苯-氯苯分离过程板式连续精馏塔设计

化工原理课程设计任务书

（一）设计任务及操作条件：

（二）设计题目：苯-氯苯分离过程板式连续精馏塔设计

1：进精馏塔的料液含氯苯38%； 2：氯苯2000t/年，氯苯纯度含量99.8% （三）塔顶馏出液含量<2% 1.操作条件

1) 塔顶压力 4kPa（表压） 2) 进料热状态 自选 3) 回流比 自选

4) 塔底加热蒸气压力 0.5Mpa（表压） 5) 单板压降 ≤0.7kPa 6）全塔效率60%

2.每年工作日为300天，每天24小时连续运行 （四）设备形式：筛板塔 （五）设计内容：

1.设计方案及流程说明:

本设计任务为分离笨-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下，一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储存罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。

2.塔的工艺计算：

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1) 精馏塔的物料衡算；

2) 计算塔顶，塔底及加料板温度； 3) 计算平衡数据；

4) 计算塔板数：作X-Y图，求最小回流比和适宜回流比，求理论塔板数和实际塔板数；

3塔和塔板的主要工艺尺寸计算： 1）塔体和塔板主要尺寸的确定 2）塔板的液体力学验算 3）塔板负荷性能图 4.设计结果一览表 5.板式塔的结构 1）塔体结构

2）塔板结构及安装方式 6.附属设备的计算及选型 1）再沸器

2）塔顶回流冷凝器 3）料液预热器

4）塔顶，塔底产品冷凝器 5）主要接管尺寸及法兰 6）蒸汽喷出器 7.绘图

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1）绘制生产工艺流程图； 2）绘制精馏塔的工艺图； 3）塔板构造图。。

8.对本设计的评述和有关问题的分析 （六）设计基础数据；

苯-氯苯纯组分的饱和蒸气压数据

131.温度，（℃） 80 90 100 110 120 130 8 苯 760 148 1025 1350 1760 2250 2840 2900 205 293 400 543 719 760 p 氯苯 （七）参考资料

?i

设计内容

1.设计方案确定及流程说明

1)设计方案的确定

精馏塔由不锈钢制造，塔节规格Φ25～100mm、高度0.5～1.5m，每段塔节可设置1～

2个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制

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温度条件，并可在室温～300℃范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。

2)设计方案的特点

筛板塔的塔板上开有许多均匀的小孔，根据口径的大小可分为小孔筛板(孔径为

3-8mm)和大孔筛板(孔径为10-25mm)，工业应用中以小孔筛板为主， 大孔筛板多用于分离粘度大、易结焦的物系。筛板塔结构简单，造价低，板上液面落差小气体压降低，相同条件下生产能力高于浮板塔，塔板效率接近浮板塔；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是稳定操作范围窄，小孔经筛板易堵，不适宜处理黏性大、脏的和带固体粒子的料液。如果操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率降低，故应用要谨慎。

3)设计工艺流程

原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔，塔顶上升蒸汽流采用全凝器冷凝后，一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至储罐中；塔釜采用再沸器提供气相流，塔釜残液送至沸热锅炉。

2．精馏塔的工艺计算 1.精馏塔物料衡算

1）原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率

笨和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11kg/kmol和112.56kg/kmol.

xF?0.62/78.11?0.7020.62/78.11?0.38/112.56

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0.98/78.11?0.9860.98/78.11?0.02/112.560.002/78.11xW??0.0030.002/78.11?0.998/112.56 xD?2)平均摩尔质量

MF?0.702?78.11?(1?0.702)?112.56?88.38MD?0.986?78.11?(1?0.986)?112.56?78.59MW?0.003?78.11?91?0.0030?112.56?112.46

3）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率

依题给的条件：一年以300天为主，一天以24小时计，有：W=277.78kg/h=2.47kmol/h, 总物料衡算 F=D+2.47

苯物料衡算 0.702F=0.986D+0.003W 联立解得 F=8.55kmol/h D=6.08kmol/h

W=2.47kmol/h

4)塔板数的确定 理论塔板数的求取

笨-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法求解N,步骤如下: 1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和漏点方程求取x-y

