海川化工論壇_篩板精餾塔設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)項(xiàng)目:篩板精餾塔系別:化學(xué)工程系班級(jí):化工工藝 03 姓名: 625521學(xué)號(hào):指導(dǎo)老師:張老師設(shè)計(jì)時(shí)間: 2006.7.25-8.2第一章概述高徑比很大的設(shè)備稱為塔器.塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一.它可使氣(或汽液或液液兩相之間進(jìn)行緊密接觸,達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的.常見的、可在塔設(shè)備中完成的單元操作有:精餾、吸收、解吸和萃取等。此外,工業(yè)氣體的冷卻與回收,氣體的濕法凈制和干燥,以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕、減濕等.在化工或煉油廠中,塔設(shè)備的性能對(duì)于整個(gè)裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量質(zhì)量生產(chǎn)能力和消耗定額,以及三廢處理和環(huán)境保護(hù)等各個(gè)方面都有重大的影響.據(jù)有關(guān)資料報(bào)道,

2、塔設(shè)備的投資費(fèi)用占整個(gè)工藝設(shè)備投資費(fèi)用的較大比例(見下表.因此,塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究,受到化工煉油等行業(yè)的極大重視.化工生產(chǎn)裝置中各類工藝設(shè)備所占投資的比例1 作為主要用于傳質(zhì)過程的塔設(shè)備,首先必須使氣(汽液兩相充分接觸,以獲得較高的傳質(zhì)效率.此外,為了滿足工業(yè)生產(chǎn)的需要,塔設(shè)備還得考慮下列各項(xiàng)傳質(zhì)效率.此外,為了滿足工業(yè)生產(chǎn)的需要,塔設(shè)備還得考慮下列各項(xiàng)要求:(1生產(chǎn)能力大.在較大的氣(汽液流速下,仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞正常操作的現(xiàn)象.(2操作穩(wěn)定、彈性大.當(dāng)塔設(shè)備的氣(汽液負(fù)荷量有較大的波動(dòng)時(shí),仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作.并且塔設(shè)備應(yīng)保證能長(zhǎng)期連續(xù)操作.1化工設(shè)

3、備設(shè)計(jì)全書,塔設(shè)備設(shè)計(jì),第1頁.(3流體流動(dòng)的阻力小.即流體通過塔設(shè)備的壓力降小.這將大大節(jié)省生產(chǎn)中的動(dòng)力消耗,以及降低經(jīng)常操作費(fèi)用.對(duì)于減壓蒸餾操作,較大的壓力降還使系統(tǒng)無法維持必要的真空度.(4結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、材料耗用量小、制造和安裝容易.這可以減少基建過程中的投資費(fèi)用.(5耐腐蝕和不易堵塞,方便操作、調(diào)節(jié)和檢修.事實(shí)上,對(duì)于現(xiàn)有的任何一種塔型,都不可能完全滿足上述所有要求,僅是在某些方面具有獨(dú)到之處.根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)書,此設(shè)計(jì)的塔型為篩板塔.篩板塔是很早出現(xiàn)的一種板式塔.五十年代起對(duì)篩板塔進(jìn)行了大量工業(yè)規(guī)模的研究,逐步掌握了篩板塔的性能,并形成了較完善的設(shè)計(jì)方法.與泡罩塔相比,篩板塔具有下列優(yōu)點(diǎn):

4、生產(chǎn)能力大20-40%,塔板效率高10-15%,壓力降低30-50%,而且結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單,塔盤造價(jià)減少40%左右,安裝、維修都較容易.從而一反長(zhǎng)期的冷落狀況,獲得了廣泛應(yīng)用.近年來對(duì)篩板塔盤的研究還在發(fā)展,出現(xiàn)了大孔徑篩板(孔徑可達(dá)20-25mm,導(dǎo)向篩板等多種形式.篩板塔盤上分為篩孔區(qū)、無孔區(qū)、溢流堰及降液管等幾部分.工業(yè)塔常用的篩孔孔徑為3-8mm,按正三角形排列.空間距與孔徑的比為2.5-5.近年來有大孔徑(10-25mm篩板的,它具有制造容易,不易堵塞等優(yōu)點(diǎn),只是漏夜點(diǎn)低,操作彈性小.篩板塔的特點(diǎn)如下:(1結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、制造維修方便.(2生產(chǎn)能力大,比浮閥塔還高.(3塔板壓力降較低,適宜于真空蒸

