苯-氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)

1、苯氯苯板式精懈塔的工藝設(shè)計(jì)苯-氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)工藝計(jì)算書(shū)（精餾段部分）化學(xué)與環(huán)境工程學(xué)院化工與材料系2004 年 5 月 27 日苯- 氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)課程設(shè)計(jì)題目一苯 -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99.8%的氯苯5O00Ot/a,塔頂餾出液中 含氯苯不高于 2% 。原料液中含氯苯為 35% （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,自選；3. 回流比,自選；4. 塔釜加熱蒸汽壓力 506kPa；5. 單板壓降不大于 0.7kPa；6. 年工作日 330天,每天 24小時(shí)連續(xù)運(yùn)

2、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(wèn)題的分析與 討論。四、基礎(chǔ)數(shù)據(jù)1.組分的飽和蒸汽壓Pi ( mmHg)溫度，(C)8090100110120130131.8苯7610213517622528429000500000Pi氯苯1482052934005437197602.組分的液相密度p (kg/m3)溫度，(C)809

3、0100110120130p苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985純組分在任何溫度下的密度可由下式計(jì)算苯pa =912-1.187t推薦： pa =912.13-1.1 8 8t 6氯苯Pb =1 1 2-71.1 1t1推薦 : p = 1 1 244- 1.0 6 5t7式中的t為溫度,Co3.組分的表面張力.（mN/m）溫度，（C）8085110115120131(T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 帀可按下式計(jì)算:% B-一 (x(TAXB*B

4、 X -x-為A、B組分的摩爾分率）4. 氯苯的汽化潛熱常壓沸點(diǎn)下的汽化潛熱為35.3 X 103kJ/kmol。純組分的汽化潛熱與溫度的關(guān)系可用下式表示:20.38riF、0.38tc -七2& 一ti（氯苯的臨界溫度:tc = 359.2 C )5. 其他物性數(shù)據(jù)可查化工原理附錄附參考答案：苯-氯苯板式精餾塔的工藝計(jì)算書(shū)（精餾段部分）苯-氯苯板式精餾塔的工藝計(jì)算書(shū)（精餾段部分）2001級(jí)學(xué)生用化工原理課程設(shè)計(jì)示范一、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

5、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。流程圖略。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/kmol。XfXd-0.72865/78.1165/78.1135/112.61-0.98698/78.1198/78.112/112.61= 0.002880.2/78.110.2/78.1199.8/112.61（二）平均摩爾質(zhì)量M F =78.11 0.7281 -0.728 112.61 =87.49kg/kmolMd =78.11 0.9861

6、-0.986 112.61 = 78.59kg/kmolMW =78.11 0.002881 -0.00288112.61 =112.5kg/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330天，一天以24小 時(shí)計(jì)，有： W' = 50000t/a =6313kg/h， 全塔物料衡算:F = D W0.35F 二 0.02D0.998WF =18709kg/hD =12396kg/hW6313kg/h三、塔板數(shù)的確定F =18709/87.49 =213.84kmol/hD =12396/78.59 =157.73kmol/hW =6313/112.5 =56.12kmo

7、l/h（一）理論塔板數(shù)Nt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. 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x y依據(jù) X 二 Pt - Pb / Pa - Pb , y = PAX/Pt，將所得計(jì)算 結(jié)果列表如下：溫 度， CC）8090100110120130131.80Pi苯76102135176225284290M1苯0500000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

8、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)xy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1.表中數(shù)據(jù)作圖得xy曲線及t-xy曲線。 在 x y 圖上，因 q 二1，查得 y° =0.935，而 Xe=x（=0.728， X。=0.986。故有：Rm0 公986 0.935 -。ye - xe 0.935 - 0.728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 2倍，即：R = 2Rm = 2 0.246 = 0.4923. 求理論塔板數(shù)精餾段操作線：y = $ x RD廠0.33x 0.66R

