苯--甲苯物系

1、苯-甲苯板式浮閥精餾塔工藝設(shè)計(jì)前言精餾是多級分離過程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和多次 部分冷凝的過程，因此可使混合液得到完全的分離。精餾可 視為多次蒸餾演變而來的，不管何種操作方式，混合物中組 分間揮發(fā)度差異是蒸餾分離的前提和依據(jù)。本次精餾是分離苯 - 甲苯混合物，是工業(yè)上常見的一種 分離模式，所設(shè)計(jì)的塔為浮閥精餾塔，浮閥塔在 50 年代得 到廣泛使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點(diǎn)，已成為最 廣泛的使用塔型，特別是在石油和化工方面受到相當(dāng)重視， 對其特性的研究也比較全面。在本次的設(shè)計(jì)中，查閱了許多資料，在前人的基礎(chǔ)上利 用了他們很多的經(jīng)驗(yàn)公式，并因此省略了一些不必要的環(huán)節(jié) 但在設(shè)計(jì)過程中， 也

2、出現(xiàn)了許多困難， 最終在老師的幫助下， 困難都解決了。最后得到的數(shù)據(jù)或設(shè)計(jì)結(jié)果屬于初級設(shè)計(jì)， 由于經(jīng)驗(yàn)不足，水平有限，其中難免有不妥之處，懇請各讀 者批評指正?；ぴ碚n程設(shè)計(jì)任務(wù)書目錄課程設(shè)計(jì)任務(wù)書4一. 設(shè)計(jì)任務(wù)及設(shè)計(jì)條件41. 設(shè)計(jì)任務(wù)42. 操作條件43. 設(shè)備形式44. 廠址4二. 設(shè)計(jì)計(jì)算4（一）設(shè)計(jì)方案的確定4（二）精餾塔的物料衡算51. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)52. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量53. 物料衡算54. 全塔熱平衡65. 塔底再沸器及加熱蒸汽消耗量66. 冷凝器的熱負(fù)荷及冷卻水消耗量6（三）塔板數(shù)的確定61. 理論板層數(shù) 的確定62. 實(shí)際板層數(shù)

3、的求取9（四）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算9（五）精餾塔的塔體工藝尺寸111. 塔徑的計(jì)算 11苯-甲苯板式浮閥精餾塔工藝設(shè)計(jì)2. 精餾塔有效高度的計(jì)算 12（六）塔板主要工藝尺寸的計(jì)算131. 溢流裝置計(jì)算132. 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列14（ 七 ） 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算151. 氣相通過浮閥塔板得壓降152. 淹塔163. 霧沫夾帶16（八）塔板負(fù)荷性能圖17三. 塔附件設(shè)計(jì) 211. 接管進(jìn)料管212. 法蘭213. 筒體與封頭224. 人孔22四. 設(shè)計(jì)評述23五. 參考資料24化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書課程設(shè)計(jì)任務(wù)書設(shè)計(jì)題目苯：苯（ A） -甲苯（B） 板式浮閥精餾塔工藝設(shè)計(jì)一、

4、設(shè)計(jì)任務(wù)及設(shè)計(jì)條件1. 設(shè)計(jì)任務(wù) 生產(chǎn)能力（進(jìn)料量） ： 16000t/ 年 操作周期： 72000h/ 年 進(jìn)料組成： 40% 塔頂產(chǎn)品組成： =97% 塔底產(chǎn)品組成： =1%2. 操作條件 每年實(shí)際生產(chǎn)天數(shù)： 330 天（一年中一個(gè)月檢修） 塔頂壓強(qiáng)： 4kpa（表壓） 進(jìn)料熱狀況：自選 單板壓降： =0.7kpa 塔釜用間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為 2-4Kgf/cm2 塔頂冷凝用冷卻水，進(jìn)出口溫差為20-40 全塔效率 : ET =52%3. 設(shè)備形式：浮閥塔4. 廠址：太原地區(qū) （ 大氣壓為 92kpa ，絕壓；夏天水溫為16-18 ）二、設(shè)計(jì)計(jì)算（一）設(shè)計(jì)方案的確定苯-甲苯板式浮閥

