化工原理課程設(shè)計(jì) 媛

1、一 緒論精餾是一種利用回流是液體混合物得到高純度分離的蒸餾方法，是工業(yè)上應(yīng)用最廣的液體混合物分離單元操作，廣泛應(yīng)用于石油、化工、輕工、食品、冶金等領(lǐng)域。精餾過程在能量劑驅(qū)動下，使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，按操作壓力還可分為常壓、加壓和減壓蒸餾，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進(jìn)行分離。 典型的精餾設(shè)備是連續(xù)精餾裝置，包括精餾塔、塔底再沸器、塔頂全凝器/冷凝器。 本設(shè)計(jì)采用篩板板式精餾塔完成指定分離任

2、務(wù)，設(shè)計(jì)書中包括物料衡算和能量橫算；以及塔板數(shù)的確定，塔板工藝尺寸的確定，再沸器、全凝器的選型等內(nèi)容。本設(shè)計(jì)按以下幾個(gè)階段進(jìn)行：(1) 設(shè)計(jì)方案確定和說明。根據(jù)給定任務(wù)，對精餾裝置的流程、操作條件、主要設(shè)備型式及其材質(zhì)的選取等進(jìn)行論述。(2) 蒸餾塔的工藝計(jì)算，確定塔高和塔徑。(3)塔板設(shè)計(jì)：計(jì)算塔板各主要工藝尺寸，進(jìn)行流體力學(xué)校核計(jì)算。接管尺寸、泵等，并畫出塔的操作性能圖。(4)管路及附屬設(shè)備的計(jì)算與選型，如再沸器、冷凝器。(5)繪制精餾塔的設(shè)備圖。二設(shè)計(jì)方案的確定設(shè)計(jì)題目：分離苯甲苯混合液的常壓篩板精餾塔1.原始數(shù)據(jù)：生產(chǎn)能力：處理量為8000kg/h原料：苯含量為40

3、%（mol,下同）的液體進(jìn)料方式：泡點(diǎn)進(jìn)料分離要求：塔頂餾出液苯含量為95%塔底釜液甲苯含量為98%操作要求：取回流比為 倍的最小回流比，總板效率為0.82.裝置流程的確定裝置流程包括精餾塔，原料預(yù)熱器，再沸器，冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾在塔內(nèi)的多次部分氣化與多次部分冷凝實(shí)現(xiàn)分離，熱量自塔釜輸出，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。次設(shè)計(jì)中采用的是用泵輸送原料。塔頂冷凝器采用是全凝器，以便于準(zhǔn)確的控制回流比。3.操作壓力的選擇精餾操作經(jīng)?？稍诔?、加壓和減壓下進(jìn)行。確定操作壓力時(shí)，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性進(jìn)行考慮。根據(jù)苯和甲苯的物料特性，

4、此設(shè)計(jì)采用常壓操作。4.進(jìn)料熱狀況的選擇進(jìn)料狀態(tài)和塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的預(yù)熱負(fù)荷都有密切的聯(lián)系。在實(shí)際生產(chǎn)中進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中，這主要是由于此時(shí)塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計(jì)和制造上提供了方便。此設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料。5加熱方式的選擇精餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。由于飽和水蒸氣溫度與壓力互為單值函數(shù)關(guān)系，其溫度科通過壓力調(diào)節(jié)。同時(shí)，飽和水蒸氣的冷凝替熱較大，價(jià)格較低廉，因此通常用飽和水蒸氣作為加熱劑，在苯設(shè)計(jì)中采用的就是飽和水蒸氣加熱。6回流比的選擇回流比是精餾操作的

5、重要工藝條件，其選擇原則是使設(shè)備費(fèi)和操作費(fèi)之和最低。在本設(shè)計(jì)中采用最小回流比的2倍作為才做回流比。三精餾塔全物料衡算F：進(jìn)料量（kmol/s） xF：原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）D：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/s） xD：塔頂組成W：塔底殘液流量（kmol/s） xW：塔底組成笨的摩爾質(zhì)量：MA=78kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量：MB=92kg/kmol由已知條件：xf=0.4 xD=0.95 xW=1-0.98=0.02進(jìn)料量：F=8000kg/h=8000/3600(0.4*78+0.6*92)=0.0257kmol/s物料衡算式：F=D+W FxF=DxD+WxW四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性

