苯與氯苯課程設(shè)計--苯—氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計

1、<p><b>　　化工原理課程設(shè)計</b></p><p>　　設(shè)計題目：苯—氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計</p><p>　　專 業(yè)： 化學(xué)工程與工藝 </p><p>　　2012 年 6 月 7 日</p><p><b>　　目錄</b>&

2、lt;/p><p><b>　　一．要求書4</b></p><p>　　1.1 設(shè)計任務(wù)4</p><p>　　1.2 操作條件4</p><p><b>　　二.設(shè)計內(nèi)容5</b></p><p>　　2.1設(shè)計方案的選擇及流程說明5</p><

3、p><b>　　2.2工藝計算5</b></p><p>　　2.2.1精餾塔物料衡算5</p><p>　　2.2.2物料衡算6</p><p>　　三.精餾段的設(shè)計7</p><p>　　3．1精餾段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算7</p><p>　　3.2精餾段主要設(shè)備工藝

4、尺寸設(shè)計10</p><p>　　3.2.1.塔徑的計算10</p><p>　　3.2.2.精餾塔有效高度的計算11</p><p>　　3.2.3.精餾段塔板主要工藝尺寸計算12</p><p>　　3.2.4.塔板布置12</p><p>　　3.3精餾段塔板的流體力學(xué)校核13</p>

5、<p>　　3.3.1.塔板壓降15</p><p>　　3.3.2.液面落差15</p><p>　　3.3.3．液沫夾帶13</p><p>　　3.3.4．漏液13</p><p>　　3.3.5．液泛13</p><p>　　3.4 精餾段汽液負(fù)荷性能圖14</p><

6、p>　　3.4.1．漏液線14</p><p>　　3.4.2．液沫夾帶線14</p><p>　　3.4.3．液相符合下限線15</p><p>　　3.4.4．液相符合上限線15</p><p>　　3.4.5．液泛線15</p><p>　　四．提餾段的設(shè)計17</p><p

7、>　　4.1提留段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算17</p><p>　　4.2提鎦段主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計20</p><p>　　4.2.1.提鎦段塔徑的計算20</p><p>　　4.2.2提餾段塔板主要工藝尺寸計算20</p><p>　　4.2.3.塔板布置21</p><p>　　4.3塔板

8、的流體力學(xué)校核22</p><p>　　4.3.1.塔板壓降22</p><p>　　4.3.2.液面落差23</p><p>　　4.3.3．液沫夾帶23</p><p>　　4.3.4．漏液23</p><p>　　4.3.5．液泛24</p><p>　　4．4塔板的負(fù)荷性能圖

9、24</p><p>　　4.4.1．漏液線24</p><p>　　4.4.2．液沫夾帶線25</p><p>　　4.4.3．液相符合下限線25</p><p>　　4.4.4．液相符合上限線25</p><p>　　4.4.5．液泛線25</p><p>　　五.總塔高、總壓降

10、及接管尺寸的確定27</p><p><b>　　5．1接管27</b></p><p>　　5.2．筒體與封頭27</p><p>　　5.3．除沫器28</p><p><b>　　5.4．裙座28</b></p><p><b>　　5.5．吊住2

11、8</b></p><p><b>　　5.6．人孔28</b></p><p>　　5.7．塔總體高度的設(shè)計28</p><p>　　六.輔助設(shè)備選型與計算29</p><p>　　6．1冷凝器的選擇29</p><p>　　6.2再沸器的選擇29</p>&

12、lt;p>　　苯—氯苯混合液 連續(xù)精餾塔設(shè)計</p><p><b>　　一．要求書</b></p><p><b>　　1.1 設(shè)計任務(wù)</b></p><p>　　生產(chǎn)能力（進(jìn)料量） ：130000kg/h</p><p>　　操作周期 ：每年300天，每天24小時連續(xù)運(yùn)行 </

13、p><p>　　進(jìn)料組成：XF = 38%（質(zhì)量分率，下同）</p><p>　　塔頂產(chǎn)品組成：XD=99% </p><p>　　塔底產(chǎn)品組成：XW=2% </p><p><b>　　1.2 操作條件</b></p><p>　　操作壓力 ： 塔頂壓強(qiáng)4kPa（表壓

14、）塔底加熱蒸汽壓力0.5MPa(表壓) 單板壓降不大于0.7kPa</p><p>　　進(jìn)料熱狀態(tài) ： 泡點(diǎn)進(jìn)料 (q=1) </p><p>　　單板壓降 ： ≯0.7 kPa </p><p>　　回流比： R=(1.1～2.0)Rmin 由設(shè)計者自選</p><p>　　塔頂采用全凝器泡點(diǎn)回流</p>

15、<p>　　塔釜采用間接飽和水蒸氣加熱</p><p><b>　　全塔效率為：0.6</b></p><p><b>　　二.設(shè)計內(nèi)容</b></p><p>　　2.1設(shè)計方案的選擇及流程說明</p><p>　　本設(shè)計任務(wù)為分離苯—氯苯混合液。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾

16、流程。設(shè)計中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(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罐。該物系屬易分離物系，最小回流比比較小，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)冷卻后送至儲罐。</p><p><b>　　2.2工藝計算</b></p><p>　　2.2.1精

