苯-氯苯精馏操作

1、12级化学工程与工艺 化工原理课程设计说明书、第一章 绪论1.1 产品生产发展概况氯化苯首次合成于十九世纪中,1909年由英国威德奈斯(Widnas)碱业联合公司实现。1915年美国虎克与道公司亦相继投产。在第一次世界大战期间,大量氯苯用于军用爆炸的苦味酸。1920年前后道公司开发了两种消耗大量氯苯的用途,其一为生产胺类,另一是生产苯酚氯苯为无色液体，1940年到1960年间，大量用于生产滴滴涕(DDT)杀虫剂。1960年后，DDT逐渐被高效低残毒的其他农药所取代，氯苯的需求量日趋下降。主要用做乙基纤维素和许多树脂的溶剂，生产多种其他苯系中间体，如硝基氯苯等。其美国、西欧、日本为氯苯的主要生产

2、及消费国,近几年其总生产能力为32.7万吨/年。1.2 产品性质、作用与用途 及国家标准1.2.1 产品性质外观与性状：无色透明液体，具有苦杏仁味。熔点()：-45.2相对密度（水=1）：1.10沸点()：132.2相对蒸气密度（空气=1）：3.9分子式：C6H5Cl分子量：112.56相对蒸气密度（空气=1）：3.9分子式：C6H5Cl分子量：112.56饱和蒸气压(kPa)：1.33(20)临界温度()：359.2临界压力(MPa)：4.52辛醇/水分配系数的对数值：2.84闪点()：28爆炸上限%(V/V)：9.6引燃温度()：590爆炸下限%(V/V)：1.3溶解性：不溶于水，溶于乙醇

3、、乙醚、氯仿、二硫化碳、苯等多数有机溶剂。1.2.2 产品作用及用途染料、医药工业用于制造苯酚、硝基氯苯、苯胺、硝基酚等有机中间体。橡胶工业用于制造橡胶助剂。农药工业用于制造DDT, 涂料工业用于制造油漆。 轻工工业用于制造干洗剂和快干油墨。化工生产中用作溶剂和传热介质。分析化学中用作化学试剂。1.2.3 产品国家标准因为氯苯属于有毒性物质，所以采用 GB13690-92 和 GB6944-86 两个国家标准。1.3 原料的性质及来源1.3.1 原料的性质苯在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，其密度小于水，具有强烈的芳香气味。苯的沸点为80.1，熔点为5.5，。苯比水密度低，密度为0.88g

4、/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强，除甘油，乙二醇等多元醇外能与大多数有机溶剂混溶。除碘和硫稍溶解外，大多数无机物在苯中不溶解。苯能与水生成恒沸物，沸点为69.25，含苯91.2%。因此，在有水生成的反应中常加苯蒸馏，以将水带出。摩尔质量：78.11 g mol-1。 4 最小点火能：0.20mJ。爆炸上限（体积分数）：8%。爆炸下限（体积分数）：1.2%。燃烧热：3264.4kJ/mol。苯是一种无色、具有特殊芳香气味的液体，能与醇、醚、丙酮和四氯化碳互溶，微溶于水。苯具有易挥发、易燃的特

5、点，其蒸气有爆炸性。经常接触苯，皮肤可因脱脂而变干燥，脱屑，有的出现过敏性湿疹。长期吸入苯能导致再生障碍性贫血。1.3.2 原料的来源1950年代后，随着工业上，尤其是日益发展的塑料工业对苯的需求增多，由石油生产苯的过程应运而生。现在全球大部分的苯来源于石油化工。工业上生产苯最重要的三种过程是催化重整、甲苯加氢脱烷基化和蒸汽裂化。从煤焦油中提取在煤炼焦过程中生成的轻焦油含有大量的苯。这是最初生产苯的方法。将生成的煤焦油和煤气一起通过洗涤和吸收设备，用高沸点的煤焦油作为洗涤和吸收剂回收煤气中的煤焦油，蒸馏后得到粗苯和其他高沸点馏分。粗苯经过精制可得到工业级苯。这种方法得到的苯纯度比较低，而且环境