5、餾.(4塔板效率較高,但比浮閥塔稍低.(5合理設(shè)計(jì)的篩板塔可是具有較高的操作彈性,僅稍低與泡罩塔.(6小孔徑篩板易堵塞,故不宜處理臟的、粘性大的和帶有固體粒子的料液.第二章 主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)(1苯和氯苯的物理性質(zhì)2 (2常壓下苯和氯苯的蒸汽壓4 (3飽和蒸汽壓P O苯和氯苯的飽和蒸汽壓可用Antoine 方程 求算,即 CT BA p o+-=ln 式中 T 物系溫度,K , P O飽和蒸汽壓,mmHgA 、B 、C Antoine 常數(shù),其值見下表52 化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè),有機(jī)卷,第290頁.3化學(xué)工程手冊(cè),第1篇化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù),第174頁 4石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè),第457頁 5化學(xué)工程手冊(cè),第

6、1篇化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù),第175和177頁 第三章設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明苯和氯苯混合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后,一部分作為回流,其余為塔頂產(chǎn)品,經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。流程圖如下:6化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè),有機(jī)卷,第299和300頁.7化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè),有機(jī)卷,第305和306頁.8化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè),有機(jī)卷,第303和304頁. 第四章 塔的物料衡算一、料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率728.056.1123511.786511.7865=+=F x990.056.1125.111.785.9811.785.98=+=D x0143.056.11299

7、11.780.111.780.1=+=W x二、平均分子量M F =0.728×78.11+(1-0.728×112.56=87.48 kg/kmol M D =0.990× 78.11+(1-0.728 × 112.56=78.45 kg/kmol M W =0.0143 ×78.11+(1-0.0143 × 112.56=112.07 kg/kmol 三、物料衡算總物料衡算 D+W=4600 (1易揮發(fā)組分物料衡算 0.985D+0.01W=0.65×4600 (2 聯(lián)立(1、(2解得:F=4600 kg/h F=460

8、0/87.48=52.58 kmol/h W=1580.51 kg/h W=1580.51/112.07=14.10 kmol/h D=3019.49 kg/h D=3019.49/78.45=38.49 kmol/h 四、物料衡算表 第五章 塔板數(shù)的確定一、理論塔板數(shù)N T 的求取苯-氯苯屬理想物系,可采用M-T 圖解法求N T 。1、根據(jù)苯、氯苯的飽和蒸汽壓,利用泡點(diǎn)方程A OAA OBO A O B A x P P y P P P P x =-=,計(jì)算出苯-氯苯的氣液平衡數(shù)據(jù)如下表: 根據(jù)計(jì)算結(jié)果作t-x-y 圖及x-y 圖,見坐標(biāo)紙。 2、求最小回流比R min 操作R因飽和蒸汽進(jìn)料,

9、在x-y 圖對(duì)角線上自點(diǎn)e(0.728,0.728作平行線即為q 線,該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為y q =0.728,x q =0.36.此即最小回流比時(shí)操作線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo),故 71.036.0728.0728.0990.0min =-=-=qq q D x y y x R取操作回流比R=2R min =2×0.71=1.42 3、求理論板數(shù)N T 9Drickamer 和 Bradford 法中精餾塔全塔效率關(guān)聯(lián)圖的表達(dá)式BL F mi i x 728.01(728.0A-+= =0.728×0.245+(1-0.728×0.350 =0.274mPas%6

