化工原理設(shè)計(jì)(苯-氯苯浮閥塔設(shè)計(jì))

1、安徽大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院安徽大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院 課課 程程 設(shè)設(shè) 計(jì)計(jì) 課程設(shè)計(jì)名稱課程設(shè)計(jì)名稱 化工原理課程設(shè)計(jì) 課程設(shè)計(jì)題目課程設(shè)計(jì)題目 苯-氯苯混合液浮閥式精餾塔設(shè)計(jì) 姓姓 名名 學(xué)學(xué) 號(hào)號(hào) 專專 業(yè)業(yè) 班班 級(jí)級(jí) 指導(dǎo)教師指導(dǎo)教師 提交日期提交日期 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 (一一)設(shè)計(jì)題目設(shè)計(jì)題目 苯苯-氯苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)氯苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì) (二二)設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件 設(shè)計(jì)任務(wù)設(shè)計(jì)任務(wù) (1)原料液中含氯苯 35% (質(zhì)量)。 (2)塔頂餾出液中含氯苯不得高于 2(質(zhì)量)。 (3)年產(chǎn)純度為 99.8的氯苯噸 41000 噸 操作條件操作條件 (1

2、)塔頂壓強(qiáng) 4kpa(表壓)，單板壓降小于 0.7kpa。 (2)進(jìn)料熱狀態(tài) 自選。 (3)回流比 r=（1.1-3）rmin。 (4)塔底加熱蒸汽壓強(qiáng) 506 kpa(表壓) 設(shè)備型式設(shè)備型式 f1 型浮閥塔 設(shè)備工作日：每年 330 天，每天 24 小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。 廠址：惠州 （三）設(shè)計(jì)內(nèi)容（三）設(shè)計(jì)內(nèi)容 1） 設(shè)計(jì)說(shuō)明書的內(nèi)容 1) 精餾塔的物料衡算； 2) 塔板數(shù)的確定； 3) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算； 4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算； 5) 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算； 6) 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算； 7) 塔板負(fù)荷性能圖； 8) 對(duì)設(shè)計(jì)過(guò)程的評(píng)述和有關(guān)問(wèn)題的討論。 9) 輔助

3、設(shè)備的設(shè)計(jì)與選型 2設(shè)計(jì)圖紙要求： 1) 繪制工藝流程圖 2) 繪制精餾塔裝置圖 （四）參考資料（四）參考資料 1物性數(shù)據(jù)的計(jì)算與圖表 2化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè) 3化工過(guò)程及設(shè)備設(shè)計(jì) 4化學(xué)工程手冊(cè) 5化工原理 苯、氯苯純組分的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù) 其他物性數(shù)據(jù)可查有關(guān)手冊(cè)。 目錄目錄 前前 言言 .6 1設(shè)計(jì)方案的思考.6 2.設(shè)計(jì)方案的特點(diǎn).6 3工藝流程的確定.6 一設(shè)備工藝條件的計(jì)算一設(shè)備工藝條件的計(jì)算 .8 1設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說(shuō)明.8 2全塔的物料衡算.8 2.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率.8 2.2 平均摩爾質(zhì)量.8 2.3 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率.8 3塔板數(shù)的確定.9

4、3.1 理論塔板數(shù)的求取.9 t n 3.2 確定操作的回流比 r.10 3.3 求理論塔板數(shù).11 3.4 全塔效率.12 t e 3.5 實(shí)際塔板數(shù)（近似取兩段效率相同）.13 p n 4操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算.13 4.1 平均壓強(qiáng).13 m p 4.2 平均溫度.14 m t 4.3 平均分子量.14 m m 4.4 平均密度.15 m 4.5 液體的平均表面張力.16 m 4.6 液體的平均粘度.17 ml , 4.7 氣液相體積流量.18 6 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì).19 6.1 塔徑.19 7 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算.20 7.1 溢流裝置.20 7.2 塔板布置.

