陈春丽--化工原理课程设计.doc

温州大学化学与材料工程学院化工原理课程设计说明书设计题目：7200t/a99.8%氯苯精馏工艺设计设 计 者： 陈春丽 班 级： 06化工 日 期： 2009年6月12 导 教 师： 吴美宁 目录摘要3第一章 产品与设计方案简介31.1产品的简介41.1.2氯苯的理化常数41.1.2氯苯的质量标准41.1.3氯苯的用途51.1.4氯苯健康危害511.5急救措施和应急处理61.1.6氯苯的生产方法61.1.7氯苯的储存管理71.1.8氯苯运输的管理81.1.9环境标准812设计方案简介9第二章 工艺流程草图及说明102.1工艺流程草图102.2工艺流程说明10第三章 工艺计算及主体设备设计113.1精馏塔的物料衡算123.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率123.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量123.1.3 物料衡算123.2 塔板数的确定123.2.1理论塔板数NT求取1233 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算15331 操作压力计算15332 操作温度计算15333 平均摩尔质量计算16334 平均密度计算16335 液体平均表面张力计算18336 液体平均粘度计算1934 精馏塔的塔体工艺尺寸计算20341 塔径的计算20342 精馏塔有效高度的计算2235塔板主要工艺尺寸的计算22351 溢流装置计算233.5.2塔板布置243.6塔板流体力学验算263.6.1塔板压降263.6.2液面落差273.6.3液沫夹带273.6.4漏液273.6.5液泛283.7塔板负荷性能图283.7.1漏液线283.7.2 液沫夹带线293.7.3液相负荷下限线303.7.4液相负荷上限线303.7.5液泛线303.8 塔体结构及示意图333.8.1塔顶空间高度333.8.2塔底空间高度333.8.3封头高度333.8.4塔底裙座高度333.9 精馏塔接管尺寸计算343.9.1 进料管343.9.2回流液管343.9.3 再沸器进塔釜管343.9.4塔底进再沸器管343.9.5 塔顶蒸汽管353.9.6塔顶和塔底测压管选型353.9.7塔顶、塔底、进料口、精馏段和提馏段中间各一个测温管353.9.8塔釜液位自控液位计接管上下各一个353.9.9塔釜液位指示器接管上下各一个353.9.10排空管（塔顶）353.9.11排液管35第四章 辅助设备计算及选型364.1原料储罐（V-101a-b）364.2氯苯贮槽（V-107a-b）364.3 苯贮槽（V-112a-b）364.4 原料输送泵（P-102a-b）374.5氯苯输送泵（P-108）374.7换热器(E-103)374.8再沸器(E-105立式虹吸式两只)384.9全冷凝器(E-109固定管板列管式，双程)384.10分配器38第五章 能源消耗估算39第六章 对设计过程的评述和有关问题讨论4061相关问题讨论406.2设计感言40第七章 参考文献42第八章 主要符号说明437200t/a99.8%氯苯精馏工艺设计陈春丽325027温州大学化学与材料工程学院0 6化工班摘要：化工原理课程设计是一个综合性和实践性较强的教学环节，也是培养学生独立工作的有益实践，更是理论联系实际的有效手段。本设计的题目是7200t/a99.8%氯苯精馏工艺设计，就是将含氯苯为38%的原料液进行精馏，分离出纯度为99.8%的氯苯。根据原料中苯和氯苯之间物性的差别，本设计是采用筛板式精馏塔对其进行分离，采用连续操作方式。第一章 产品与设计方案简介苯和氯苯是两种重要的基本化工原料，根据其物理性质之间的差别，本设计采用筛板精馏方式进行分离。1.1产品的简介1.1.2氯苯的理化常数标编号33546CAS号108-90-7中文名称氯苯 英文名称chlorlbenzene；monochlorobenzene别 名一氯代苯分子式C6H5Cl外观与性状无色透明液体，具有不愉快的苦杏仁味 分子量112.56蒸汽压1.33kPa/20：熔 点-45.2 沸点：132.2溶解性不溶于水，溶于乙醇、乙醚、氯仿、二硫化碳、苯等多数有机溶剂 密 度相对密度(水=1)1.10；相对密度(空气=1)3.9稳定性稳定 危险标记7(易燃液体) 闪点281.1.2氯苯的质量标准Q/(HG)SJ 519-92项目Item 分析纯化学纯 (AR)(CP) 密度(20) g/ml 1.10601.10701.10601.1075沸程 131.0132.0130.5132.5 不挥发物% 0.001 0.001水分% 0.050.05 酸碱度 合格合格 硫化合物% 0.00050.001易碳化物质 合格合格1.1.3氯苯的用途医药其他产品的合成原料其他.