17、餾塔物衡算</p><p>　　原料液級塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分料率</p><p>　　苯的摩爾質(zhì)量MA=78.11kg/kmol</p><p>　　氯苯的摩爾質(zhì)量MB=112.5kg/kmol</p><p>　　xF==0.62*78.11/(0.62*78.11+0.38*112.5)=0.531(摩爾分率,下同)</p&

18、gt;<p>　　xD=0.99*78.11/(0.99*78.11+0.01*112.5)=0.986</p><p>　　xW=0.02*78.11/(0.02*78.11+0.98*112.5)=0.014</p><p>　　(2) 原料液級塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　MF=78.11*0.531+112.5*(1-0.5

19、31)=94.239(kg/kmol)</p><p>　　MD=78.11*0.986+112.5*(1-0.986)=78.59 (kg/kmol)</p><p>　　MW=78.11*0.014+112.5*(1-0.014)=112.02(kg/kmol)</p><p><b>　　2.2.2物料衡算</b></p>

20、<p>　　原料處理量 F=130000/94.239=1379.5(kmol/h)</p><p>　　總物料衡算 D+W=F</p><p>　　苯物料衡算 D*xD+W*xW=F*xF</p><p>　　聯(lián)立解得 D=645.75(kmol/h)</p><p>　　W= 733.75(kmol/h)<

21、/p><p>　　因為是苯—氯苯物系，可以近似的看做理想物系，則最小回流比：</p><p>　　Rmin=(xD-ye)/(ye-xe)</p><p>　　由手冊查得苯—氯苯物系的汽液平衡數(shù)據(jù)，</p><p>　　繪出x~y圖。如下：</p><p>　　過F點(diǎn)作垂線(q=1)，與相平衡線的焦點(diǎn)即為點(diǎn)e (xe,ye

22、)</p><p>　　xe=0.49 ye=0.82</p><p>　　代入得Rmin=0.5</p><p><b>　　所以R=1</b></p><p>　　L=RD=1*645.75=645.75 (kmol/h)</p><p>　　V=(R+1)D=(1+1)* 645

23、.75=1291.5 (kmol/h)</p><p>　　L’=L+qF=645.75+1*1379.5=2025.25(kmol/h)</p><p>　　V=V’=1291.5(kmol/h)</p><p><b>　　操作線方程</b></p><p>　　精餾段操作線方程：yn+1=R*xn/(R+1)+xD

24、/(R+1)=0.5 xn + 0.493</p><p>　　提餾段操作線方程：ym+1=(L+qF)*xm/(L+qF-W)-WxW/(L+qF-W)=1.568xm-0.008</p><p>　　圖解法求理論板層數(shù)，結(jié)果為：</p><p>　　總理論板數(shù)NT=8.64(包括再沸器)</p><p><b>　　進(jìn)料板位置N

25、F=5</b></p><p>　　精餾段實際塔板數(shù)N精=4/0.6≈7 塊</p><p>　　提留段實際塔板數(shù)N提=3.64/0.6= 7 塊</p><p><b>　　精餾段的設(shè)計</b></p><p>　　3．1精餾段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算</p><p>　　(1

26、)塔頂操作壓力pD=101.3+4=105.3 kPa</p><p>　　每層塔板壓降△p=0.7 kPa</p><p>　　進(jìn)料板壓力pF=105.3+0.7*7=110.2 kPa</p><p>　　精餾段平均壓力pm=(105.3+110.2)/2=107.75 kPa</p><p><b>　　(2

27、)操作溫度計算</b></p><p>　　查苯—氯苯物系的汽液平衡數(shù)據(jù) ，通過內(nèi)插法，計算得泡點(diǎn)溫度。</p><p>　　塔頂溫度tD=81.9 ℃</p><p>　　進(jìn)料板溫度tF=107.8 ℃</p><p>　　精餾段平均溫度tm=(81.9+107.8）/2=94.85 ℃</p>&

28、lt;p>　　(3)平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　塔頂平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　由xD=y1=0.986,查平衡曲線（），得x1=0.929</p><p>　　MVDm=0.986*78.11+(1-0.986)*112.5=78.59(kg/kmol)</p><p>　　MLDm=0.929*78.11+(1-

29、0.929)*112.5=80.55(kg/kmol)</p><p>　　精餾段平均摩爾質(zhì)量計算 </p><p>　　由圖解理論板（見圖），得yF=0.749</p><p>　　查平衡曲線（見圖），得xF=0.396</p><p>　　MVFm=0.749*78.11+(1-0.749)*112.5=86.74(kg/kmol)<

30、;/p><p>　　MLFm=0.396*78.11+(1-0.396)*112.5=98.88(kg/kl)</p><p>　　精餾段平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　MVm=(78.59+86.74)/2= 82.67 (kg/kmol)</p><p>　　MLm =80.55+98.88)/2= 98.88 (kg/kmol)<

31、/p><p><b>　　(4)平均密度計算</b></p><p><b>　?、贇庀嗥骄芏扔嬎?lt;/b></p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計算，即：</p><p>　　ρVm=pmMVm/RTm=107.75*82.67/(8.314*(94.85+273.15))</p>&

32、lt;p>　　=2.91 (kg/m3)</p><p>　?、谝合嗥骄芏鹊挠嬎?lt;/p><p>　　液相平均密度依下式計算，即：</p><p>　　1/ρLm=aA/ρLA+aB/ρLB</p><p>　　塔頂液相平均密度的計算</p><p>　　由tD=81.9 ℃,查表1，用內(nèi)插法得</p&g