5、23 二二 塔板流的體力學(xué)計(jì)算塔板流的體力學(xué)計(jì)算 .25 1 塔板壓降.25 2 液泛計(jì)算.27 3 霧沫夾帶的計(jì)算.28 4 塔板負(fù)荷性能圖.30 4.1 霧沫夾帶上限線.30 4.2 液泛線.31 4.3 液相負(fù)荷上限線.32 4.4 氣體負(fù)荷下限線（漏液線）.33 4.5 液相負(fù)荷下限線.33 三三 板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備 .35 1 塔頂空間.35 2 塔底空間.36 3 人孔數(shù)目.36 4 塔高.36 浮閥塔總體設(shè)備結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)圖：浮閥塔總體設(shè)備結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)圖： .37 5 接管.38 5.1 進(jìn)料管.38 5.2 回流管.38 5.3 塔頂蒸汽接管.39 5.4 釜液排出

6、管.39 5.5 塔釜進(jìn)氣管.40 6 法蘭.40 7 筒體與封頭.41 7.1 筒體.41 7.2 封頭.41 7.3 裙座.41 8 附屬設(shè)備設(shè)計(jì).41 8.1 泵的計(jì)算及選型.41 8.2 冷凝器.42 8.3 再沸器.43 四四 計(jì)算結(jié)果總匯計(jì)算結(jié)果總匯 .44 五五 結(jié)束語(yǔ)結(jié)束語(yǔ) .45 六六 符號(hào)說(shuō)明：符號(hào)說(shuō)明： .45 前前 言言 1 1設(shè)計(jì)方案的思考設(shè)計(jì)方案的思考 通體由不銹鋼制造，塔節(jié)規(guī)格 25100mm、高度 0.51.5m，每段塔節(jié)可 設(shè)置 12 個(gè)進(jìn)料口/測(cè)溫口，亦可結(jié)合客戶具體要求進(jìn)行設(shè)計(jì)制造各種非標(biāo)產(chǎn) 品。整個(gè)精餾塔包括：塔釜、塔節(jié)、進(jìn)料罐、進(jìn)料預(yù)熱器、塔釜液儲(chǔ)罐、

7、塔頂 冷凝器、回流比控制器、產(chǎn)品儲(chǔ)罐等。塔壓降由變送器測(cè)量，塔釜上升蒸汽量 可通過(guò)采用釜液溫度或靈敏板進(jìn)行控制，塔壓可采用穩(wěn)壓閥控制，并可裝載自 動(dòng)安全閥。為使塔身保持絕熱操作，采用現(xiàn)代化儀表控制溫度條件，并可在室 溫300范圍內(nèi)任意設(shè)定。同時(shí)，為了滿足用戶的科研需要，每一段塔節(jié)內(nèi)的 溫度、塔釜液相溫度、塔頂氣相溫度、進(jìn)料溫度、回流溫度、塔頂壓力、塔釜 壓力、塔釜液位、進(jìn)料量等參數(shù)均可以數(shù)字顯示。 2.2.設(shè)計(jì)方案的特點(diǎn)設(shè)計(jì)方案的特點(diǎn) 浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好，霧沫夾帶量小(因氣體水平吹出之故)，塔 板效率較高，生產(chǎn)能力較大。浮閥塔應(yīng)用廣泛，對(duì)液體負(fù)荷變化敏感，不適宜 處理易聚合或者含有固體

8、懸浮物的物料，浮閥塔涉及液體均布問(wèn)題在氣液接觸 需冷卻時(shí)會(huì)使結(jié)構(gòu)復(fù)雜板式塔的設(shè)計(jì)資料更易得到，便于設(shè)計(jì)和對(duì)比，而且更 可靠。浮閥塔更適合，塔徑不是很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合真 空操作。 3 3工藝流程工藝流程的確定的確定 原料液由泵從原料儲(chǔ)罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱后送入連續(xù)板式精餾塔 f1 型浮閥塔） ，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)冷卻至后送至產(chǎn)品槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣 相流，塔釜?dú)堃核椭翉U熱鍋爐。 以下是浮閥精餾塔工藝簡(jiǎn)圖 一設(shè)備工藝條件的計(jì)算一設(shè)備工藝條件的計(jì)算 1 1設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說(shuō)明設(shè)計(jì)方案的確定及工