塑料炸药氯苯1.1.4氯苯健康危害侵入途径：吸入、食入、经皮吸收。健康危害：对中枢神经系统有抑制和麻醉作用;对皮肤和粘膜有刺激性。急性中毒：接触高浓度可引起麻醉症状，甚至昏迷。脱离现场，积极救治后，可较快恢复，但数日内仍有头痛、头晕、无力、食欲减退等症状。液体对皮肤有轻度刺激性，但反复接触，则起红斑或有轻度表浅性坏死。慢性中毒：常有眼痛、流泪、结膜充血;早期有头痛、失眠、记忆力减退等神经衰弱症状;重者引起中毒性肝炎，个别可发生肾脏损害11.5急救措施和应急处理皮肤接触：脱去被污染的衣着，用肥皂水和清水彻底冲洗皮肤。就医。眼睛接触：提起眼睑，用流动清水或生理盐水冲洗。就医。吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，给输氧。 如呼吸停止时，立即进行人工呼吸。就医。食入：饮足量温水，催吐。就医迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿消防防护服。尽可能切断泄漏源。防止进入下水道、排洪沟等限制性空间。小量泄漏：用砂土或其它不燃材料吸附或吸收。也可以用不燃性分散剂制成的乳液刷洗，洗液稀释后放入废水系统。大量泄漏：构筑围堤或挖坑收容;用泡沫覆盖，降低蒸气灾害。用防爆泵转至槽车或专用收集器内，回收或运至废物处理场所处置。废弃物处置方法：用焚烧法。废料同其他燃料混合后再焚烧，燃烧要充分，防止光气生成。焚烧炉排出的卤化氢通过酸洗涤器除去。1.1.6氯苯的生产方法直接氯化法：有气相法和液相法两种。气相法，反应温度400500，成本高于液相法，故已被淘汰。液相法，通常用三氯化铁催化，但在生成氯苯的同时，还伴有多氯苯生成。其相对速度常数如下：从以上的相对速度常数可知，如能在反应过程中维持苯有较高的浓度，而使氯苯的浓度较低，则可控制多氯苯的生成。为此可采用多釜串联或接近活塞流的管式反应器连续操作。氯化是放热反应，可用载热体移出反应热。但更好的方法是使反应在液体的沸点下进行。此时，一部分过量的苯和少量氯苯气化，带走大量热量，可使反应器的生产能力增加。反应产物中含有氯化氢，在蒸馏前要用氢氧化钠溶液中和。氧氯化法：应是在275和常压下于气相中进行的，催化剂为铜-氧化铝。为了抑制多氯苯的生成，所用的苯需大大过量。尽管如此，还会生成58的二氯苯，而氯化氢被全部用完。 1.1.7氯苯的储存管理储存于阴凉、通风的库房。远离火种、热源。库温不宜超过30。保持容器密封。应与氧化剂分开存放，切忌混储。采用防爆型照明、通风设施。禁止使用易产生火花的机械设备和工具。储区应备有泄漏应急处理设备和合适的收容材料。1.1.8氯苯运输的管理本品铁路运输时限使用钢制企业自备罐车装运，装运前需报有关部门批准。运输时运输车辆应配备相应品种和数量的消防器材及泄漏应急处理设备。夏季最好早晚运输。运输时所用的槽（罐）车应有接地链，槽内可设孔隔板以减少震荡产生静电。严禁与氧化剂、食用化学品等混装、混运。运输途中应防曝晒、雨淋，防高温。中途停留时应远离火种、热源、高温区。装运该物品的车辆排气管必须配备阻火装置，禁止使用易产生火花的机械设备和工具装卸。公路运输时要按规定路线行驶，勿在居民区和人口稠密区停留。铁路运输时要禁止溜放。严禁用木船、水泥船散装运输。1.1.9环境标准中国(TJ36-79)车间空气中有害物质的最高容许浓度50mg/m3前苏联(1977)居民区大气中有害物最大允许浓度0.1mg/m3(最大值，昼夜均值)中国(GB16297-1996)大气污染物综合排放标准最高允许排放浓度(mg/m3)：60(表2)；85(表1)最高允许排放速率(kg/h)：二级0.5229(表2)；0.6734(表1)三级0.7844(表2)；0.9252(表1)无组织排放监控浓度限值：0.40mg/m3(表2)；0.50mg/m3中国(待颁布)饮用水原中有害物质的最容许浓度0.03mg/L中国(GHZB1-1999)地表水环境质量标准(I、II、III类水域)0.03mg/L中国(GB8978-1996污水综合排放标准一级：0.2mg/L二级：0.4mg/L三级：1.0mg/L嗅觉或浓度0.21ppm12设计方案简介苯和氯化苯的主要物理性质物质常温下状态沸点水中溶解度与水共沸点共沸组成苯无色透明液体80.11.865g/L(25)69.25(101.3kPa)苯91.16% ,水8.84%氯苯无色透明液体1320.049g/(100g水)(30)90.2氯化苯71.6%,水28.4% )根据任务书中的要求，我们要进行的是7200 T/a 99.8% 氯苯精馏工艺设计，由任务书中的条件和要求，根据以上两者之间物性的差别，结合生产实际，本设计是采用精馏塔对其进行分离，采用连续操作方式。精馏塔包括板式精馏塔和填料精馏塔。