6、數(shù)據(jù)的計(jì)算附：苯甲苯氣液平衡組成與溫度的關(guān)系（101.3Pa）苯/%（摩爾分?jǐn)?shù)）溫度/液相氣相0.00.0110.68.821.2106.120.037.0102.230.050.098.639.761.895.248.971.092.159.278.989.470.085.386.880.391.484.490.395.782.395.097.981.2100.0100.080.21. 溫度利用表中數(shù)據(jù)用內(nèi)插法計(jì)算時(shí)間tF、tD、tDtF：（95.2-92.1）/（39.7-48.9）=（tF-95.2）/（40-39.7）tF=95.10tD：tD=81.2tW：（106.1-110.6）

7、/（8.8-0）=（tW-110.6）/（2-0）tW=109.58所以精餾段平均溫度:t1=（tF+tD）/2=（95.10+81.2）/2=88.15提餾平均溫度： t2=(tF+tW)/2=（95.10+109.58）/ 2=102.341 密度已知：混合液密度：1/PL=aa/PA+ab/PB混合氣密度：Pv=（T0PM）/22.4TP0式中：PL、Pv表示混合液、混合氣的密度；PA、PB表示A、B純組成的密度；aa、ab表示A、B純組成的質(zhì)量分?jǐn)?shù)；T0、P0表示237.15k和101.3kPa；P、T代表操作壓力和溫度；M表示平均相對分子質(zhì)量。aAF=(0.4*78)/0.4*78+

8、(1-0.4)*92=0.3611aAD=(0.95*78)/0.95*78+(1-0.95)*92=0.941aAW=(0.02*78)/0.02*78+(1-0.02)*92=0.01701 求在各點(diǎn)溫度處相應(yīng)的氣相組成如下：塔頂溫度：tD=81.2 氣相組成：yD=97.9%進(jìn)料溫度：tF=95.10氣相組成：yF（用內(nèi)插法計(jì)算）（92.1-95.2）/（71.0-61.8）=（95.1-95.2）/（100yF-61.8）解得：yF=62.10塔底溫度：tW=109.58氣相組成：yW（用內(nèi)插法計(jì)算）（106.1-110.6）/（21.2-0）=（109.58-110.6）/（100y

9、W-0）解得：yW=4.8% 塔頂、進(jìn)料板、塔底處的液相、氣相平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算：MLD=xD*78+（1-xD）*92=78.7kg/kmolMLF=xF*78+（1-xF）*92=86.4kg/kmolMLW=xW*78+（1-xW）*92=91.72kg/kmolMVD=yD*78+（1-yD）*92=78.3kg/kmolMVF=yF*78+（1-yF）*92=83.31kg/kmolMVM=yM*78+（1-yM）*92=91.33kg/kmol所以，精餾段液相平均摩爾質(zhì)量：ML1=(78.7+86.4)/2=82.55 kg/kmol提餾段液相平均摩爾質(zhì)量：ML2=（86.4+91

10、.72）/2=89.06 kg/kmol精餾段氣相平均摩爾質(zhì)量：MV1=（78.3+83.31）/2=80.8 kg/kmol提餾段氣相平均摩爾質(zhì)量：MV2=（83.31+91.33）/2=87.32 kg/kmol 在不同溫度下苯和甲苯的密度如下：溫度/PA/kg.m-3PB/kg.m-380812.35808.1585808.15804.0690804.06800.8695797.86794.86100790.86789.86105784.86785.86110777.86779.86利用內(nèi)插法可求出tD,tF,tW溫度下的苯和甲苯混合液的密度（單位：kg.m-3） tF=95.10 PA

11、F=797.72 PBF=794.761/PLF=0.3611/797.72+(1-0.3611)/794.76,則PLF=759.83tD=81.2 :PAD=811.34 PBD=807.171/PLD=0.9416/811.34+(1-0.9416)/807.17,則PLD=811.10tW=109.58 :PAW=7778.45 PBW=780.361/PLW=0.01701/778.45+(1-0.01701)/780.36,則PLW=780.33所以，精餾段液相平均密度：PL1=(PLF+PLD)/2=(795.83+811.10)/2=803.47提餾段液相平均密度：PL2=(P