5、精餾塔工藝設(shè)計(jì)本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯和甲苯混合物。對于二元混合物的分 離，應(yīng)采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料， 將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)了之后送入精餾塔內(nèi)，其余 部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送入儲罐。該物系屬易分離物系， 最小回流比較小，操作回流比取最小回流比的 1.5 倍。塔釜 采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入儲罐。（二）精餾塔的物料衡算1. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 苯的摩爾質(zhì)量 M A 78kg / kmol 甲苯的摩爾質(zhì)量 M B 92kg / kmol0.340.9740.0120.30 / 78xF 0.30/ 78 0.70 / 920.97 / 78xD 0

6、.97/ 78 0.03 / 920.01/ 78xW 0.01/ 78 0.99 / 922. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF0.34 78 0.6692 87.24MD0.974 78 0.026 92 78.36MW0.012 78 0.98892 91.833. 物料衡算3原料處理量 q18000 10 28.66(kmol / h)n,F 7200 87.24總物料衡算 28.66= q qn,D n,W苯物料衡算 28.66 0.34=0.974 q q 0.012n,D n,W化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書聯(lián)立解得qn,D9.67kmol/hqn,W18.99kmol/h4.

7、全塔熱平衡全塔物料衡算qn,F qn,D qn,w全塔熱量衡算qn,f H F qn,DH D qn,wH W5. 塔底再沸器及加熱蒸汽消耗量釜?dú)堃褐斜降暮亢苌?，為簡單?jì)算，其焓值按純苯計(jì)算 泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí) q=1q q q (R 1) (2.856 1) 9.67 37.37kmol/ h再沸器的熱負(fù)荷為： 6 qB qn,v(Hn,w Hc,w) qn,vM BrB 37.3792410 1.41106 kj / h 加熱蒸汽消耗量為：qm,hQBr1.411062205639.46kj / h6. 冷凝器的熱負(fù)荷及冷卻水消耗量餾出液中幾乎為純苯，其焓值按純苯計(jì)算泡點(diǎn)進(jìn)料狀態(tài)下，全凝器的熱負(fù)

8、荷為：6QC qn,vM ArA 37.3778427 1.245 106 kj / h 冷卻水溫差取 25，則冷卻水消耗量為：qQCqm,c C pc(t2 t1)1.2451064.187251.19 104 kg / h(三) 塔板數(shù)的確定1. 理論板層數(shù) NT的確定苯( A)-甲苯(B) 屬于理想物系，可采用圖解法求理論板數(shù)苯-甲苯板式浮閥精餾塔工藝設(shè)計(jì)1）由苯 - 甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)繪出 x-y 圖，見下圖化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書（ 2）最小回流比及操作回流比的確定。 采用作圖法求最小回流比。在附圖一中對角線上，自點(diǎn)（0.34 ，0.562 ）作垂線 ef 即為 q 線，該線與平衡

9、線的交點(diǎn) 坐標(biāo)為（ 0.34,0.562） 。xD yq 0.974 0.562最小回流比： Rminq 1.91min y xq 0.562 0.34操作回流比： R =1.5Rmin =1.5 1.91=2.8653）求精餾塔的氣、液相負(fù)荷q Rq2.8659.67 27.70 kmol/hq (R 1)q(2.865 1) 9.67 37.37 kmol/hq q q 27.70 28.66 56.36 kmol/h n,L n,L n,Fqn,V qn,V 37.37 kmol/h4）操作線方程精餾段操作線方程：y qn,L x qn,D xD =0.741x+0.255 qn,Vqn