板式精馏塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上流动，气液；两相密切接触进行传质与传热。虽然生产能力、分离效率填料塔较高，压力降板式塔较高，操作弹性板式塔较小，但是板式塔造价便宜，持液量大，可使塔的操作平稳，不易引起产品的迅速变化，并且更容易实现侧线进料和出料等等，所以综合考虑，本设计采用筛板式精馏塔对其进行分离。第二章 工艺流程草图及说明2.1工艺流程草图（1）流程示意图原料原料罐精馏塔原料预热器冷凝器塔顶产品冷却器苯的储罐苯再沸器塔底产品冷却器氯苯的储罐氯苯（2）工艺流程草图2.2工艺流程说明首先，38%的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。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。第三章 工艺计算及主体设备设计3.1精馏塔的物料衡算3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol氯苯的摩尔质量 MB=112.56 kg/kmolXF=0.6278.110.6278.11+0.38112.56=0.7016XD=0.9878.110.9878.11+0.02112.56=0.986 XW=0.00278.110.00278.11+0.998112.56=0.00293.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.701678.11+1-0.7016112.56=88.31 kg/kmol MD=0.98678.11+1-0.986112.56=78.59 kg/kmol MW=0.002978.11+1-0.0029112.56=112.46 kg/kmol3.1.3 物料衡算 产品氯苯产量 ： W=7200112.530024=8.89 kmol/h 总物料衡算 ： F=W + D 苯物料衡算 ： FXF=DXD+WXW联立计算得到： F=30.92kmol/h D=22.03kmol/h3.2 塔板数的确定3.2.1理论塔板数NT求取1、由手册查得苯-氯苯的饱和蒸汽压数据，绘出x-y图温度 8090100110120130131.8pi00.133-1kPa苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760表一以t=90为例，计算过程如下：x=p-pB0pA0-pB0=101.33-2050.1331025-2050.133=0.679y=pA0px=10250.133101.330.679=0.913其它温度下的计算结果温度8090100110120130131.8x1.000 0.679 0.444 0.266 0.133 0.020 0.000 y1.000 0.913 0.787 0.614 0.393 0.075 0.000 a5.14 5.00 4.61 4.40 4.14 3.95 3.82 表二平均相对挥发度am: am=(5.14+5.00+4.61+4.40+4.14+3.95+3.82)7=4.442、理论塔板数的求解该溶液是饱和液体进料，故xq=xf,则 Rmin=1am-1XDXF-am(1-xD)1-xF=14.44-10.9860.7016-4.44(1-0.986)1-0.7016=0.348取 R=3.2Rmin=3.20.348=1.1136Nmin+1=lgxD1-xD1-xwxwlgam=lg0.9861-0.9861-0.00290.0029lg4.44=6.77解得 Nmin=5.77X=R-RminR+1=1.1136-0.3481.1136+1=0.362 Y=0.545827-0.5691422X+0.002743X =0.545827-0.5914220.362+0.0027430.362=0.339 Y=N-NminN+2=N-5.77N+2=0.339解得 N=9.75=10块（不包括再沸器）精馏段： Nmin+1=lgxD1-xD1-xFxFlgam=lg0.9861-0.9861-0.70160.7016lg4.44=2.28解得 Nmin=1.28Y=N-NminN+2=N-1.28N+2=0.339解得精馏段 N=2.96第三层是进料板3、实际板层数：精馏段实际板层数：N精=NET=20.45=4.44=5提溜段实际板层数：N提=NET=80.45=17.8=18实际第六层是进料板4、相关参数的求解L=RD=1.113622.03=24.53kmol/h V=R+1D=1.1136+122.03=46.56kmol/hL=L+F=24.53+30.92=55.45kmol/hV=V=46.56 kmol/h理论塔板图塔板局部放大图33 