P?PB0PA0x?0y?x0P?PP，将所得计算结果列表如下： AB， 依据

相关数据计算

温度（℃） Pi080 760 148 1 1 90 1025 205 0.677 0.913 100 1350 293 0.442 0.785 110 1760 400 0.265 0.614 1 20130 2840 719 0.019 0.071 131.8 2900 760 0 0 笨 氯苯 2250 543 0.127 0.376 Pi0/kpa 两相摩X 尔分率 y 将x-y绘制成图如下所示：

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1?Lm??wi?i

苯 ：ρA?912?1.187t 氯苯 ： ρB?1127?1.111t 塔顶tD=83.2℃时，

?LD,A?912?1.187t?912?1.187?83.2?813.24kg/m3

?LD,B?1127?1.111t?1127?1.111?83.2?1034.73kg/m3

?LDm?1?816.73kg/m3

0.98/813.24?0.02/1034.56 进料板tF=91.8℃时，

?LF,A?912?1.187t?912?1.187?91.8?803.03kg/m3

?LF,B?1127?1.111t?1127?1.111?91.8?1025.02kg/m3

wA?0.6?78.11?0.51

0.6?78.11?0.4?112.561??898.36kg/m3 0.51/803.03?0.49/1025.02 ?LFm 塔底tW?137℃时，

?LWA?912?1.187?137?749.38℃

?LWB?1127?1.111?137?974.79℃ ?LWm?1?974.20kg/m3

0.002/749.38?0.998/974.79 精馏段液相平均密度为：

?Lm1??816.73?898.36?/2?857.55kg/m3 提馏段液相平均密度为：

?Lm2?(898.36?974.20)/2?936.28kg/m3 2.气相平均密度计算

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由理想气体状态方程计算，得

精馏段：?Vm1?pm1MVm1107.43?79.64??2.85kg/m3 RTm18.314??273?87.5?提馏段： ?Vm2??m2MVm2RTm2?114.08?96.58?3.42kg/m3

8.314?(273.15?114.4)5.液相平均表面张力的计算

塔顶tD?83.2℃时，查得?A?20.82mN/m ，?B?25.84mN/m ?LDm?0.986?20.82?0.014?25.84?20.89mN/m

进料板tF?91.8℃时，查得?A?20.47mN/m ?B?25.58mN/m ?LFm?0.6?20.47?0.4?25.58?22.51mN/m

塔底tW?137℃时，查得?A?14.25mN/m ?B?19.48mN/m ?LWm?0.002?14.25?0.998?19.48?19.49mN/m 精馏段液相平均表面张力为

?m1?(20.89?22.51)/2?21.7mN/m 提馏段液相平均表面张力为

?m2?(22.51?19.47)/2?20.99mN/m

6.液体平均黏度的计算

lg?m??xilg?i 塔顶tD?83.2℃时，

?A?0.299mpa.s ?B?0.303mpa.s

lg?LDm?0.986lg0.299?0.014lg0.303 ?LDm?0.299mpa.s 进料板tF?91.8℃时，

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?A?0.275mpa.s ?B?0.282mpa.s

lg?LFm?0.6lg0.275?0.4lg0.282 ?LFm?0.278 塔底tW?137℃时，

?A?0.184mpa.s ?B?0.197mpa.s

lg?LWm?0.002lg0.184?0.998lg0.197?LWm?o.197mpa.s

精馏段液相平均黏度为

?m1?(0.299?0.278)?0.289mpa.s 提馏段液相平均黏度为

?m2?(0.278?0.197)/2?0.238mpa.s 全塔液相平均黏度为

又因为塔顶和塔底平均温度为（0.299+0.197)/2=110.1℃

0pA234.4?4.27 则此温度下的相对挥发度为??0?pB554．精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 1.塔径的计算