33、t;<p>　　ρA=814.95 (kg/m3) ρB=1037.12 (kg/m3)</p><p>　　1/ρLDm =0.99/814.95 + 0.02/1037.12 </p><p>　　ρLDm = 810.32 (kg/m3)</p><p>　　進(jìn)料板液相平均密度的計算</p><p>　　

34、由tF =107.8℃。查表1，用內(nèi)插法得：</p><p>　　ρA=784.00 (kg/m3)ρB=1009.12 (kg/m3)</p><p>　　進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率</p><p>　　aA=0.62*78.11/(0.62*78.11+(1-0.62)*112.5)=0.53</p><p>　　1/ρLFm =0.313

35、/784.00+0.687/1009.12</p><p>　　ρLFm =925.9 (kg/m3)</p><p>　　精餾段液相平均密度為：</p><p>　　ρLm =（ρLFm +ρLDm ）/2 =(818.465+925.9)/2=872.18 (kg/m3)</p><p>　?。?）液體平均表面張力計算<

36、/p><p>　　液相平均表面張力依下式計算，即：n</p><p><b>　　σLm=Σxiσi</b></p><p><b>　　i=1</b></p><p>　　塔頂液相平均表面張力的計算：</p><p>　　由tD=81.9 ℃，查表2得：</p>

37、<p>　　σA=20.97(mN/m)σB=25.95(mN/m)</p><p>　　σLDm =0.986*20.97+(1-0.986)*25.95=21.04(mN/m)</p><p>　　進(jìn)料板液相平均表面張力的計算：</p><p>　　由tF=107.8 ℃，查表2得：</p><p>　　σA=17.59(m

38、N/m)σB=22.96(mN/m)</p><p>　　σLFm =0.62*17.58 +(1-0.62)*22.96 =19.62(mN/m)</p><p>　　精餾段液相平均表面張力為：</p><p>　　σLm =(21.04+19.62)/2=20.33(mN/m)</p><p>　　(6)液體平均黏度計算</p&

39、gt;<p>　　液相平均黏度依下式計算：</p><p>　　lgμLm =∑xilgμi</p><p>　　塔頂液相平均黏度的計算：</p><p>　　由tD=81.9 ℃，查《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊（有機(jī)卷）》得：</p><p>　　μA=0.303 mPa·s μB=0.422 mPa·s&l

40、t;/p><p>　　lgμLDm=0.986*lg(0.303)+(1-0.986)*lg(0.422)</p><p>　　解出μLDm = 0.304 (mPa·s)</p><p>　　進(jìn)料板液相平均黏度的計算：</p><p>　　由tF=107.8 ℃，查《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊（有機(jī)卷）》得：</p><

41、p>　　μA=0.239 mPa·s μB=0.344 mPa·s</p><p>　　lgμLFm=0.62*lg( 0.239)+(1-0.62)*lg(0.344 )</p><p>　　解出μLFm = 0.275 (mPa·s)</p><p>　　精餾段液相平均黏度為：</p><p>

42、　　μLm =( 0.304+0.275 )/2= 0.290(mPa·s)</p><p>　　3.2精餾段主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計</p><p>　　3.2.1.塔徑的計算</p><p>　　精餾段的氣、液相體積流率為：</p><p>　　VS=VMVm/3600ρVm =645.75*82.62/(3600*2.91)=5

43、.09 (m3/s)</p><p>　　LS=LMLm/3600ρLm</p><p>　　=2025.25*89.72/(3600*872.18)=0.058(m3/s)</p><p>　　由umax=C*√((ΡL-ρV)/ ρV)，式中C由式 C=C20*(σL/20)^0.2 計算，其中的C20由《化工原理課程設(shè)計》P104 圖3-2查得，圖的橫坐標(biāo)為：

44、</p><p>　　(Lh/Vh)*( ρL/ρV)^0.5=((0.00056*3600)/(0.309*3600))*(872.18/2.91)^0.5=0.0314</p><p>　　取板間距為HT=0.3m，板上液層高度hL=0.06m則：</p><p>　　HT-hL=0.24(m)</p><p>　　查得C20=0.054

45、</p><p>　　C=0.054*(21.04/20)^0.2=0.0546</p><p>　　umax=0.0546*((872.15-2.91)/2.91)^0.5=0.944 (m/s)</p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：</p><p>　　u=0.7*umax=0.7*0.944=0.661 (m/s)&

46、lt;/p><p>　　D=(4*VS/(π*u))^0.5=(4*0.309/(3.14*0.661))^0.5=0.772(m)</p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后D=0.8 （m）</p><p><b>　　塔截面積為：</b></p><p>　　AT=0.785D2=0.785*0.64=0.5024(m2)&

47、lt;/p><p>　　u =VS/AT=0.309/0.5024=0.615(m/s)</p><p>　　3.2.2.精餾塔有效高度的計算</p><p><b>　　精餾段有效高度為：</b></p><p>　　Z精=（N精-1）*HT=（7-1）*0.3=1.8 （m）</p><p>&l

48、t;b>　　提餾段有效高度為：</b></p><p>　　Z提=（N提-1）*HT=（7-1）*0.35=2.1 （m）</p><p>　　在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為：</p><p>　　Z= Z精 + Z提 +0.8 =4.7（m）</p><p>　　3.2.3.精餾段塔板主要工藝