9、 +1 R +1提餾段操作線為過(guò)0.00288,0.00288和0.728,0.900兩點(diǎn)的直線。苯-氯苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖解苯-氯苯物系的溫度組成圖圖解得心=11 1=10.5塊（不含釜）。其中，精餾 段N" =4塊，提餾段心2 =65塊，第5塊為加料板 位置。（二）實(shí)際塔板數(shù)Np1.全塔效率ET選用Et忤公式計(jì)算。該式適用于 液相粘度為0.071.4mPas的烴類物系，式 中的晰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 原理附錄11得 :口a =°

10、24mRa s , g = 0.34mRa，s。心二口aXf g 1 - Xf =0.24 0.728 0.34 1 -0.728 =0.267Et 717-0.616log 怖=0.17-0.616log 0.267 =0.522. 實(shí)際塔板數(shù)Np （近似取兩段效率相同） 精餾段：鳴=4/0.52 =7.7塊，取Np1=8塊提餾段：Np? =6.5/0.52 =12.5塊，取 Np13塊 總塔板數(shù)Np二Np1 Np： =21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計(jì)算。塔頂 : Pd =101.3 4 =105.3kPa加料板：pF =

11、105.3 0.7 8 =110.9kPa平均壓強(qiáng) pm =105.3 110.9 /2 =108.1kPa（二）平均溫度tm查溫度組成圖得：塔頂為80 C，加料板為88C。tm = 80 88 /2 =84 C（二）平均分子量塔頂：y1 =Xd =0.9 8 6 X1 =0.940 （查相平衡圖）MmMVD,m = 0.986 x 78.11 + （1 0.986 112.61 = 78.59kg/kmolM ldq =0.940 匯78.11 +（1 0.940 ><112.61 =80.18kg/kmol加料板：yF =0.935 , Xf 7728 （查相平衡圖）MVF,m

12、 = 0.935 x 78.11 + （1 0.935 H 112.61 = 80.35kg/kmolM LD,m =0.728 匯 78.11 +（1 0.728112.61 = 87.49kg/kmol精餾段： MV,m 二 78.59 80.35 = 79.47kg/kmolM L,m = （80.18 + 87.492 = 83.84kg/kmol（四）平均密度Pm1 .液相平均密度S塔頂：Pld,a =9佗 13-1.1886t =91213-1.1886 漢 80=817.0kg/m3Pd , b = 11244 T .0657t = 1124.4 -1.0657 匯 80 = 1

13、039.1 kg/m33,m =820.5kg/m1_ aAaB_ 0.980.02P_D,m PLD,APLD ,B 817-01039.12001級(jí)學(xué)生用化工原理課程設(shè)計(jì)示范3PF,m =873.7kg/m精餾段:2.汽相平均密度f(wàn)V ,mfV,mPmMV,m108.1 79.47RTm- 8.314 273 84= 2.894kg/m3（五）液體的平均表面張力塔頂：od,a =21.08mN/m ；od,b = 26.02mN/m(80 °C)OD m !0a <boaXb+obXa 丿D21.08 26.02(21.08 漢 0.014 + 26.02漢 0.986 丿

14、 一 21.14mN/m進(jìn)料板：Pf ,a = 912.13 -1.1886t = 912.13 -1.1886x 88 = 807.5kg/m3pF 月=11244 1.0657t =11244 1.0657 漢 88 = 1030.6kg/m31aAaB0.650.35=+ = += PF ,mPF ,ApLF ,B807.5 1030.6p,m =(820.5 +873.7 y 2 = 847.1 kg/m3進(jìn)料板：of,a =20.20mN/m ; oF,B = 25.34mN/m( 88 C)°A 0b°F,m _< 0aXbObXa yF20.20 25.