9、藝流程的說(shuō)明 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 餾過(guò)程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料（q=1） ，將原料液通過(guò)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 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。 2 2全塔的物料衡算全塔的物料衡算 2.12.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率料液及塔頂?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 kg/kmol 和 112.61kg/kmol。 72

10、8 . 0 61.112/3511.78/65 11.78/65 f x 986 . 0 61.112/211.78/98 11.78/98 d x 00288 . 0 61.112/ 8 . 9911.78/2 . 0 11.78/2 . 0 w x 2.22.2 平均摩爾質(zhì)量平均摩爾質(zhì)量 ol87.50kg/km壓112.610.728)壓(1壓0.72878.11壓 mf kg/kmol59.7861.112986 . 0 1986 . 0 11.78 d m kg/kmol 5 . 11261.11200288 . 0 100288 . 0 11.78 w m 2.32.3 料液及塔頂

11、底產(chǎn)品的摩爾流率料液及塔頂?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： ,全塔物料衡算：hkg/77.517624h)/(33041000000kgw, 釜液處理量 hkmolw/02.46 5 . 112 77.5176 總物料衡算 wdf 苯物料衡算 wdf00288 . 0 986 . 0 728 . 0 聯(lián)立解得 kmol/h 129.34 d kmol/h 175.36 f 3 3塔板數(shù)的確定塔板數(shù)的確定 3.13.1 理論塔板數(shù)理論塔板數(shù)的求取的求取 t n 苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級(jí)圖解法（mt 法）求取，步驟 t n 如下： 1.根據(jù)苯

12、-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yx 依據(jù)，將所得計(jì)算結(jié)果列表如下： babt ppppx/ ta pxpy/ 表 3-1 相關(guān)數(shù)據(jù)計(jì)算 溫度/ 8090100110120130140 苯 760102513501760225028402900 i p 氯苯 148205293400543719760 x10.6770.4420.2650.1270.0190 兩相 摩爾 分率y10.9130.7850.6140.3760.0710 相對(duì) 揮發(fā) 度 o a o b p p 5.1351 35 5 4.6075 094.4 4.1436 46 3.9499 3 3.8157 89 本

13、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)平衡關(guān)系的影響完全yx 可以忽略。 平均相對(duì)揮發(fā)度，則，汽液平衡方程為：436 . 4 x x x x y 436 . 3 1 436 . 4 ) 1(1 3.23.2 確定操作的回流比確定操作的回流比 r r 將表 3-1 中數(shù)據(jù)作圖得曲線。yx 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 00.10.20.30.40.50.60.70.80.91 x y y=x f(x) 圖 3-1 苯氯苯混合液的 xy 圖 在圖上，因，查得，而，。故yx

14、1q926 . 0 e y728 . 0 fe xx986 . 0 d x 有： 303 . 0 728 . 0 926 . 0 926 . 0 986 . 0 ee ed m xy yx r 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 2.485 倍，即：753 . 0 303 . 0 485 . 2 485 . 2 m rr 求精餾塔的汽、液相負(fù)荷 kmol/h 97.39129.340.753rdl kmol/h 226.77129.341)(0.7531)d(rv kmol/h 272.75175.3697.39fll ， kmol/h 226.77vv ， 3

15、.33.3 求理論塔板數(shù)求理論塔板數(shù) 精餾段操作線：568. 0430 . 0 11 x r x x r r y d 提餾段操作線：000584 . 0 203 . 1 x v w x v l y xw 提餾段操作線為過(guò)和兩點(diǎn)的直線。00288. 0 ,00288 . 0 881. 0 ,737. 0 采用圖解法求理論板層數(shù),在 x-y 圖上作平衡曲線和對(duì)角線，并依上述方法作精 餾段操作線和提鎦段。從開始，在精餾段操作線與平衡線之)986. 0 ,986 . 0 ( d x 間繪由水平線和鉛垂線構(gòu)成的梯級(jí)。當(dāng)梯級(jí)跨過(guò)兩操作線交點(diǎn)時(shí)，)890. 0 ,737 . 0 (d 則改在提鎦段與平衡線之