10、.51516.0274.0lg 616.017.0=-=ET4、實(shí)際板層數(shù)N p精餾段 N 精=3/0.516=5.8取6層 提餾段 N 提=3/0.516=5.8 取6層第六章 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算 三、平均分子量M m塔頂 x D =y 1=0.99 x 1=0.935M VDm =0.990×78.11+(1-0.990×112.56=78.45kg/kmol M LDm =0.935×78.11+(1-0.935×112.56=80.35kg/kmol 進(jìn)料板 y F =0.770 x F =0.416M VFm =0.770×7

11、8.11+(1-0.770×112.56=86.03kg/kmol M LFm =0.416×78.11+(1-0.416×112.56=98.23kg/kmol 塔底 y 1=0.063 x 1=x w =0.0143M VWm =0.063×78.11+(1-0.063×112.56=110.39kg/kmol M VWm =0.0143×78.11+(1-0.0143×112.56=112.07kg/kmol 則精餾段平均分子量:M Vm (精kmol kg /24.82203.8645.78=+=M Lm (精kmo

12、l kg /29.89223.9835.80=+=提餾段平均分子量:M Vm (提kmol kg /21.98203.8639.110=+=M Vm (提kmol kg /15.105223.9807.112=+=四、平均密度m 1、液相密度Lm依式 1/Lm =a A /LA +a B /LB (a 為質(zhì)量分率 塔頂7.1047015.06.820985.01+=LmDLmD =823.3kg/m 3 進(jìn)料板,由加料板液相組成x A =0.416 33.056.112416.01(11.78416.011.78416.0=-+=a A8.101633.018.79733.01-+=LmFLm

13、F =932.3kg/m 3 塔底6.99099.08.76201.01+=LmWLmW =987.7kg/m 3 故精餾段平均液相組成:Lm (精=(823.3+932.3/2=877.8kg/m 3 提餾段平均液相組成:Lm (提=(932.3+987.7/2=960.0kg/m 3 2、氣相密度Vm3/30.215.2731.85(314.824.824.83m kg RT M P m mV =+=精(精 3/70.215.2731.110(314.821.986.87m kg RT M P m mV =+=提(提 五、液體表面張力m=ni i i m x 1 m ,頂=0.990

14、15;21.91+(1-0.990×24.32=21.93mN/mm ,進(jìn)=0.416×19.42+(1-0.416×22.08=20.97mN/mm ,底=0.0143×15.92+(1-0.0143×18.91=18.87mN/m則精餾段平均表面張力為:m ,精m mN /45.21297.2093.21=+= 提餾段平均表面張力為:m ,提 m mN /92.19287.1897.20=+= 六、液體粘度LM=n i i i Lm x 1L 頂=0.990×0.327+(1-0.990×0.451=0.328mPas

15、L 進(jìn) =0.416×0.267+(1-0.416×0.378=0.332mPas L 底=0.0143×0.207+(1-0.0143×0.303=0.302mPas則精餾段平均液相粘度為 L(精s mPa =+=330.02332.0328.0 提餾段平均液相粘度為 L(提s mPa =+=317.02332.0302.0第七章 氣液相負(fù)荷計(jì)算一、精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算h kmol D R V /07.9346.38142.1(1(=+=+=92.030.2360024.8207.933600=Vm VmS M V V m 3/s L=RD=1.42&#

16、215;38.46=54.61kmol/h0015.08.877360029.8961.543600=Lm LmS M L L m 3/s L h =5.40m 3/h二、提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算h kmol F V F q V V /49.4058.5207.931(=-=-=-+='42.070.2360087.9629.423600=Vm VmS M V V m 3/s L ´=L+qF=L=54.61kmol/h0017.00.960360015.10561.543600='Lm Lm S M L L m 3/s L h =6.12 m 3/h第八章 塔和塔板主要工

17、藝尺寸計(jì)算一、塔徑D1、精餾段塔徑初選板間距m H T 40.0=,取板上液層高度m h L 06.0=,故m h H L T 34.006.040.0=-=-;0319.030.28.87792.00015.02121= = v L S S V L 查Smith 關(guān)聯(lián)圖得C 20=0.071;依2.02020 =C C 校正物系表面張力為m mN /45.21時(shí)的C 0720.02045.21071.0202.02.020= = =C Cs m C u V V L /405.130.230.28.8770720.0max =-=-= 可取安全系數(shù)為0.60,則s m u u /843.040