6、污染严重，工艺比较落后。从石油中提取在原油中含有少量的苯，从石油产品中提取苯是最广泛使用的制备方法。烷烃芳构化重整这里指使脂肪烃成环、脱氢形成芳香烃的过程。这是从第二次世界大战期间发展形成的工艺。在500-525°C、8-50个大气压下，各种沸点在60-200°C之间的脂肪烃，经铂-铼催化剂，通过脱氢、环化转化为苯和其他芳香烃。从混合物中萃取出芳香烃产物后，再经蒸馏即分出苯。也可以将这些馏分用作高辛烷值汽油。蒸汽裂解蒸汽裂解是由乙烷、丙烷或丁烷等低分子烷烃以及石脑油、重柴油等石油组份生产烯烃的一种过程。其副产物之一裂解汽油富含苯，可以分馏出苯及其他各种成分。裂解汽油也可以与

7、其他烃类混合作为汽油的添加剂。裂解汽油中苯大约有40-60%，同时还含有二烯烃以及苯乙烯等其他不饱和组份，这些杂质在贮存过程中易进一步反应生成高分子胶质。所以要先经过加氢处理过程来除去裂解汽油中的这些杂质和硫化物，然后再进行适当的分离得到苯产品。1.4 设计所采用的分离方法及特点由于待分离混合物中各组分挥发度的差别、要求的分离程度、操作条件（压力和温度）等各有不同，因此蒸馏的方法也有多种，有如下分类。（1）按操作流程分为间歇蒸馏和连续蒸馏 生产中多以连续蒸馏为主，间歇蒸馏主要应用于小规模生产或某些有特殊要求的场合。连续蒸馏通常为稳态操作，间歇蒸馏为非稳态操作。（2）按蒸馏方式分为简单蒸馏、平衡

8、蒸馏、精馏和特殊精馏等 当混合物中各组分的挥发度差别很大，且分离要求又不高时，可采用简单蒸馏和平衡蒸馏。他们是最简单的蒸馏方法。当混合物各组分的挥发度相差不大，而又有较高的分离要求时，宜采用精馏。当混合物中各组分的挥发度差别很小或形成共沸液时，采用普通精馏方法达不到分离要求，则采用特殊精馏。（3）按操作压力分为常压蒸馏、减压蒸馏和加压蒸馏 通常，对常压下沸点在室温至150左右的混合液，可采用常压蒸馏。在常压下沸点为室温的混合物，一般可加压提高其沸点，如对常压下的气态混合物，则采用加压蒸馏。对常压下沸点较高或在较高温度下易发生分解、聚合等变质现象的混合物（称为热敏性物系），常采用减压蒸馏，以降低

9、操作温度。（4）按待分离混合物中组分的数目可分为两组分精馏和多组分精馏 工业生产中以多组分精馏最为常见，但两者在精馏原理、计算原则等方面均无本质区别，只是处理多组分精馏过程更为复杂，因此常以两组分精馏为基础。根据我们的混合液及蒸馏的分类，我们选择两组分连续常压精馏。第二章 工艺流程设计及设备论证2.1 工艺流程叙述及论证首先，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

10、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，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。2.2 工艺参数的选择论证1.原料液处理量：30000吨/年2.原料液含苯：40（质量分率）3.塔釜馏出液中含苯2（质量分率）4.塔顶馏出液中含苯97（质量分率）5. 操作压力： 4 Kpa（塔顶表压）

11、6. 进料热状况 泡点进料 7. 回流比 2 8. 单板压降 0.7 Kpa9. 建厂地址 衢州地区 以上参数均符合工艺条件2.3 设备论证选塔要求精馏所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相传质用的塔设备，首先必须要能使气、液两相得到充分的接触，已达到较高的传质效率。没有这一条，则失去了其存在的基础。但是，为了满足工业生产的要求，塔设备还应具有以下基本要求： 1、气、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的薄雾夹带，拦液或液泛等破坏操作的现象。 2、操作稳定，但兴达，即当塔设备的气、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率进行稳定的操作，并应保证长期连续操作具有可靠性。 3

12、、流体流动阻力小，即流体流经塔设备的压力将小，这将大大的节省了动力消耗，从而降低操作费用，对于减压精馏操作，过大压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 4、结构简单，材料耗用量少，制造和安装容易。 5、耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 6、塔内滞留量要小。 实际上，任何他设备都难以满足以上所述所有要求，不同的塔型各有独特的优点，设计应根据物质性质和具体要求进行选型。根据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早出现的一种板式塔。五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产