15、34120.20 x 0.272 + 25.34疋 0.72821.38mN/m精餾段： 怖 m.21.14 21.38 /2 =21.26mN/mPL,m(六)液體的平均粘度塔頂：查化工原理附錄11,在80C下有：= ( fiAxA L + ( gxB h = 0.315 x 0.986 +0.445 x 0.014 = °.317mPa s加料板：iF,m =0.28咒0.728 +0.41x0.272 =0.315mPa s精餾段：i,m =(0.317 +0.315丫2 =0.316mPa s、精餾段的汽液負(fù)荷計(jì)算汽相摩爾流率V =：R 1 D =1.492 157.73 =

16、235.33kmol/h汽相體積流量x/VMV,m235.33漢79.47 彳”匚 3,Vs:1.795m /s3600 pV,m3600x2.894汽相體積流量Vh = 1.795m 3/s= 6462m 3/h液相回流摩爾流率 L 二 RD 二 0.492 157.73 二 77.60kmol/h液相體積流量,LM L,m77.6V3.84 cccc 3,Ls一0.00213m /s3600 p,m3600匯847.1液相體積流量Lh =0.00213m3/ 7.680m 3/h冷 凝 器 的 熱 負(fù) 荷Q 7 二 235.33 78.59 310 /3600 =1593kW六、塔和塔板主

17、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 一九=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 ）£、 £ 0. 5= 0.02030.00213 丫847.1、I I1 1.795 八2.894丿查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得C20 =0.0925負(fù)荷因子<20；= 0.0925存匚 0.0936< 20丿泛點(diǎn)氣速:Umax 二 c廠 P_/ P 二 0.0936 , 847.1 - 2.894 / 2.894 二 1.599 m/S3. 操作氣速取 U

18、=0.7Umax =1.12m/s4. 精餾段的塔徑D = j4Vs / n = J4".795/3.14".12 = 1.429m圓整取D = 1600mm，此時(shí)的操作氣速u(mài) = 0.893m/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(pán)，且不設(shè)進(jìn)口內(nèi)堰。(1) 溢流堰長(zhǎng)(出口堰長(zhǎng))lw取 lw =0.7D =0.7 1.6 =1.12m堰 上 溢 流 強(qiáng) 度 Lh/lw =7.680/1.12 =6.857m3/(m h )< 100 130m3/(m h )，滿足篩板 塔的堰上溢流強(qiáng)度要求。(2) 出口

19、堰高h(yuǎn)w-hL how對(duì)平直堰 how =0.00284E Lh/lw由 lw/D =0.7 及 Lh /冷5 "680/1.1225 =5.785，查化工原理 圖 11-11 得 E =1.02，于是：how =0.00284x1.02（7.680/1.123 = 0.0104m > 0.006m （滿 足要 求）hw = hL - how 二 0.06 - 0.0104 = 0.0496m（3）降液管的寬度Wd和降液管的面積Af由lw/D =0.7，查化原下P147圖11-16得Wd /D =0.14, Af / At =0.09，即：Wd = 0.224m， At = 0

20、.785D2 = 2.01m2，Af = 0.181m2。液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間t AH/Ls = 0.181 0.5/0.00213 = 42.46s 5s （滿足要求）(4)降液管的底隙高度ho液體通過(guò)降液管底隙的流速一般為0.070.25m/s取液體通過(guò)降液管底隙的流速u(mài)。=0.08m/s，則有:hoLs1 wu o0.002131.12 0.08=0.0238mho不宜小于sin必R=2 0.476 * 0.742 -0.4762n0.74 sin1804 0.4760.7400.020.025m,本結(jié)果滿足要求)2. 塔板布置(1)邊緣區(qū)寬度Wc與安定區(qū)寬度Ws邊緣區(qū)寬度Wc: 一

21、般為 5075mm，D >2m 時(shí)，Wc可達(dá)100mm。安定區(qū)寬度Ws :規(guī)定d m.5m時(shí)Ws=75mm ； d 1.5m 時(shí)Ws =100mm ；本設(shè)計(jì)取 Wc =60mm， Ws =100mm。(2)開(kāi)孔區(qū)面積AaAa =2 x . R=1.304m式中： x 二 D/2-Wd Ws =0.8 - 0.224 0.100 = 0.476mR = D/2 -Wc = 0.8 -0.060 二 0.740m -x2 R2IL1803.開(kāi)孔數(shù)n和開(kāi)孔率©取篩孔的孔徑do = 5mm，正三角形排列，篩板 采用碳鋼，其厚度沢3mm ,且取t/do=3.0。故孔心 距 t =3 5