12、LF+PLW)/2=(795.83+780.33)/2=788.08在常壓操作下，P=PD,則：PVF=(83.31*273.15)/22.4*(273.15+95.10)=2.76PVD=(78.3+273.15)/22.4*(273.15+81.2)=2.69PVW=(91.33*273.15)/22.4*(273.15+109.58)=2.91所以,精餾段氣相平均密度:PV1=(PVD+PVF)/2=(2.69+2.76)/2=2.73提餾段氣相平均密度:PV2=(PVF+PVW)/2=(2.76+2.91)/2=2.843. 混合液的表面張力液相平均表面張力依下式計(jì)算，即：LM=xii

13、式中：LM表示混合液的表面張力（單位：mN/m）；xi表示各組分的分子量；i表示各純組分的表面張(單位mN/m). 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算：tD=81.2,查手冊知：A=20.72mN/m B=20.90mN/mLDm=0.95*20.72+(1-0.95)*20.90=20.73mN/m 進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算：tF=95.10，查手冊知：A=19.15mN/m B=19.45mN/mLFm=0.40*19.15+(1-0.40)*19.45=19.33mN/m 塔底液相平均表面張力的計(jì)算：tW=109.58,查手冊知:A=17.52mN/m B=18.05mN/mLWm=0.02

14、*17.52+(1-0.02)*18.05=18.04mN/m所以，精餾段液相平均表面張力為：L1=(20.73+19.33/_2=20.03mN/m提餾段液相平均表面張力為：L2=(19.33+18.04)/2=18.68mN/m4.液相平均粘度液體混合物的粘度可用下式計(jì)算，即µLM13式中：µLM13混合液黏度，mPa.s；µii組分的液體黏度，mPa.s；純液體黏度用下式計(jì)算，即：lgµL=A/T-A/B式中：µL液體溫度為T時(shí)的黏度，mPa.s；T溫度，K；A,B液體黏度常數(shù)苯和甲苯的液體黏度常數(shù)如下表：組分AB苯545.64265.3

15、4甲苯467.33255.24 塔頂液相平均黏度的計(jì)算：tD=81.2lgµADL=545.64/（273.15+81.2）-545.64/265.34,則µADL=0.3044 mPa.slgµBDL=467.33/（273.15+81.2）-476.33/255.24，則µBDL=0.3075 mPa.sµLDM1/3=0.95*0.30441/3+(1-0.95)*0.30751/3，則，µLDM=0.3006 mPa.s 進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算：tF=95.10lgµAFL=545.64/(273.15+95.10

16、)-545.64/265.34,則µAFL=0.2663 mPa.s lgµBFL=467.33/(273.15+95.10)-467.33/255.24,則 µBFL=0.2742 mPa.s µLFM1/3=0.40*0.26631/3+(1-0.40)*0.27421/3,則,µLFM=0.2710 mPa.s 塔底液相平均黏度的計(jì)算：tW=109.58lgµAWL=545.64/(273.15+109.58)-545.64/265.34=0.2340 mPa.slgµBWL=467.33/(273.15+109.58

17、)-467.33/255.24=0.2455 mPa.sµLWM1/3=0.02*0.23401/3+(1-0.02)*0.24551/3,則，µLWM=0.2455 mPa.s所以，精餾段液相平均黏度：µL1=(0.3046+0.2710)/2=0.2878 mPa.s提餾段液相平均黏度：µL2=(0.2710+0.2453)/2=0.2582 mPa.s五塔板數(shù)的確定1.理論塔板數(shù)NT的求取采用逐板計(jì)算法 精餾段，提餾段相對揮發(fā)度的求??；查表可知Antoine方程常數(shù)：苯：A=6.9419 B=2769.42 C=-53.26甲苯：A=7.0580

18、B=3076.65 C=-54.65Pi0=A-B/(C+T) (PiS/MPa;T/K)tD=81.2 PA0=0.1048 MPa PB0=0.0404 MPa則D= PA0/ PB0=2.5941tF=95.10PA0=0.1574 MPa PB0=0.06375 MPa則F= PA0/ PB0=2.469tW=109.58PA0= 0.2314 MPa PB0=0.0983 MPa則W= PA0/ PB0=2.354所以，精餾段的平均相對揮發(fā)度為：1=D*F=2.5941*2.469=2.5308提餾段的平均相對揮發(fā)度為：2=W*F=2.469*2.354=2.4108 最小回流比及操

19、作回流比由手冊查得苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出xy圖苯/%（mol分率溫度/苯/%（mol分率溫度/液相氣相液相氣相00110.659.278.989.48.821.2106.17085.386.82037102.280.391.484.4305098.690.395.782.339.761.895.29597.981.248.97192.110010080.2由于泡點(diǎn)進(jìn)料，所以xe=xf=0.40；在圖中可以讀出ye=0.621故，最小回流比為：Rmin=（xD-ye）/（ye-xe）=（0.95-0.2-621）/（0.621-0.040）=1.489取操作回流比為：R=2Rmin=2*1.