10、,V D提餾段操作線方程：y qn,L x qn,Vqn,W xW=1.508x-0.0060qn,V（5） 圖解法求理論板數(shù) 采用圖解法求理論板數(shù)，如附圖一 所示。求解結(jié)果為： 總理論板數(shù) NT =18, 其中 NT,精=8，NT ,提 （不包括再沸器） ，進(jìn)料板位置 NF =9。=9苯-甲苯板式浮閥精餾塔工藝設(shè)計(jì)2. 實(shí)際板層數(shù)的求取精餾段板層數(shù)：NT,精/ ET =8/0.52=15.38=15提餾段板層數(shù)：NT,提 / ET =9/0.52=17.30=17總實(shí)際板層數(shù)：NT,精+NT,提 =15+17=32(四) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1. 操作壓力塔頂操作壓力：pD

11、p當(dāng)?shù)?p表 92 4 96kPa每層塔板壓降：p 0.7kPa進(jìn)料板壓降：p 96 0.7 15 106.5kPa精餾段平均壓降： p (96 106.5) / 2 101.25kPa2. 操作溫度 依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法算出泡點(diǎn)溫度，其中 苯- 甲苯的飽和蒸汽壓由 Antoine 方程確定。有關(guān)數(shù)據(jù)見下 表。計(jì)算結(jié)果為： tD 78.7 ， t 82.0 ， 精餾段平均溫度： tm (78.7 82.0) / 2 80.353. 平均摩爾質(zhì)量 塔頂氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：由 xD y1 =0.974 ，查平衡 曲線(見附圖 1)得 x1=0.958 。M VDm 0.974

12、78 0.02692 78.36kg /kmolM LDm0.95878 0.042 92 78.588kg / kmol進(jìn)料板氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：由圖解理論板得到化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書( xF =0.33 ， y =0.548 )。M LFmM VFm 0.54878 0.452 92 84.328kg / kmol 0.3378 0.6792 87.38kg / kmol精餾段氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：M Vm (78.21 84.328)/ 281.269kg /kmolM Lm (78.588 87.38) / 2 82.984kg / kmol4. 平均密度1）氣相平均密度由理

13、想氣體狀態(tài)方程計(jì)算Vmpm M VmRTm101.2581.2692.80 kg/m38.314(80.35 273.15)2）液相平均密度塔 頂 液 相 平 均 密 度 ： 由 tD 78.7 ， 查 手 冊 得A=807kg/m3, B =802kg/m3LDm1798.81kg/m30.97/ 807 0.03 / 802進(jìn)料板相平均密度：t 82, A=800kg/m3, B =792kg/m3進(jìn)料板液相質(zhì)量分?jǐn)?shù)為03378A 0.33 78 0.67 920.295LFm10.295 / 800 0.705792794.34精餾段液相平均密度 ：Lm(798.81 794.34) /

14、 2 796.575kg/m35. 液相平均表面張力10苯-甲苯板式浮閥精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算公式：Lm xi i塔頂液相平均表面張力： tD 78.7 ， A21.610 3(N /m)，B 21.910 3(N/m)3LDm 0.97421.6 0.02621.9 21.61(10 3N /m)進(jìn)料板液相平均表面張力：tF 82，A 21.010 3(N /m) ，B 21.5* 10 3(N /m)LFm 0.3321.0 0.67 21.5 21.335(10 3N /m)精餾段液相平均表面張力：3Lm (21.61 21.335) / 2 21.47(10 3N/m)6. 液相平均粘度計(jì)

15、算公式： lg Lm xi lg iLm i i塔 頂 液 相 平 均 粘 度 ： tD 78.7 ，=0.315mPa? s, =0.332mPa? s 。計(jì)算得 AB進(jìn) 料 板 液 相 平 均 粘 度 ： tF 82 ，=0.301mPa? s, =0.315 mPa?s。計(jì)算得 AB精餾段平均粘度：查附錄四得到=0.315mPa? sLDm查附錄四得到LFm =0.310mPa? s=(0.315+0.310)/2=0.313mPa ?s（五） 精餾塔的塔體工藝尺寸1. 塔徑的計(jì)算1）最大空塔氣速和空塔氣速最大空塔氣速公式：umax CLV精餾段的氣、液相體積流率為：11化工原理課程設(shè)計(jì)