22、= 15mm。每層塔板 的 開(kāi)1158S03Aa1158心0八152每層塔板的開(kāi)孔率1.304 二 6711（孔）I 0.907© 2t/d0警二 0.10132（©應(yīng)在515%，故滿足要求）每層塔板的開(kāi)孔面積Ao二©Aa =0.101 1.304 = 0.132m2氣體通過(guò)篩孔的孔速 uo =Vs/A。=1.795/0.132 = 13.60m/s4.精餾段的塔高乙Z"i = N p1 -1 H t = 8 -10.5 二 3.5m七、塔板上的流體力學(xué)驗(yàn)算（一）氣體通過(guò)篩板壓降hp和呱的驗(yàn)算（Thp1.氣體通過(guò)干板的壓降hehe = 0.051fUo&

23、lt;CopPl= 0.054 沖、0.8 丿 847.1=0.0504 m式中孔流系數(shù)Co由 do / 3 二 5/3 = 1.67 查圖11-10得出，Co =0.82.氣體通過(guò)板上液層的壓降hh| =卩 hw how = El = 0.6 0.06 = 0.036m式中充氣系數(shù)卩的求取如下:氣體通過(guò)有效流通截面積的氣速Ua ,對(duì)單流型塔板有:VsAr Af動(dòng)能因子 Fa 二Uap =0.981 2894 =1.669查化原圖11-12得B= 0.60 （一般可近似取B = 0.5 0.6 ）。3.氣體克服液體表面張力產(chǎn)生的壓降hff土二 4 21.26 100.00205mpgdo 84

24、7.1 9.81 0.0054.氣體通過(guò)篩板的壓降（單板壓降）hp和呱hp = hc hl h 0.05040.0360.00205 二 0.088m仏 二 pghp -847.1 9.81 0.088 =731Pa = 0.731kPa 0.7kPa （不滿 足工藝要求，需重新調(diào)整參數(shù)）。現(xiàn)對(duì)塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)作重新調(diào)整如下：取Wc=5omm, Ws=75mm。開(kāi)孔區(qū)面積Aa =2 X., R2 X2 R2sin 心_180R22 n2 A 0 501=2 0.501 . 0.750 -0.5010.750 sin -_1800.750=1.382m2式中： x= D/2Wd +Ws )=0.8(

25、0.224+ 0.075)= 0.501mR = D/2 譏=0.8 - 0.050 = 0.750m開(kāi)孔數(shù)n和開(kāi)孔率©取篩孔的孔徑do = 5mm，正三角形排列，篩板 采用碳鋼，其厚度8 = 3mm ,且取t/d°=3.0。故孔心 住巨 t =3 5 = 15mm。每層塔板 的開(kāi) 孔數(shù)*1158"03'1158I0315每層塔板的開(kāi)孔率1.382= 7113(孔),0.907吟 0.10132(©應(yīng)在515%，故滿足要求)每層塔板的開(kāi)孔面積 Ao =典=0.101 匯 1.382 =0.140m2 氣體通過(guò)篩孔的孔速 Uo =Vs/A。=1.7

26、95/0.140 = 12.86m/s 氣體通過(guò)篩板壓降hp和App的重新驗(yàn)算hc =0.051U。、2pPl= 0.05112.860.82.894847.1=0.045m氣體通過(guò)篩板的壓降（單板壓降）hp和 Apphp = he hih。= 0.045 0.036 0.00205 = 0.083mg = pghp =847.1 9.81 0.083 =690Pa = 0.69kPa，： 0.7kPa （滿足 工藝要求）（二）霧沫夾帶量6的驗(yàn)算5.7x10 上-Ua13.25.7如0上'_0.981-3.2Ht -hf 一一 21.26匯 10 o.5 2.57.06 一=0.007