16、間繪梯級(jí)，直至梯級(jí)的鉛垂線達(dá)到或越過(guò)點(diǎn) 為止。用 excel 作圖，各梯級(jí)的坐標(biāo)如下：)00288. 0 ,002888 . 0 ( w x 表 3-2 相關(guān)數(shù)據(jù)計(jì)算 xy 精餾段 0.9860.986 0.943440.986 0.943440.9677184 0.8730630.9677184 0.8730630.937488 0.7627760.937488 0.7627760.8901142 提鎦段 0.628830.8901142 0.628830.7558743 0.4005070.7558743 0.4005070.4812013 0.1719810.4812013 0.1719

17、810.2062848 0.0538910.2062848 0.0538910.0642218 0.0135890.0642218 0.0135890.0157384 0.0030680.0157384 0.0030680.0030813 x0.002880.0024730.010878 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 00.10.20.30.40.50.60.70.80.91 x y f(x) 精餾段 提鎦段 y=x 水平鉛錘線 圖 3-2 苯-氯苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖解 按上法圖解得到： 總理論板層數(shù) 塊（包括再沸器）9 t n 加料板

18、位置 4 f n 3.43.4 全塔效率全塔效率 t e 選用公式計(jì)算。該式適用于液相粘度為 mt elog616 . 0 17 . 0 0.071.4mpas 的烴類物系，式中的為全塔平均溫度下以進(jìn)料組成表示的 m 平均粘度。 查圖一，由=0.986 =0.00288 查得塔頂及塔釜溫度分別為：dxwx =80.43 =138.48，td w t 全塔平均溫度 =(+)/2=(80.43+138.48)/2=109.5 m ttd w t 根據(jù)表 3-4 表 3-4 苯-氯苯溫度粘度關(guān)系表 溫度 20406080100120140 苯 粘度 mpas 0.6380.4850.3810.308

19、0.2550.2150.184 氯苯 粘度 mpas 0.750.560.440.350.280.240. 利用差值法求得：，。smpa24 . 0 a smpa261 . 0 b 25 . 0 728. 0126 . 0 728 . 0 24 . 0 1 fbfam xx 53. 025 . 0 log616 . 0 17 . 0 log616 . 0 17 . 0 mt e 3.53.5 實(shí)際塔板數(shù)實(shí)際塔板數(shù)（近似取兩段效率相同）（近似取兩段效率相同） p n 精餾段：塊，取塊66 . 5 53 . 0 /3 1 p n6 1 p n 提餾段：塊，取塊21.1353. 0/7 2 p n1

20、4 2 p n 總塔板數(shù)塊20 21 ppp nnn 4 4操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 4.14.1 平均壓強(qiáng)平均壓強(qiáng) m p 取每層塔板壓降為 0.7kpa 計(jì)算。 塔頂：kpa 3 . 1054 3 . 101 d p 加料板：kpa 5 . 10967 . 0 3 . 105 f p 塔底： kpa 3 . 119147 . 0 5 . 109 w p 精餾段平均壓強(qiáng)kpa 4 . 1072/ 5 . 109 3 . 105p 提鎦段平均壓強(qiáng)kpa 4 . 1142/ 3 . 119 5 . 109 p 4.24.2 平均溫度平均溫度 m t 利用表

21、 3-1 數(shù)據(jù)，由拉格朗日差值法可得 塔頂溫度 , 1986 . 0 80 677 . 0 1 9080 d t 43.80 d t 加料板 ， 1737 . 0 80 677 . 0 1 9080 f t 14.88 f t 塔底溫度 ， 019 . 0 00288 . 0 130 0019 . 0 140130 w t 48.138 w t 精餾段平均溫度 29.842/14.8843.80 m t 提鎦段平均溫度 3 . 1132/14.8848.138 m t 4.34.3 平均分子量平均分子量 m m 精餾段： 29.84 m t 液相組成：， 1 8029.84 1677 . 0

22、8090 1 x 861 . 0 1 x 氣相組成：， 1 8029.84 1913 . 0 8090 1 y 963 . 0 1 y 所以kmolkgml/91.82861 . 0 161.112861 . 0 11.78 kmolkgmv/39.79963 . 0 161.112963 . 0 11.78 提鎦段： 3 . 113 m t 液相組成：， 265 . 0 110 3 . 113 0127 . 0 265 . 0 120110 2 x 219 . 0 2 x 氣相組成：， 614 . 0 110 3 . 113 376 . 0 614 . 0 120110 2 y 535 .