18、5.160.060.0max = 故m u V D S 179.1843.092.044= 按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速0.81m/s 。2、提餾段塔徑初選板間距m H T 40.0=,取板上液層高度m h L 06.0=,故m h H L T 34.006.040.0=-=-;0782.070.20.96041.00017.02121= = v L S S V L 查Smith 關(guān)聯(lián)圖得C 20=0.068;依2.02020 =C C 校正物系表面張力為m mN /92.19時(shí)的C ,即0679.02092.19068.0202.02.020= = =C Cs m C u V V

19、L /279.170.270.20.9600679.0max =-=-= 可取安全系數(shù)為0.60,則s m u u /767.0279.160.060.0max = 故m u V D S 825.0767.041.044= 按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.0m,則空塔氣速0.52m/s 。為統(tǒng)一精餾段和提餾段塔徑,取為D=1.2m 。二、溢流裝置采用單溢流,弓形降液管,平行受液盤及平行溢流堰,不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下:1、精餾段溢流裝置計(jì)算(1、溢流堰長(zhǎng)w l取堰長(zhǎng)w l 為0.66D ,即w l 0.66×1.20.792m(2、出口堰高W hO W L W h h h -=由66.02.1

20、/792.0/=D l W ,m l L W h 7.9792.00015.03600/5.25.2=查流體收縮系數(shù)計(jì)算圖知E=1.03m l L E h Wh OW 011.0792.036000015.0(03.1100084.2100084.23232= = 故m h w 049.0011.006.0=-=(3、降液管的寬度d W 與降液管的面積f A由66.0/=D l w 查弓形降液管的寬度與面積圖得124.0/=D W d ,0722.0/=T f A A ,故mD W d 149.02.1124.0124.0=,2220816.02.140722.040722.0m D A f

21、=由下式計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積,即76.210015.040.00816.0=sT f L H A s (5s ,符合要求(4、降液管底隙高度o h取液體通過降液管底隙的流速s m u o /08.0'=m u l L h o w so 024.008.0729.00015.0'=2、提餾段溢流裝置計(jì)算(1、溢流堰長(zhǎng)w l取堰長(zhǎng)w l 為0.66D ,即w l 0.66×1.20.792m(2、出口堰高W hO W L W h h h -=由66.02.1/792.0/=D l W ,m l L W h 0.11792.00017.03600/5.

22、25.2= 查流體收縮系數(shù)計(jì)算圖,知E 1.03,32100084.2=w how l LE h m 011.0792.036000017.0(03.1100084.232=故m h w 049.0011.006.0=-=(3、降液管的寬度d W 與降液管的面積f A由66.0/=D l w 查弓形降液管的寬度與面積圖得124.0/=D W d ,0722.0/=T f A A ,故mD W d 149.02.1124.0124.0=,2220816.02.140722.040722.0m D A f =由下式計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積,即34.130017.040.00816

23、.0=sT f L H A s (5s ,符合要求 (4、降液管底隙高度o h取液體通過降液管底隙的流速s m u o /08.0'=m u l L h o w so 027.008.0792.00017.0'=三、塔板布置1、精餾段塔板布置(1、取邊緣區(qū)寬度W c 0.055m,安定區(qū)寬度m W s 065.0=,(2、開孔區(qū)面積+-=-R x R x R x A a 1222sin 180221222764.0545.0386.0s i n 545.0180386.0545.0386.02m =+-=- 其中,m W D R C 545.0055.022.12=-=-=,(