27、25kg液/kg 氣:0.1kg 液/kg氣（滿足要求）式中：hf =2.5h，驗(yàn)算結(jié)果表明不會(huì)產(chǎn)生過(guò) 量的霧沫夾帶。（三）漏液的驗(yàn)算漏液點(diǎn)的氣速UomUom =4.4C。J（0.0056 +0.13九-h°）p / p= 4.4 08. 0.00560.13 0.06 -0.002 847.1/2.894=6.430m/s篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K二出=6486=20 45 （不會(huì) u om 6.430產(chǎn)生過(guò)量液漏）（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咼度H d乞Ht hwHd =hp hL hd= 0.153廣 0.00213(<1.10.0238 丿二 0.

28、00098mHd =0.083 0.060.00097 = 0.144m Hthw 1=0.5 0.5 0.0496 = 0.275mHd Ht hw成立，故不會(huì)產(chǎn)生液泛。通過(guò)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“(T_3.2Ht - 2.5%(1)式中:VsAT _ Af=0.5467Vshf 二 2.5hL 二 2.5 hw - how3600Ls '2/3i< lwj= 2.5 0.0496 +0.00284E-= 2.5 0.0496 +0.

29、00284"'3600Ls、1.12= 0.1241.546L2/3S將已知數(shù)據(jù)代入式（1）5.7 10 啟0.5467Vs2/3sVs =4.376 -17.99L?3（1-1）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:Ls, m3/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs, m3/s4.2023.8503.5413.2823.136依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線（1）（二）液泛線（2） Ht hw 二 h p hw h°w hd /、2/33600Lshow =0.00284E I IW /= 0.6185L?3=0

30、.00284 1 聲2/31% =0.051 魚(yú) = 0.051乜)lCo丿I p丿ICO Ao丿I p丿(Vs弓 = 0.051 sI<0.0.140 丿2= 0.0138942.894847.1hl 二 小 how =0.6 0.0496 0.6185L?3=0.02976+ 0.3711L?3h 0.00205hp =hc +hl= 0.01389V2 +0.3711L?3 +0.03182001級(jí)學(xué)生用化工原理課程設(shè)計(jì)示范(Ls f(Ls、22hd =0.153=0.153 s I =215.3L；Uwh。丿J.12x 0.0238 丿0.5(0.5+0.0496)=(0.013

31、89Vs2 +0.3711 L?3 +0.0318*0.0496 + 0.6185L2/3 +215.3L；VS2 =13.92 -71.25L?3 -15500L；（2-2）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/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs, m3/s3.6353.3843.0102.4701.982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）!H T Af0.5 漢 0.181 門(mén) a ex _3/-/ o O Ls,max0.0181m /S( 3-3 )T5/(四) 漏液線(氣相負(fù)荷下限線)(4)

32、% f + how =0.0496 +0.6185 L2/3漏液點(diǎn)氣速Uom = 4.4 疋 0.8J 0.0056 十 0.13(0.0496 十 0.6185L；/3 ) Vs,min 二 AoUom，整理彳得:Vs2min =5.716L?3 +0.711(4-4)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/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs, m3/s0.8750.9370.9881.0291.051依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線（4）（五）液相負(fù)荷下限線（5）取平堰堰上液層高度how二0.006 m，E 1.0how= 0.

