苯-氯苯分離過程篩板式精餾塔設(shè)計

1、課 程 設(shè) 計 說 明 書課程名稱： 化工原理課程設(shè)計 設(shè)計題目：苯-氯苯分離過程篩板式精餾塔設(shè)計院 系：學(xué)生姓名： 學(xué) 號： 專業(yè)班級： 指導(dǎo)教師： 2010年11月19日目 錄一、設(shè)計背景1二、產(chǎn)品與設(shè)計方案簡介2（一）產(chǎn)品性質(zhì)、質(zhì)量指標(biāo)3（二）設(shè)計方案簡介3（三）工藝流程及說明3三、工藝計算及主體設(shè)備設(shè)計4（一）精餾塔的物料衡算41）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率42）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量53）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾流率5（二）塔板數(shù)的確定51）理論塔板數(shù)的確定52）實際塔板數(shù)7（三）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算81）操作壓力的計算82）操作溫度的計算83

2、）平均摩爾質(zhì)量計算84）平均密度計算105）液相平均表面張力106）液相平均粘度計算11四、精餾段的塔體工藝尺寸的計算11（一）塔徑的計算11（二） 精餾塔有效高度的計算11五、塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算12（一）溢流裝置12（二）塔板布置13（三）開孔率n和開孔率13六、塔板上的流體力學(xué)驗算14（一）氣體通過篩板壓降和的驗算14（二）霧沫夾帶量的驗算15（三）漏液的驗算15（四）液泛的驗算15七、塔板負(fù)荷性能圖 16（一）. 漏液線（氣相負(fù)荷下限線） 16（二）. 液沫夾帶線 16（三）. 液相負(fù)荷下限線 17（四）. 液相負(fù)荷上限線 17（五）. 液泛線 17八、篩板式精餾塔設(shè)計計算結(jié)果

3、19九、主要符號說明20十、結(jié)果與結(jié)論21十一、收獲與致謝21化工原理課程設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計題目苯-氯苯二元物系板式連續(xù)精餾塔 設(shè)計一座苯-氯苯板式連續(xù)精餾塔,要求年產(chǎn)36432噸純度為99%的苯,塔底釜液中苯含量為1%,原料液中含苯69%（以上均為質(zhì)量百分?jǐn)?shù))。二、操作條件(1)塔頂壓強(qiáng):4kPa（表壓）(2)進(jìn)料熱狀況:飽和蒸汽進(jìn)料(3)回流比:R=2R(4)單板壓降不大于0.7kPa三、設(shè)備形式篩板塔四、設(shè)計工作日每年330天,每天24小時連續(xù)運行五、廠址青藏高原大氣壓約為77.31kPa的遠(yuǎn)離城市的郊區(qū)六、 設(shè)計要求1.設(shè)計方案的確定及流程說明2.塔的工藝計算3.塔和塔板主要工藝尺寸的

4、確定（1）.塔高、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定（2）.塔板的流體力學(xué)驗算（3）.塔板的負(fù)荷性能圖4.設(shè)計結(jié)果一覽表5.對本設(shè)計的評述表1 苯和氯苯的物理性質(zhì)項目分子式分子量M沸點（K）臨界溫度tC（）臨界壓強(qiáng)PC（atm）苯A氯苯B78.11112.6353.3404.9562.1632.448.344.6表2 苯和氯苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105,mmHg757.62889.261020.91185.651350.41831.7，mmHg147.44179.395211.35253.755296.16351.35510.8180.6780.5430.4400.276y10.9

5、570.9110.8470.7820.665溫度110115120125130131.75,mmHg23132638.52964335537464210，mmHg406.55477.125547.7636.505725.317600.1850.1310.08790.04540.01150y0.5630.4560.3430.2010.05660表3 液體的表面張力溫度6080100120140苯，mN/m23.7421.2718.8516.4914.17氯苯，mN/m25.9623.7521.5719.4217.32表4 苯與氯苯的液相密度溫度()6080100120140苯,kg/836.68