24、386.0065.0149.022.12=+-=+-=s d W W D x 2、提餾段塔板布置(1、取邊緣區(qū)寬度W c 0.075m,安定區(qū)寬度m W s 1.0=, (2、開空區(qū)面積+-=-R x R x R x A a 1222sin 180221222678.0525.0351.0sin 525.0180351.0525.0351.02m =+-=- 其中,m W D R C 525.0075.022.12=-=-=,(351.01.0149.022.12=+-=+-=s d W W D x 四、篩孔數(shù)n 與開孔率 1、精餾段取篩空的孔徑0d 為mm 5,正三角形排列,一般碳的板厚為m

25、m 3,取0.3/0=d t , 故孔中心距mm t 0.1550.3=塔板上的篩孔數(shù)3932764.00.151011*323=a A t n , 塔板上開孔區(qū)的開孔率%1.10%(907.0%200=d t A A a (在515%范圍內(nèi)每層板上的開孔面積0772.0764.0101.00=a A A m 2 氣體通過篩孔的氣速為s m A V u S o /92.110772.092.00=篩孔排列圖見坐標(biāo)紙,實(shí)排孔n=1015×4-35×2=3990,經(jīng)校核,滿足篩板的穩(wěn)定性系數(shù)要求。2、提餾段取篩空的孔徑0d 為mm 5,正三角形排列,一般碳的板厚為mm 3,取0

26、.3/0=d t , 故孔中心距mm t 0.1550.3=塔板上的篩孔數(shù)3490678.00.181011581011582323=a A t n , 篩孔排列圖見坐標(biāo)紙,實(shí)排3110,但經(jīng)校核,篩板的穩(wěn)定性系數(shù)不滿足要求,故在適當(dāng)位置堵孔1280,實(shí)開1830。0359.0005.0(785.01830422=D nA O m 2則%3.5%100678.00359.0%0=a A A (在515%范圍內(nèi) 氣體通過篩孔的氣速為s m A V u S o /42.110359.041.00= 五、塔的有效高度Z精餾段 (m H N Z T p 24.0161(=-=-= 提餾段 (m H N

27、 Z T p 24.0161(=-=-= 精餾段與進(jìn)料板間的距離可以取0.4m , 故塔的有效高度Z=2+2+0.4=4.4m第九章 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算一、精餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 1.氣體通過篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨萮 ph h h h l c p +=(1、干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萩 h67.13/5/0=d ,查干篩孔的流量系數(shù)圖得,C 0=0.84m C u h L V c 0269.08.87730.284.092.11051.0051.0220= = = (2、氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萳 hsm A A V u f T S a /878.00816.0130.192.0=-=

28、-=33.130.2878.0=V a a u F 由充氣系數(shù)o 與a F 關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)o 0.62m h h h h ow w o L o l 0372.006.062.0(=+=(3、克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮m gd h L 00199.0005.081.98.8771045.214430=-,故m h p 066.000199.00372.00269.0=+=單板壓降 kPa Pa g h P L p P 7.056881.98.877066.0<=二、提餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 1、干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萩 h67.13/5/0=d ,查干篩孔的流量系數(shù)圖

29、得,C 0=0.84m C u h L V c 0265.00.96070.284.042.11051.0051.022= = = 2、氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萳 hsm A A V u f T S a /391.00816.0130.141.0=-=-=,64.070.2391.0=V a a u F 由充氣系數(shù)o 與a F 關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)o 0.73m h h h h ow w o L o l 0438.006.073.0(=+=3、克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮m gd h L 00169.0005.081.90.9601092.194430=-,故m h p

30、 072.000169.00438.00265.0=+=單板壓降 kPa Pa g h P L p P 7.067881.90.960072.0<=二、霧沫夾帶量v e 的驗(yàn)算 1、精餾段霧沫夾帶量v e 的驗(yàn)算92.36107.5-=-f Ta v h H u e 氣液氣液kg kg kg kg /1.0/0015.006.05.24.0878.01045.21107.52.336<= -=-故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶。 2、提餾段霧沫夾帶量v e 的驗(yàn)算氣液氣液kg kg kg kg h H u e f T a v /1.0/0012.006.05.24.0391.01