13、能力大2040%，塔板效率高1015%，压力降低3050%，而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达2025mm），导向筛板等多种形式。筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分工业塔常用的筛孔孔径为38mm，按正三角形排列空间距与孔径的比为2.55近年来有大孔径（1025mm）筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小筛板塔的特点如下： （1）结构简单、制造维修方便。 （2）生产能力大，比浮阀塔还高。 （3）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。 （4

14、）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。 （5）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。（6）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。第三章 物料衡算3.1 原料液及塔顶 塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量 M=78.11Kg/Kmol氯苯的摩尔质量 M=122.61Kg/Kmol xF=(40/78.11)/(4078.11+60/126.11) = 0.49 xD=(97/78.11)/(9778.11+3/122.61) = 0.979 xW=(2/78.11)/(278.11+98/122.61) = 0.0293.2 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量M

15、F=0.49×78.11+(1-0.49)×112.61 = 95.705 Kg/KmolMD=0.979×78.11+(1-0.979)×112.61 = 78.83 Kg/KmolMW=0.029×78.11+(1-0.029)×112.61 = 111.61 Kg/Kmol3.3 物料衡算 原料液处理量 F = 30000×100030024×95.705 =43.54 Kmol/h 总物料衡算 43.54=D+W 苯物料衡算 43.54×0.49 = D×0.979 + W×0

16、.029 联立解得 D=21.13 Kmol/h W=22.41Kmol/h第四章 能量衡算4.1 冷凝器的热负荷和冷却水的流量Q = D (R+1) (IVD - ILD) 1P45= V rm = 59.94×(0.979×27300 + 0.021×36562.5) = 1.5×106 KJ/h = 4.2×105 WWc = QCpc(t2-t1) = 1.5×1064.174×(40-20) = 1.79×104 Kg/h4.2 再沸器的热负荷和冷却水的流量Q = V(IVD - ILD) + QL 1

17、P47 = Vrm' = 59.94×(0.029×26520 + 0.971×35300)= 1.9×106 KJ/h = 5.2×105 WWc = QCpc(t2-t1) = 1.9×1064.174×(40-20) = 2.27×104 Kg/h4.3 预热器的热负荷和饱和水蒸气的流量Q = Wc Cpc (t2-t1) 5P230 = 4160×1.66×103×(98.23-80)/3600 = 34884.9 WWh = Qrm = 34884.9×36

18、001000×2307.8 = 54.42 Kg/h 5P2304.4 塔顶产品冷却器Wh = 21.13×95.7053600 = 0.56 Kg/sQ = WhCph(T1-T2) = 0.56×2.05×103×(89.99-20) = 80348.52 WWc = QCpc(t2-t1) = 80348.524.174×(50-20) = 641.6 Kg/h4.5 塔釜产品冷却器Wh = 22.41×111.613600 = 0.69 Kg/sQ = WhCph(T1-T2) = 0.69×1.81

19、15;103×(129.99-20) = 137366.5 W第五章 设备设计计算与选型5.1 塔板数的确定5.1.1 理论板层数NT的求取由附表一 苯氯苯的气液相平衡数据，绘出x-y图（见附图1）根据附表一用拉格朗日法求得 T泡 =98.23 根据附表二用拉格朗日法求得 PA。=1292.5 mmHg PB。=277.42 mmHg = PA°PB° = 1292.5277.42 =4.66 1P5 因为 q=1 所以 xF =xq =0.49 yq = 4.66xq1+3.66xq = 0.82 故最小回流比为： Rmin = xD-yqyq-xq = 0.4

20、8由安吉利相图画出N-R图（见附图2）由图求得R = 1.6精馏段操作线方程为 y = RR+1 x + 1R+1 xD = 0.62x +0.3776提馏段操作线方程为 y = L+qFL+qF-W x - WL+qF-W xW = 1.28x 0.0079用图解法求得理论板层数（见附图3） 总理论板层数 NT = 8 （包括再沸器） 进料板位置 NF= 45.1.2 实际板层数的计算 板效率可以利用公式： E0 =0.49（L）-0.245 1 P42 温度 通过气液平衡，使用试差法，求得各温度见下表tDtFtw精馏段平均温度 t1提馏段平均温度t2温度89.9998.23129.9994