23、0 2 y 所以 kmolkgml/ 5 . 105219 . 0 161.112219 . 0 11.78 kmolkgmv/15.94535 . 0 161.112535 . 0 11.78 4.44.4 平均密度平均密度 m 4.4.1 液相平均密度 ml , 表 4-1 組分的液相密度（kg/m3） 溫度， （） 8090100110120130140 苯 817805793782770757745 氯苯 1039102810181008997985975 純組分在任何溫度下的密度可由下式計(jì)算 苯 ： 推薦：t a 187 . 1 912t a 1886 . 1 13.912 氯苯 ：

24、 推薦：t b 111 . 1 1127 t b 0657 . 1 4 . 1124 式中的 t 為溫度， 塔頂： 3 , kg/m 5 . 81643.801886 . 1 13.9121886 . 1 13.912t ald 3 , kg/m 7 . 103843.800657 . 1 4 . 11240657 . 1 4 . 1124t bld 3 , , kg/m 0 . 820 7 . 1038 02 . 0 5 . 816 98. 01 mld bld b ald a mld aa 進(jìn)料板： 3 , kg/m 4 . 80714.881886 . 1 13.9121886 . 1

25、13.912t alf 3 , kg/m 5 . 103014.880657 . 1 4 . 11240657 . 1 4 . 1124t blf 3 , , kg/m 6 . 871 5 . 1030 34 . 0 4 . 807 66 . 0 1 mlf blf b alf a mlf aa 塔底： 3 , kg/m 5 . 777 3 . 1131886 . 1 13.9121886 . 1 13.912t alw 3 , kg/m 7 . 10033 .1130657 . 1 4 .11240657. 1 4 . 1124t blw 3 , , kg/m 1 . 1003 7 . 10

26、03 998 . 0 5 . 777 002 . 0 1 mlw blw b alw a mlw aa 精餾段： 3 kg/m 8 . 8452/ 6 . 871 0 . 820 l 提鎦段： 3 kg/m 4 . 9372/ 1 . 1003 6 . 871 l 4.4.2 汽相平均密度 mv , 精餾段： 3, kg/m87 . 2 29.84273314 . 8 39.79 4 . 107 m mvm v rt mp 提鎦段： 3 , kg/m35 . 3 3 . 113273314 . 8 15.94 4 . 114 m mvm v rt mp 4.54.5 液體的平均表面張力液體的平

27、均表面張力 m 表 5-1 組分的表面張力 溫度8085110115120131 a 苯21.220.617.316.816.315.3 b 氯苯26.125.722.722.221.620.4 液體平均表面張力依下式計(jì)算，即 iilm x 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由，用內(nèi)插法得43.80 d t ， 2 . 21 8043.80 6 . 20 2 . 21 8580 , ad n/m15.21 , ad , 1 . 26 8043.80 7 . 25 1 . 26 8580 , bd mn/m07.26 , bd mn/m22.2107.26014 . 0 15.21986 . 0 m

28、ld 進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 由，用內(nèi)插法得14.88 d t ， 6 . 20 8514.88 3 . 17 6 . 20 11085 , af n/m19.20 , af , 7 . 25 8514.88 7 . 22 7 . 25 11085 , bf mn/m32.25 , bf mn/m54.2132.25263 . 0 19.20737 . 0 m lf 塔底液相平均表面張力的計(jì)算 由，用內(nèi)插法得 3 . 113 w t ， 3 . 17 110 3 . 113 8 . 16 3 . 17 115110 , aw n/m97.16 , aw , 7 . 22 110 3 .

