2022年苯与氯苯分离化工原理课程设计 .pdf

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1、. . ( 一）产品与设计方案简介1. 产品性质、质量指标和用途产品性质：有杏仁味的无色透明、 易挥发液体。密度 1 105g/cm3。 沸点 131 6。凝固点 -45。 折射率 1 5216(25) 。 闪点 29 4。 燃点 637 8， 折射率 1 5246，粘度(20)0 799mPa s，表面张力332810-3Nm 溶解度参数 95。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限1. 3 -71(vol) 。溶于大多数有机溶剂，不溶于水。常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则脱氯。蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合

2、物。有毒在体内有积累性，逐渐损害肝、肾和其他器官。对皮肤和粘膜有刺激性 对神经系统有麻醉性， LD502910mg kg，空气中最高容许浓度50mg m3。遇高温、明火、氧化剂有燃烧爆炸的危险。与氯酸银反应剧烈质量指标： 氯苯纯度不低于 99.8%，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2% ，原料液中含氯苯 45% 。 （以上均为质量分数）产品用途：作为有机合成的重要原料2. 设计方案简介（1）精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。（2）操作压力：本设

3、计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。（3） 塔板形式： F1型浮阀塔板，浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低; 塔板开口率大，生产能力大；由于阀片可随气量的变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。（4） 加料方式和加料热状态： 设计采用泡点进料， 将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。（5） 由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。（6） 再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔

4、釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3 工艺流程草图及说明名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 1 页，共 23 页 - - - - - - - - - . . 首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器， 在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物， 又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了， 气相混合物在精馏塔中上升， 而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物

5、上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。 液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器， 在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。 塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与氯苯的分离。( 二) 精馏塔的物料衡算1. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA = 78.11 kmolkg /氯苯的摩尔质量 MB =112.56 kmolkg /6378.011.78/55.056.112/

6、45. 011.78/55.0Fx9860.011.78/98.056.112/02.011.78/98.0Dx0029.011.78/002.056.112/998.011.78/002.0wx2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 2 页，共 23 页 - - - - - - - - - . . kmolkgMF/59.9056.112*)6378. 01(11.78*6378.0kmolkgMD/59.7856.112*)986

7、0. 01(11.78*9860.0kmolkgMW/46.11256.112*)0029.01 (11.78*0029.03. 物料衡算氯苯产量hkmolW/85.3046.112*24*3001000*25000总物料衡算85.30DF苯物料衡算0029.0*85.309860.0*6378.0*DF联立解得hkmolD/25.56hkmolF/10.87（三）塔板数的确定1理论塔板数TN的求取根据苯 - 氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取yx 由手册查得苯 -氯苯的饱和蒸汽压数据，列于下表000BABPPPPxxPPyA000)1 ()1(BAPPyxxy苯-氯苯气液平衡数据本

8、题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对yx 平衡关系的影响完全可以忽略。求最小回流比、操作回流比及最小理论塔板层数将 1. 表中数据作图得yx 曲线 （如图 1） 及yxt曲线 （如图 2） 。 在yx 温度/ 苯氯苯x y 80 760 148 1.000 1.000 90 1025 205 0.677 0.913 5.000 100 1350 293 0.442 0.785 4.608 110 1760 400 0.265 0.613 4.400 120 2250 543 0.127 0.376 4.144 130 2

9、840 719 0.019 0.072 3.950 131.8 2900 760 0.000 0.000 名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 3 页，共 23 页 - - - - - - - - - . . 图上，因1q，查得8946.0qy，而6378.0Fqxx，9860. 0Dx。故有：3559.06378.08946.08946.09860.0qqqDmxyyxR考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的1.85 倍，即：6585.0355

10、9.085.185.1mRR求精馏塔气、液相负荷 L=RD=0.658556.25=37.04kmol/h V=(R+1)D=(0.6585+1) 56.25=93.29kmol/h L=L+F=37.04+87.10=124.14kmol/h V=V=93.29 kmol/h 求操作线方程精馏段操作线：595.0397.011xRxxRRyD提馏段操作线为过0029.0,0029.0和8479. 0,6378. 0两点的直线。图解法求理论塔板数如图 1 所示，求解结果为总理论板层数 NT=11.0（包括再沸器）进料板位置 NF=4 名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - -

11、 - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 4 页，共 23 页 - - - - - - - - - . . 图 1 图解法求理论板层数图 2 苯- 氯苯物系温度组成图2实际塔板数的求取（1）全塔效率塔的平均温度(83.9131.5) / 2107.7mt平均温度下的气液组成0.300mx0.656my苯与氯苯的粘度分别为0.238Aumpa s0.256Bumpa s平均粘度为0.3000.2380.6560.2560.239mumpa s塔板效率为0.170.616lg0.170.616lg 0.2390.553TmEu（2）实际板层

12、数的求取 N精=3/0.553=5.42 6 N提=8/0.553=14.47 15 Np=6+15=21 ( 四) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1、操作压力的计算名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 5 页，共 23 页 - - - - - - - - - . . 塔顶操作压力 pD=101.08+4=105.08kpa 每层塔板压降p=0.7kpa 进料板压力 pF=105.08+0.7 6=109.28kpa 塔底压力 pW=105.08+0.7 21=119

13、.78kpa 精馏段平均压力 pm=1/2（105.08+109.28 ）=107.18kpa 提馏段平均压力 pm=1/2（109.28+119.78 ）=114.53kpa 2、操作温度计算由 t-x-y图得，塔顶温度tD=83.5，进料板温度tF=91.7，塔底温度tW=131.1。精馏段平均温度tm=1/2（83.9+91.7 ）=87.6，提馏段平均温度tm=1/2（131.1+91.7 ）=111.4。3、平均摩尔质量的计算塔顶 xD=y1=0.9860， 查图 1 得 x1=0.9353。 同理， 加料板 xF=0.6188， yF=0.8818；塔底 xW=0.0017，yW=

14、0.0067。 MVDm=0.986078.11+(1-0.9860) 112.56=78.59kg/kmol MLDm=0.935378.11+(1-0.9353) 112.56=79.65kg/kmol MVFm=0.881878.11+(1-0.8818) 112.56=82.18kg/kmol MLFm=0.618878.11+(1-0.6188) 112.56=91.24kg/kmol MVWm=0.006778.11+(1-0.0067) 112.56=112.33kg/kmol MLWm=0.001778.11+(1-0.0017) 112.56=112.50kg/kmol 精馏

15、段平均摩尔质量MVm=1/2(78.59+82.18)=80.39 kg/kmol MLm=1/2(79.65+91.24)=85.45 kg/kmol 提馏段平均摩尔质量MVm=1/2(82.18+112.33)=97.26 kg/kmol MLm=1/2(91.24+112.50)=101.87 kg/kmol 4、平均密度的计算（1）气相平均密度3107.8880.392.89/8.314(87.6273.15)mVmVmmp Mkg mRT3115.2397.263.50/8.314(111.4273.15)VmVmmmp Mkg mRT（2）液相平均密度液相平均密度依下式计算，即ia

16、iLm/1（a 为质量分率）塔顶温度 tD=83.5, 此温度下A=812.41kg/m3, B=1033.79kg/m3 0.9860*78.110.980.9860*78.110.0140*112.56A10.980.02812.411033.79ABLDmABaa，所以LDm=815.90kg/m3。名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 6 页，共 23 页 - - - - - - - - - . . 进料板温度 tF=91.7, 此温度下A=803.62kg/m3,

17、 B=1025.56kg/m30.6188*78.110.530.6188*78.110.3812*112.56A10.530.47803.621025.56ABLFmABaa，所以FDm=894.61kg/m3。塔底温度 tW=131.1, 此温度下A=755.91kg/m3, B=980.90kg/m310.00290.9971755.91980.90ABLWmABaa，所以LWm=980.06kg/m3。所以Lm=1/2(815.90+894.61)=855.26 kg/m3 Lm=1/2(980.06+894.61)=937.34 kg/m35、液体的表面张力塔顶温度 tD=83.5,

18、 此温度下A=20.7dyn/cm, B=25.8dyn/cm LDm=0.986020.7+（1-0.9860 ）25.8=20.8 dyn/cm 。进料板温度 tF=91.7, 此温度下A=19.8dyn/cm, B=24.9dyn/cm LFm=0.618819.8+（1-0.6188 ）24.9=21.7 dyn/cm 。塔底温度 tW=131.5, 此温度下A=15.3dyn/cm, B=20.4dyn/cm LWm=0.002915.1+（1-0.0029 ）20.4=20.3 dyn/cm 。所以Lm=1/2(20.8+21.7)=21.3dyn/cm Lm=1/2(20.4+2