31、092.19107.5107.52.3362.36<= -=-=-故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶。 三、漏液的驗(yàn)算 1、精餾段漏液的驗(yàn)算(VL L owh h C u /13.00056.04.40-+='(s m /7.730.28.87700199.006.013.00056.084.04.4=-+= 篩板的穩(wěn)定性系數(shù)5.1(55.17.792.110>='=OWu u K 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液。 2、提餾段漏液的驗(yàn)算(VL L owh h C u /13.00056.04.40-+='(s m /5.770.20.96000169.006

32、.013.00056.084.04.4=-+= 篩板的穩(wěn)定性系數(shù)5.1(52.15.742.110>='=OWu u K 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液。 四、液泛驗(yàn)算 1、精餾段液泛驗(yàn)算為防止降液管液泛的發(fā)生,應(yīng)使降液管中清液層高度(w T d h H H +d l p d h h h H +=, m h l l h w s d 0121.0024.0792.00015.0153.0153.0220=(138.00121.006.0066.0=+=Hd m取5.0=,則(m h H w T 225.0049.04.05.0=+=+(w T d h H H +<故在設(shè)計(jì)負(fù)荷

33、下不會(huì)發(fā)生液泛。 2、提餾段液泛驗(yàn)算為防止降液管液泛的發(fā)生,應(yīng)使降液管中清液層高度(w T d h H H +d l p d h h h H +=, 0122.0027.0792.00017.0153.0153.0220=(h l l h w s d m 123.00121.006.0051.0=+=Hd m取5.0=,則(m h H w T 225.0049.04.05.0=+=+(w T d h H H +<故在設(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)為此精餾塔塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。第十章 塔板負(fù)荷性能圖一、精餾段塔板負(fù)荷性能圖 1、霧沫夾帶線(12.361

34、07.5-=-f Ta v h H u e 式中S Sf T S a V V A A V u 954.00816.0130.01=-=-=(a ( +=+=-32336001084.25.25.2WS w oww f l L Eh h h h 近似取E 1.0, m l m h W w 792.0,049.0=故3/2323948.1123.0792.036000.11084.2049.05.2S S f L L h += +=- (b 取霧沫夾帶極限值v e 為氣液kg kg /1.0。已知m N /1045.213-=,m H T 4.0=并將(b a ,代入得2.33/236948.11

35、23.04.0954.01045.21107.51.0 -=-S S L V整理得:3/203.1385.1SS L V -=在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)S L 值,依上式算出相應(yīng)的S V 值列于下表中 依表中數(shù)據(jù)在V S L S 圖中作出霧沫夾帶線(1。 2、液泛線(2由(w T d d L p d h H H h h h H +=和得(d ow w p w T h h h h h H +=+,近似取1E .0,m l w 792.0=323233237793.0792.036000.11084.236001084.2s S w SowL L lL E h = = =-h h h h l C p +

36、= 2220'200318.08.87730.20772.084.0051.0051.0051.0S S L v S L v c V V A C V C h = = = =(3/23/2204832.00304.07793.0049.062.0S ow w l L L h h h +=+=+=m h 00199.0=(已算出,故 0324.04832.00318.000199.04832.00304.00318.03/22322+=+=SS SS p L V L V h 2220466.423024.0792.0153.0153.0S S w Sd L L h l L h = = =

37、將T H m 4.0,5.0,049.0=m h W 及以上各式代入得(23/23/22466.4237793.005.04832.00324.00318.0049.04.05.0SSSS L L L V +=+整理得 23/2254.1331670.395.4S SS L L V -= 在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)S L 值,依上式計(jì)算V s 值列于下表中 依表中數(shù)據(jù)在V S L S 圖中作出液泛線(2。 3、液相負(fù)荷上限線(3取液體在降液管中停留時(shí)間為4秒,由下式s m A H L fT S /00816.040816.04.03max =液相負(fù)荷上限線(3在V S L S 圖中為與氣相流量s V

