氯苯

ppΔ  hhhh lcp 0 . 7 k Pak  pLp ghp  （不满足工艺要求，需重新调整参数）。 现对塔板结构参数作重新调整如下： 取 50cW mm， 75sW mm。 开孔区面积 aA 180s in180212221222  πRxRπxRxAa 式中：      sd

5 7 5 .0 3TZ N m     提 提 ） 在进料板上方开一人孔，其高度为 故精馏塔的有交高度为 Z = Z 0 .8 2 .7 4 5 .0 3 0 .8 8 .6Zm     精 提 塔板主要工艺尺寸的计算 溢流装置计算 因塔径 D＝ ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 各项计算如下： 堰长 Wl 取 6 6 28Wl D m   

板压降 ph 和 ppΔ 的重新验算 22 LVooc ρρCuh 气体通过筛板的压降（ 单板压降） ph 和 ppΔ  σlcp hhhh 0 .7 k Pak PaPa  ghρpΔ （满足工艺要求） 苯 氯苯板式精馏塔的工艺设计 2020 级学生用化工原理课程设计示范 14 （二）雾沫夹带量 ve 的验算 气（满足要求）液气液

即有： fp ＜ ，满足设计的操作要求。 （二）雾沫夹带量 Ve 的验算 m / s 1 . 0 4 6 VuTsn f 气（满足要求）液气液 / k 3 fTaV hHue 式中： Lf hh  ，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。 （三）漏液的验算 漏液点的气速 omu    / m / som o L L Vu

9 ) / 2 2 0 . 8 8 /Lm m N m    （六）液体的平均粘度 mLμ, 1. 液相平均粘度计算：由  ℃ ，查手册得 mPa s  mPa s  l g 0 . 9 8 l g (0 . 3 0 7 ) 0 . 0 2 l g (0 . 3 3 9 )L D m   mPa s  进料板平均粘度计算：由  ℃ ，查手册得 mPa s

精）精） 提馏段 平均摩尔质量 k m olkgMk m olkgMLmVm/ / ((提）提） 兰州大学化学化工精馏塔设计 9 平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 3((3((/ / mkgRT MPmkgRT MPmVmmVmmVmmVm  ）（）（（提）提）（提）提）（精）精）精）（精） 液相平均密度计算 液相平均密度依 下

which is suitable for separating volatile benzene and less calculate and equipment design are have made material balance and energy balance ,the tower heights is ,the tower diameter is 1800mm, bar

 LT hH Smith 法求取允许的空塔气速 maxu （即泛点气速 Fu ） 0 2 1 5 08 0 0 0 2 2 VLssVL  查 Smith 通用关联图得 C 负荷因子 08 20 20  CC 泛点气速：      VVLCu  m/s ，则空塔气速为

液相体积流量 /h8 . 2 4 m/sm0 0 2 2 33 hL 冷凝器的热负荷    kW1 5 9 33 6 0 0/3 1 3 5  VrQ 14 六．塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 （一）塔径 mm450TH 及板上液层高度 mm60Lh ，则：  LT hH Smith 法求取允许的空塔气速 maxu （即泛点气速 Fu ） 0 2 1 5 08 0

20世纪 50年代初，它始终处于主导地位。 第二次世界大战后，炼油和化学工业发展迅速，泡罩塔结构复杂、造价高的缺点日益突出，而结构简单的筛板塔重新受到重视。 通过大量的实验研究和工业实践，逐步掌握了筛板塔的操作规律和正确设计方法，还开发了大孔径筛板，解决了筛孔容易堵塞的问题。 因此，50年代起，筛板塔迅速发展成为工业上广泛应用的塔型。 与此同时，还出现了浮阀塔，它操作容易，结构也比较简单