(完整版)年产六万吨氯苯精制工段工艺流程设计毕业设计

（3-8）

式中进料板液相的质量分率：

aA?0.631?78.11?0.543

0.631?78.11?(1?0.631)?112.563ρLWA,?912?1.18?79t12?1.18?7138?748.194mkg/塔底： 3ρLWB,?112?71.11?t112?71.1?1138?973.82kg/mρLWm?1aAρLW,A?aBρLW,B?10.0020.998?748.194973.82?973.233kg/m3

（3-9）

3精馏段： ρL,m??819.35?891.53?/2?855.44kg/m

3提馏段： ρL,m?(973.233?891.53)/2?932.38kg/m

'3.4.4.2汽相平均密度

气体平均密度可由理想气体状态方程计算得出 精馏段气体平均密度为：

ρV,m?（3-10）

pmMV,mRTm?107.4?80.40?2.90kg/m3

8.314??273.15?86.275?提馏段气体平均密度为：

ρV,m?（3-11）

'PmMV,mRTm''?114?97.29?2.734kg/m3

8.314?(114.78?373.15)

3.4.5液体的平均表面张力

塔顶： ，（81.00℃）

σD,m?0.986?21.2?0.014?26.1?21.27mN/m 进料板： ；（91.55℃）

σF,m?0.631?20.0?0.369?25.1?21.88mN/m 精馏段： σm??21.14?21.49?/2?21.32mN /m精馏段液相平均表面张力：

σLm?(21.27?21.88)/2?21.56mN/m 3.4.6液体的平液均粘度

液相平均粘度依公式 塔顶： μA?0.308mPa?s,μB?0.399mP?sa（81.00℃）

进料板： μA?0.270mPa?s,μB?0.351mP?sa（91.55℃）

精馏段： μL,m??0.309?0.297?/2?0.303m?Psa

3.5塔和塔板主要工艺结构尺寸

3.5.1塔径

精馏段的气相体积流率为：

Vqn,VMV,ms?3600ρ?303.85?80.403600?2.90?2.340m3/s V,m（3-13）

(3-12)

提馏段的气相体积流率为：

Vs?'qn,VMV,m3600ρV,m'''?303.85?97.29?3.003m/s

3600?2.734精馏段的液相体积流量为：

Ls?qn,LML,m3600ρL,m?121.47?85.78?0.0034m3/s

3600?855.44提馏段的液相体积流量为：

Ls?'qn,LML,m3600ρL,m'''?377.95?101.67?0.01145m/s

3600?932.38按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）

由 （3-14） 式中C由公式 （3-15）

其中的由图3-2的Smith通用关联查取的，图中横坐标为：

?Lh??V?h??ρL??????ρV????0.5?0.0034??855.44???????2.34??2.90?0.5?0.0250

初选塔板间距及板上液层高度，则：

HT?hL?500-60?440mm 查Smith通用关联图得

?σ?负荷因子 C?C20?L??20?0.2?21.56??0.0752??20??0.2?0.076 3umax?C?ρL?ρV?/ρV?0.0763?855.44?2.90?/2.90?1.308m/s

3.5.2操作气速

取安全系数为0.7，则空塔气速为 3.5.3精馏段的塔径

(91)6?1.798 D?4Vs/ππ?(4?2.340π)?/0. m

（3-16）

圆整取 塔截面积为：

AT?π2πD??1.82?2.5434m2 44（3-17）

实际空塔气速为：

表3.2 塔板间距与塔径的关系

塔 径/D，m 板间距/HT.mm

200～300 250～350

300～450

0.3～0.5

0.5～0.8

0.8～1.6

1.6～2.4 350～600

2.4～4.0 400～600

3.5.4精馏塔有效高度 3.5.4.1精馏段有效高度为：

Z精?(N精-1)?HT?5?0.5?2.5m （3-18）

3.5.4.2提馏段有效高度为：

Z提?(N提-1)?HT?12?0.5?6.0m

（3-19）

在进料板上方、塔的中部，下部各开一人孔，其高度为0.45m。