38、 無關(guān)的垂線。 4、漏液線(氣相負(fù)荷下限線(4由3/27793.0049.0Sow w L Lh h h +=+=,0min A V u S OW =代入漏液點(diǎn)氣速式v L L ow h h C u /(13.00056.04.40-+=(30.28.87700199.07793.0049.013.00056.084.04.43/20min ,-+=SS L A V 0772.0=O A (前已算出,代入上式并整理得 3/2min ,66.3881.3285.0SS L V +=此即氣相負(fù)荷下限線,在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)s L 值,依上式計(jì)算相應(yīng)的S V 值,列于下表 依表中數(shù)據(jù)作氣相負(fù)荷下限線

39、(4。 5、液相負(fù)荷下限線(5取平堰、堰上液層高度m h ow 006.0=作為液相負(fù)荷下限條件,取0.1E 則 3/2m i n ,3600(100084.2wS ow l L E h =32min ,792.036000.1100084.2006.0 =S L 整理上式得s m L s /1076.634min ,-=依此值在V S L S 圖中作線即為液相負(fù)荷下限線(5。將以上5條線標(biāo)繪于S S L V -圖中,即為精餾段負(fù)荷性能圖。5條線包圍區(qū)域?yàn)榫s段塔板操作區(qū),P 為操作點(diǎn),OP 為操作線。OP 線與(1線的交點(diǎn)相應(yīng)相負(fù)荷為max ,S V ,OP 線與氣相負(fù)荷下限線(4的交點(diǎn)相應(yīng)

40、氣相負(fù)荷為min ,s V 。圖見坐標(biāo)紙?？芍驹O(shè)計(jì)塔板上限由霧沫夾帶控制,下限由漏液控制。精餾段的操作彈性72.258.058.1min,max ,=S S V V 一、提餾段塔板負(fù)荷性能圖 1、霧沫夾帶線(12.36107.5-=-f Ta v h H u e 式中S Sf T S a V V A A V u 954.00816.0130.01=-=-=(a ( +=+=-32336001084.25.25.2WS w oww f l L Eh h h h 近似取E 1.0, m l m h W w 792.0,049.0=故3/2323948.1123.0792.036000.11084

41、.2049.05.2S S f L L h += +=- (b 取霧沫夾帶極限值v e 為氣液kg kg /1.0。已知m N /1092.193-=,m H T 4.0=并將(b a ,代入得2.33/236948.1123.04.0954.01092.19107.51.0 -=-S S L V整理得:3/273.1281.1SS L V -=在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)S L 值,依上式算出相應(yīng)的S V 值列于下表中 依表中數(shù)據(jù)在V S L S 圖中作出霧沫夾帶線(1。 2、液泛線(2由(w T d d L p d h H H h h h H +=和得(d ow w p w T h h h h h

42、 H +=+,近似取1E .0,m l w 792.0=323233237793.0792.036000.11084.236001084.2s S w SowL L lL E h = = =-h h h h l C p += 2220'20240.00.96070.20291.084.0051.0051.0051.0S S L v S L v c V V A C V C h = = = =(3/23/2205689.00358.07793.0049.073.0S ow w l L L h h h +=+=+=m h 00169.0=(已算出,故 0375.05689.0240.0001

43、69.05689.00358.0240.03/22322+=+=SS SS p L V L V h 222590.334027.0792.0153.0153.0S S w Sd L L h l L h = = = 將TH m4.0,5.0,049.0=m h W 及以上各式代入得(23/23/22590.3347793.0049.05689.00375.0240.0049.04.05.0SSSS L L L V +=+ 整理得 23/2213.1394618.5575.0S SS L L V -= 在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)S L 值,依上式計(jì)算V s 值列于下表中 依表中數(shù)據(jù)在V S L S 圖中作出液泛線(2。 3、液相負(fù)荷上限線(3取液體在降液管中停留時(shí)間為4秒,由下式s m A H L fT S /00816.040816.04.03max =液相負(fù)荷上限線(3在V S L S 圖中為與氣相流量s V 無關(guān)的垂線。4、漏液線(氣相負(fù)荷下限線(4 由3/27793.0049.