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算331 操作压力计算塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3 KPa塔底操作压力 PW=105.3+230.7=121.4 KPa每层塔板压降 p=0.7 KPa进料板压力 PF=105.3+0.75=108.8KPa精馏段平均压力 Pm1=105.3+108.8/2=107.05KPa提馏段平均压力 Pm2=108.8+121.4/2=115.1KPa332 操作温度计算根据表二数据作t-x-y图得塔顶温度 tD=80.3 塔底温度 tW=131.67进料板温度 tF=90.23精馏段平均温度 tm1=80.3+90.232=85.265提馏段平均温度 tm2=(131.67+90.23)2=110.95333 平均摩尔质量计算1、塔顶平均摩尔质量计算由平衡曲线查得当xD=y1=0.986时，x1=0.935 MVDm=0.98678.11+1-0.986112.56=78.59 kg/kmol MLDm=0.93578.11+1-0.935112.56=80.35 kg/kmol2、塔底平均摩尔质量计算由平衡曲线查得当xw=y2=0.00567时，x1=0.00239MVWm=0.0056778.11+1-0.00567112.56=112.36 kg/kmolMLWm=0.0023978.11+1-0.00239112.56=112.48 kg/kmol3、进料板平均摩尔质量计算由图解理论板，得yF=0.904 查平衡线，得xF=0.680MVFm=0.90478.11+1-0.904112.56=81.42 kg/kmolMLFm=0.68078.11+1-0.680112.56=89.13 kg/kmol4、精馏段平均摩尔质量 MVm1=(78.59+81.42)2=80.01 kg/kmolMLm1=(80.35+89.13)2=84.74kgkmol5、提馏段平均摩尔质量MVm2=(112.36+81.42)2=96.89kg/kmol MLm2=(112.48+89.13)2=100.805kgkmol334 平均密度计算1、气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即Vm1=Pm1MVm1RTm1=107.0580.018.3145(85.265+273.15)=2.878kg/m3Vm2=Pm2MVm2RTm2=115.196.898.314(110.95+273.15)=3.492kg/m32、液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1Lm=aii（1）塔顶液相平均密度的计算由tD=80.3 ，查苯和氯苯的温度-密度曲线得 A=814.92kg/m3 B=1042.50kg/m3 LDm=10.98814.92+0.02/1042.50=818.49 kg/m3（2）塔底液相平均密度的计算由tW=131.67 ，查苯和氯苯的温度-密度曲线得得 A=754.25kg/m3 B=982.87kg/m3LWm=10.002/754.25+0.998/982.87=982.27 kg/m3（3）进料板液相平均密度的计算由tF=90.23 ，查苯和氯苯的温度-密度曲线得 A=803.46kg/m3 B=1030.35kg/m3进料板液相的质量分率aA=0.68078.110.68078.11+(1-0.680)112.56=0.596LFm=10.596803.46+(1-0.596)/1030.35=881.92kg/m3（4）精馏段液相平均密度为Lm1=(818.49+881.92)2=850.205kg/m3（5）提馏段液相平均密度为Lm2=(881.92+982.27)2=932.095kg/m3335 液体平均表面张力计算液相平均表面张力由下式计算，即Lm=xii1、塔顶液相平均表面张力计算由tD=80.3 ，查苯和氯苯的温度-张力曲线，得A=21.24 mN/m B=23.74mN/m LDm=0.98621.24+0.01423.74=21.28mN/m 2、塔底液相平均表面张力计算由tW=131.67 ，查苯和氯苯的温度-张力曲线，得A=15.11mN/m B=18.19mN/m LWm=0.002915.11+0.997118.19=18.18mN/m 3、进料板液相平均表面张力计算由tF=90.23 ，查苯和氯苯的温度-张力曲线，得A=19.99 mN/m B=22.61mN/mLFm=0.68019.99+0.3222.61=20.83mN/m4、精馏段液相平均表面张力为Lm1=（21.28+20.83）2=21.055 