19、1.7)=21.1dyn/cm 6、液体平均黏度的计算塔顶温度 tD=83.5, 此温度下A=0.297mpas，B=0.301mpas lg0.9860lg 0.297(10.9860)lg 0.301LDm, 解得LDm=0.297 mpas。进料板温度 tF=91.7, 此温度下A=0.275mpa s，B=0.282mpas lg0.6188lg 0.275(10.6188)lg 0.282LFm, 解得LFm=0.280 mpas。塔底温度 tW=131.1, 此温度下A=0.197mpas，B=0.202mpas lg0.0029lg 0.197(10.0029)lg 0.202L

20、Wm, 解得LDm=0.202 mpas。所以Lm=1/2(0.297+0.280)=0.289mpa s Lm=1/2(0.202+0.280)=0.241 mpas ( 五) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算（1）精馏段的气、液相体积流率分别为393.2980.390.721/360036002.89VmsVmVMVms名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 7 页，共 23 页 - - - - - - - - - . . 3337.0485.451.03 10/3

21、6003600855.26LmsLmLMLms31/ 21/ 21.03 10855.26()()0.02460.7212.89hLmhVmLV，取板间距HT=0.40m，板上液层高度 hL=0.06m。故 HT-hL=0.40-0.06=0.34m 。查文献 1 中图 5-1 得，C20=0.073。0.20.22021.2()0.073()0.0742020LmCCmax855.262.890.0741.269/2.89LmVmVmCm s取安全系数 0.8，则空塔气速 u=0.8umax=0.81.269=1.015m/s 。440.7210.9511.015sVDmu，圆整后取 D=1

22、.0m 。塔截面积为2221.00.78544TADm实际空塔气速 u=0.721/0.785=0.918m/s。（2）提馏段的气、液相体积流率分别为393.2997.260.720/360036003.50VmVmsV MVms33124.14 101.873.756 10/36003600935.20LmsLmLMLms31/ 21/ 23.756 10937.34()()0.08530.7203.50hLmhVmLV，取板间距 HT=0.40m，板上液层高度 hL=0.06m。故 HT-hL=0.40-0.06=0.34m 。查文献 1 中图 5-1 得，C20=0.068。0.20.2

23、2021.0()0.068()0.0692020LmCCmax937.343.500.0691.126/3.50LmVmVmCm s取安全系数 0.8，则空塔气速 u=0.8umax=0.81.126=0.901m/s 。440.7201.0080.901sVDmu，圆整后取 D=1.0m。塔截面积为2221.00.78544TADm实际空塔气速 u=0.720/0.785=0.917m/s。2、精馏塔的有效高度的计算名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 8 页，共 23

24、页 - - - - - - - - - . . z精=（N精-1 ）HT=（6-1）0.40=2.0m z提=（N提-1 ）HT=（15-1）0.40=5.6m 在进料板上方开一人孔，提馏段中开两个人孔，其高度为0.8m，故有效高度应为=+(0.80.4)32.05.61.28.8ZZZm有效提精全塔的实际高度取进料板板间距为0.8m，人孔处板间距为0.8m，塔底空间高度为2.5m，塔顶空间高度为 0.8m，封头高度为 0.5m，裙座高度为 2.0m，则全塔高为12(1)FPTFFPPDBHnnnHn Hn HHHHH(21131)0.40.830.80.82.50.52.015.4m( 六)

25、 塔板主要工艺尺寸的计算1、溢流装置的计算因 D=1.0m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1）堰长 lw取 lw=0.66D=0.661.0=0.66m。（2）溢流堰高度 hw精馏段堰上液层高度32/32 /32.842.841.03 103600()1()0.0096100010000.66howwLhEml提馏段堰上液层高度32/ 32/ 32.842.843.756103600()1()0.0227100010000.66howwLhEml取0.06Lhm，则精馏段 hw=hL-how=0.06-0.0096=0.0504m 提馏段 hw=hL-how=0.0

26、6-0.0227=0.0373m 因此，上下两段均取0.044Whm。（3）弓形降液管宽度Wd和截面积 Af由 lw/D=0.66，查文献 1 图 5-7 得 Af/AT=0.0722,Wd/D=0.125。故Af=0.0722AT=0.07220.785=0.0567m2 Wd=0.125D=0.1251.0=0.125m。塔的相对操作面积为（ 1-20.0722）100%=85.6% 依文献 1 式 5-9 验算液体在降液管中的停留时间。对于精馏段有3360036000.05670.4022.0251.03 103600fThA HssL，合理。名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 -

