0380.6424LS%0.0018 0.032VS22/30.6424LS0.0398hd 0.1532LSIwhc0.1530.66 0.024609.79L；將 Ht0.42m，hW 0.052m,0.5 及以上各式0.5 0.422/ 30.0520.032VS2 0.0398 0.6424 LS0.05

40、22/30.88 Ls609.79LS整理得 V 4.51 47.58LS/3 19056.0Ls2在操作圍任取幾個Ls值，依上式計算Vs值列于下表中Ls，m/S0.00060.00150.0030.0045VS, m3/s2.041.971.831.68依表中數據在 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1Ht AfLSmax0.42 0.0570.00599m3/s4液相負荷上限線（3）在VS Ls圖中為與氣相流量 Vs無關的垂線。4、漏液線（氣相負荷下限線）（4）U0Fo取Fo=5,又nV2uodo /4故（Vs）min2 24d

41、onuo 7 .39 92 2.670.293 m3/s據此做出與液體流量無關的水平漏液線（1）5、液相負荷下限線（5）取平堰、堰上液層高度 how 0.006m作為液相負荷下限條件，取E 1.0則2.84 e( 3600LS,min)2/31000(lw)0.006 284 1.0100023600Ls,min 0.66整理上式得 Ls,min 5.63 10 4m3/s依此值在Vs Ls圖中作線即為液相負荷下限線（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）線的交點相應相負荷為 Vs,max，OP線

42、與氣相負荷下限線（4）的交點相應氣相負荷為 Vs,min。圖見坐標紙?？芍驹O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Vsmx 142 3.38VS,min0.42九、精餾塔接管尺寸計算1 塔頂蒸氣出口管VRTd3600 p d70.49 8.314 (盹2273.15)。念苗冷3600 105.33d4 0.5513.14 18選擇蒸氣速度u 18m/s，則0.197m按照GB81687,選擇熱軋無縫鋼管 245 6.5mm核算 u 4VS4 0.551 2 11.69m/s，在 1020m/s之間，可用d23.14 0.24522 塔頂回流液管LsLM Dm3600 L

43、Dm35.5 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 企 4 0.000620.377m/s，在 0.2 0.5m/s之間，可用d23.14 0.0452d4 0.00213.14 2.0選擇進料液流速u 2.0m/s，則0.037m核算u4 0.00213.14 0.0422按照GB81687,選擇冷軋無縫鋼管 42 2mm1.52m/s，在 1.5

44、 2.5m /s之間，可用4 塔釜出料管LSL M LWm3600 LWm96.42 112.533600 974.200.0031m3/s選擇塔釜出料液流速u 0.8m/s，則4 0.0034:3.14 0.80.071m按照GB81687,選擇冷軋無縫鋼管 83 2mm核算 u 出4 0.003092 0.57m/s，在0.51.0m/s之間，可用 d23.14 0.08325 加熱蒸氣進口管KKo350 .2781 .261 .15選擇蒸氣速度u 15m/s，則_VRT 70.49 8.314 (137 273佝 0.573m3/s3600 pw3600 116.530.22md 4VS

45、 4 0.747V u 3.14 15按照GB81687,選擇熱軋無縫鋼管245 12mm核算 u 4V|4 0.747 2 12.3m/s，在 1220m/s之 間，可用d23.14 0.2452十產品冷卻器選型 基本物性數據的查取： 塔頂氯苯含量較少，可按純苯求取苯的定性溫度tD =83.2 C設水的進口溫度為t125 C根據設計經驗，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據密度：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據密度：995.5 kg / m3定壓比熱容：Cp 4.174kJ/(kgC)2導熱系數：k=0.618W/( m C )黏度： =0.80 x 10 3