1）精馏段塔径的计算

Vs1?VMVm19.41?79.64??0.073m3/s

3600?Vm13600?2.85LMLm13.33?84.26??0.00009m3/s

3600?Lm13600?857.55 Ls1? 由Umax?C?L??V ?V 式中C由C?C20(?L20)0.2计算，其中C20可由史密斯关联图查出，图的横坐标为

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1Lh?L10.00009?3600857.55()2??()2?0.021 Vh?V0.073?36002.85 取板间距HT?0.42m ，板上液层高度hL?0.07m ，则 HT?hL?0.42?0.07?0.35m 由史密斯关系图得C20?0.07 C?C20(?L20)?0.07?(21.70.2)?0.071 20 Umax?0.071?857.55?2.85?1.23m/s

2.85取安全系数为0.6 ，则空塔气速为0.6Umax?0.74m/s D1?4Vs14?0.073??0.354m?0.4m ?U13.14?0.74塔的截面积 AT??40.073实际空塔气速 u??0.579m/s

0.126D2?3.14?0.42?0.126m2 42)提馏段塔径的计算

V'MVm29.41?96.58Vs2???0.074m3/s3600?Vm23600?3.42L'MLm211.88?100.46Ls2???0.00035m3/s3600?Lm23600?936.28

1Lh?L10.00035?3600936.28()2?()2?0.078Vh?V3600?0.0743.42HT?hL?0.42?0.07?0.35m查图得 C20?0.07

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20.990.2)?0.0712020936.28?3.42Umax?0.071??1.17m/s3.42

U2?0.6Umax?0.6?1.17?0.702m/sC?C20()?0.07?(D2?4Vs24?0.074??0.36m?0.4m?U23.14?0.702?m2

塔的截面积 AT??40.074实际空塔气速 U??0.587m/s

0.126D2?3.14?0.42?0.136m2 4 2.塔高的计算

1)精馏塔有效高度的计算

（N精-1）HT?（6-1）?0.42?2.52m 精馏段 Z精?提馏段 Z提?（N提-1）HT??10?1??0.42?4.2m

在进料板上方开一个人孔 , 提馏段中开两个人孔,其高度为0.8m,则有效高度为 Z有效?Z精?Z提?0.8?3?2.52?4.2?2.4?9.12m 2）全塔实际高度

取进料板板间距为0.8m , 人孔处的板间距为0.8m , 塔底空间高度为2.0m ，塔顶空间高度为0.7m , 封头高度为0.6m ,裙座高度为2.0m , 则全塔高为

H?(n?nF?nP?1)HT?nFHF?nPHP?HD?HB?H1?H2

?(16?1?3?1)?0.42?0.8?3?0.8?0.7?2.0?0.6?2.0?13.12m

5．塔板主要工艺尺寸的计算

根据塔径和液体流量，选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘，塔板采用单流和分块式组装。

1.溢流装置的计算

1）堰长： lW?0.66D?0.66?0.4?0.26m

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2）堰高： 由 ，选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式求得：

2.84Lh132.840.00009?36003 精馏段： hOW1?E()??1?()?0.00328m

1000lW10000.2622 取hL?0.06m ，则 hW1?hL?hOW1?0.06?0.00328?0.05672m

hOW22.84Lh232.840.00035?36003?E()??1?()?0.00813m 1000LW10000.2622 提馏段：

hW2?hL?hOW2?0.07?0.00813?0.06187m 3）降液管面积

lW?0.66时，查表得 DW d?0.124 ，Wd?0.124?0.4?0.050m

D 当

AfAT?0.0722 ，Wf?0.0722?0.126?0.009m2

4）液体在降液管里停留的时间 精馏段 ?1?3600AfHTLh1?3600?0.009?0.42?42s

3600?0.00009?3600?0.009?0.42?10.8s

3600?0.00035 提馏段 ?2?3600AfHTLh2 故降液管的设计合理 5）降液管底隙高度h0 h0?Lh '3600lWU0 精馏段和提馏段降液下端与塔板间出口处的液体流速分别取

''?0.07m/s u02?0.180m/s u01精馏段 h01?Lh13600?0.00009??0.005m '3600lWu023600?0.26?0.07Lh23600?0.00035??0.0070m '3600lWu023600?0.26?0.180- 16 -

提馏段 h02?