49、尺寸</p><p>　　因為塔徑D=0.8m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。參考單流型塔板系列參數(shù)（分塊式）并且計算如下：</p><p><b>　　堰長lW :</b></p><p>　　取lW=0.66*D=0.66*0.8=0.528 (m)</p><p><b>　　溢流堰高度hW :

50、</b></p><p>　　由hW=hL-hOW，選用平直堰，堰上液層高度hOW由下式計算，即：</p><p>　　hOW=(2.84/1000)*E*(Lh/lW)^(2/3)</p><p>　　近似取E=1，則hOW=0.00284*1*(0.00056*3600/0.528)^(2/3)=0.0069 (m)</p><p

51、>　　板上清液層高度hL=60mm</p><p>　　故hW=hL-hOW=0.06-0.0069=0.0531 (m)</p><p>　　弓形降液管寬度Wd和截面積Af：</p><p>　　由lW/D=0.66，查《化工原理課程設(shè)計》P108，圖3-10，得</p><p>　　Af/AT=0.0722 ，則： Af=0.03

52、63 m2</p><p>　　Wd/D=0.124 , 則： Wd=0.124*0.8=0.0992 (m)</p><p>　　驗算液體在降液管中停留時間，即：</p><p>　　θ=3600AfHT/Lh=3600*0.0363*0.5/(0.00056*3600)=19.45s>5(s)</p><p><b>

53、　　故降液管設(shè)計合理。</b></p><p>　　降液管底隙高度h0：</p><p>　　取降液管底隙的流速u’0=0.08m/s,則：</p><p>　　h0=Lh/3600lWu0’=0.00056*3600/(3600*0.528*0.05)=0.013 (m)</p><p>　　hW-h0=0.0531-0.013

54、=0.0401 (m)>0.006 (m)</p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計合理。</p><p>　　因為塔徑=800mm≥600mm，所以選用凹形受液盤，深度為50mm。</p><p>　　3.2.4.塔板布置</p><p><b>　　①塔板的分塊</b></p><p>

55、　　因為塔徑≥800，故塔板采用分塊式。查《化工原理課程設(shè)計》P117，表3-7得，塔板分為3塊。</p><p><b>　?、谶吘墔^(qū)寬度確定：</b></p><p>　　取Ws=Ws’=0.065m , Wc=0.035 m</p><p>　?、坶_孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積</p><p><b>　　

56、Aa=</b></p><p>　　其中x=D/2-(Wd+Ws)=0.4-(0.992+0.065)=0.2358 (m)</p><p>　　r= D/2-Wc=0.4-0.035=0.365 (m)</p><p>　　故Aa=2*(0.2358*(0.3652-0.23582)^0.5+3.14/180*0.3652*sin-1(0.2358/0

57、.365))=0.224(m2)</p><p>　　篩孔計算及其排列。由于苯—甲苯物系沒有腐蝕性，可選用δ=3mm碳鋼板，取篩孔徑d0=5mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為：</p><p>　　t=3d0=15mm</p><p><b>　　篩孔數(shù)目n為：</b></p><p>　　n=1.155Aa/t2

58、=1.155*0.2240/0.015^2=1150(個)</p><p><b>　　開孔率為：</b></p><p>　　Ф=A0/Aa=0.907(d0/t)2 =0.907*(5/15)^2=10.1%</p><p>　　氣體通過篩孔的氣速為：</p><p>　　篩孔氣速u0=VS/A0=0.309/(

59、0.101*0.224)=13.66 (m/s)</p><p>　　3.3精餾段塔板的流體力學(xué)校核</p><p>　　3.3.1.塔板壓降</p><p><b>　　1.塔板壓降</b></p><p>　?、俑砂遄枇c計算。干板阻力：</p><p>　　由d0/δ=5/3=1.67，查

60、《課程設(shè)計》P112，圖3-14得，C0=0.772</p><p>　　故hc=0.051*2.91/872.18*(13.66/0.772)^2=0.0533(m液柱)</p><p>　?、跉怏w通過液層的阻力hl計算。</p><p><b>　　hl=βhL</b></p><p>　　ua=VS/(AT-Af)

61、=0.309/(0.5024-0.0363)=0.663 (m/s)</p><p>　　Fo=0.663*2.911/2=1.13 [kg1/2/(s·m1/2)]</p><p>　　查圖3-15，得β=0.63</p><p>　　故hl=βhL=β(hW+hOW)=0.63*0.05=0.0315 (m液柱)</p><p>

62、;　　③液體表面張力的阻力</p><p>　　hσ = 4σL/ρLgd0=4*20.745*10^(-3)/(803.92*9.81*0.005)=0.002 (m液柱)</p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降為：</p><p>　　pP=hPρLg=(hc+hl+hσ)ρLg</p><p>　　=(0.0533+0.0315+0

63、.002)*872.18*9.81=742.67Pa>0.7(kPa)</p><p>　　3.3.3．液沫夾帶</p><p>　　由于塔徑<1600mm，所以液面落差忽略不計。</p><p>　　eV=5.7*10^(-6)/ σL (ua/(HT-2.5hL))3.2</p><p>　　=5.7*10^(-6)/20.9

64、2*10-3*(0.663/(0.3-2.5*0.05))3.2=0.019</p><p>　　<0.1(kg液/kg氣) 所以液沫夾帶eV 在允許范圍內(nèi)。</p><p><b>　　3.3.4．漏液</b></p><p>　　漏液點(diǎn)氣速u0,min=4.4C0</p><p>　　=5.91 (m/s)