20、489=2.978 精餾塔的氣液相流率：精餾段：L=RD=0.01028*2.978=0.03061kmol/sV=(R+1)D=(2.978+1)*0.01028=0.04089 kmol/s提餾段：因泡點(diǎn)進(jìn)料q=1L=L+qF=0.03001+0.0257=0.05631 kmol/sV=V-(1-q)F=0.04089 kmol/s 相平衡方程：精餾段氣液平衡方程為：xn=yn/1-yn（1-1）=yn/（2.5308-1.5308yn）提餾段氣液平衡方程為：xn=yn/2-yn（2-1）=yn/（2.4108-1.4108yn） 操作線方程精餾段操作線方程：yn+1=RR+1xn+XD

21、R+1=2.9782.978+1xn+0.950.978+1=0.7486xn+0.2388提餾段操作方程:yn+1=L'V'xn+WV'xw=0.056310.04089xn+0.015420.04089*0.02=1.137711xn+0.00754 逐板法求理論板層數(shù)由于泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q=1，xq=xF=0.40精餾段板層數(shù)ynxn10.95000.882520.89940.779430.82230.646540.72270.507450.61860.3906提餾段板層數(shù)ynxn60.54540.332370.46520.265180.37260.197790.2

22、7980.1388100.19880.0933110.13600.0613120.09200.0403130.06300.0271140.04490.0191有表中可以看出：總理論板層數(shù)NT=14（包括再沸器）,進(jìn)料板位置NF=52 實(shí)際板層數(shù)的求取：精餾段實(shí)際板層數(shù)：N精=4/0.8=5精餾段實(shí)際板層數(shù)：N提=9/0.88=11.2512六、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1塔徑的計(jì)算：精餾段塔徑的計(jì)算：精餾段的氣液相體積流率為：VS=(VMV1)/(PV1)=(0.04089*80.8)/2.73=1.2102 m3/sLS=(LML1)/(PL1)=(0.03061*82.55)/803.47=

23、0.00314 m3/s最大空塔氣速：Vmax=CPL-Pv/(Pv) ，式中C（負(fù)荷因子，m/s）由式C=C20（L/20）0.2,(其中C20有史密斯關(guān)聯(lián)圖查的)計(jì)算得出，圖的橫坐標(biāo)為：（Lh/Vh）*（PL1/PV1）0.5=(0.00314/1.2102)*(803.47/2.73)0.5 =0.04451取塔板間距HT=0.50m，板上液層高度hL=0.07m，則：HT-hL=0.50-0.07=0.43m查圖得:C20=0.10C=C20(L/20)0.2=0.10*（20.03/20）0.2=0.100m/svmax=0.100*（803.47-2.73）/2.73=1.7126

24、m/s去安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速v=0.6 vmax=0.6*1.7126=1.0276塔徑D=4Vs/（v）=4*1.2102/（*1.1027）=1.7568m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為：D=1.5m塔截面積為：AT=（/4）D2=（/4）1.52=1.76625m2實(shí)際空塔氣速為：v=2.491/1.2102=0.4755m/s提餾段塔徑的計(jì)算:提餾段的氣液體積流率為：Vs，=（V，MV2）/（pv2）=（0.04089*87.32）/2.84=1.2572m3/sLs，=（L，ML2）/（pL2）=（0.05631*89.06）/788.08=0.00636 m3/s同樣查史密斯關(guān)聯(lián)圖，其

25、橫坐標(biāo)為：（Lh/Vh）*（PL2/Pv2）=（0.00636/1.2572）*（7880.8/2.84）0.5=0.08472取塔板間距HT=0.50m，板上液層高度hL=0.07m，則：HT-hT=0.50-0.07=0.43m查圖得：C20=0.091C=C20（L/20）0.2=0.091*（18.68/20）0.2=0.08977m/sVmax=0.08977*788.08-2.84/（2.84）=1.4927m/s取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為：V=0.6 Vmax=0.6*1.4927=0.8956m/s塔徑D=4Vs'/（v'）=4*1.2572（*08956