21、.11114.11 粘度 通过温度查附表三 苯-氯苯液体粘度 用试差法求得各粘度tDtFtw精馏段平均温度 t1提馏段平均温度t2苯A0.2820.25970.19960.2700.207氯苯B0.3960.3690.2940.3820.328混合液相平均粘度 Lm0.2840.3110.2910.2800.303 液相平均粘度公式：lg Lm = xi lgi以温度89.99为例计算：lg Lm = xA .lgA +xB .lgB 4P109 =0.979×lg0.282 + (1-0.979)×lg0.396 = -0.547求得 Lm = 0.284精馏段的相对挥发

22、度 利用拉格朗日法 求得 = 4.8提馏段的相对挥发度 利用拉格朗日法 求得 = 4.28 精馏段 E0 =0.49×（4.8×0.280）-0.245 =0.46 Np = 3 / E0 = 4 / 0.46 = 6.5 7 提馏段 E0，=0.49×（4.28×0.303）-0.245 =0.46 Np, = 4 / E0, = 4 / 0.46 = 8.7 9所以 N实 = 7 + 9 = 16全塔效率 ET = NT N实 ×100 % = 8-116 ×100 % = 44 % 1P12 m = 4 / 0.44 = 9 所

23、以在第9块板进料5.2 相关物性的计算5.2.1 操作压力的计算 塔顶操作压力 PD = 101.3 + 4 = 105.3 Kpa 每层塔板压降 P = 0.7 Kpa 进料板压力 PF =105.3 +0.7×10 =112.3Kpa 精馏段平均压力 P1 =（105.3+112.3）/ 2 = 108.8Kpa 塔底操作压力 Pw = 112.3 +0.7×12 =120.7 Kpa 提馏段平均压力 P2 = （120.7+112.3）/2 =116.5 Kpa5.2.2 平均摩尔质量计算 根据试差法 可求得提馏段和精馏段 x、y的组成 精馏段 x = 0.59 y

24、= 0.862 ML1 = 78.11×0.59 + (1-0.59)×112.61 = 92.25 Kg/Kmol Mv1 = 78.11×0.862 + (1-0.862)×112.61 = 82.27 Kg/Kmol 提馏段 x =0.21 y = 0.443 ML2 = 78.11×0.21 + (1-0.21)×112.61 = 105.37 Kg/Kmol Mv2 = 78.11×0.443 + (1-0.443)×112.61 = 97.33 Kg/Kmol5.2.3 平均密度计算 气体密度计算公式

25、v = PMT022.4TP0 4 P107 液体密度计算公式 1L= xAA+ xBB （xA、xB为质量百分数） 根据附表四 苯-氯苯的液相密度 用拉格朗日法可求得塔顶 A = 805.13 Kg/m3 B = 1008.11 Kg/m3 1L1= 0.4805.13+ 0.61008.11 = 0.00123 m 3/Kg L1 = 810.02 Kg/m3 v1 = 273.15×78.83×105.322.4×(89.99+273.15)×101.3 = 2.75 Kg/m3 进料板 A = 795.12 Kg/m3 B = 1019.77 K

26、g/m3 1L1= 0.98795.12+ 0.021019.77 = 0.00109 m 3/Kg L1 = 916.22 Kg/m3 v1 = 273.15×95705×105.322.4×(98.23+273.15)×101.3 = 3.48 Kg/m3 塔釜 A = 757.11 Kg/m3 B = 985.13 Kg/m3 1L1= 0.02757.11+ 0.98985.13 = 0.00102 m 3/Kg L1 = 979.23 Kg/m3 v1 = 273.15×111.61×105.322.4×(129.

27、99+273.15)×101.3 = 4.02 Kg/m3 精馏段 A = 800.06 Kg/m3 B = 1023.89 Kg/m3 1L1= 0.59×78.1192.25800.06+ 1-0.491023.89 = 0.00112 m 3/Kg L1 = 891.42 Kg/m3 v1 = 273.15×82.87×108.822.4×(94.11+273.15)×101.3 = 2.95 Kg/m3 提馏段 A = 777.1 Kg/m3 B = 1003.5 Kg/m3 1L2= 0.21×78.11105.3

