邻-对氯甲苯精馏塔设计(编辑修改稿)

邻-对氯甲苯精馏塔设计(编辑修改稿)内容摘要：

组成 板 数 1 2 3 4 5 6 7 X ＜ ＜ Y 实际塔板数的确定 经上述计算可知 ℃Dt ℃120Wt ℃Ft 全塔的平均温度 3 FWD tttt 平 ℃4 6 2  查手册得平均温度下的液相中各组分的黏度 表 55 邻 对氯甲苯的粘度 组分 对氯甲苯 邻氯甲苯 黏度 ℃平 t 时 AX 计算出平均黏度  ALBALAL XX  1  全塔效率根据曲线关联式     TLTE hE   则实际塔板数为 TTp ENN  块（不包含再沸器） 化工系毕业设计（论文） 10 塔径及踏板结构尺寸的确定 确定 ℃顶进平  ttt 查表 5— 1 得 ℃平 t 下的摩尔分数 BAXX BAyy  BBAALBA XMXMM MM BAL MMM   RTPP Mgg     31 5 6 7 33 1 5 8 2 63 2 0 1 mkg  BBAAAAAW XMXM XMX      AWBW XX 在 ℃时查取 33mkgPmkgPBA  BBWAAW PXPXPL 1    mkgPL   DRV 1    hk m ol7 7 8 0 1 1 4  VVV Mgg  3600  sm 33105 3 5 6 0 0 5 8 2 67 7  RDL  hk m o   sm 35103 4 0 1 73 6 0 0 5 8 2 63 8  化工系毕业设计（论文） 11 查《化工原理》，（附表十五）得 ℃Dt ℃120Wt ℃Ft 表 56 邻 对氯甲苯摩尔分数 温度 ℃ 120℃ ℃ 邻氯甲苯 对氯甲苯 温度下邻氯甲苯和对氯甲苯的表面张力 进料板表面张力 BBAAm XX  进   塔顶表面张力 m 顶 2 m进顶   mm 2 0  取板间距 TH mhL  则分离空间为 :  hH T  气液功能参数为 : 35  gPLVV gL   由《化工原理》中图 5— 1 负气负荷因子 C ,因表面张力的差异气体负荷因子校正为 206 mCC 3 0 3 2 0 2 0 7  计算容许速率 maxV 为 : ggCCV   m a x  sm8 1 01 73  取安全系数为 则空塔气速 化工系毕业设计（论文） 12 o  sm3 6 1  计算出塔径 ogVD 4 m57 53  根据标准塔径图为 塔截面积 42DAT  22 26 m 空塔气速 TLAV    0＜ 表 57 不同塔径的板间距参考值 由表 54 可见，当塔径为 时其板间距可取 450m，因此此板间距可用 提馏段塔径的确定 ℃平 t 查表 11 的在 107℃下 BAXX BAyy BBAAL XMXMM    BBAAy yMyMM   塔径 mmD/ 800~1200 1400~2400 2600~6600 板间距 mmHT/ 300,350,400,450,500 400,450,500,550,600, 650,700 450,500,550,600,650, 700,750,800 化工系毕业设计（论文） 13 即 BAgL MMMM  RTMg y    mkg  BBAAAAAW MMXM XMX    BWX 在 ℃查取 33987998 mkg mkgBA  BBWAAW PXPXL 1 0 109 879 109 980 33   3987 mkgD  DRV 1      Vgg VMV 3600  sm 33106 9 5 6 0 0 5 8 2 67 7  3 8 8 1 1  RDL LLL PLMV  3600  sm 35103 8 8 73 6 0 0 5 8 2 63 8  查得在 ℃120Wt , ℃Ft 下的表面张力 AA BB 进料板表面张力 BBAAm XX  进    塔顶的表面张力 BBAm XX   A顶 化工系毕业设计（论文） 14     提馏段液体平均表面张力 2 m顶进   mm  mmN32 244  取板间距 mHT  ,取板上液层高度 mhL  ,则气液动能参数为 35  gLgL PPVV 由图 5— 1 查得气体负荷因子 C 因表面张力的差异气体负荷因子校正为 6 mCC  计算出最大容许速率 maxV ggcCV   m a x 取安全系数为 则空塔气速  smV 3 2 4   sm74 05 730  计算出塔径为 04VVD g 6 6  按标准塔径圆整为 D= 塔截面积 42DAT  空塔气速 TgAV   4 6 9  0＜ 由此可见当塔径为 时其板间距可取 450m 因此此板间距可用 化工系毕业设计（论文） 15 溢流装置的计算 液流收缩系数 E液流收缩系数 图 34 液流收缩系数 精馏段的计算 选单溢流降液管，不设进口堰 1)堰长 wl 取堰长 Dlw   m 2)溢流堰上液流高度 owh )()(100055,232DLVVVVEkWWLWLow 取 E=1 则   mhow 0 0 0 3 32  mhow  可用齿流堰 3)出口堰高度 化工系毕业设计（论文） 16 mhhh owlw 0 6 6 0 0 3  4)降液管的底隙高度 根据公式  whh 来确定 0h mh 0 6 0 0 6 6  因为塔径较大，所以取 mmh 500  5)齿形降液管宽度 dW 和面积 fA 查 ,《化工原理课程设计》 )(4107,22DWmAAAAdTfTf dW 液体在降液管内停留时间： 3  L TfVHAt st11 故可用 提馏段计算 选单溢流降液管，不设进口堰 1)堰长 wl 取堰长 Dlw   2)溢流堰上液流高度 owh 0 4 2 3 6 0 0103 8 )()(1 0 0 055,232DLVVVVEhWWLWLow 取 E=1 则  mhow000 042 32 mhow  选用齿形堰 化工系毕业设计（论文） 17 3)出口堰高度 wh mhhh owlw 0696  4)降液管的底隙高度 0h 根据公式  whh 来确定 0h mh 0 6 3 0 6 9  因为塔径较大，所以取 mmh 500  5)齿形降液管宽度 dW 和面积 fA 查 ,《化工原理课程设计》 )(1 7 4 422DWmAAAAdTfTf mW d 2 3  液体在降液管内停留时间： 3  L TfVHAt st5 故可用 塔板布置及浮阀数排列 精馏段塔板布置及浮阀数排列 取阀孔动能因子 10aF au ，求孔速 smgFu a /   每层塔板上浮阀数 aogud VN  24 取 md  )()( 2 3 块  N 化工系毕业设计（论文） 18 取边缘区宽度 mWC  ，破沫区 mWS  塔板上的鼓泡区面积  CWDr   5 5 ) 2 (2121  s。