27、 - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 9 页，共 23 页 - - - - - - - - - . . 对于提馏段有3360036000.05670.406.0453.756103600fThA HssL，合理。（4）降液管底隙高度h0精馏段 u0=0.09m/s，提馏段 u0=0.20m/s，则3001.03 100.02336000.660.09hwLhml u，0303.756100.02936000.660.20wLhml u。因此，上下两段均取00.030hm。00.0440.0300.0140.006Wh

28、hmm故降液管底隙设计合理。选用凹形受液盘，深度0.05Whm。2、塔板布置采用 F1型浮阀，重量为 33g(重阀)，孔径为 39mm ，阀片直径 48mm, 阀片厚度2mm ，最大开度 8.5mm ，静止开度 2.5mm 。 阀孔临界速度精馏段0.5480.5480172.872.8()()5.86/2.89KpVmum s提馏段0.5480.5480272.872.8()()5.28/3.50KpVmum s上下两段相应的阀孔动能因子为01015.862.899.96KpVmFu02025.283.509.88KpVmFu均属正常操作范围。 开孔率0100%uu式中： u为适宜的空塔气速，

29、0u为阀孔速度。精馏段11011.015100%100%17.3%5.86uu提馏段22020.901100%100%17.1%5.28uu名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 10 页，共 23 页 - - - - - - - - - . . 为了塔板加工方便，上下两分段开孔率均采用17.5%，由此求得上下两端的阀孔速度和相应的动能因子为：015.80/um s019.86F025.15/um s029.63F 阀孔总面积200.7850.1750.137TAAm 浮阀总

30、数00220440.1371153.140.039ANd 塔板上布置浮阀的有效操作面积已知0.125dWm，取破沫区宽度0.07sWm，边缘区宽度0.04cWm，则1.0()(0.1250.07)0.30522dsDxWWm1.00.040.4622cDrWm有效操作面积2222(arcsin)180axAxrxrr2223.140.3052(0.3050.460.3050.46arcsin)1800.4620.517m有效操作面积率22440.517100%100%65.8%3.141.0aAD浮阀的排列浮阀采用等腰三角形交叉排列。设垂直于液流方向的阀孔中心距为t ，与此相应每排浮阀中心线之

31、间的距离0.075tm ，则0/0.517 /1150.05990.075aANtmt取 t=0.060m。( 七) 筛板的流体力学验算1、塔板压降pclhhhh名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 11 页，共 23 页 - - - - - - - - - . . （1）干板阻力 hc精馏段1.8251.8250 173.1/73.1/ 2.895.872/cVmum s010 1cuu，则0.1750.17501119.0 5.8019.00.030855.26cLmu

32、hm液柱提馏段1.8251.8250 273.1/73.1/3.505.287/cVmum s020 2cuu，则0.1750.1750 2219.0 5.28719.00.028937.34ccLmuhm液柱（2）气体通过液层的阻力h1取充气系数00.4，则00.40.060.024lLhhm液柱（3）液体表面张力阻力h（此阻力很小，忽略不计）气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算：110.0300.0240.054pclhhhm液柱220.0280.0240.052pclhhhm液柱气体通过每层塔板的压降为110.054855.269.81453.07700ppLmphgPaPa220

33、.052937.349.81478.16700ppLmphgPaPa上下两段单板压降均符合设计任务要求。2、液沫夹带1.36100%VSSLLVFbVL ZKCA泛点率100%0.78VSLVFTVKC A泛点率板上液体流经长度21.020.1250.750LdZDWm板上液流面积20.78520.05670.672bTfAAAm苯和氯苯是正常系统，因此物性系数K=1.0，查图的泛点负荷系数10.116FC20.119FC(1) 精馏段名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第

34、12 页，共 23 页 - - - - - - - - - . . m111.36100%VSSLLmVmFbVL ZKCA精泛点率2.890.7211.360.001030.750855.262.89100%0.1160.67255.2%12.890.721855.262.89100%100%59.1%0.780.780.1160.785VmSLmVmFTVKCA精泛点率精馏段两泛点率都在80% 以下， 雾沫夹带量能满足0.1() /()Vekgkg液气的要求。(2) 提馏段m111.36100%VSSLLmVmFbVL ZKCA精泛点率3.500.7201.360.0037560.7509