28、7777.1+ 1-0.161003.5 = 0.00104 m3/Kg L2 = 963.9 Kg/m3 V2= 273.15×116.5×97.33(273.15+114.11)×101.3×22.4 = 3.51 Kg/m3 名称进料板塔顶塔釜精馏段提馏段平均液相密度/(Kg/m3)916.22810.02979.23891.23963.9平均气相密度/(Kg/m3)3.482.754.022.973.515.2.4 液体平均表面张力根据附表五 苯-氯苯温度表面张力 可求得 塔顶液相表面张力 100-8021.75-23.75= 100-89.99

29、21.57-B B =22.62 mN/m 100-8018.85-21.27= 100-89.9918.85-B A = 20.06 mN/mLmD = 0.979×20.06 +(1-0.979)×22.6 = 20.11 mN/m 3P29 进料板液相表面张力 100-8021.57-23.57= 100-98.2321.57-B B =21.78 mN/m 100-8018.85-21.27= 100-98.2318.85-A A = 19.04 mN/m LmF = 0.49×19.04 +(1-0.49)×21.78 = 20.44 mN/m

30、 塔底液相表面张力 140-12017.32-19.42= 140-129.1117.32-B B = 18.46 mN/m 140-12014.17-16.49= 140-129.1117.32-A A = 15.33 mN/mLmW = 0.029×15.33 +(1-0.029)×18.46 = 18.37 mN/m 精馏段液相表面张力 100-8021.57-23.75= 100-94.1121.57-B B = 22.21 mN/m 100-8018.85-21.27= 100-94.1118.85-A A = 19.56 mN/mLmt1 = 0.59×

31、;19.56 +(1-0.59)×22.21 = 20.65 mN/m 提馏段液相表面张力 120-10016.49-18.85= 120-114.1116.49-B B = 18.37 mN/m 120-10019.49-21.57= 120-114.1119.42-A A =20.05 mN/m Lmt2 = 0.21×0.78 +(1-0.21)×20.05 = 19.69 mN/m名称进料板塔顶塔釜精馏段提馏段平均表面张力/(mN/m)20.4420.1118.3720.6519.695.3 精馏塔的塔体主要工艺尺寸计算5.3.1 气液相负荷的计算 精馏段

32、质量流量 QL1 = ML1L = 92.25×33.81 = 3118.97 Kg/h = 0.87Kg/sQV1 = MV1V = 82.87×54.94 = 4552.9 Kg/h =1.265 Kg/s体积流量 L1 = QL1L1= 0.87891.42 = 9.76×10-4 m3/s V1 = QV1V1= 1.2652.95 = 0.43 m3/s 提馏段质量流量 QL2 = ML2L = 105.37×33.81 = 3562.5597 Kg/h =0.989 Kg/s QV2 = MV2V = 97.33×54.94 = 5

33、347.31 Kg/h =1.49Kg/s体积流量 L2 = QL2L2= 0.989963.9 = 1.02×10-3 m3/s V2 = QV2V2= 1.493.51 = 0.43 m3/s5.3.2 板间距取板间距 HT =350 mm 板上液层高 hL = 60 mm HT - hL = 350 60 =290 mm5.3.3 塔径 精馏段根据史密斯法求空塔气速 umax(L1V1)(L1V1)1/2 = (9.76×10-40.43)×(891.422.95)1/2 = 0.0395 1P161 查表六可知 C20 = 0.06 2P63C = C20

34、（120）0.2= 0.06×（20.6520）0.2 = 0.061umax = C×L-VV = 0.061 × 891.42-2.952.95 = 1.06 m/s 取 u = 0.7 umax = 0.7×1.06 = 0.74 m/s 1P162 D = 4V1u = 4×0.433.14×0.74 = 0.86 m 经圆整得 D = 1000 mm提馏段 (L2V2)(L2V2)1/2 =(1.02×10-30.43)×(963.93.51)1/2 = 0.0395查表六可得 C20 = 0.06 C

35、=C20（220）0.2 = 0.06×（19.6720）0.2= 0.0599 umax = C×L-VV = 0.0599×963.9-3.473.51 = 1.06 m/s取 u = 0.7 umax = 0.7×1.06 = 0.74 m/s D = 4V2u = 4×0.433.14×0.74 = 0.86 m经圆整 D =1000 mm5.3.4 有效高度精馏段的有效高度： Z精 = （N精 - 1）HT = （7-1）×0.35 = 2.1 m 1P160提馏段的有效高度： Z提 = （N提 - 1）HT =