29、113 2 . 22 7 . 22 115110 , bw mn/m37.22 , bw mn/m35.2237.2299712 . 0 97.1600288 . 0 m lw 精餾段液相平均表面張力為 mn/m38.212/ )54.2122.21( l 提鎦段液相平均表面張力為 mn/m02.222/ )54.21 5 . 22( l 4.64.6 液體的平均粘度液體的平均粘度 ml , 表三 不同溫度下苯氯苯的粘度 溫度 t， 6080100120140 苯 mpas 0.3810.3080.2550.2150.184 氯苯 mpas 0.5150.4280.3630.3130.274

30、液相平均粘度可用 表示 lglg lmii x 4.6.1 塔頂液相平均粘度 ， 308 . 0 8043.80 308 . 0 255 . 0 80100 a smpa a 307 . 0 ， 428 . 0 8043.80 428 . 0 363 . 0 80100 b 427 . 0 b ，426 . 0 lg)986 . 0 1 (307 . 0 lg986 . 0 lg , mld smpa mld 308 . 0 , 4.6.2 進(jìn)料板液相平均粘度 ， 308 . 0 8014.88 308 . 0 255 . 0 80100 a smpa a 286 . 0 ， 428 . 0

31、8014.88 428 . 0 363 . 0 80100 b smpa b 402 . 0 ，402 . 0 lg)737 . 0 1 (286 . 0 lg737 . 0 lg , mlf smpa mlf 313 . 0 , 4.6.3 塔底液相平均粘度 ， 255 . 0 100 3 . 113 215 . 0 255 . 0 120100 a smpa a 228 . 0 ， 363 . 0 100 3 . 113 313 . 0 363 . 0 120100 b smpa b 332 . 0 ,332 . 0 lg)00288 . 0 1 (228 . 0 lg00288 . 0

32、lg , mlf smpa mlf 332 . 0 , 4.74.7 氣液相體積流量氣液相體積流量 精餾段： 汽相體積流量/sm742 . 1 87 . 2 3600 39.7977.226 3600 3 , , mv mv s vm v 汽相體積流量/h6271.2m/sm742 . 1 33 h v 液相體積流量/sm00254 . 0 8 . 8453600 91.8239.93 3600 3 , , ml ml s lm l 液相體積流量/h9.15m/sm0024 . 0 33 h l 提鎦段： 汽相體積流量/sm770. 1 35 . 3 3600 15.9477.226 3600

33、 3 , , mv mv s mv v 汽相體積流量/h6372m/sm770 . 1 33 h v 液相體積流量/sm00853 . 0 4 . 9373600 5 . 10575.272 3600 3 , , mw ml s ml l 液相體積流量/hm 7 . 30/sm00853 . 0 33 h l 6 6 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì) 6.16.1 塔徑塔徑 精餾段： 初選塔板間距及板上液層高度，則：mm450 t hmm60 l h m39 . 0 06 . 0 45 . 0 lt hh 按 smith 法求取允許的空塔氣速（即泛點(diǎn)氣速） max u f u 0237

34、 . 0 87 . 2 8 . 845 742 . 1 0024. 0 5 . 0 5 . 0 v l s s v l 查 smith 通用關(guān)聯(lián)圖得085. 0 20 c 負(fù)荷因子086 . 0 20 38.21 085 . 0 20 2 . 02 . 0 20 cc 泛點(diǎn)氣速：m/s47 . 1 87 . 2 /87 . 2 8 . 845086 . 0 / max vvl cu 取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速為 m/s03 . 1 7 . 0 max uu 精餾段的塔徑 m47 . 1 )03. 114 . 3 /(742 . 1 4/4uvd s 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整取.6m1d 提鎦段：

35、初選塔板間距及板上液層高度，則：mm450 t hmm60 l h m39 . 0 06 . 0 6 . 0 lt hh 按 smith 法求取允許的空塔氣速（即泛點(diǎn)氣速） max u f u 08061 . 0 35 . 3 4 . 937 770 . 1 00853 . 0 5 . 0 5 . 0 v l s s v l 查 smith 通用關(guān)聯(lián)圖得082 . 0 20 c 負(fù)荷因子084 . 0 20 02.22 082 . 0 20 2 . 02 . 0 20 l cc 泛點(diǎn)氣速：m/s4026 . 1 35 . 3 /35. 3 4 . 937084. 0/ max vvl cu 取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速為m/s98 .