65、 < u0=13.66(m/s)</p><p>　　穩(wěn)定系數(shù)K= u0/u0,min =13.66/5.91=2.31>1.5 故無明顯漏液</p><p><b>　　3.3.5．液泛</b></p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)該滿足：</p><p>　　Hd≤Ф（HT+h

66、W）</p><p>　　苯—甲苯物系屬于一般物系，取Ф=0.5，則：</p><p>　　Ф（HT+hW）=0.5*(0.3+0.0531)=0.177</p><p>　　而 Hd=hP+hL+hd</p><p>　　板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd=0.153*0.08^2=0.001 (m液柱)</p><p>　　

67、Hd=0.0868+0.05+0.001=0.1378 (m液柱) <Ф（HT+hW）,所以本設(shè)計中不存在發(fā)生液泛現(xiàn)象。</p><p>　　3.4 精餾段汽液負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　3.4.1．漏液線</b></p><p><b>　　由 </b></p><p><

68、b>　　得：=整理得：</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式算出Vs的值，計算結(jié)果列于下表</p><p>　　由此表數(shù)據(jù)可作出漏液線1</p><p>　　3.4.2．液沫夾帶線</p><p>　　以ev=0.1kg液/kg氣為限,Vs-Ls關(guān)系如下：</p><p>

69、　　由eV=5.7*10^(-6)/ σL (ua/(HT-2.5hL))3.2</p><p>　　hOW=(2.84/1000)*1*(3600Ls/0.66)^(2/3)=0.88 Ls^(2/3)</p><p>　　hf=2.5hL=2.5(hW+hOW)=2.5(0.0531+1.021 Ls^(2/3))=0.133+2.553 Ls^(2/3)</p><

70、;p>　　hT- hf =0.167-2.553 Ls^(2/3)</p><p>　　eV=5.7*10^(-6)/20.92*10^(-3)*(2.145VS/(0.167-2.553*Ls^(2/3)))^</p><p>　　3.2=0.1 整理得VS=0.493-7.535 Ls^(2/3)</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls

71、值，依上式算出Vs的值，計算結(jié)果列于下表。</p><p>　　由此表數(shù)據(jù)可作出液沫夾帶線2</p><p>　　3.4.3．液相符合下限線</p><p>　　對于平直堰，取堰上夜層高度how=0.006作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，得</p><p>　　hOW=(2.84/1000)*1*(3600Ls/0.528)^(2/3)=1.021 L

72、s^(2/3)=0.006,于是</p><p>　　Ls,min=0.00045</p><p>　　3.4.4．液相符合上限線</p><p>　　以θ=4s作為液體在降液管中停留時間的下限</p><p>　　即AfHT/Ls=4 故Ls,mas=0.0363*0.3/4=0.0027</p><p><

73、b>　　3.4.5．液泛線</b></p><p>　　令 Hd=Ф(HT+hw)</p><p>　　由Hd=hP+hL+hd=hc+hl+hσ+hL+hd</p><p><b>　　hl=βhL</b></p><p><b>　　hL=hw+how</b></p>

74、;<p>　　ФHT+(Ф-β-1)hw=(β+1)how+hc+hσ+hd</p><p>　　忽略hσ 忽略how與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關(guān)系式代入上式，并整理得：</p><p>　　aVs2=b-cLs2-dLs2/3</p><p>　　a=0.051/(A0C0)2(ρV/ρL)=0.051/(0.101*0.224*0.7722&

75、lt;/p><p>　　*(2.91/872.18)=0.558</p><p>　　b=ФHT+(Ф+β+1)hw=0.5*0.3+(0.5-0.63-1)*0.0531=0.09</p><p>　　c=0.153/lwh0=0.153/(0.528*0.0013)2</p><p>　　d=2.84*10-3*E(1+β)(3600/lw)

76、1/3=1.644</p><p>　　整理得 Vs2=0.161-5819.8Ls2-2.946Ls2/3</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式算出Vs的值，計算結(jié)果列于下表。</p><p>　　由此表數(shù)據(jù)可作出液泛線5</p><p>　　在操作性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即為操作線。由圖可知，操作上限為液泛控

77、制，下限由漏液控制。查圖得Vs,max=0.3683m3/s Vs,min=0.2483m3/s</p><p>　　操作彈性為：Vs,max/ Vs,min=1.483</p><p><b>　　四．提餾段的設(shè)計</b></p><p>　　4.1提留段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算</p><p>　　(1)

78、 每層塔板壓降△p=0.7 kPa</p><p>　　塔底操作壓力pw=110.2+0.7*7=115.1kPa</p><p>　　進(jìn)料板壓力pF=105.3+0.7*7=110.2 kPa</p><p>　　提餾段平均壓力pm=(115.1+110.2)/2=112.65kPa</p><p><b>　　

79、(2)操作溫度計算</b></p><p>　　查苯—氯苯物系的汽液平衡數(shù)據(jù)，通過內(nèi)插法，計算得泡點(diǎn)溫度。</p><p>　　塔底溫度tw=128.9 ℃</p><p>　　進(jìn)料板溫度tF=107.8 ℃</p><p>　　提餾段平均溫度tm=(128.9+107.8)/2=118.35℃</p>

80、<p>　　(3)平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　塔底平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　由yw=0.029，查平衡曲線（），得xw=0.106</p><p>　　M VDm=0.106*78.11+(1-0.106)*112.5= 108.85 (kg/kmol)</p><p>　　M LDm=0.029*78.1