16、任務(wù)書qV,Vqn,V M Vm3600Lm37.3781.2693600* 2.800.301(m3 / s)0.00083(m3 /s)qqn,L M LmqV ,L 3600Lm27.7082.9843600269.575qn,Lqn,V1L 12C20 由圖 3-3 查取，橫坐標(biāo)為10.00083 3600 796.575 2板間距 H T =0.45m, 板上液層高度hL =0.05m，則H T - hL=0.4mC20 由圖 3-3 查取，為 0.089C =C20( Lm ) 0.2=0.089 (21.47/20) 0.2=0.09umax CL V =0.09 796.527

17、.58 2.8 1.515(m/s) V取安全系數(shù)為 0.6 ，則空塔氣速為u = 0.6umax 0.6 1.515 0.909( m / s)2)塔徑 D= 4qV,V4 0.301 0.649(m)u0.909按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D=0.8m塔截面積為AT 4D2 40.82 0.502(m2)實(shí)際空塔氣速 u qA0.0465 0.301 36002.80T,V 00.350021 0.610(m/s)2. 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為：Z精 (N精 1)H T(15 1) 0.456.3(m/ s)提留段有效高度為： Z提 (N提 3)H T(17 3) 0.456.3(m

18、/s)在進(jìn)料板處及提留段各開一個(gè)人孔，其高度均為0.8m，故精12苯-甲苯板式浮閥精餾塔工藝設(shè)計(jì)餾塔的有效高度為Z （Z提 Z精） 0.82 6.3 6.3 0.82 14.2（m/ s）（六） 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1. 溢流裝置計(jì)算因塔徑 D=0.8m，可選用單溢流弓形降液管， 采用凹形受液盤 各項(xiàng)計(jì)算如下：（1）堰長 取 l w =0.66D=0.66 0.8=0.528（m）（ 2）溢流堰（平直堰）高度計(jì)算公式： hw hL howq 23堰上液層高度按下式計(jì)算，即 how 120.8040 E qV,LlwE=1（近似） ，則how2.84 1 0.000833600 3 0.009

19、02m1000 0.528取板上液層高度 hL =0.05m，故hw hL how 0.05 0.00902 0.04098m(3) 弓形降液管寬度及截面面積 由 lw 0.66，查圖 3-5 得DAf 0 .0722 , Wd 0.124，故AT 0.0722 DAf 0.0722AT 0.007220.502 0.0362(m2)W d 0.124D 0.124 0.8 0.0992依下式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即3600 Af HT36000.03620.450.00083360029.63s 5s 故降液管設(shè)計(jì)合理,L13化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書4）降液管底隙高度計(jì)算公式h0 360

20、q0Vl,wLu 0取 u0 0.08m/s ，則 h0qV,L3600* lwu036000.000830.0196m36000.5280.08hw ho 0.04098 0.0196 0.02138m 0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。2. 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動能因數(shù) Foo10 ，用下式求孔速，即F0V 2.80由下式求每層塔板上的浮閥數(shù)，u010 5.98(m / s)NqV,V0.301 424d02u0 4 0.0392 5.98取邊緣區(qū)寬度 Wc 0.06m破沫區(qū)寬度 Ws 0.07m。由下計(jì)算鼓泡區(qū)面積，即R D2 Wc 0.8/2Dx2(Wd Ws)0.060

21、.8/20.34m(0.09920.07)0.231mAa 22210R2sin x0R1800R2 2 22 0.231 0.342 0.2312 18000.342sin10.231 =0.288(0.34m2)浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=75mm=0.075m ，則按下估算排間距，即14苯-甲苯板式浮閥精餾塔工藝設(shè)計(jì)t AaNt0.2880.142m 91mm420.075考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支 撐與銜接也要占去一定空間，因此排間距不宜采用 91mm ， 而應(yīng)小于此值，故取 t 80mm 0.08m 。按 t=75mm=0.075m

