化工原理課程設(shè)計(jì)苯甲苯板式精餾塔

1、化工原理課程設(shè)計(jì)苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)學(xué) 院 ： 生命科學(xué)學(xué)院專業(yè)年級(jí) ：姓 名 ：指導(dǎo)老師 ：目錄一、序言 2二、設(shè)計(jì)任務(wù) 2三、設(shè)計(jì)條件 2四、設(shè)計(jì)方案 2五、工藝計(jì)算 31、設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 52、精餾塔的物料衡算 63、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 104、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 155、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 166、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 197、塔板負(fù)荷性能圖 22六、設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表 . 27七、參考書目 28八、心得體會(huì) 28九、附錄 29一、序言化工原理課程設(shè)計(jì)是綜合運(yùn)用化工原理課程和有關(guān)先修課程（ 物理化學(xué)，化工 制圖等）所學(xué)知識(shí)，完成一個(gè)單元設(shè)備

2、設(shè)計(jì)為主的一次性實(shí)踐教學(xué)，是理論聯(lián)系實(shí)際的 橋梁，在整個(gè)教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。通過課程設(shè)計(jì)，要求更加熟悉工程設(shè) 計(jì)的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設(shè)計(jì)的主要程序及方法，鍛煉和提高學(xué)生綜合運(yùn)用理論 知識(shí)和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計(jì)算能力等。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工， 煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)量劑） ，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，

3、精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，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。 本設(shè)計(jì)的題目是苯 - 甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)， 即需設(shè) 計(jì)一個(gè)精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計(jì)一板式 塔將其分離、設(shè)計(jì)任務(wù)(1) 原料液中苯含量：質(zhì)量分率 75( 質(zhì)量) ，其余為甲苯。(2) 塔頂產(chǎn)品中苯含量不得低于 98( 質(zhì)量) 。(3) 殘液中苯含量不得高于 8.5( 質(zhì)量) 。(4) 生產(chǎn)能力： 90000 t/y 苯產(chǎn)品，年開工 310 天。三、設(shè)計(jì)條件(1) 精餾塔頂壓強(qiáng)： 4.0kPa( 表壓 )(2) 進(jìn)料熱狀態(tài)：自選(3) 回流比：自選。(4)

4、單板壓降壓： 0.7kPa四、設(shè)計(jì)方案(1) 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明(2) 塔的工藝計(jì)算(3) 塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)(4) 塔高、塔徑以及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定；塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算(5) 編制設(shè)計(jì)結(jié)果概要或設(shè)計(jì)一覽表（6）輔助設(shè)備選型與計(jì)算（7）繪制塔設(shè)備結(jié)構(gòu)圖五、工藝計(jì)算1、設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。 由于對(duì)物料沒有特殊的要求， 可以在常壓下操作。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱 器加熱至泡點(diǎn)后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回 流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該

5、物系屬易分離物系，最小回流比較 小，故操作回流比取最小回流比的 1.8 倍。塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。其中由于蒸餾過程 的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其 能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計(jì)中設(shè)計(jì)把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生 低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板 塔塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為 38mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板 塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：（ ） 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的 60，為浮閥塔的 80左

6、 右。（ ） 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 10 15。（ ） 塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。（ ） 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低 30左右。篩板塔的缺點(diǎn)是：（ ） 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻（ ） 操作彈性較小 （ 約 23） 。（ ） 小孔篩板容易堵塞。下圖是板式塔的簡略圖：表 1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量 M沸點(diǎn)（）臨界溫度 t（C ）臨界壓強(qiáng) PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯 BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表 2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度 C80.1859095100105110.

7、6PA0,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0PB 0 ，kPa40.046.054.063.374.386.0表3 常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（ 2 ： P8例11附表 2）溫度 0C80.1859095100105液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表 4 純組分的表面張力 （1 ： P378 附錄圖 7）溫度8090100110120苯， mN/m21.22018.817.516.2甲苯， Mn/m21.720.619.518.4

8、17.3表 5 組分的液相密度 （1 ： P382 附錄圖 8）溫度（）8090100110120苯,kg/ m 3814805791778763甲苯 ,kg/ m 3809801791780768表 6 液體粘度 L（1 ： P365）溫度（）8090100110120苯（ mPa .s ）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（ mPa .s ）0.3110.2860.2640.2540.228表7 常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度 t 液相中苯的摩爾分率 x氣相中苯的摩爾分率 y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.61