33、00284E3600Ls,min 、1 w二 0.00284 1/,2/3'3600Ls :I 1.12 丿= 0.006Ls,min =9.55 10”m3/s（ 5-5）操作氣液比Vs/Ls =1.7 9G.0 0 2 13 4.7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，即：操作彈性=仏=340 =425Vs,min0.80九、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)kPa108.1平均溫度°C84平均流量氣相m3/s1.795液相m3/s0.00213

34、實(shí)際塔板數(shù)塊8板間距m0.5塔段的有效高度m3.5塔徑m1.6空塔氣速m/s0.893塔板液流型式單流型溢流 裝 置溢流管型式弓形堰長(zhǎng)m1.12堰高m0.050溢流堰寬度m0.224底隙高度m0.024板上清液層高度m0.060孔徑mm5孔間距mm15孔數(shù)個(gè)7113開(kāi)孔面積m20.140篩孔氣速m/s12.86塔板壓降kPa0.69液體在降液管中的停留時(shí)間s42.46降液管內(nèi)清液層高度m0.144霧沫夾帶kg液/kg氣0.00725負(fù)荷上限霧沫夾帶控制負(fù)荷下限漏液控制氣相最大負(fù)荷m3/s3.40氣相最小負(fù)荷m3/s0.80操作彈性4.25十、精餾塔的附屬設(shè)備與接管尺寸的計(jì)算（一）料液預(yù)熱器根據(jù)

35、原料液進(jìn)出預(yù)熱器的熱狀況和組成首 先計(jì)算預(yù)熱器的熱負(fù)荷 Q，然后估算預(yù)熱器 的換熱面積A，最后按換熱器的設(shè)計(jì)計(jì)算程 序執(zhí)行。（二）塔頂全凝器全凝器的熱負(fù)荷前已算出，為1593kW。- 般采用循環(huán)水冷卻，進(jìn)出口水溫可根據(jù)不同地 區(qū)的具體情況選定后再按換熱器的設(shè)計(jì)程序 做設(shè)計(jì)計(jì)算。（三）塔釜再沸器因?yàn)轱柡鸵后w進(jìn)料，故V=V-1-qF=V。即再 沸器的熱負(fù)荷與塔頂全凝器相同。實(shí)際上由于 存在塔的熱損失（一般情況下約為提供總熱量 的510% ）。再沸器屬于兩側(cè)都有相變的恒溫 差換熱設(shè)備，故再沸器的設(shè)計(jì)計(jì)算與蒸發(fā)器 同。（四）精餾塔的管口直徑1. 塔頂蒸汽出口管徑苯- 氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)依據(jù)流速選

36、取，但塔頂蒸汽出口流速與塔內(nèi)操作壓力有關(guān)，常壓可取 1220m/s。2. 回流液管徑回流量前已算出，回流液的流速范圍為0.2O.5m/s;若用泵輸送回流液，流速可取12.5 m/s。3. 加料管徑料液由高位槽自流，流速可取 0.40.8 m/s;泵送時(shí)流速可取 1.52.5m/s。4. 料液排出管徑塔釜液出塔的流速可取 0.51.0m/s。5. 飽和蒸汽管徑蒸汽流速： <295kPa：2040 m/s; <785kPa：4060 m/s; >2950 kPa：80 m/s。塔的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.

37、7kPa計(jì)算進(jìn)料板：Pf =110.9kPa塔底：PW "05.3 0.7 21 =120kPa平均壓強(qiáng) Pm =：110.9 120 /2 =115.45kPa（二）平均溫度tm查溫度組成圖得：加料板為88C，塔底為131.8°C。tm = 88 131.8 /2 =109.9 C（三）平均分子量Mm加料板：yF =0.935 ,Xf =0.728 （查相平衡圖）MVF,m = 0.935 x 78.11 + （1 0.935 /112.61 = 80.35kg/kmolM LF,m =0.728 父 78.11 +（1 0.728112.61 =87.49kg/kmol

38、塔底：xw = 0.0 0 2 8 8 yw =0.0 1 2 （查相平衡圖）皿叫=0.012 78.111 -0.012 112.61 =112.2kg/kmolM LW,m =0.00288 78.111 -0.00288112.61 = 112.5kg/kmol提餾段： MV,m 二 80.35 112.2 = 96.28kg/kmolM L,m = (87.49 +112.5 )/2 = 100kg/kmol(四) 平均密度Pm1 .液相平均密度P,m進(jìn)料板：Plf,a =912.13-1.1886t = 91213-1.1886 88 = 807.5kg/m33 Pf ,b = 11