mN/m5、提馏段液相平均表面张力为Lm2=（20.85+18.18）2=19.505 mN/m336 液体平均粘度计算液体平均粘度依下式计算，即lgLm=xilgi1、塔顶液相平均粘度的计算由tD=80.3 ，查苯和氯苯的温度-粘度曲线得 A=0.3077mPas B=0.4282mPaslgLDm=0.986lg0.3077+0.014lg0.4282解出 LDm=0.3091mPas2、塔底液相平均粘度的计算由tW=131.67 ，查苯和氯苯的温度-粘度曲线得 A=0.1961mPas B=0.2900mPas lgLWm=0.0029lg0.1961+0.9971lg0.2900解出 LWm=0.2897mPas3、进料板液相平均粘度的计算由tF=90.23 ，查苯和氯苯的温度-粘度曲线得 A=0.2790mPas B=0.3936mPaslgLFm=0.680lg0.2790+0.32lg0.3936解出 LFm=0.3115mPas4、精馏段液相平均粘度为 Lm1=（0.3091+0.3115）2=0.3103mPas5、提馏段液相平均粘度为 Lm2=（0.3115+0.2897）2=0.3006mPas34 精馏塔的塔体工艺尺寸计算341 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为VS=VMVm13600Vm1=46.5680.01 36002.878=0.360m3s=1294.4m3/h LS=LMLm13600Lm1=24.5384.74 3600850.205=0.000679m3s=2.44m3/h由 umax=CL-VV式中C由 C=C20（L20）0.2 计算，其中的 C20 由附图一查取，图的横坐标为LhVhLV12=2.441294.4850.2052.87812=0.0324取板间距 HT=0.35m ，板上液层高度 hL=0.055m ，则HT-hL=0.35-0.055=0.295m查附图一得 C20=0.062C=C20（Lm120）0.2=0.062（21.05520）0.2=0.0626umax=0.0626Lm1-Vm1Vm1=0.0626850.205-2.8782.878=1.074m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7umax=0.71.074=0.7518m/sD=4VSu=40.360.7518=0.781m提馏段的气、液相体积流率为VS2=VMVm23600Vm2=46.5696.8936003.492=0.359m3s=1291.9m3/h LS2=LMLm23600Lm2=55.45100.805 3600932.095=0.001666m3s=6.00m3/h由 umax=CL-VV式中C由 C=C20（Lm220）0.2 计算，其中的 C20 由史密斯关联图查取，图的横坐标为LhVhLV12=6.01291.9932.0953.49212=0.0759取板间距 HT=0.35m ，板上液层高度 hL=0.055m ，则HT-hL=0.35-0.055=0.295m查得 C20=0.062C=C20（Lm220）0.2=0.062（19.50520）0.2=0.0617umax=0.0617Lm2-Vm2Vm2=0.0617947.08-3.553.55=1.006m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为 u=0.7umax=0.71.006=0.7042m/sD=4VSu=40.3590.7042=0.806m按标准塔径圆整后为 D=0.8m塔截面积为 AT=4D2=40.82=0.5024m2实际空塔气速为 u=0.36/0.5024=0.717 m/s342 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精=N精-1HT=5-10.35=1.4m提馏段有效高度为Z提=N提-1HT=18-10.35=5.95m在对于D1000mm的板式塔，为安装、检修的需要，一般会设人孔。本设计中D=800mm，故不需要开设人孔。