9、5.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02、精餾塔的物料衡算(1)

10、 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量0.75/ 78.11甲苯的摩爾質(zhì)量 M B 92.13kg /kmolxF0.7800.75/78.11 0.25/92.132)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF0.780 78.11(1 0.780) 92.13 81.20(kg / kmol)3)物料衡算原料處理量F 90000000F 81.20 310 241.49 102(kmol / h)總物料衡算 D W21.49 102苯物料衡算 0.780F 0.983D 0.099W聯(lián)立解得式中 F 原料液流量D 塔頂產(chǎn)品量W 塔底產(chǎn)品量塔板數(shù)的確定( 1)理論板層數(shù) NT的求取 苯

11、一甲苯屬理想物系，可采逐板計(jì)算求理論板層數(shù) 求最小回流比及操作回流比。采用恩特伍德方程求最小回流比。 解得，最小回流比Rm 0.73取操作回流比為求精餾塔的氣、液相負(fù)荷L RD 1.31 119 155.89(kmol /h)V (R 1)D (1 q)F 2.31 119 274.89(kmol /h) ( 泡點(diǎn)進(jìn)料： q=1)求操作線方程 精餾段操作線方程為 提餾段操作線方程為2）逐板法求理論板又根據(jù) Rmin1 xD(1 xd)可解得 =2.471 xF1 xf相平衡方程 yx1 ( 1)x2.解47得5x1 1.475x2.47x1 1.47x變形得y2.47 1.47y用精餾段操作線

12、和相平衡方程進(jìn)行逐板計(jì)算y1xD = 0.983 ，x1y1y1(1=0.959 y1y1)y1 2.475(1 y1)x2y0.959y20.567 x10.4260.970 ，2.471.47yx3y0.891y30.567x20.4260.953 ，2.471.47y3x4y0.845y40.567x30.4260.931 ，2.471.47y4x5y0.795y50.567x40.4260.905 ，2.471.47 y5因?yàn)?故精餾段理論板 n=5 ，用提留段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計(jì)算y100.567x9 0.426 0.326 ，x100.1642.47 1.47 y10y11

13、0.567x10 0.4260.171 ，x110.0772.47 1.47y11y70.567x60.4260.811 ，x7y0.6352.471.47y7x8y0.478y80.567x70.4260.693 ，2.471.47y8x9y0.304y90.567x80.4260.519 ，2.471.47y9因?yàn)?，所以提留段理論?n=5 （不包括塔釜）（3）全塔效率的計(jì)算查溫度組成圖得到， 塔頂溫度 TD=80.94，塔釜溫度 TW=105 ，全塔平均溫度 Tm= 92.97分別查得苯、甲苯在平均溫度下的粘度A 0.272(mPa s) ， B 0.279(mPa s)平均粘度由公式，

14、得全塔效率 ET（4）求實(shí)際板數(shù)精餾段實(shí)際板層數(shù)提餾段實(shí)際板層數(shù)進(jìn)料板在第 11 塊板。3、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（1）操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力 P4+101.3 kPa每層塔板壓降 P0.7 kPa進(jìn)料板壓力 PF 105.3+0.7 ×10 112.2 kPa塔底操作壓力 Pw =119.3 kPa精餾段平均壓力 P m1 （ 105.3+112.3 ） 2 108.8 kPa提餾段平均壓力 P m2 =（112.3+119.3 ） /2 =115.8 kPa（2）操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計(jì)算

15、，計(jì)算過程略。計(jì)算結(jié)果如下： 塔頂溫度 tD 80.90 進(jìn)料板溫度 tF 85.53 塔底溫度 tw =105.0精餾段平均溫度 tm=( 80.9.+85.53 )/2 = 83.24 提餾段平均溫度 tm =( 85.53+105.0 )/2 =95.27 (3) 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由 xD=y1=0.957, 代入相平衡方程得 x1=0.959進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由上面理論板的算法，得 yF 0.877 ， xF 0.742M L,Fm 0.742 78.11 (1 0.742) 92.13 81.73( kg / kmol) 塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由 xw=0.07