26、）=1.34m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為:D=1.5m塔截面積為：AT=（/4）D2=（/4）*1.52=1.81m2實(shí)際空塔氣速為：v=2.5879/1.81=1.400m/s2 精餾塔有效高度計(jì)算：精餾段有效高度為：Z精=（N精-1）HT=（5-1）*0.50=2m提餾段有效高度為：Z提=（N提-1）HT=（12-1）*0.50=5.5m七、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1 溢流裝置的設(shè)計(jì)因塔徑是1.8m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。 溢流堰（出口堰） 堰長lW 取lW=0.7D=0.7*1.5=1.05m 溢流堰高度hW由hW=hL-how，選用平直堰，堰上液層高度：how=（2.84/10

27、00）E（Lh/lw）（2/3）精餾段：近似取E=1，則：how=（2.84/1000）*（0.00314*3600）/1.26（2/3）=0.01226取板上清液高度hL=70mm故hw=0.07-0.01226=0.05774提餾段：近似取E=1則：how=（2.84/1000）*（0.00636*3600）/1.26（2/3）=0.01963取板上清液高度為hL=70mm 故：hw=0.07-0.01963=0.05037m降液管 弓形降液管寬度Wd和截面積Af由lw/D=0.7 查圖得Af/AT=0.0946 Wd/D=0.1520故：Af=0.0946AT=0.0946*2.5447

28、=0.2407m2Wd=0.1520*1.8=0.2736m精餾段：用下式驗(yàn)算降液管中停留時(shí)間，即：=（3600AfHT）/（Lh）=（3600*0.2407*0.5）/（0.00314*3600）=38.34s5s提餾段：其停留時(shí)間為：=（3600AfHT）/（Lh）=（3600*0.2407*0.5）/（0.00636*3600）=18.92s5s故降液管設(shè)計(jì)合理。 降液管底隙高度ho精餾段：取降液管底隙的流速Vo=0.06m/sho=Lh/（3600*lwVo）=（0.00314*3600）/（3600*0.06）=0.04153hw-ho=0.05774-0.04153=0.01621

29、0.006m提餾段：取將液管底隙的流速Vo=0.12m/sho=Lh/（3600lwVo）=（0.00636*3600）/（3600*0.12）=0.0421hw-ho=0.0503-0.0421=0.008270.006m受液盤：選用凹形受液盤，深度hw=50mm2塔板設(shè)計(jì)塔板布置 塔板的分塊：因D800mm，所以塔板采用分塊式，以便通過人孔裝拆塔板，查表得塔板分為5塊 邊緣區(qū)寬度的設(shè)定：取Ws=200mm Ws=70mm Wc=50mm 看空區(qū)面積計(jì)算：Aa=2xr2-x2 +【（r2）/180】arcsinxrx=D/2-（Wd-Ws）=1.8/2-（0.2736+0.2）=0.4264

30、r=D/2-Wc=108/2-0.05=0.85m故Aa=2*0.55640.852-b0.55642+【（*0.852）/180）】arcsin0.55640.85=1.201m2篩孔計(jì)算及排列：本設(shè)計(jì)要求處理的物系無腐蝕性，可選用4mm碳鋼板，取篩孔直徑do=6mm。篩孔按正三角排列，取孔中心距：t=3do=3*6=18mm篩孔數(shù)目：n=（1.155Aa）/t2=（1.155*1.746）/0.0182=6224個(gè)開孔率為：=0.907（do/t）2=0.907*（0.006/0.018）2=10.1%精餾段氣體通過篩孔的氣速為：Vo=Vs/Aa=1.2102/（1.201*10.1%）=

31、10.415m/s提餾段氣體通過篩孔的氣速為：Vo=1.2572/（1.201*10.1%）=10.47m/s八、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1塔板壓降干板阻力的計(jì)算 精餾段干板阻力hc=0.051（Vo/Co）2（Pv/PL）1-（Ao/Aa）2式中：Vo氣體通過篩孔的速度m/s Co孔流速度由于篩板的開孔率=10.1%15%，故上式可化簡為：hc=0.015(Uo/Co)2(PV1/PL1)由do/=6/4=1.5.查圖知Co=0.780故hc=0.051（10.415/0.780）2（2.73/803.47）=0.0310m液柱 提餾段：hc=0.051*（10.47/0.780）2（2.84/7