81、1+(1-0.029)*112.5= 111.5(kg/kmol)</p><p>　　提餾段平均摩爾質(zhì)量計算 </p><p>　　由圖解理論板（見圖），得yF=0.749</p><p>　　查平衡曲線（見圖），得xF=0.396</p><p>　　M VFm=0.749*78.11+(1-0.749)*112.5=86.74 (kg

82、/kmol)</p><p>　　M LFm=0.396*78.11+(1-0.396)*112.5=98.88 (kg/kmol)</p><p>　　提餾段平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　M Vm=(108.85+86.74)/2= 97.795(kg/kmol)</p><p>　　M Lm =(111.5+98.88)/2= 10

83、5.19 (kg/kmol)</p><p><b>　　(4)平均密度計算</b></p><p><b>　　①氣相平均密度計算</b></p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計算， ρVm=pmMVm/RTm=112.65*97.795/(8.314*(118.35+273.15))=3.38(kg/m3)<

84、;/p><p>　　②液相平均密度的計算</p><p>　　液相平均密度依下式計算，即：</p><p>　　1/ρLm=aA/ρLA+aB/ρLB</p><p>　　塔底液相平均密度的計算</p><p>　　由tw=128.9 ℃,查表1，用內(nèi)插法得：</p><p>　　ρA=758.92

85、 (kg/m3) ρB=987.03 (kg/m3)</p><p>　　1/ρLDm =0.02/758.92 + 0.98/987.03 </p><p>　　ρLDm = 953.52 (kg/m3)</p><p>　　進(jìn)料板液相平均密度的計算</p><p>　　由tF =107.8℃。查表1，用內(nèi)插法得：<

86、/p><p>　　ρA=784.00 (kg/m3)ρB=1009.12 (kg/m3)</p><p>　　進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率</p><p>　　aA=0.250*78.11/(0.250*78.11+(1-0.250)*92.13)=0.313</p><p>　　1/ρLFm =0.313/784+0.687/1009.12<

87、;/p><p>　　ρLFm =925.9 (kg/m3)</p><p>　　提餾段液相平均密度為：</p><p>　　ρLm =（ρLFm +ρLDm ）/2 =(981.13+925.9)/2=953.52 (kg/m3)</p><p>　?。?）液體平均表面張力計算</p><p>　　液相平均表面張

88、力依下式計算，即：n</p><p><b>　　σLm=Σxiσi</b></p><p><b>　　i=1</b></p><p>　　塔底液相平均表面張力的計算：</p><p>　　由tw=128.9 ℃，查表2得：</p><p>　　σA=15.49(mN/m

89、)σB=20.63(mN/m)</p><p>　　σLDm =0.029*15.49+(1-0.029)*20.63=20.48(mN/m)</p><p>　　進(jìn)料板液相平均表面張力的計算：</p><p>　　由tF=107.8 ℃，查表2得：</p><p>　　σA=17.59(mN/m)σB=22.96(mN/m)</

90、p><p>　　σLFm =0.396*17.5+(1-0.396)*0.604 =20.80(mN/m)</p><p>　　提餾段液相平均表面張力為：</p><p>　　σLm =(21.04+20.80)/2=20.92(mN/m)</p><p>　　(6)液體平均黏度計算</p><p>　　液相平均黏度依下式

91、計算：</p><p>　　lgμLm =∑xilgμi</p><p>　　塔底液相平均黏度的計算：</p><p>　　由tD=128.9 ℃，查《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊（有機(jī)卷）》得：</p><p>　　μA=0.201 mPa·s μB=0.296 mPa·s</p><p>　　lgμ

92、LDm=0.029*lg(0.201)+(1-0.029)*lg(0.296)</p><p>　　解出μLDm = 0.293 (mPa·s)</p><p>　　進(jìn)料板液相平均黏度的計算：</p><p>　　由tF=107.8 ℃，查《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊（有機(jī)卷）》得：</p><p>　　μA=0.239 mPa·

93、;s μB=0.344 mPa·s</p><p>　　lgμLFm=0.396*lg( 0.239 )+(1-0.396)*lg(0.344 )</p><p>　　解出μLFm = 0.298 (mPa·s)</p><p>　　提餾段液相平均黏度為：</p><p>　　μLm =( 0.293+0.298

94、 )/2= 0.2955 (mPa·s)</p><p>　　4.2提鎦段主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計</p><p>　　4.2.1.提鎦段塔徑的計算</p><p>　　1.提留段塔徑的計算</p><p>　　提餾段的氣、液相體積流率為：</p><p>　　V’S=V’MVm/3600ρVm =39.16*9

95、7.795/(3600*3.38)=0.315(m3/s)</p><p>　　L’S=L’MLm/3600ρLm =60.22*105.19/(3600*953.52)=0.00185 (m3/s)</p><p>　　由umax=C*√((ΡL-ρV)/ ρV)，式中C由式 C=C20*(σL/20)^0.2 計算，其中的C20由《化工原理課程設(shè)計》P104 圖3-2查得，圖的橫坐標(biāo)為

96、：</p><p>　　(Lh’/Vh’)*( ρL/ρV)^0.5=((0.00185*3600)/( 0.315*3600))*( 953.52/3.38)^0.5=0.0986</p><p>　　取板間距為HT=0.35m，板上液層高度hL=0.06m則：</p><p>　　HT-hL=0.29 (m)</p><p>　　查得C2