39、244 1.0657t = 11244 1.0657 匯 88 = 1030.6kg/maAaBP_F ,mPF ,APLF ,B0.650.35807.51030.6 -3PF,m =873.7kg/m1aAaB= r R_W,mPLW, ApW ,B755.5983.93Pw,m =993.2 kg/m塔底：3Pw,a =912.13-1.1886t =912.13-1.1886 131.8 =755.5kg/mPW,B -1124.4 -1.0657t -1124.4 -1.0657 131.8 = 983.9kg/m提餾段： P,m =(873.7+993.2y2=933.5kg/m3

40、2.汽相平均密度f(wàn)V ,mfV,mpm M V ,mRTm115.45 96.288.314 273 109.9二 3.492kg/m3（五）液體的平均表面張力府進(jìn)料板：ctf,a = 20.20mN/m ； of,b = 25.34mN/m( 88 C)OF,mOa PB20.20 25.34= 21.38mN/moaXbobXa120.20 漢 0.272 十 25.34漢 0.728 丿塔底 : 知小=15.3mN/m ; 皿啟=20.4mN/m(131.8°C)W,m °A °B15.3 20.41%Xb + obXa 丿w115.3 7.997 +20.

41、4 7.003 .丿二 20.38mN/m精餾段:°mh21.3820.38 /2 =20.88mN/m（六）液體的平均粘度PL,m塔頂：查化工原理附錄11有:加料板:PLFm =0.28漢 0.728 +0.41 漢 0.272 = 0.315mPa s塔底:見(jiàn)W,m =0.2 0.003 0.27 0.997 =0.27m P sb提餾段:=(0.315+0.27 )/2 =0.293mPa s、提餾段的汽液負(fù)荷計(jì)算汽相摩爾流率V=V-1-qF =V = R 1 D =1.492 157.73 = 235.33kmol/h汽相體積流量VsVMv-23533 9628 “802m3

42、/s3600 3.4923600 p,m汽相體積流量Vh=1.795m 3/s = 6488m 3/h液相回流摩爾流率L = L qF 二 RD qF液相體積流量LsLM L,m3600 p,m291.44 100 = 0.00867m3/s3600 933.5= 0.492 157.731 213.84 = 291.44kmol/h液相體積流量Lh =0.00867m3/s = 31.22m3/h再 沸 器 的 熱 負(fù) 荷Q=Vr = 235.33 35.3 103 /3600 = 2308kW（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

43、= 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 （即泛 點(diǎn)氣速u(mài)F ）型°.5 =0.0795“人 P 丿 '、1.802 人3.492 丿查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得C20 =0.0925負(fù)荷因子 C=c20| 1 =0.0925 竺88 =0.0933120丿I 20丿泛點(diǎn)氣速：Umax =C, p - P / p =0.0933、933.5-3.492 /3.492 =1.523m/S3. 操作氣速取 U =0.7umax - 1 .066m/s4. 精餾段的塔徑D = j4

44、Vs / nu = J4x 1.802/3.14".066 = 1.468m為加工方便，圓整取D = 1600mm ,即上下塔段 直徑保持一致，此時(shí)提餾段的操作氣速u(mài) =0.897m/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(pán)，且不設(shè)進(jìn)口內(nèi)堰。（1） 溢流堰長(zhǎng)（出口堰長(zhǎng)）lw取 lw =0.7D =0.7 1.6 =1.12m堰 上 溢 流 強(qiáng) 度 Lh/lw =31.22/1.12 =27.88m3/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二 hL -hoW對(duì)