2.塔板布置的计算

1)板块的分块

因D≤800mm , 故塔板采用分式块，查表，塔板分为3块。 2）边缘区宽度确定：

' 取 Ws?Ws?0.055m Wc?0.030m

3)开孔区面积的计算：

R]180x 23.14?0.170.17?2?[0.0210.172?0.0212?sin?1]?0.014m21800.021Aa?2[xR?x?22?R2sin?1D0.4?Wc??0.03?0.170m22 其中： D0.4x??(Wd?Ws)??(0.124?0.055)?0.02122R? 4）筛孔计算及其排列

本例所处理的物系无腐蚀性，可选用??3mm的碳钢板，取筛孔径d0?5mm 。筛孔按正三角形排列，取孔中心距为：

t?3d0?3?5?15mm

1.155Aa1.155?0.093??478个 t20.0152 开孔率 ??0.907(d0)2?0.907?(5)?10.08％

1t15精馏段 ： 筛孔数 n1? 孔气速 u01?Vs10.073??7.77m/s A00.093?0.1011.155Aa1.155?0.014??72个 t20.0152d5 开孔率 ?2?0.907(0)2?0.907?()2?10.08％

t15提馏段： 筛板数 n2? 孔气速 u02?Vs20.074??52.33m/s Aa20.014?0.101

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6．筛板的流体力学验算

1.塔板压降

1）干板阻力计算，即hc?0.051(u02?V)() C0?L 由d0/??5/3?1.67 ，查图得，C0?0.772

7.7722.85)?()?0.0172m 0.772857.5552.3323.42 提馏段 hc2?0.051()()?0.8556m

0.772936.28 精馏段 hc1?0.051( 2）气体通过液层的阻力h1计算 精馏段 h1??hL

ua?Vs0.073??1.053m/sAT?Af0.126?0.0567

F0?1.0532.85?1.77(kg1/2.s?1.m?1/2) 查图得 ??0.63

故h1??hL??(hW?hOW)?0.63?(0.05672?0.00328)?0.0378m 3）液体表面张力的阻力h?计算

4?L4?21.7?10?3??0.0021m 即 h???Lgd0857.55?9.81?0.005气体通过每层塔板的液板高度hp计算 即

hp?hc?h1?h?hp?0.0267?0.0373?0.0021?0.0661m

气体通过每层塔板的压降为：

?pp?hp?Lg?0.0661?857.55?9.81?556pa?0.7kpa（设计允许值）

5.液面落差

对于筛板塔，液面落差是很小的，本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

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3.雾沫夹带

雾沫夹带量 即

eV?5.7?10?3?L(ua)3.2HT?hf

hf?2.5hL?2.5?0.07?0.175m5.7?10?61.0533.2eV??()?0.028kg?3 故 21.7?100.42?0.1750.012kg液体/kg气体?0.1kg液体/kg气体 故在本设计中雾沫夹带量在允许范围内。 4.漏液

对筛板塔，漏液点气速u0,min计算，即

u0,min?4.4C0(0.0056?0.13hL?h?)?L/?V 精馏段 ?4.4?0.772(0.0056?0.13?0.07?0.0021)?857.55/2.85

?6.672m/s 实际孔速： u0?7.77m/s?u0,min 稳定系数： k? 提馏段：

u0u0,min?7.77?1.93?2.25?1.5 6.672u0,min?4.4C0(0.0056?0.13hL?h?)?L/?V实际孔速 ?4.4?0.772(0.0056?0.13?0.07?0.0018)?936.28/3.42