32、88.08）=0.0331m液柱氣體通過液層阻力的計(jì)算： 精餾段氣體通過液層的阻力hl由下式計(jì)算：hl=hL其中為充氣系數(shù)，反應(yīng)板上液層的充氣程度，其值可查圖得到，圖中Fo為氣相動能因子，其定義式為：Fo=Ua(v1)（1/2）Ua=Vs/（AT-Af）=1.2102/（2.5447-0.2407）=0.5253m/s所以Fo=0.5253*2.73=0.8680kg0.5/（s.m0.5）查圖可知=0.691 故hl=hL=0.691*0.070=0.048液柱 提餾段氣相動能因子Fo：Ua=Vs/（AT-Af）=1.2572/（2.5447-0.2407）=0.5457m/sFo=UaPv

33、2=0.54572.84=0.9196 kg0.5/（s.m0.5）查圖=0.680，故hl=hL=0.680*0.070=0.0476m液柱液體表面張力的阻力 精餾段液體表面張力所產(chǎn)生的阻力hh=（4lim）/（PL1gdo）=（4*20.03*10-3）/（803.47*9.81*0.006）=0.0017m液柱 提餾段液體表面張力產(chǎn)生的阻力h：h=（4lim）/（PL2gdo）=（4*18.68*10-3）/（788.08*9.81*0.006）=0.0016m氣體通過每層塔板的液柱高度： 精餾段：hp=hc+hl+h=0.0310+0.048+0.0017=0.0807m液柱 提餾段：

34、hp=hc'+hl'+ h=0.0331+0.0476+0.0016=0.0823液柱塔板壓降：精餾段：Pp=hpPL1g=0.0807*803.47*9.81=636.08提餾段：Pp=hpPL2g=00823*788.08*9.81=636.27所以精餾段和提餾段的塔板壓降對于篩板的操作壓力P=101.325kpa來說很小，因此在本設(shè)計(jì)中全塔按p=101.325kpa操作，并可忽略壓降。2. 液面落差：對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3. 液沫夾帶精餾段液沫夾帶量常用下式計(jì)算：ev=（5.7*10-6）/lim【ua/（HT-h

35、f）】3.2，hf塔板上鼓泡層高度m一般取hf=2.5hL=2.5*0.070=0.175m故ev=【（5.7*10-6）/（20.3*10-3）】【0.5253/（0.50-0.175）】3.2=0.01323kg液/kg氣0.1kg液/kg氣 提餾段同樣取hf=2.5hL=2.5*0.070=0.175m液沫夾帶量：ev=【（5.7*10-6）/（18.68*10-3）】【0.5457/（0.50-0.175）】3.2=0.001602kg液/kg氣0.1kg液/kg氣4. 漏液精餾段：漏液點(diǎn)氣速uo.min可按下式計(jì)算：uo.min=4.4Co0.0056+0.13h1-h（Pl1/Pv

36、1）=4.4*0.780*0.0056+0.13*0.0017-0.0017*（803.47/2.73）=6.713m/s實(shí)際孔速uo=10.415uo.min穩(wěn)定系數(shù)K=uo/ uo.min=10.415/6.713=1.5521.5 提餾段漏液點(diǎn)氣速uo.min=4.4Co0.0056+0.13h1-h（Pl2/Pv2） =4.4*0.780*0.0056+0.13*0.0017-0.0016*（788.08/2.84）=6.543m/s實(shí)際孔速uo=10.47uo.min穩(wěn)定系數(shù)K= uo/uo.min=10.47/6.543=1.60011.5故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。5. 液泛為防止塔

37、內(nèi)發(fā)生液泛，將液管內(nèi)夜層高度Hd應(yīng)該滿足下式關(guān)系即：Hdp（HT+hw）且Hd=hp+hL+hd式中：Hd降液管中液層高度，m液柱： hd與液體流過降壓管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萴液柱 精餾段板上沒有設(shè)進(jìn)口堰，故可用下式計(jì)算：hd=0.153（uo）2=0.153*.0.122=0.0022m液柱Hd=hp+hL+hd=0.0807+0.070+0.0022=0.1529m液柱取p=0.5，則p（HT+hw）=0.5*（0.50+0.5774）=0.27887m所以Hdp（HT+hw） 提餾段hd=0.153（uo）2=0.153*.0.252=0.0096m液柱Hd =hp+hL+hd=0.08