16、7, 由相平衡方程，得 yw=0.171M L,W m 0.077 78.11 (1 0.077) 92.13 91.05(kg / kmol ) 精餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均摩爾質(zhì)量4) 平均密度計(jì)算5) 氣相平均密度計(jì)算6) 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，精餾段的平均氣相密度即Vm7)PVMRTm108.8 79.098.314 (83.24 273.15)32.90( kg / m3)提餾段的平均氣相密度液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即塔頂液相平均密度的計(jì)算由 t D80.94 ，查手冊(cè)得33A 814.0(kg /m3); B 809.1(kg / m3)塔頂液相的質(zhì)量分率求得 a

17、a 0.98L ,D m0.98814.00.02809.1L,Dm813.9( kg / m3)進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由 t F85.53 ，查手冊(cè)得33A 808.6(kg / m3); B 804.36( kg / m3)進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率0.742 78.110.742 78.11 (1 0.742) 92.130.71塔底液相平均密度的計(jì)算由 t w105.0 ，查手冊(cè)得A 786.4(kg /m3); B 785.3(kg /m3)塔底液相的質(zhì)量分率aA0.077 78.110.077 78.11 (1 0.077) 92.130.06610.0660.934;得L,Wm784

18、.(9 kg/m3)L,Wm786.4785.3L,Wm精餾段液相平均密度為Lm813.9 807.42810.6提餾段液相平均密度為Lm807.42784.9 796.1(5 kg /m3)(5) 液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由 t D 80.94 ，查手冊(cè)得A 21.25(mN/m); B 21.59(mN /m)進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由 t F85.53 ，查手冊(cè)得A 21.60( mN / m); B 21.08( mN / m)L,Fm 0.742 20.60 0.258 21.08 20.72(mN / m) 塔底液相平均表面張

19、力的計(jì)算 由 t W 105.0 ，查手冊(cè)得A 18.26( mN / m); B 19.18(mN/ m)L,Wm 0.077 18.26 0.923 19.18 21.50(mN / m)精餾段液相平均表面張力為Lm21.26 20.72220.99(mN / m)提餾段液相平均表面張力為Lm21.50 20.72221.11( mN / m)(6) 液體平均粘度計(jì)算 液相平均粘度依下式計(jì)算，即 Lm=xi i塔頂液相平均粘度的計(jì)算由 t D 80.94 ，查手冊(cè)得A 0.305( mPa s); B 0.309(mPa L,Dm 0.983 0.305 0.017 0.309進(jìn)料板液相平

20、均粘度的計(jì)算由 t F85.53 ，查手冊(cè)得A 0.292(mPa s); B 0.297(mPa L,Dm 0.742 0.292 0.258 0.297塔底液相平均粘度的計(jì)算s)0.311(mPa s)s)0.294(mPa s)由 tw105.0 ，查手冊(cè)得A 0.244(mPa s); B 0.259(mPaL,Dm 0.077 0.244 0.923 0.259s)0.258( mPa s)精餾段液相平均粘度為L,m0.311 0.29420.303( mPa s)提餾段液相平均粘度為7）氣液負(fù)荷計(jì)算精餾段：提餾段：4 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算(1) 塔徑的計(jì)算塔板間距 HT 的選定

21、很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性， 以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。表 7 板間距與塔徑關(guān)系塔徑 DT，m0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0板間距 HT，200300250 350300450350600400600mm對(duì)精餾段：初選板間距 HT 0.40m ，取板上液層高度 hL 0.06m，故 H T hL 0.40 0.06 0.34m ；0.2查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得 C20=0.070 ；依式 C C2020校正物系表面張力為 20.99(mN /m) 時(shí)C C200.072 20.98 0.0701732

22、0 20 20可取安全系數(shù)為 0.7 ，則(安全系數(shù) 0.6 0.8 )，故按標(biāo)準(zhǔn), 塔徑圓整為 2.0m,則空塔氣速 0.66m/s 。對(duì)提餾段：初選板間距 HT 0.40m ，取板上液層高度 hL 0.06m，故 H T hL 0.40 0.06 0.34m ；LSVS12Lm00.00701775vm1.371783.4 22.900.0900.2查2 ： P165圖 38得C20=0.068 ；依式 C C20=0.069165 20 20校正物系表面張力為 19.58mN / m 時(shí) 按標(biāo)準(zhǔn), 塔徑圓整為 2.0m,則空塔氣速 1.56m/s將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不