?6.382m/s52.33稳定系数 k??1.98?16.23?1.5

6.382 故在本设计中无明显漏液现象。 5.液泛

为了防止塔内发生液泛，降液管内液层高度Hd应满足Hd?K(HT?hW)，苯-氯苯物系属一般物系，取K=0.5 ,则:

K(HT?hW)?0.5?(0.42?0.05647)?0.238m 而 Hd?hp?hL?hd

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板上不设进口堰，hd的计算，即

'2hd?0.153(u0)?0.153?0.082?0.001m

Hd?0.0661?0.07?0.001?0.137mHd?K(HT?hW)

故在本设计中不会发生液泛现象。

7．塔板负荷性能图

1.漏液线

u0,min?4.4C0(0.0056?0.13hL?h?)?L/?Vu0,min?Vs,minA0hL?hW?hOW2 由 hOW?2.84E(Lh)31000lW

得

??2.84Lh23Vs,min?4.4C0A0?0.0056?0.13[hW?E()?h???L/?V1000lW??

?2.843600Ls23??4.4?0.772?0.101?0.093?0.0056?0.13[0.05672?()]?0.0021??857.55/2.8510000.26??整理得 Vs.min?0.0323.27?64.06Ls23

在操作范围内，任取几个Ls值 ，计算出Vs ，计算结果如下表：

Ls/m2 Vs/m2 0.0006 0.062 0.00150 0.065 0.0030 0.068 0.0045 0.072 由表数据即可绘制漏液线1 。

2.雾沫夹带线

以液eV?0.1kg液/kg气为限，求Vs?Ls关系如下：

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e7?10?3aV?5.)3.2由

?(uLHT?hf

uVsVa?A?s0.126?0.009?8.547VsT?Afhf?2.5hL?2.5(hW?hOW) hW?0.05672

h2.84OW?(3600Ls2320.26)?1.64Ls31000 故 h0.142?4.1L2f?s3

H22T?hf?0.42?(0.142?4.1Ls3)?0.278?4.1Ls35.7?10?6 e8.547Vs3.2V?21.7?(0.278?4.1L2)?0.1

s3整理得Vs?0.21?3.07L23s在操作范围内任取几个Ls值，计算出Vs值 ，介绍结果如下表：

Ls/m2 0.0006 0.00150 0.0030 0.0045 Vs/m2 0.188 0.170 0.146 0.126 由表数据可作出雾沫夹带线2 。

3.液相负荷下限

对于平直堰，取堰上液层高度hOW?0.006mm，作为最小液体负荷标准。h?2.841000E(3600Ls2OW3l)?0.006 W 取E?1 ,则Ls,min?(0.006?10002.84)23?0.263600?0.001m2/s

据此可作出与气体流量无关的液相负荷下线3 。

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，由下式得： ??AfHTL?4

s

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由

Ls,max?AfHT4?0.009?0.42?0.00095m2/s 4据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 。

5.液泛线

令 Hd?K(HT?hW)

Hd?hp?hL?hd;hp?hc?h1?h?;h1??hL;hL?hW?hOW联立得KHT?(K???1）hW?（??1）hOW?hc?hd?h?'2\\3a'Vs?b'?c'L2s?dLs由

忽略h0,hOW与Ls,hc与Vs的关系式代入上式，并整理得：a'?0.051?V()2(A0C0)?Lb'?KHT?(????1)hW式中：c'?0.153/(lWh0)2d'?2.84?10?3E(1??)(360023)lW

将有关的数据代入，得：

a'?0.0512.85?()?3.22(0.101?0.093?0.772)857.55b'?0.5?0.42?(0.5?0.63)?0.05672?0.202 c'?0.153/(0.26?0.002)2?5658