22、 , t 80mm 0.080m ，以等腰三角形叉排方式 畫圖，得閥數(shù) N =45 個(gè)。按 N =45 , 重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：qV,Vu024d02N0.3015.602m/ s1 0.0392 454F 0 u0 V5.602 2.8 9.37閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在 9-12 范圍內(nèi)塔板開孔率= u 0.610 100% 10.89% u0 5.602七）塔板流體力學(xué)驗(yàn)算1. 氣相通過浮閥塔板得壓降可根據(jù)式 hp hc hl h ，計(jì)算塔板壓降。 （ 1）干板阻力 按下先計(jì)算臨界孔速，即1 /1.82573.1u0cV73.12.81/1.8255.821m / su0u0c，

23、0.175 hc 19.9u0L0.17519.95.76960.52750.034m板上充氣液層阻力h1 本設(shè)計(jì)分離本和甲苯混合液，即液相15化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù) o 0.5 。依式（ 3-53 ）計(jì)算，即hl 0 hL 0.50.05 0.025（m）（ 2）克服表面張力所造成的阻力 h 因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔， 其 h 很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔的壓降 相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋篽p hc hl 0.034 0.025 0.059（m） 單板壓降： p hp L g 0.059796.5759.81 461（Pa） 2、淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控

24、制降液管中清液層高度 Hd （HT hw）。 Hd 可用下式計(jì)算，即 Hd hp hd hl（ 1）與空氣通過壓板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p 0.059 （m）（2）液體通過降液管的壓頭損失 hd ，因不設(shè)進(jìn)口堰，故按 式（ 3-62 ）計(jì)算，即hd0.153qV,Llwh00.1530.000830.5280.01960.00098(m)16( 3)板上液層高度，取 hL=0.05m因此 H d hp hL hd 0.059 0.05 0.00098 0.11(m)取 0.5 ， H T 0.45m ， hw 0.04098m則 ( H T hw) 0.5 (0.45 0.04098) 0.2

25、45m可見 Hd （HT hw） 符合防止淹塔的要求。3、霧沫夾帶按式（ 3-58 ）及式（ 3-59 ）計(jì)算泛點(diǎn)率 F1苯-甲苯板式浮閥精餾塔工藝設(shè)計(jì)板上液體流徑長度： Z L D 2Wd 0.8 20.0992 0.6016(m)2 板上夜流面積： Ab AT 2Af 0.502 2 0.0362 0.430(m ) 苯和甲苯可按正常系統(tǒng)按表 3-3 取物性系數(shù) K=1.0 ，又由圖查 得 泛 點(diǎn) 負(fù) 荷 系 數(shù) CF=0.128 ， 按 下 計(jì) 算 泛 點(diǎn) ， 得F11.36qv,L ZLKCFA b100%0.3012.80796.5752.801.360.000830.601610.

26、128 0.430100%33.7%另一方面計(jì)算泛點(diǎn)率，得100%0.301 2.8796.575 2.8100% 41.6%0.78 10.1280.43計(jì)算出的泛點(diǎn)都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足eV 0.1kg 液/kg 汽的要求。八)塔板負(fù)荷性能圖1.36qv,LZLqv,vKCF Ab定的塔板結(jié)構(gòu)，式中均為1、霧沫夾帶線F1按式( 3-58 )作出，即 1 對于一定的物系及一v、 L、AbC、 F及ZL 知值，相應(yīng)于 eV=0.1 的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各已知數(shù)代入上式，便得出 qV,V-qV,L 的關(guān)系式，據(jù) 此作出霧沫夾帶曲線。17化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書按泛點(diǎn)率 80

27、%計(jì)算如下2.8 qV,V 796.575 2.81.36qV,L1.00.1280.4300.60160.8整理得 qV,V 13.77qV ,L 0.741對此式在操作范圍內(nèi)列表，如下：qV,L/(m3/s)0.0010.002qV,V/(m3 /s)0.7270.7132、液泛線hl由 (HThw )hphdhlhchlhhLhd確定液泛線忽略式中 hd項(xiàng)，將式（3-62 ）、式（3-42 ）、式（ 3-50 ）、式（3-51 ）及 hLhw h0w 代入上式，得到2Vo(HT hw )5.34 VL2og 0.153 (lqWVh,Lo)(2 1 ) hw2.84 E( qV,L )2