36、（9-1）×0.35 = 2.8 m 在进料口上方开一人孔，其高度为0.8 m , 故精馏塔的有效高度 Z = Z精 + Z提 + 0.8 + 6×0.35 = 2.1 + 2.8 + 0.8 + 2.1= 7.8 m5.4 塔板主要工艺尺寸的计算5.4.1 溢流装置计算因塔径 D = 1 m 可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液管 堰长 lw取lw = 0.6D =0.6×1 = 0.6 m 1P163 堰高 hw堰上液层高度：how = 2.841000 × E × (Lhlw)2/3 取 E = 1 2P67精馏段how = 2.84&#

37、215;10-3×1×(9.76×3600×10-40.6)2/3 = 9.2×10-3 m出口堰高 hw = hL - how = 0.06 0.0092 = 0.0508 m提馏段how = 2.84×10-3×1×(3600×1.02×10-30.6)2/3 = 9.5×10-3 m出口堰高 hw = hL - how = 0.06 - 0.0095 = 0.0505 m弓形降液管的宽度和截面积由 lwD = 0.6 查图表可得 WdD = 0.11 AfAT = 0.055 2

38、P68 Wd = 0.11×1 = 0.11 mAT = D24 = 0.785×1.0 2 = 0.785 m2Af = 0.785×0.055 = 0.0432 m2液体在降液管的停留时间 = AfHTL 精馏段 = 0.0432×0.3509.76×10-4 = 15.4 > 5 s提馏段 = 0.0432×0.3501.02×10-3 = 14.82 > 5 s 降液管底隙高度精馏塔 取u0, = 0.06 m/s ho = Lh3600×lw×u0' = 3600×

39、9.76×10-43600×0.6×0.06 = 0.027 m hw ho = 0.0508-0.027 = 0.0238 > 0.006 m 故降液管底隙高度设计合理提馏段 取u0= 0.08 m/s ho = Lh3600×lw×u0' = 3600×1.02×10-33600×0.6×0.08 = 0.021 mhw ho = 0.0505-0.021 = 0.0295 >0.006故降液管底隙高度设计合理5.4.2 塔板布置因800<D<1200 mm 所以采用整

40、块式塔板 边缘区宽度 Wc和安定区 Ws 1P167取 Wc = 80 mm Ws = 90 mm 开孔区面积 Aa Aa = 2(xr2-x2 + 180 ×r2sin-1 xr ) 式中 2P69 x = D2 - (Wd + Ws) = 12(0.11+0.09) = 0.3 m 2P70 r = D2 Wc = 12 0.08 = 0.42 m Aa = 2(0.300.422-0.302 +3.14180×0.422sin-1 0.30.42)= 0.465 m2 开孔数 n 和开孔率 取孔径 d0=5 mm 正三角形排列 筛板采用碳钢 2 P70其厚度为= 2.

41、0 mm 取中心距 t= 3.0d0 = 15 mm 2 P70筛板数： n = 1.155Aat2 = 1.155×0.4650.0152 = 2387 个 2 P70开孔率： = A0Aa = 0.907( d0t )2 = 0.10 = 10% 2 P70气体通过阀孔的气速u0 = VA0 = 0.430.1×0.516 = 8.4m/s 3P555.5 板式塔的流体力学验算5.5.1 塔板压力降hf的校验（1）精馏段 d = 42.0 = 2.0 查表六得 2P73 C0 = 0.76 hc = 0.051(u0c0)2(VL) 2P73= 0.051×(

42、5.750.76)2 ×2.95891.42 = 0.0097 气体通过液层的阻力 hl = (hw + how) 3P41 ua = V1AT-Af = 0.430.785-0.0432 = 0.58 m/s F0 = uaV = 0.58×2.95 = 0.996 查表六得 3P41 = 0.69 hl = 0.69×(9.2×10-3+0.0508) = 0.0414 m 液体表面张力的阻力 h = 4LLgd0 = 4×20.65×10-3891.42×9.81×0.004 = 0.0024 m 3P41