360023'?3d?2.84?10?1?(0.63?1)?()?2.670.26故3.22Vs?0.202?5658Ls?2.67Ls223在操作范围内任取几个Ls值，计算出Vs值 ，计算结果如下表： Ls/m2 Vs/m2 做出液泛线5

0.0006 0.185 0.0015 0.163 0.0030 0.125 0.0045 0.060

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8、精馏塔接管尺寸的计算 1 .塔顶蒸汽出口管

Vs?VRTD9.41?8.314?(83.2?273.15)??0.073m3/s

3600PD3600?105.55 选择蒸气速度u=15m/s ，则 d?4Vs4?0.073??0.078m ?u3.14?15 按照GB8163--87，选择热轧无缝钢管?83?4mm

核算u?4Vs4?0.073??13.50m/s ，在10~20m/s之间，可用。 22?d3.14?0.0892.塔顶回流液管

Ls?LMLDm3.33?88.38??0.0001m3/s

3600?LDm3600?816.73选择回流液流速u=0.4m/s ，则 d?4Ls4?0.0001??0.018m ?u3.14?0.4按照GB8163-88 ，选择冷拔无缝钢管??18?3mm

3.进料管

Fs?

FMLFm8.55?80.69?0.00021m3/s

3600?LFm3600?898.36- 23 -

选择进料液流速u=0.4m/s ，则 d?4Fs4?0.00021??0.025m ?u3.14?0.4按照GB8163-88 ,选择冷拔无缝钢管?25?2mm 核算u?4Fs4?0.00021??0.43m/s ，u<1.5m/s 可用。 22?d3.14?0.0254.塔釜出料管

L'MLWm11.88?112.46 L???0.0004m3/s

3600?LWm3600?974.2's选择塔釜出料液流速u=0.5m/s ,则

4L's4?0.0004??0.031m d??u3.144?0.5按照GB8163-88 ,选择冷拔无缝钢管?32?3.5mm

4L's4?0.0004核算u?2??0.50m/s ，u<1.5m/s之间 ，可用 2?d3.14?0.0325.加料蒸气进口管

KKc?350278?1.26?1.15

选择蒸气速度u?13m/s，则

V'RTW9.41?8.314?(137?273.15)??0.075m3/s V?3600?W3600?118.63's4Vs'4?0.075??0.085m d??u3.14?13按照GB8163-87 ，选择无缝热轧钢管?89?4mm

4us'4?0.075?12.06m/s ，在12~20m/s之间，可用。 核算u?2??d3.14?0.08929、产品冷却器选型 1.热负荷计算

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苯的定性温度tD?83.2℃ 设水的进口温度为t1?25℃

根据设计经验,选择冷却水的温升为8℃,则水的出口温度为t2?25?8?33℃ 水的定性温度 t?25?33?29℃ 2查得苯在定性温度下的物性数据 密度 ：??812.94kg/m3 饱和蒸汽气化热：r=393.9kj/kg 查得水在定性温度下的物性数据 密度：??812.94kg/m3

定性比热容：Cp?4.174kj/(kg.℃） 导热系数 ；k?0.618w/(m2.℃） 黏度 ：??0.080?10?3pa.s

Q?M.D.r?78.11?6.08?393.9?103/3600?5.2?104W 冷却水耗量:

Q5.2?104??1.55kg/s Wc?Cpc(t2?t1)4.174?103?(33?25) 2.确定流体的流经

该设计任务的热流体为苯，冷流体为水，为使苯能通过壳壁面向空气散热，提高冷却效果，令苯走壳程，水走管程。

计算平均温度：暂按单壳程、双管程考虑，先求逆流时平均温度差. 苯T 83.2→83.2

冷却水t 33←25

?t 50.2 58.2

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?tm??t2??t158.2?50.2??54.10℃ ?t258.2InIn?t150.23.确定壳程