97、0=0.055</p><p>　　C=0.055*(20.64/20)^0.2=0.0553</p><p>　　umax=0.0553*((953.52-3.38)/ 3.38)^0.5=0.928 (m/s)</p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：</p><p>　　u=0.7*umax=0.7*0.928=0.603

98、2 (m/s)</p><p>　　D=(4*V’S/(π*u))^0.5=(4*0.315/(3.14*0.6032))^0.5=0.816 (m)</p><p>　　因為提留段塔徑小于精餾段的塔徑，所以提留段塔徑就按精餾段的取。</p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后D=1 （m）</p><p><b>　　塔截面積為：&l

99、t;/b></p><p>　　AT=0.785D2=0.785*0.64=0.785(m2)</p><p>　　u =VS/AT=0.315/0.5024=0.401m/s)</p><p>　　4.2.2提餾段塔板主要工藝尺寸計算</p><p><b>　　(1)溢流裝置計算</b></p>

100、<p>　　因為塔徑D=1m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。參考單流型塔板系列參數(shù)（分塊式）并且計算如下：</p><p><b>　　堰長lW :</b></p><p>　　取lW=0.66 (m)</p><p><b>　　溢流堰高度hW :</b></p><p>　　

101、由hW=hL-hOW，選用平直堰，堰上液層高度hOW由下式計算，即：</p><p>　　hOW=(2.84/1000)*E*(Lh/lW)^(2/3)</p><p>　　近似取E=1，則hOW=0.00185*1*(0.00243*3600/0.66)^(2/3)=0.013(m)</p><p>　　板上清液層高度hL=60mm</p><

102、p>　　故hW=hL-hOW=0.06-0.013=0.047 (m)</p><p>　　弓形降液管寬度Wd和截面積Af ：</p><p>　　由lW/D=0.66，查《化工原理課程設(shè)計》P108，圖3-10，得</p><p>　　Af/AT=0.771 ，則： Af=0.0567 m2</p><p>　　Wd/D=0.124

103、 , 則： Wd=0.124*1=0.124 (m)</p><p>　　驗算液體在降液管中停留時間，即：</p><p>　　θ=3600AfHT/Lh=3600*0.035*0.5/(0.00185*3600)=10.73s>5(s)</p><p><b>　　故降液管設(shè)計合理。</b></p><p>

104、　　降液管底隙高度h0：</p><p>　　取降液管底隙的流速u’0=0.08m/s,則：</p><p>　　h0=Lh/3600lWu0’=0.00185*3600/(3600*0.66*0.08)=0.035 (m)</p><p>　　hW-h0=0.047-0.035=0.0104 (m)>0.012 (m)</p><p>

105、;　　故降液管底隙高度設(shè)計合理。</p><p>　　因為塔徑=800mm≥600mm，所以選用凹形受液盤，深度為50mm。</p><p><b>　　4.2.3塔板布置</b></p><p><b>　　①塔板的分塊</b></p><p>　　因為塔徑≥800，故塔板采用分塊式。查《化工原理

106、課程設(shè)計》P117，表3-7得，塔板分為3塊。</p><p><b>　?、谶吘墔^(qū)寬度確定：</b></p><p>　　取Ws=Ws’=0.052m , Wc=0.035 m</p><p>　?、坶_孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積</p><p><b>　　Aa=</b></p>&

107、lt;p>　　其中x=D/2-(Wd+Ws)=0.5-(0.124+0.065)=0.311 (m)</p><p>　　r= D/2-Wc=0.5-0.035=0.465 (m)</p><p>　　故Aa=2*(0.311*(0.4652-0.3112)^0.5+3.14/180*0.3112*sin-1(0.311/0.465))=0.532(m2)</p>&l

108、t;p>　　篩孔計算及其排列。由于苯—甲苯物系沒有腐蝕性，可選用δ=3mm碳鋼板，取篩孔徑d0=5mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為：</p><p>　　t=4d0=20mm</p><p><b>　　篩孔數(shù)目n為：</b></p><p>　　n=1.155Aa/t2=1.155*0.532/0.015^2=1536 (個)&

109、lt;/p><p><b>　　開孔率為：</b></p><p>　　Ф=A0/Aa=0.907(d0/t)2 =0.907*(20/5)^2=5.7%</p><p>　　氣體通過篩孔的氣速為：</p><p>　　篩孔氣速u0=VS/A0=0.41696/(0.057*0.532)=10.38 (m/s)</

110、p><p>　　4.3提鎦段塔板的流體力學(xué)校核</p><p>　　4.3.1.塔板壓降</p><p>　?、俑砂遄枇c計算。干板阻力：</p><p>　　由d0/δ=5/3=1.67，查《課程設(shè)計》P112，圖3-14得，C0=0.772</p><p>　　故hc=0.051*3.38/953.52*(10.38

111、/0.772)^2=0.0326(m液柱)</p><p>　?、跉怏w通過液層的阻力hl計算。</p><p><b>　　hl=βhL</b></p><p>　　ua=VS/(AT-Af)=0.315/(0.785-0.0567)=0.433 (m/s)</p><p>　　Fo=0.433*=0.796 [kg1/

112、2/(s·m1/2)]</p><p>　　查圖3-15，得β=0.69</p><p>　　故hl=βhL=0.69*0.06=0.0414(m液柱)</p><p>　　③液體表面張力的阻力</p><p>　　hσ = 4σL/ρLgd0=4*20.64*10^(-3)/(953.52*9.81*0.005)=0.0018(m