6、15.0792.5768.9744.1氯苯,kg/1064.01042.01019.0996.4972.9表5 液體粘度µ溫度()6080100120140苯（mP.s）0.3810.3080.2550.2150.184氯苯（mP.s）0.5150.4280.3630.3130.274表6 Antoine常數(shù)組分ABC苯6.0231206.35220.24氯苯7.13382182.68293.767一、 設(shè)計背景塔設(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

7、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)備的性能對于整個裝置的產(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)等各個方面都有重大的影響。據(jù)有關(guān)資料報道，塔設(shè)備的投資費用占整個工藝設(shè)備投資費用的較大比例。因此，塔設(shè)備的設(shè)計和研究，受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。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

8、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)荷量有較大的波動時，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)保證能長期連續(xù)操作。（3）流體流動的阻力小。即流體通過塔設(shè)備的壓力降小。這將大大節(jié)省生產(chǎn)中的動力消耗，以及降低經(jīng)常操作費用。對于減壓蒸餾操作，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用。（5）耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。根據(jù)設(shè)計任務(wù)書，此設(shè)計的塔型為篩板塔。篩板塔的特點如下：（1）結(jié)構(gòu)簡單、制造維修方便。（2）生產(chǎn)能力大，比浮閥塔還高。（3）塔板

9、壓力降較低，適宜于真空蒸餾。（4）塔板效率較高，但比浮閥塔稍低。（5）合理設(shè)計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。二、 設(shè)計方案的確定及流程說明1. 設(shè)計方案的確定根據(jù)設(shè)計任務(wù)書，次射擊的塔型為篩板塔。與泡罩塔相比，篩板塔具有下列優(yōu)點：生產(chǎn)能力大2040%，塔板效率高1015%，壓力降低3050%，而且結(jié)構(gòu)簡單，塔盤造價減少40%左右，安裝、維修都比較容易。從而一反長期的冷落，而廣泛應(yīng)用。篩板塔攀上分為篩孔區(qū)、無孔區(qū)、溢流堰及降液管等幾個部分。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

10、.5-5。1) 裝置流程的確定精餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器，精餾釜（再沸器）、冷凝器等設(shè)備。精餾過程按操作方式的不同，分為連續(xù)精餾和間接精餾兩種流程。連續(xù)精餾具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)精餾為主。 精餾是通過物料在塔內(nèi)的多次部分氣化與多系部分冷凝實現(xiàn)分離的，熱量自塔釜輸入，由冷凝器將余熱帶走。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波動的影響。塔頂冷凝裝置可采用全凝器、分凝器全凝器兩種不同的設(shè)置。工業(yè)上以采用全凝器為主，以便于準(zhǔn)確地控制回流比。塔頂分凝器對上升蒸汽有一定的增濃作用，若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用分凝器?？?/p>

11、之，確定流程時要較全面、合理地兼顧設(shè)備、操作費用、操作控制及安全諸因素。2) 操作壓力的選擇精餾過程按操作壓力不同，分為常壓精餾、減壓精餾和加壓精餾。本實驗采用的是常壓精餾。3) 進(jìn)料熱狀況的選擇精餾操作有五種進(jìn)料熱狀況，進(jìn)料熱狀況不同，影響塔內(nèi)各層塔板的氣、液相負(fù)荷。工業(yè)上多采用接近泡點液體進(jìn)料和飽和液體（泡點）進(jìn)料，通常用釜殘液預(yù)熱原料。若工藝要求減少釜塔的加熱量，以避免釜溫過高，料液產(chǎn)生聚合或結(jié)焦，則應(yīng)采用氣態(tài)進(jìn)料。4) 加熱方式的選擇精餾大多采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱，例如精餾釜殘液中的主要組分是水，且在低濃度下輕組分的相對揮發(fā)度較大時宜用直接整齊加熱，其優(yōu)