43、hp = hc + hl + h = 0.0097+0.0414+0.0024 = 0.0535 m P = hpLg = 0.0535×891.42×9.81 = 467.8 Pa <0.7KPa （2）提馏段 hc = 0.051(u0c0)2(VL) = 0.051×(5.750.76)2 ×3.47963.9 = 0.0105 m 气体通过的液层的阻力 hl = (hw + how) ua = VsAT-Af = 0.430.785-0.0432 = 0.58 m/s F0 = uaV = 0.58×3.51 = 1.08 查表六

44、得 = 0.67 hl = 0.67×(9.5×10-3+0.0505) = 0.0402 m 液体表面张力的阻力 h = 4LLgd0 = 4×19.69×10-3963.9×9.81×0.004 = 0.0021 m hp = hc + hl + h = 0.0105+0.0402+0.0021 = 0.0528 m P = hpLg = 0.0557×963.9×9.81 = 526.7 Pa <0.7KPa5.5.2 液面落差对于筛板塔，页面落差很小，本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响

45、。5.5.3 雾沫夹带 （1）精馏段 eV = 5.76×10-6(uaHT-hf)3.2 2P74 hf = 2.5hL = 2.5×0.06 = 0.15 m 2P75 eV =5.76×10-620.65×10-3 0.58(0.35-0.15)3.2 = 0.0084 Kg/Kg < 0.1 (2) 提馏段 eV =5.76×10-619.69×10-3 0.58(0.35-0.15)3.2 = 0.0088 Kg/Kg < 0.15.5.4 漏液（1）精馏段 u0 ,min =4.4C0(0.0056+0.13h

46、L-h)LV 2P75=4.4×0.76(0.0056+0.13×0.06-0.0024)×891.42/2.95=5.097m/s 实际孔速 u0 = 8.4 > u0,min 稳定系数 k = u0u0,min = 8.45.097 > 1.5 2P75(2) 提馏段 u0 ,min =4.4C0(0.0056+0.13hL-h)LV=4.4×0.76(0.0056+0.13×0.06-0.0021)×963.9/3.51=4.92m/s 实际孔速 u0 = 8.4 > u0,min 稳定系数 k = u0u0,

47、min =8.44.92 > 1.55.5.5 液泛 （1）精馏段 Hd K(HT + hw) 2P75 苯-氯苯物系属一般物系 取K = 0.5 则 2P76 K（HT + hw）= 0.5×(0.35+0.0508) = 0.2 Hd = hp + hL + hd hd = 0.153(L1Lwh0)2 = 0.153×(9.76×10-40.6×0.027)2 = 0.00055 1P170 Hd = 0.0535 + 0.06 + 0.00055 = 0.11405 Hd < K（HT + hw） 所以不会液泛（2）提馏段 Hd K(

48、HT + hw) 苯-氯苯物系属一般物系 取K = 0.5 则 K（HT + hw）= 0.5×(0.35+0.0505) = 0.2 Hd = hp + hL + hd hd = 0.153(L2lwh0)2 = 0.153×(1.02×10-30.6×0.021)2 = 0.001 Hd = 0.0528 + 0.06 + 0.001 = 0.1138 Hd < K（HT + hw） 所以不会液5.6 塔板负荷性能图5.6.1 漏液线精馏段 由 u0 ,min =4.4C0(0.0056+0.13hL-h)LV u0,min = Vs,minA

49、0 hL = hw + how how = 2.841000 E (Lhlw)2/3 得 V1,min = 4.4C00.0056+0.13hw+2.841000E(Lhlw)2/3-hL/V = 4.4×0.76×0.465×0.01×0.0056+0.130.0508+2.841000×1×3600L10.62/3-0.0024891.42/2.95 = 2.700.011892+0.121L12/3L1/m20.00020.00060.00150.0030.0045V1/m20.2990.3050.3130.3240.332由上

50、述数据可以做出漏液线1提馏段由 u0 ,min =4.4C0(0.0056+0.13hL-h)LV u0,min = Vs,minA0 hL = hw + how how = 2.841000 E (Lhlw)2/3 得 Vs,min = 4.4C00.0056+0.13hw+2.841000E(Lhlw)2/3-hL/V = 4.4×0.76×0.465×0.1× 0.0056+0.130.0505+2.841000×1×3600L20.62/3-0.0021963.9/3.47 = 2.590.01189+0.122L22/3LL2/m20.00020.00060.00150.00300.0045Vs/m20.2870.2930.3010