35、37.343.50100%0.1190.67259.9%13.500.720937.343.50100%100%60.5%0.780.780.1190.785VmSLmVmFTVKCA精泛点率精馏段两泛点率都在80% 以下， 雾沫夹带量能满足0.1() /()Vekgkg液气的要求。3、液泛为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度()dTWHHh, 而dpLdHhhh（1） 与气体通过塔板压降所相当的液柱高度名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 13 页，共 23

36、 页 - - - - - - - - - . . 精馏段10.054phm液柱提馏段20.052phm液柱（2） 液体通过降液管的压头损失精馏段3221101.03 100.153()0.153 ()0.000410.66 0.030SdWLhml h液柱提馏段3222203.756 100.153()0.153 ()0.005510.66 0.030SdWLhml h液柱（3） 板上液层高度精馏段和提馏段皆为0.06Lhm因此，取0.7，降液管中清液层高度如下：精馏段1110.0540.060.000410.114dpLdHhhhm1()0.7(0.40.044)0.3108TWdHhH提馏

37、段2220.0520.060.005150.1172dpLdHhhhm2()0.7(0.40.044)0.3108TWdHhH可见，精馏段和提馏段均符合防止液泛的要求。( 八) 塔板负荷性能图1、漏液线精馏段:1,min223010010.03911550.404/442.89svVFd Nms提馏段：2,min223010010.03911550.367/443.50svVFd Nms2、雾沫夹带线泛点率 =100%1.36vssLlvFbVL ZKC A按泛点率为 80% 计算名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - -

38、名师精心整理 - - - - - - - 第 14 页，共 23 页 - - - - - - - - - . . 精馏段：0.752100%80%0.1160.6722.891.36855.262.891ssVL整理得：1.072 17.64ssVL精馏段：0.752100%80%0.1190.6723.501.36937.343.501ssVL整理得：1.021 16.71ssVL在操作范围内任取两个Ls，计算出 Vs的值列于表 2 中表 2 雾沫夹带线计算结果液沫夹带线（精馏）液沫夹带线（提馏）Ls，m3/s 0.002 0.004 0.002 0.004 Vs，m3/s 1.036 1.

39、001 0.988 0.954 由上表可作出雾沫夹带线2。3、液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液相负荷标准。2/336002.84()0.0061000sowwLhEl取 E=1，则3/23,min0.006 10000.66()0.00056/2.843600sLms据此可作出与气相负荷无关得垂直液相负荷下限3。4、液相负荷上限线以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限。5fTsA HL故3,min0.05670.400.00454/5sLms据此可作出与气相负荷无关得垂直液相负荷下限4。5、液泛线()TWpLdHhhhh222/300036002.84(

40、)5.340.153()(1)()21000vssTWwLwwuLlHhhEgl hl名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 15 页，共 23 页 - - - - - - - - - . . 02004sVudN（1） 精馏段2222/342.89()0.7850.0391150.7(0.40.044)5.340.153()855.26 29.810.66 0.03036002.84(1 0.4)0.044()10000.66sssVLL整理得：22/35.109 8000

41、.5425.99sssVLL（2） 提馏段2222/343.50()0.7850.0391150.7(0.40.044)5.340.153()937.34 29.810.660.03036002.84(1 0.4)0.044()10000.66sssVLL整理得：22/34.623 7241.1923.53sssVLL在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs，计算结果列于表3 中表 3 液泛线计算结果液泛线（精馏）液泛线（提馏）Ls，m3/s 0.0015 0.0030 0.0045 0.0060 0.0015 0.0030 0.0045 0.0060 Vs，m3/s 2.181 2.1

42、23 2.062 1.994 2.075 2.019 1.961 1.897 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图3、图 4 所示。在负荷性能图上，作出操作点，与坐标原点相连，即作出操作线。6、操作弹性操作条件下精馏段111111193.2980.39855.2670137.0485.452.89vsvLsLVMVDVML提馏段2212222124.1497.26937.3434093.29 101.873.50vsvLsLV MVDV ML名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - -

43、 - - - 第 16 页，共 23 页 - - - - - - - - - . . 在精馏段负荷性能图，即图3 中，精馏段气相负荷上限3max(1.043)/sVms，气相负荷下限3min(0.406)/sVms。操作弹性：,max,min1.0432.570.406ssVV。在提馏段负荷性能图，即图4 中，提馏段气相负荷上限3max(0.870)/sVms，气相负荷下线3min(0.404)/sVms操作弹性：,max,min0.8702.150.404ssVV。图 3 精馏段塔板负荷性能图名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - -

44、 - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 17 页，共 23 页 - - - - - - - - - . . 图 4 提馏段塔板负荷性能图 ( 九) 精馏塔接管尺寸计算1、进料管387.1091.248.884/894.61LFmsLFmFMVmh，取 u=2.0m/s，则448.88439.642.0 3600sRVdmmu按照 GB8163 87，选择无缝钢管 453.0 。2、塔釜出料管330.85 112.503.541/980.06LWmsLWmWMVmh，取 u=0.7m/s，则名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - -

45、- - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 18 页，共 23 页 - - - - - - - - - . . 443.54142.300.73600sRVdmmu按照 GB8163 87，选择无缝钢管 484.0 。3、塔顶上升蒸汽管393.2978.592536.9/2.89VDmsVDmVMVmh，取 u=15m/s，则442536.9244.6153600sRVdmmu按照 GB8163 87，选择无缝钢管 2738.0 。4、塔底蒸汽进口管393.29112.332994.1/3.50VWmsVWmV MVmh，取 u=15m/s，则442994.126

46、5.7153600sRVdmmu按照 GB8163 87，选择无缝钢管 2737.0 。5、塔顶回流液管337.0479.653.616/815.90LDmsLDmLMVmh，取 u=0.4m/s，则443.61656.540.43600sRVdmmu按照 GB8163 87，选择无缝钢管 766.0 。( 十) 塔顶全凝器和塔底再沸器的计算及选型1、塔顶全凝器塔顶温度 tD=83, 苯的气化潜热 r=30778kJ/kmol 。热损失 5% ，故热负荷为693.29307783.02 10/15%15%VrQkJh=839.56kW 总传热系数K=1000W/(m2 ) 。冷却水32进， 3

47、8出，泡点回流，故名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 19 页，共 23 页 - - - - - - - - - . . 2112383247.98332lnln8338omDDtttCtttt。换热面积为2839.56 100017.51100047.9QSmKT，取 S=19.7m2根据 GB/T4715-92标准选择单程固定管板式换热器 (DN4002000)，实际换热面积 S=19.7m2 冷凝水用量衡算653.02 101.21 104.1766/pQWCkg

48、ht2、再沸器 (E-105 立式虹吸式 ) 立式虹吸式再沸器传热效果好，占地面积小，直接管短蒸发量 V=93.29kmol/h 在 130左右，氯苯汽化热kmolkJkmolkcalr/354502389.08469/8469热损失按 5% 计算693.29354503.481 10/967.0015%0.95V rQkJhkwmt=158.7-131.5=27.2 总传热系数 k 取 600W/m22967.00100059.2560027.2mQSmKt S 取262.2Sm查，得型号（ DN 450 4500） 。( 十一 ) 设计结果一览表附表 1 物料衡算计算结果序号项目数值1 原

49、料液流量 F，kmol/h 87.10 2 气相产品流量 D ，kmol/h 56.25 3 液相产品流量 W,kmol/h 30.85 4 原料液摩尔分数xF0.6378 5 气相产品摩尔分数xD0.9860 6 液相产品摩尔分数xW0.0029 附表 2 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 20 页，共 23 页 - - - - - - - - - . . 序号项目数值1 精馏段平均压力 pm，kpa 107.18 2 提馏段平均压

50、力pm，kpa 114.53 3 精馏段平均温度 tm，87.6 4 提馏段平均温度 tm，111.4 5 精馏段气相平均摩尔质量MVm，kg/kmol 80.39 6 精馏段液相平均摩尔质量MLm，kg/kmol 85.45 7 提馏段气相平均摩尔质量MVm，kg/kmol 97.26 8 提馏段液相平均摩尔质量MLm，kg/kmol 101.87 9 精馏段气相平均密度Vm，kg/m32.89 10 精馏段液相平均密度Lm，kg/m3855.26 11 提馏段气相平均密度Vm，kg/m33.50 12 提馏段液相平均密度Lm，kg/m3937.34 13 精馏段液体表面张力Lm，dyn/c