23、一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對(duì)于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計(jì)塔的時(shí)候塔徑取2.0m。5、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算（1）溢流裝置計(jì)算精餾段因塔徑 D 2.0m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對(duì)精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下：a）溢流堰長 l w ：單溢流去 l W=（0.6 0.8 ）D，取堰長 lw為0.60D=0.60 ×2.0=1.20mb) 出口堰高 hW ： hW hL hOWhw 0.06 0.016 0.044(m)c）降液管的寬度 Wd與降液管的面積 Af ：由lw/D 0.66查（ 2 ： P170圖3 13）得Wd /D 0.124 ， Af /AT 0.0

24、722故 Wd 0.124D 0.124 1.6 0.198m ， Af 0.0722 D2 0.0722 3.14 1.62 0.1452m2 d f 4 4利用（2 ： P170式 3 10）計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，Af HT 0.1452 0.40即 f T15.70s （大于 5s ，符合要求）Ls0.0037d）降液管底隙高度 ho ：取液體通過降液管底隙的流速 o' 0.08m/ s（0.07-0.25 ） 依（2 ： P171式311） ： ho lwLs o' 1.006.0003.709 0.035m符合（ h0 hw 0.006 ）e）受

25、液盤采用平行形受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為 60mm同理可以算出提溜段相關(guān)數(shù)據(jù)如下：a）溢流堰長 l w ：單溢流去 l W=（0.6 0.8 ）D，取堰長 lw為 0.66D=0.8 × 1.6=1.056mb）出口堰高 hW ：hW hL hOW由 lW / D 0.8 Lh /lW2.5 23.34m查知 E=1.04, 依式 how22.84Lh 3E1000lw可得 hOW22.84 E Lh 31000E lW0.026m故 hw 0.06 0.026 0.034mc)降液管的寬度 Wd與降液管的面積 Af ：lW / D 0.60查圖得，故wAfD 0.100, AT 0

26、.052計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，Af HT即 f T 115.16s6 (大于 5s，符合要求)d) 降液管底隙高度 ho ：取液體通過降液管底隙的流速 o' 0.10m8m/s/(s 0.07-0.25 )hoLswo0.0362m(m)符合( h0hw 0.006 )(2) 塔板布置精餾段塔板的分塊因 D800mm，故塔板采用分塊式。塔極分為 4 塊。對(duì)精餾段：a) 取邊緣區(qū)寬度安定區(qū)寬度b) Aa2 x R22R21 xx sin180 R計(jì)算開空區(qū)面積Dwc2c1 0.04 0.96(m)D (wd ws ) 1 (0.2 0.07) 0.73(m)2解得，

27、c) 篩孔數(shù) n 與開孔率：取篩空的孔徑d0為 5mm，正三角形排列，一般碳的板厚為 3mm,取t/d0 3.05 ，故孔中心距 t3.50×55=175.50mm篩孔數(shù)則每層板上的開孔面積A0 為氣體通過篩孔的氣速為6、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板的流體力學(xué)計(jì)算，目的在于驗(yàn)算預(yù)選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便 決定對(duì)有關(guān)塔板參數(shù)進(jìn)行必要的調(diào)整，最后還要作出塔板負(fù)荷性能圖。(1) 氣體通過篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?jì)算精餾段：a)干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?hc ：依 d0/5/3 1.67 ，查干篩孔的流量系數(shù) 圖得，C0=0.84 由式b) 氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?hl ：

28、aAT Af2.081 0.052 3.140.70 m/ sFa ua ev 0.7 2.90 1.195.7 10 6ua3.2HT hf5.7 106320.99 10 30.7 3.20.4 2.5 0.067.32 103kg液/kg水 0.1kg液/kg水 故由 o 與 Fa 關(guān) 聯(lián) 圖 查 得 板 上 液 層 充 氣 系 數(shù) o =0.66 ， 依 式hl0hL0 hw how0.66 0.044 0.016 0.0396c) 克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?h ：依式he 4gd4 20 .99 10 -30 . 00211 ，故hp0.00211 0 . 0396 0.0