R=

T1?T2t?t?0,P?21?0.137 t2?t1T1?t1 查表得 ：??t?1 ，因??t?0.8 选单壳程可行 。

4.选择换热器型号管板式换热器的系列

由于两流体温差≈50℃ ，壳选用固定标准（JB/T4715 92) 选择主要参数如下：

公称直径D 400mm 公称压力 Np 1.6Mpa 管程数N 4 管子尺寸 ?25?2.5mm 管子根数n 94 管 长 6000mm 管中心距 32mm 中心排管数 11 管子排列方式 正三角形 管程流通面积 0.0163m2 实际换热面积S0?n?d(L?0.1)?94?3.14?0.025?(6?0.1)?43.5m2 《化工流体流动与传热》附录二十六，初选取k?310W/(m3.℃）参照

Q5.2?104??3.10m2 S?K?tm310?54.10安全系数：

43.5?23.0?％=89.1％ ，传热面积的裕度可满足要求。

23.0采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：

Q5.2?103??22.10W（/m2.℃） k0? S0?tm43.5?54.1 验算：kk0?31022.10?14.02?1.15 ，符合实际标准

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主要符号说明

M--摩尔质量，kg/kmol

X--液相中易挥发组分的摩尔分数 Y--气相中易挥发组分的摩尔分数 F--进料液流量 ， kmol/h D--塔顶溜出液的流量 ，kmol/h W--塔底流出液流量 ，kmol/h R--回流比 ，量纲为一

Lh--塔内下降液体的流量，kmol/h Vs --塔内上升蒸汽的流量，kmol/h NT--理论塔板数 N--实际塔板数 ET--塔板效率

P--操作压强，kpa或pa

?p--压强降 ，pa或kpa

q--进料热状况参数 ΡL--液密度 ，kg/m3

? --液体表面张力 ，N/m或N/mm

μ-液体黏度 ，mpa.s HT--塔板间距 ，m

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hL--板上液层高度 ，m

C20--液体表面张力为20mN/m时负荷因子 ，量纲为一 C--负荷系数 ，量纲为一 K--安全系数 ，量纲为一 u--空塔气速 ，

u0’--降液管底隙处液体流速D’--塔径 ，m AT--塔截面积 ，m2 Af--降液管面积 ，m2 Z--塔有效高度 ，m lW--溢流堰长度 ，m hW--溢流堰高度 ，m hOW--堰上液层高度 ，m E--液流收缩系数 量纲为一Wd--降液管宽度 ，m Θ--时间 s

h0--降液管底隙高度 m Wc--边缘区宽度 m Ws--安全区宽度 m Aa--开孔面积 m n--筛板数 个

?--开孔率

m/s - 28 -

，

d0--筛孔直径 mm

?--厚度 mm

?--流量系数的修正系数

hc--与干板压强降相当的液相高度 ，m

h1--与气相穿过板上液层高度压强降相当的液柱高度 ，m ua--按开孔流通面积计算气速 ，m/s F0--阀孔动能因子 kg1/2/(m1/2.s)

h?--与克服液体表面张力的压强降相当的液柱高度 ，m hp--与单板压强降相当液层高度的 ，m g--重力加速度 m/s2 ev--雾沫夹带量 kg/kg Um--漏液点气速 ，m/s k--稳定系数

Hd--降液管内液层高度 ，m t--筛板中心距 ，m L--液体流量 ，kmol/h Ls--塔内下降液体流量 ，kmol/h V--气体流量 ，kmol/h 下标： A--易挥发组分 B--难挥发组分 max--最大

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min--最小 m--平均

设计基础数据

苯-氯苯纯组分的饱和蒸气压数据 温度，（℃） 苯 80 760 148 90 1025 205 100 1350 293 110 1760 400 120 2250 543 130 2840 719 131.8 2900 760 pi? 氯苯

设计评述与分析讨论

一．设计原则确定

工程设计本身存在一个多目标优化问题，同时又是政策性很强的工作。设计者在进行工程设计时应综合考虑诸多影响因素，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。 1． 满足工艺和操作的要求

所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。 2． 满足经济上的要求

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