故精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提=1.4+5.95=7.35m35塔板主要工艺尺寸的计算351 溢流装置计算因塔径D=0.8m，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=0.6D=0.60.8=0.48m(2)溢流堰高度 hw由 hw=hL-how采用平直堰，堰上液层高度how按下式计算，即how=2.841000E(Lhlw)23近似取E=1， 其中 lw=0.48m ， Lh=2.44m3/hhow=2.841000E(Lhlw)23=2.8410001(2.440.48)23=0.0084取板上清液层高度 hL=55mm故 hw=0.055-0.0084=0.0466m(3)弓形降液管高度Wd和截面积Af由 lwD=0.48m0.8m=0.6查弓形降液管的参数，得AfAT=0.0558 WdD=0.108故 Af=0.05580.5024=0.028 m2Wd=0.1080.8=0.0864m验算液体在降液管中停留时间，即=3600AfHTLh=36000.0280.352.44=14.64s5 s保留时间5s，故降液管尺寸可用。(4)降液管底隙高度 hoho=Lh3600lwuo取uo=0.07 m/sho=Lh3600lwuo=2.4436000.480.07=0.0202m hw-ho=0.0466-0.0202=0.02640.006m所以降液底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw=46.6mm3.5.2塔板布置（1） 塔板的分块因D=800mm,故采用整块式（2） 边缘区宽度确定边缘区宽度为WC=0.03m, 破沫区宽度Ws=Ws=0.060m(3) 开孔区面积计算开孔区面积Aa按式计算，即Aa=2xR2-X2+180R2sin-1XR其中 R=D2-WC=0.82-0.03=0.37m X=D2-Wd+Ws=0.82-0.864+0.06=0.2536m故 Aa=2xR2-X2+180R2sin-1XR =20.25360.372-0.25362+1800.372sin-10。25360.37解得 Aa=0.3433m2（4）筛孔计算及其排列本设计处理的物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm,筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3do=35=15mm筛孔数目n为n=1.155A0t2=1.1550.34330.0152=1763开孔率为=0.907dot2=0.9070.0050.0152=10.1%气体通过阀孔的气速为uo=VsA0=0.360.1010.3433=10.38m/s塔板布置图3.6塔板流体力学验算3.6.1塔板压降（1） 干板阻力hc计算干板阻力hc，按式计算如下 hc=0.051U0C02VL由d0= 53 =1.67,查图5-10得，C0=0.772故 hc=0.05110.380.77222.878850.205 = 0.0312m液柱(2 ) 气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1，按式计算，即h1=hLua=VSAT-Af = 0.360.5024-0.028 = 0.759 m/s F0=0.7592.878 = 1.288kg12(s.m12)查图，=0.62故 h1=hL=hw+how=0.620.0084+0.0466=0.0341m液柱 （3） 液面表面张力的阻力h计算h=4LLgd0=421.05510-3850.2059.810.005=0.002m液柱气体通过每层塔板的液柱高度为hp可按下式计算，即hp=hc+h1+h=0.0312+0.0341+0.002=00.0673m液柱气体通过每层塔板的压降为pp=hpLg=0.0673850.2059.81=561.3 Pa0.7kPa(允许计算值)3.6.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.6.3液沫夹带液沫夹带量按下式计算如下，即：ev=5.710-6LuaHT-hf3.2 hf=2.5hL=2.50.055=0.1375故ev=5.710-621.05510-30.7590.35-0.13753.2=0.0159kg液/kg汽ev=0.0159kg液kg汽u0,min稳定系数为K=u0u0,min=10.386.05=1.721.5故在本设计中无明显漏液。3.6.5液泛为防止降液管液泛的发生，使降液管中清液层高度 Hd满足下列要求 HdHT+hw苯和氯苯属一般物系，取=0.5，则HT+hw=0.50.35+0.0466=0.1983而 Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰， hd可由下式计算hd=0.153（LSLWhO）2=0.1530.0006790.480.2022=0.00075m Hd=0.0673+0.055+0.00075=0.123m HdHT+hw符合防止淹塔的要求3.7塔板负荷性能图3.7.1漏液线由 