29、327 0 .0744則單板壓強(qiáng)：pp hpel g 0.0744 810.65 9.8 591.0 p 700 p(2) 液面落差(3) 對(duì)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。在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶(4) 漏液K U 0 11.24 1.71 1.5篩板的穩(wěn)定性系數(shù)UOW 6.57 ，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液。5) 液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度 H d H T hw依式 Hd hp hl hd ，hd 0.153 而0.15321.52 100.0043 21.2 0.0360.5 ，則HT hw0.5 0.4

30、1.17 0.785故H dHT hw 在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的同精餾段公式計(jì)算，提溜段各參數(shù)計(jì)算如下：(1) 氣體通過篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?jì)算a) 干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋篵) 氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋篤SATAf2.023.14 0.1630.679Fa uaV 0.679 3.21 1.22由 o與Fa 關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù) o =0.65，依式 h1 0.65 0.06 0.039c) 克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋篽 4 4 21.11 10 3 3 0.00216mLgd0 796.4

31、9.8 5 10 3故 hp 0.0346 0.039 0.00216 0.0758(m)則單板壓降： p 0.0758 796.4 9.8 0.591 0.7(kPa)2)液面落差對(duì)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 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶。(4) 漏液查得：c0 0.84uow 4.4c0 0.00560.13hL hL/4.4 o.84 0.0056 0.13 0.06 0.0021 810.6 2.96.5K篩板的穩(wěn)定性系數(shù)uo 11.24 1.71 u ow 6.571.5 ，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液。2L

32、S20.0043 30.153 1.52 10 31.2 0.036故H dHT hw 在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為提餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的7、塔板負(fù)荷性能圖精餾段：(1) 霧沫夾帶線3.2uaHT hf65.7 10 6 ev霧沫夾帶量取ev 0.1(kg液 /kg氣)，前面求得m,精 20.99mN /m ，5.7 10 6 ev代入3.2ua2HT hf，整理得： Vs 5.11 29.05L3s在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè) Ls 值，依上式計(jì)算出 Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表 3-19 。表8Ls /(m 3/s)0.0030.0040.0050.006

33、Vs /(m 3/s)4.5064.3784.2614.151由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線(2) 液泛線 由 E=1.04,l W=1.2 得：2已算出 h2.11H T 0.4m ，hw0.044m0.5代入H Thwhp hwowhd ，整理得：Vs2在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)219.443 134.878Ls3 1.085 104L2sLs 值，依上式計(jì)算出 Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表 3-20 。表 10Ls /(m 3/s)0.0030.0040.0050.006Vs /(m 3/s)4.0673.9843.9023.821由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 2。(3) 液相負(fù)荷上限線以4s 作為液體

34、在降液管中停留時(shí)間的下限，s,maxHTAf0.4 0.163430.0163(m3 / s)據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線 0.0163 ( m3/s )(4) 漏液線2Vs,minuow由 hL hw how 0.044 0.614Ls3 和A0 ，U ow 4.4C0 0.0056 0.13hL h L代入 V 得：3-21。整理得： Vs,min 0.684 2.574 22.314Ls3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè) Ls 值，依上式計(jì)算出 Vs 值，計(jì)算結(jié)果列于表表 11Ls /(m 3/s)0.0030.0040.0050.006Vs /(m 3/s)1.1921.2111

35、.2291.245由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 4。(5) 液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度 hOW0.006m 作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。 E=1.04 Ls,min 3.167 10 4m3/ s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線 5。HT Af 0.4 0.163 3Ls,max0.013m /s5根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。圖 1 精餾段篩板負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn) P，連接 OP，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上 限為液泛控制，下限為漏液控制。同精餾段，得出提餾段的各曲線為：3.2uaH T hf(1) 霧沫夾帶線5.7 10

36、6 ev(2)整理得： Vs5.52213.07Ls2 3 * 5(3) 液泛線(4) HThwhphwhowhd已知 E=1.06lw=1.2 ，同理精餾段得：由此可作出精餾段液泛線 2。(3) 漏液線2h L hw how 0.0325 0.628ls以5s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線 0.013(5) 液相負(fù)荷下限線以 how5s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，how 2.84 1.06ow 100023600 Ls,min 3 1.2整理得： Ls,min 9.73 10 4(m3 /s)由此可作出液相負(fù)荷下限線 5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示六、設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均壓強(qiáng)PmkPa108.8115.8各段平均溫度tm83.2495.27平均流量氣相VSm3/s2.082.02液相LSm3