38、32+0.070+0.0096=0.1619m液柱取p=0.5，則p（HT+hw）=0.5*（0.50+0.05037）=0.2752m所以Hdp（HT+hw）故在本設(shè)計(jì)中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。九、塔板負(fù)荷性能圖1. 漏液線精餾段由uo.min=4.4Co0.0056+0.13h1-h（Pl1/Pv1）uo.min=Vs.min/AD, hL=hw+how， how=（2.84/1000）E（Ln/Lw）2/3得：Vs.min=4.4CoAo0.0056+0.13【hw+（2.84/1000）E（Ln/Lw）2/3】-h（Pl1/Pv1）=4.4*0.780*10.1%*1.746*0.0056+

39、0.13【0.05014+2.8410003600Ls1.2623】+-0.0017（803.47/2.73）整理得Vs.min=10.383*0.01042+0.07434Ls2/3 提餾段uo.min=4.4Co0.0056+0.13h1-h（Pl2/Pv2）uo.min=Vs.min/AD hL=hw+how， how=（2.84/1000）E（Lh/Lw）2/3得Vs.min=4.4CoAo0.0056+0.13【hw+2.841000ELnLw23】-h（Pl2/Pv2）=4.4*0.780*10.1%*1.746*0.0056+0.13【0.04843+2.8410003600Ls

40、1.2623】-0.0016（788.08/2.84）=10.082*0.0103+0.07434Ls2/3即取Vs.min=10.082*0.0103+0.07434Ls2/3在操作范圍內(nèi)認(rèn)取幾個(gè)值按上式計(jì)算，計(jì)算結(jié)果如下表示：精餾段Ls/（m3/s）Vs.min（m3/s）0.0011.09700.0031.13580.0051.1652提餾段Ls/（m3/s）Vs.min（m3/s）0.0011.05950.0031.09730.0051.1260由此表數(shù)據(jù)可坐出漏液線1.12. 液沫夾帶線精餾段以ev=0.1kg液kg氣為限，求VS-LS關(guān)系如下：ev=【（5.7*10-6）/lim】

41、【ua/（HT-hF）】3.2ua=Vs/（AT-Af）=0.4340VshF=2.5hL=2.5（hw+how） hw=0.5774how=（2.84/1000）*1*（3600Ls/1.26）2/3=0.5718Ls2/3hf=2.5*（0.05774+0.5718Ls2/3）=0.14435+1.4295Ls2/3ev=（5.7*10-6）/（20.03*10-3）（0.4340Vs）/【0.50-（0.14435+1.4295Ls2/3）】=0.1整理得：Vs=5.319-20.571Ls2/3提餾段同樣以ev=0.1kg液kg氣為限，求VS-LS關(guān)系如下：ev=【（5.7*10-6）

42、/l2m】【ua/（HT-hF）】3.2ua=Vs/（AT-Af）=0.4340Vshf=2.5hL=2.5（hw+how） hw=0.05037how=（2.84/1000）*1*（3600Ls/1.26）2/3=0.5718Ls2/3hf=2.5*（0.05037+0.5718Ls2/3）=0.1259+1.4295Ls2/3ev=（5.7*10-6）/（18.68*10-3）（0.4340Vs）/【0.50-（0.1259+1.4295Ls2/3）】=0.1整理得：Vs=5.335-20.1276Ls2/3在操作范圍內(nèi)認(rèn)取幾個(gè)值按上式計(jì)算，計(jì)算結(jié)果如下表示：精餾段Ls/（m3/s）Vs（

43、m3/s）0.0015.18530.0034.96310.0054.7859提餾段Ls/（m3/s）Vs（m3/s）0.0015.13370.0034.91630.0054.7465由此表數(shù)據(jù)即可做出液沫夾帶線2.23. 液相負(fù)荷下限線精餾段對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。how=（2.84/1000）E（3600Ls/Lw）2/3=0.006m取E=1則Ls.min=【（1000*0.006）/2.84】3/2*（1.26/3600）=0.001075m3/s據(jù)此做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限3提餾段同樣取堰上液層高度how=0.006m作為最小液體

44、負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。how=（2.84/1000）E（3600Ls/Lw）2/3=0.006m取E=1則Ls.min=【（1000*0.006）/2.84】3/2*（1.26/3600）=0.001075m3/s據(jù)此做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限3，3 4.液相負(fù)荷上限線以=5s作為液體在降液管中停留的時(shí)間下限。精餾段：=(Af*HT)/Ls=5s Ls.max=(Af*HT)/5=0.02407 m3/s提餾段：=(Af*HT)/ Ls=5s Ls.max=(Af*HT)/5=0.02407 m3/s據(jù)此作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線線4，,4 5.液泛線精餾段令Hd=(HT+hw), H

