【正文】 定系數(shù)為 in,0 0 ???? ??? u uK 故在本設計中無明顯漏液。 精餾段： )3600( 3/2 ?? W SOW l LEh 取 1?E ，則 smL S /0 0 0 8 3 3m in, ? 據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線 3。因本設計冷熱流體溫差不大，所以選用管殼式冷凝器，被冷凝氣體走管間，以便于及時排出冷凝液。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為液沫夾帶控制。 提餾段： 當氣相負荷超過此線時，液沫夾帶量過大，使塔板效率大為 降低。 選用凹形受液盤，深度 mhW ?? 。若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用全分凝器。 ⑷ 塔板效率較高，但比浮閥塔稍低。即流體通過塔設備的壓力降小。 氯 苯純度不低于 97%，塔頂產(chǎn)品苯 純度不低于 95%（質(zhì)量分數(shù)）。據(jù)有關資料報道，塔設備的投資費用占整個工藝設備投資費用的較大比例。篩板塔是很早出現(xiàn)的一種板式塔。 原料液由高位槽經(jīng)過預熱器預熱后送入精餾塔內(nèi)。 苯 氯苯基礎數(shù)據(jù) 表 21 苯 氯苯的物理性質(zhì) 項目 分子式 相對分子質(zhì)量 沸點 /℃ 臨界溫度 /℃ 臨界壓力 /Kpa 苯 66HC 6833 氯苯 ClHC 56 4520 表 22 苯 氯苯液體粘度 溫度 (℃ ) 60 80 100 120 140 苯 )( sMPa? 氯苯 )( sMPa? 表 23 苯 氯苯純組分飽和蒸汽壓 P（ mmHg ) 溫度 (℃ ) 80 90 100 110 120 130 苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 氯苯 148 205 293 400 543 719 760 表 24 苯 氯苯液相密度 ? （ kg/m3） 溫度（℃） 80 90 100 110 120 130 苯 817 805 793 782 770 757 氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 表 26苯 氯苯液體表面張力 )10( 13 ?? ?mN? 溫度 (℃ ) 80 85 110 115 120 131 苯 氯苯 沈陽化工大學化工原理課程設計 第二章 精餾塔設計計算 6 表 25 苯 氯苯氣液平衡組成與溫度的關系 溫度（℃） 液相 氣相 80 90 100 110 120 130 操作條件 4KPa(表壓 )； RR? ； (表壓 )； ≤ 。 液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高 dH 應服從下式關系 即， )( WTd hHH ?? ? 苯 氯苯物系屬一般物系，取 ?? ，則 精餾段： mhH WT )()( ?????? 而 dLPd hhhH ??? 板上不設進口堰， dh 可由下式計算 液柱muh d 0 0 5 )(1 5 220 ????? 液柱mhhhH dLPd ??????? )(H d WT hH ?? ? 提餾段： mhH WT )()( ???????? 而 dLPd hhhH ??? 板上不設進口堰， dh 可由下式計算 液柱muh d 0 0 6 1 5 )(1 5 220 ?????? 液柱mhhhH dLPd 0 6 1 ??????????? )(H d WT hH ????? ? 沈陽化工大學化工原理課程設計 第二章 精餾塔設計計算 27 故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。 同理得，提餾段液相負荷下限線為 smL S /0 0 0 8 3 3m in, ?? 液相負荷上限線 該線又稱降液管超負荷線。 冷凝水循環(huán)與氣體方向相反，即逆流式。 沈陽化工大學化工原理課程設計 第二章 精餾塔設計計算 33 操作線 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖 精餾段： 圖 27 精餾段負荷性能圖 在負荷性能圖上，做出操作點 A，連接 OA，即做出操作線。 表 215 精餾段液沫夾帶線計算數(shù)值 )//( 3 smLS )//( 3 smVS 由此表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線 2。 ⑷ 降液管底隙高度 精餾段降液管底隙高度的計算 mhh W ????? 提餾段降液管底隙高度的計算 mhh W 0 3 0 3 0 ??????? 故降液管底隙高度設計合理。 塔頂冷凝裝置根據(jù)生產(chǎn)狀況決定采用全凝器，以便于準確地控制回流比。 ⑶ 塔板壓力降較低，適宜于真空蒸餾。 ⑶ 流體流動的阻力小。連續(xù)精餾塔在常壓下操作，被分離的苯 氯苯二元混合物由連續(xù)精餾塔中部進入塔內(nèi)，以一定得回流比由連續(xù)精餾塔的塔頂采出含量合格的苯，由塔底采出氯苯。因此，塔設備的設計和研究，受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。