45、平直堰 how = 0.00284E Lh/lw 2/3由 l”/D =0.7 及 Lh/lW" =31.22/1.122.5 =23.52，查化工原理 圖 11-11 得 E=1.04，于是:how =0.00284 1.04 31.22/1.12 2/3 = 0.0272m0.006m （滿足要求）hw = hL 'how = 0.06 0.0272 = 0.0328m（3）降液管的寬度Wd和降液管的面積Af由g/D =0.7 ，查化原下P147圖11-16得 Wd/D =0.14, Af/州=0.09，即：2 2 2Wd = 0.224m，At = 0.785D2 =

46、2.01m ，Af = 0.181m。液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間T Af Ht /L 0.181 0.5/0.00876 =10.33s 5s （滿足要求）（4）降液管的底隙高度液體通過(guò)降液管底隙的流速一般為0.070.25m/s取液體通過(guò)降液管底隙的流速Uo =0.08m/s，則有:hoLsl wU o0.008761.12 0.08=0.0978m（ho不宜小于0.020.025m,本結(jié)果滿足要求）2. 塔板布置（1）邊緣區(qū)寬度Wc與安定區(qū)寬度 與精餾段同，即Wc =50mm, 開(kāi)孔區(qū)面積與精餾段同，即3.開(kāi)孔數(shù)n和開(kāi)孔率4 亦與精餾段同，即n=7113孔WsWs =75 mm。2Aa =

47、1.382m每層塔板的開(kāi)孔率A0.9072t/do罟7 =0.101 (°應(yīng)在3515%，故滿足要求）每層塔板的開(kāi)孔面積A 二典=0.101 1.382 = 0.140m2氣體通過(guò)篩孔的孔速u(mài)o = Vs / A。= 1.802 / 0.140 = 12.87m/s4.提餾段的塔咼Z2Z2 二 Np2 -1 Ht 二 13 -10.5 =6.0m四、塔板上的流體力學(xué)驗(yàn)算（一）氣體通過(guò)篩板壓降hp和呱的驗(yàn)算1.氣體通過(guò)干板的壓降z(mì)12.87 ! 3.492 門(mén) I = 0.0494m < 0.8 丿 933.5hc =0.051Pv=0.051Plhc式中孔流系數(shù)Co由do/淪5

48、/3=1.67查圖11-10得出，Co =0.82.氣體通過(guò)板上液層的壓降hhl = B hw how = 肌=0.6 0.06 = 0.036m式中充氣系數(shù)卩的求取如下:氣體通過(guò)有效流通截面積的氣速Ua ,對(duì)單流型塔板有:Vs1.802二 0.985m/s動(dòng)能因子Fa = ua p = 0.981、2.894 = 1.669查化原圖11-12得B = 0.60 （一般可近似取B = 0.5 0.6 ) o3.氣體克服液體表面張力產(chǎn)生的壓降hff4t4 漢 20.88 匯 10hff4.氣體通過(guò)篩板的壓降（單板壓降）hp和=0.00182mp gdo933.5 9.81 0.005hp 二 h

49、c h h。二 0.04940.0360.00182 = 0.087m= pghp =933.5 9.81 0.087 =797 Pa =0.797kPa 0.7kPa (可接受，本設(shè)計(jì)不再做重新設(shè)計(jì)計(jì)算）（二）霧沫夾帶量ev的驗(yàn)算-Ua 1Ht -hf _-0.00725kg液/kg氣:0.1kg液/kg氣（滿足要求）5.7"0”e :CTUa3.25.7 10“0.98121.26 10“0.5-2.5 0.063.2式中：hf =2碩，驗(yàn)算結(jié)果表明不會(huì)產(chǎn)生過(guò) 量的霧沫夾帶。（二）漏液的驗(yàn)算漏液點(diǎn)的氣速Uomuom 4.4C。J(0.0056 +0.13九h Jp / p-4.4 08. 0.00560.13 0.06 -0.002 847.1/2.894二 6.430m/s篩板的穩(wěn)定性系數(shù)k二出=648k2.o j.5（不會(huì) u om 6430產(chǎn)生過(guò)量液漏）（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池Ht hwHd =hp hL hdhd 二 0.153l who20.002132= 0.153 I = 0.00098m<1.10.023