u0,min=4.4C00.0056+0.13hL-hL/Vuo=VsA0hw=hL-howhow=2.841000E(Lhlw)23VS，min=4.4COAO0.0056+0.13hw+2.841000E(3600lslW)23-hlv=4.40.7720.1010.34330.0056+0.130.0466+2.8410001(3600LS0.48)23-0.002850.2052.878整理得 VS,min=2.0250.0096+0.141LS2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出，计算结果列表如下LS, m3/s0.00040.00080.00120.00160.00200.0025Vs, m3/s0.2070.2110.2150.2180.2210.224由以上表格即可作出漏液线13.7.2 液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求LS- Vs关系如下：由 ev=5.710-6L(uaHT-hf)3.2ua=VsAT-Af=Vs0.5024-0.0567=2.108Vshf=2.5hL=2.5(hw+how) hw=0.0466 how=2.841000(Ls36000.48)23=1.088Ls23 所以 hf=0.1156+2.72Ls23 HT-hf=0.2335-2.72Ls23 eV=5.710-621.05510-3(2.108Vs0.2335-2.72Ls23)3.2=0.1整理得 Vs=0.702-8.188Ls23在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出，计算结果列表如下LS, m3/s0.00040.00080.00120.00160.00200.0025Vs, m3/s0.6580.6310.6100.5900.5720.551由上表数据即可作出液沫夹带线23.7.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006作为最小液体负荷标准。由 how=2.841000E(3600LS0.48)23=0.006取E=1,则Ls，min=0.000409m3/s据此可以画出与气体流量无关的垂直液相负荷下限33.7.4液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，即 =AfHTLs=4故 Ls,max=AfHT4=0.0280.354=0.00245m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直相负荷上限线43.7.5液泛线令 Hd=（HT+hf）由Hd=hp+hL+hd；hp=hc+hl+h ；hl=hL ；hL=hw+how联立得 HT+-1hw=+1how+hc+hd+h整理得 aVs2=b-cLs2-dLs2/3a=0.051(A0C0)2vL=0.051(0.1010.34330.772)22.878850.205=0.241b=HT+-1hw=0.50.35+0.5-0.62-10.0466=0.123c=0.153(lwh0)2=0.153(0.480.0202)2=1627.44d=2.8410-3E1+3600lw23=2.8410-311+0.6236000.4823 =1.723故 0.241Vs2=0.123-1627.44Ls2-1.763Ls2/3或 Vs2=0.51-6752.86Ls2-7.315Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出，计算结果列表如下LS, m3/s0.00040.00080.00120.00160.00200.0025Vs, m3/s0.6580.6650.6460.6270.6060.577由上表数据即可作出液泛线5根据以上各线方程，可作出塔板的负荷性能图，如图所示：在负荷性能图上作出操作线。由图可看出，该筛板塔的操作上限为液沫夹带线，下限为漏液控制。由图查得Vs,max=0.613m3/sVs,min=0.219m3/s故操作弹性为Vs,maxVs,min=0.6130.219=2.8筛板塔的工艺设计计算结果总表项目符 号单 位精馏段各段平均压强PmkPa107.05各段平均温度tm85.265平均流量气相Vsm3/s0.360液相Lsm3/s0.000679实际塔板数N块23板间距HTm0.35塔的有效高度Zm7.35塔径Dm0.8空塔气速um/s0.717塔板液流形式单溢流溢流装置溢流管形式弓形堰长lwm0.48堰高hwm0.0466溢流堰宽度Wdm0.0864管底与受液盘距离hom0.0202板上清夜层高度hLm0.055孔径domm5.0孔间距tmm15.0孔数n个1763开孔面积A0m20.34