五十年代起對篩板塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設計方法。操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜殘液 )，再沸器中原料液部分氣化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。 20 ℃ 全塔物料衡算 基礎計算 已知：原料液 kgF ?? ，質(zhì)量分數(shù) ?Fx ， ?Dx ， ?Wx 原料液中單位時間質(zhì)量 ?F 1388930024 8 ??? hkg/ 取 14000 hkg/ ⑴ 進料液、餾出液、塔釜液摩爾組成 進料液摩爾組成 Fx = ）（? ? 餾出液摩爾組成 Dx = )(??? 塔釜液摩爾組成 Wx = )(??? 沈陽化工大學化工原理課程設計 第二章 精餾塔設計計算 7 ⑵ 平均摩爾質(zhì)量 )4 8 9 ( 8 9 ??????FM /kg kmol )( ?????DM /kg kmol )0 4 2 ( 4 2 ??????WM /kg kmol 物料衡算 進料液摩爾流量 ??F hkmol/ 總物料衡算 WDF ?? ⑴ 易揮發(fā)組分物料衡算 WDF xWxDxF ????? ⑵ 聯(lián)立 ⑴ ⑵ 兩式得 hkmolW hkmolD / /71?? 物料衡算圖如圖 21 所示 圖 21 物料衡算圖 沈陽化工大學化工原理課程設計 第二章 精餾塔設計計算 8 求最小 回流比及操作回流比 因為 q=1，所以 Fq xx ? =，由表 23求 qy 即 489 q? 得 qy = 所以 minR ?? ????? qq qD xy yx 得出 ? = 操作溫度計算 根據(jù)表 25，用內(nèi)插法算得 進料 10090 ?? Ft ?Ft ℃ 塔頂 9080 9 6 4 D ??? ?Dt ℃ 塔底 Wt120 ? ?Wt ℃ 精餾段平均溫度 892 ???mt℃ 提餾段平均溫度 1132 ????mt℃ 相對揮發(fā)度的計算 ⑴ 精餾段 已知： ?t ℃ 液相組成 1x ： 18090 1 ??? x ?x 氣相組成 1y ： 19080 1 ??? y ?y 沈陽化工大學化工原理課程設計 第二章 精餾塔設計計算 9 精餾段相對揮發(fā)度 ?1?1111 xy xy?? ?? = ??? ）（ ）（ 精餾段相平衡 方程為 yyx ?? ⑵ 提餾段 已知： ?t ℃ 液相組成 2x ： 2 ???? x 氣相組成 2y ： 2 ???? y 提餾段相對揮發(fā)度 ?2? )( )( 22 ??? ????? ?? xy xy 提餾段相平衡方程為 yyx ?? 塔板數(shù)的計算 理論塔板數(shù)的確定 采用圖解法計算理論塔板數(shù) 精餾段操作線方程為 ?????? xxRxR RyD hk mo lRDL / 2 ???? hk mo lDRV / 1 5716 2 )1( ????? 提餾段操作線方程為 VWxxVLy W????? hk m o lqFL / 9 4 ?????? hk m o lVFqVV /)1( ?????? 所以操作線方程為： ?? xy 而 1?q ，所以 q 線方程為 ?? Fxx 沈陽化工大學化工原理課程設計 第二章 精餾塔設計計算 10 圖 22 圖解法計算理論塔板數(shù) 由圖 22 可知精餾塔內(nèi)理論塔板數(shù)為 91=8 塊（不包括再沸器），其中精餾段理論塔板數(shù)為 3塊，提餾段理論 塔板數(shù)為 5塊 逐板計算法計算理論塔板數(shù)： 已知精餾段相平衡方程為yyx ?? 提餾段相平衡方程為yyx ?? 由逐板計算法算得各層塔板上的氣液組成，如表 27所示 表 27 各層踏板上的氣液組成表 y x 1 2 3 4 ≤ Fx 5 6 7 8 9 ≤Wx 精餾塔內(nèi)理論塔板數(shù)為 91=8 塊，其中精餾段 3塊，第 4塊為進料板 實際塔板數(shù)的計算 ⑴ 全塔效率 塔內(nèi)平均溫度 1042 ????? WD ttt ℃ 沈陽化工大學化工原理課程設計 第二章 精餾塔設計計算 11 板效率可由奧康奈爾公式 )( ?? LTE ?? 其中： ? —— 塔頂和塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度； L? —— 塔頂和塔底平均溫度下的液相粘度 smPa? ① 精餾段 已知 ?? 該溫度下的各組分粘度為： ?苯? smPa? ， ?氯苯? smPa? 3 1 5 4 )1(m ?????????? FBFAii xxx ???? 板效率為： )( ???? ?TE 精餾段實際塔板數(shù)為 31 ??? TTp ENN塊 取 7塊 ② 提餾段 已知 ?? ?? 板效率為： )( ???? ?TE 提餾段實際塔板數(shù)為 522 ??? TTp ENN塊 取 11 塊 實際塔板數(shù)為 1811721 ????? PPP NNN 塊 全塔效率 %10018 19%100 ?????? PTT NNE 加料板位置在第八塊塔板 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 操作壓力計算 塔頂操作壓力 kPaP D ??? 每層塔板壓降 ?? 進料板壓力 kPaP F ???? 塔底操作壓力 kPaP W ???? 精餾段平均壓力 kPaPm ??? 沈陽化工大