45、d=hp+Hl+hd,Hp=hc+h1+h, h1=hL, hL=hw+how聯(lián)立得：HT+(-1)hw=(+1) how+ hc+h1+h忽略h將how=（2.84/1000）E（3600Ls/Lw）2/3, Hd=0.153*(LsLw*1h0)2, hc=0.051*(VsA0*1C0)2*pv1/pv2代入上式中，并整理得：aVS2=b-cLs2-d*Ls2/3式中：a=0.051/(Ao*Co)2*(pv1/pl1) b=HT+(-1)hw c=0.153/(Lw*ho)2 d=2.84/1000E(1+)*（3600Lw)2/3將有關(guān)數(shù)據(jù)代入得:a=0.01936 b=0.1812

46、c=55.8762 d=0.9670所以0.01936Vs2=0.1812-55.8762Ls2-0.9670Ls2/3即Vs2=9.3595-2886.167Ls2-49.9483Ls2/3 提餾段令Hd=(HT+hw), Hd=hp+Hl+hd,Hp=hc+h1+h, h1=hL, hL=hw+how聯(lián)立得：HT+(-1)hw=('+1) how+ hc+h1+h忽略h將how=（2.84/1000）E（3600Ls/Lw）2/3, Hd=0.153*(LsLw*1h0)2, hc=0.051*(VsA0*1C0)2*pv1/pv2代入上式中，并整理得：a'VS2=b-c&

47、#39;Ls2-d*Ls2/3式中：a=0.051/(Ao*Co)2*(pv1/pl1) b=HT+(-1)hw c=0.153/(Lw*ho)2 d=2.84/1000E(1+)*（3600Lw)2/3將有關(guān)數(shù)據(jù)代入得:a= 0.0205 b=0.1906c=54.3733 d=0.9607所以0.0205Vs'2=0.1906-54.3733Ls'2-0.9670Ls'2/3即Vs'2=9.2976-2652.3561Ls'2-46.8634Ls'2/3在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)Ls(Ls)值，按上式計(jì)算Vs(Vs)值，計(jì)算結(jié)果如下表所示：精餾段提

48、餾段Ls/ (m3/s)Vs/ (m3/s)Ls/(m3/s)Ls/(m3/s)0.0013.97610.0013.95610.0033.87920.0033.8810.0053.79820.0053.8063由此表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5,5根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖：精餾段負(fù)荷性能圖提餾段負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛線，下限為漏液線。查圖得：精餾段：Vs,max=3.7012 m3/s Vs,min=1.0801 m3/s故操作彈性為Vs,max/ Vs,min=3.4267提餾段：Vs,max=3.4708 m3/s Vs,min=

49、1.1515 m3/s故操作彈性為Vs,max/ Vs,min=3.04142十所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總表序號項(xiàng)目精餾段數(shù)值提餾段數(shù)值1平均溫度t,88.15102.342操作壓力P,KPa101.325101.3253液相平均密度PL,Kg/m3803.47788.084氣相平均密度PV,Kg/m32.732.845液相平均摩爾質(zhì)量ML,Kg/mol82.5589.066氣相平均摩爾質(zhì)量ML,Kg/mol80.887.327液相平均表面張力L,mN/m20.0318.688液相平均黏度µLm,mPa.s0.28780.25829氣相流率Vs,m3/s1.21021257210液相流

50、率Ls, m3/s0.003140.0063611實(shí)際塔板數(shù)N51212有效高度Z,m25.513塔徑D,m1.51.514板間距HT,m0.50.515溢流形式單溢流單溢流16降液管形式弓形弓形17堰長Lw,m1.051.0518堰高h(yuǎn)w,m0.057740.0503719板上液層高度Hl,m0.0700.07020堰上液層高度how,m0.012260.0106321降液管低隙高度ho,m0.041530.042122降液管寬度wd,m0.27360.273623降液管截面積Af,m20.24070.240724受液盤形式凹形凹形25受液盤深度hw,m0.0500.05026安定區(qū)寬度Ws(Ws),m0.20.227邊緣區(qū)寬度Wc,m0.0500.0502