28、/31000 E( lw )物系一定，板塔結(jié)構(gòu)尺寸一定， 則 HT、hw、 ho、 lW、 V、 L、及等均為定值，而 o與 qV,V 又有如下關(guān)系，即qV,Vodo2N4式中閥孔數(shù) N 與孔徑 do 亦為定值。因此，可將上式簡化，得2 2 2/3(2)0.331q0.1835 1428.6 q1.532q在操作范圍內(nèi)作表，如下：3 q (m /s) V,L/0.00050.0010.00150.002q (m3 /s)V,V /0.5240.4890.4840.4643、液相負(fù)荷上限線18苯-甲苯板式浮閥精餾塔工藝設(shè)計(jì)液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于3 5s。3600AfHT 3

29、: 5s 依式(3-41 )知液體在降液管中的停留時(shí)間qV,L求出上限液體流量 值(常數(shù))，在 圖上，液相負(fù)荷上限 線為與氣體流量 無關(guān)的豎直線。以 =5s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則qV ,L,maxAf AT50.03620.4550.0033(m3 /s)(3)4、漏液線對于 F1 型重閥，依 Fo5又知qV,V4 do N o，即 qV,V4d20N式中 do、N、 V均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷qV,V 的下限值，據(jù)此作出與液相流量無關(guān)的水平漏液線。依 F0=5 作 為 規(guī) 定 氣 體 最 小 負(fù) 荷 的 標(biāo) 準(zhǔn) ， 則25qV ,V min 4d0N0.0392 4

30、5 5 0.161(m3/ s)V 4 0.039 2.8 (4)5、液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度 作為液相負(fù)荷下限的標(biāo)準(zhǔn)，依下列 的計(jì) 算式2.84 E(3600(qV,L)howmin )2/3 1000E(lw)計(jì)算出 qV ,L的下限值， 依此作出液相負(fù)荷下限線， 該線為與氣 體流量無關(guān)的豎直直線。19化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書120.8040E(3600(lqwV,L )min)2/3 0.006取 E=1 則qV ,L,min30.006 1000 2 0.5282.84 136000.00045(m3 /s)(5)依據(jù)上面的計(jì)算作圖的由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：(1)、在任務(wù)規(guī)定的氣液

31、負(fù)荷下的操作點(diǎn)A(設(shè)計(jì)點(diǎn) ) ，處在適宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置。(2)、塔板的氣相負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制。( 3)、按照固定的液氣比，由圖查出塔板的氣相負(fù)荷上限(qV ,V )max 1.59(m3s/ )氣相負(fù)荷下限 (qV,V)min 1.16(m3s/ ) 。所以； 操作彈性 0.46 2.860.161將計(jì)算結(jié)果匯總列于下表中20苯-甲苯板式浮閥精餾塔工藝設(shè)計(jì)項(xiàng)目數(shù)值說明備注塔徑 D/m0.8板間距 HT/m0.45塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速 u/(m/s)0.610堰長 lw/m0.528堰高 hw/m0.04098板上液層高度 hL/m0.05降液管底隙高度 ho

32、/m0.0196浮閥數(shù) N/ 個(gè)45等腰三角形插排閥孔氣速 uo/(m/s)5.602閥孔動能因數(shù) Fo9.37臨界閥孔氣速 uoc/(m/s)5.821孔心距 t/m0.075指同一橫排的孔心距排間距 t /s0.080指相鄰兩橫排的中心線距離單板壓降 pp/Pa461液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間/s19.63降液管內(nèi)清液層高度 Hd/m0.11泛點(diǎn)率 /%33.7%氣相負(fù)荷上限 (qV,V)max0.46霧沫夾帶控制氣相負(fù)荷下限 (qV,V)min0.161漏液控制操作彈性2.86三、塔附件設(shè)計(jì)1、接管進(jìn)料管mufd 4qV,L 本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管， 管徑的計(jì)算如下：muf 注：m取 uf 1.6m/s ，得40.00083 41.13(mm)1.6 取 382.5mm 的進(jìn)料