113、液柱)</p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降為：</p><p>　　pP=hPρLg=(hc+hl+hσ)ρLg</p><p>　　=(0.0326+0.0414+0.0018)*953.52*9.81=709Pa>0.7(kPa)</p><p>　　4.3.2.液面落差</p><p>　　由于塔徑

114、<1600mm，所以液面落差忽略不計。</p><p>　　4.3.3．液沫夾帶</p><p><b>　　液沫夾帶量：</b></p><p>　　eV=5.7*10^(-6)/ σL (ua/(HT-2.5hL))3.2</p><p>　　=5.7*10^(-6)/20.64*10^(-3)*(0.433/

115、(0.35-2.5*0.06))^3.2=0.0033</p><p>　　<0.1(kg液/kg氣) 所以液沫夾帶eV 在允許范圍內(nèi)。</p><p><b>　　4.3.4．漏液</b></p><p>　　漏液點(diǎn)氣速u0,min=4.4C0</p><p>　　=6.145 (m/s) < u0=1

116、0.38(m/s)</p><p>　　穩(wěn)定系數(shù)K= u0/u0,min =10.38/6.307=2.136>1.5 故無明顯漏液</p><p><b>　　4.3.5．液泛</b></p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)該滿足：</p><p>　　Hd ≤Ф（HT+hW）</

117、p><p>　　苯—甲苯物系屬于一般物系，取Ф=0.5，則：</p><p>　　Ф（HT+hW）=0.5*(0.35+0.047)=0.1985</p><p>　　而 Hd=hP+hL+hd</p><p>　　板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd=0.153*0.08^2=0.001 (m液柱)</p><p>　　Hd=0.0

118、785+0.06+0.001=0.1368 (m液柱) <Ф（HT+hW）,所以本設(shè)計中不存在發(fā)生液泛現(xiàn)象。</p><p>　　4．4塔板的負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　4.4.1．漏液線</b></p><p><b>　　由 </b></p><p><b>　　得：

119、=整理得：</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式算出Vs的值，計算結(jié)果列于下表。</p><p>　　由此表數(shù)據(jù)可作出漏液線1。</p><p>　　4.4.2．液沫夾帶線</p><p>　　以ev=0.1kg液/kg氣為限,Vs-Ls關(guān)系如下：</p><p><b&g

120、t;　　由</b></p><p>　　整理得 Vs=1.065-10.1Ls2/3</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式算出Vs的值，計算結(jié)果列于下表。</p><p>　　由此表數(shù)據(jù)可作出液沫夾帶線2</p><p>　　4.4.3．液相符合下限線</p><p>　　對于平直堰，

121、取堰上液層高度how=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由：</p><p>　　Ls,min=0.00056 m3/s</p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。</p><p>　　4.4.4．液相符合上限線</p><p>　　以θ=4s作為液體在降液管中停留時間的下限。</p><p>

122、;　　故Ls,max=0.0567*0.4/4=0.00567m3/s</p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。</p><p><b>　　4.4.5．液泛線</b></p><p>　　令 Hd=Ф(HT+hw)</p><p>　　由Hd=hP+hL+hd=hc+hl+hσ+hL+hd&

123、lt;/p><p><b>　　hl=βhL</b></p><p><b>　　hL=hw+how</b></p><p>　　ФHT+(Ф-β-1)hw=(β+1)how+hc+hσ+hd</p><p>　　忽略hσ 忽略how與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關(guān)系式代入上式，并整理得：</p

124、><p>　　將有關(guān)數(shù)據(jù)代入整理，得Vs2=0.361-868.88Ls2-4.506Ls2/3</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式算出Vs的值，計算結(jié)果列于下表。</p><p>　　由此表數(shù)據(jù)可作出液泛線5</p><p>　　在操作性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即為操作線。由圖可知，操作上限為液泛控制，下限由漏液控

125、制。查圖得Vs,max=0.52483m3/s Vs,min=0.180312m3/s</p><p>　　操作彈性為：Vs,max/ Vs,min=2.911</p><p>　　五.總塔高、總壓降及接管尺寸的確定</p><p><b>　　5.1接管</b></p><p><b>　?、龠M(jìn)料管&l

126、t;/b></p><p>　　D=(4Vs/3.14uF )0.5 取uF=1.6m/s ρLp=925.9kg/m3</p><p>　　Vs=1.4*107/(3600*12*925.9)=0.00117m3/s</p><p>　　D=4*0.00117/(3.04*1.6)=0.0305m</p><p>　　查取標(biāo)準(zhǔn)系列選取

127、Ф32*4</p><p><b>　　②回流管</b></p><p>　　采用直管回流，取uR=1.6m/s，dR=4*0.00054/（3.14*1.6）0.5=0.0207m</p><p>　　查取標(biāo)準(zhǔn)系列選取Ф25*3</p><p><b>　?、鬯隽瞎?lt;/b></p>

128、<p>　　取uw=1.6m/s，直管出料，dw=4*0.000665/(3.14*1.6)0.5=0.0023m</p><p>　　查取標(biāo)準(zhǔn)系列選取Ф25*3</p><p><b>　?、芩斦羝隽瞎?lt;/b></p><p>　　直管出氣，取出口氣速u=20m/s，D=4*0.383/（3.14*20）0.5=0.156m