12、點是可以利用壓力較低的加熱蒸汽以節(jié)省操作費用，并省掉間接加熱設(shè)備。但由于直接蒸汽的加入，對釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進(jìn)料條件和產(chǎn)品純度、輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需要在提餾段增加塔板以達(dá)到生產(chǎn)要求。5) 回流比的選擇回流比是精餾操作的重要工藝條件，其選擇的原因是使設(shè)備費和操作費用之和最低。設(shè)計時，應(yīng)根據(jù)實際需要選定回流比，也可參考同類生產(chǎn)的經(jīng)驗值選定。必要時可選用若干個R值，利用吉利蘭圖（簡捷法）求出對應(yīng)理論板數(shù)N，作出NR曲線，從中找出適宜操作回流比R，也可作出R對精餾操作費用的關(guān)系線，從中確定適宜回流比R2. 設(shè)計流程本設(shè)計采用連續(xù)精餾分離苯-氯苯二元混合物的方法。原料液

13、經(jīng)臥式列管式預(yù)熱器預(yù)熱至泡點后送入連續(xù)板式精餾塔（篩板塔），塔頂上升蒸汽流采用強(qiáng)制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至苯液貯罐；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜產(chǎn)品經(jīng)臥式列管式冷卻器冷卻后送入氯苯貯罐。3. 設(shè)計方案簡介 （1）精餾方式：本設(shè)計采用連續(xù)精餾方式。原料液連續(xù)加入精餾塔中，并連續(xù)收集產(chǎn)物和排出殘液。其優(yōu)點是集成度高，可控性好，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定。由于所涉濃度范圍內(nèi)乙醇和水的揮發(fā)度相差較大，因而無須采用特殊精餾。 （2）操作壓力：本設(shè)計選擇常壓，常壓操作對設(shè)備要求低，操作費用低，適用于苯和氯苯這類非熱敏沸點在常溫（工業(yè)低溫段）物系分離

14、。 （3） 塔板形式：F1型浮閥塔板，浮閥塔板的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單、制造方便、造價低;塔板開口率大，生產(chǎn)能力大；由于閥片可隨氣量的變化自由升降，故操作彈性大；因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時間較長，故塔板效率較高。  （4） 加料方式和加料熱狀態(tài)：設(shè)計采用泡點進(jìn)料，將原料通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。 （5） 由于蒸汽質(zhì)量不易保證，采用間接蒸汽加熱。 （6） 再沸器，冷凝器等附屬設(shè)備的安排：塔底設(shè)置再沸器，塔頂蒸汽完全冷凝后再冷卻至泡點下一部分回流入塔，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲灌。塔釜采用間接

15、蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。三、 塔的工藝計算(一) 精餾塔的物料衡算1. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯和氯苯的相對摩爾質(zhì)量分別為78.11和112.56kg/kmol。2. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量3. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾流率依題給條件：一年以330天，一天以24小時計，有：，全塔物料衡算： 4. 物料衡算表進(jìn)料量F,kg/h塔頂出料量D,Kg/h塔底出料量W,kg/h合計(二) 塔板數(shù)的確定1. 理論塔板層數(shù)的確定苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級圖解法（M*T法）求取，步驟如下：由手冊查得苯-氯苯的氣液平衡數(shù)據(jù)，利用泡點方程和露點方程求取，依據(jù)x=(

16、pt-pB。)/(p.A-p.B),y=p.Ax/pt,將所得數(shù)據(jù)的計算結(jié)果列表如下：溫度80.1859095100105,mmHg757.62889.261020.91185.651350.41831.7，mmHg147.44179.395211.35253.755296.16351.35510.8180.6780.5430.4400.276y10.9570.9110.8470.7820.665溫度110115120125130131.75,mmHg23132638.52964335537464210，mmHg406.55477.125547.7636.505725.317600.1850.

17、1310.08790.04540.01150y0.5630.4560.3430.2010.056601) 確定操作的回流比R因飽和蒸汽進(jìn)料，在x-y圖對角線上自點e(0.762,0.762)作平行線即為q線，該線與平衡線的交點坐標(biāo)為yq=0.762,xq=？. 此即最小回流比時操作線與平衡線的交點坐標(biāo)，故?取操作回流比R=2Rmin=2×？=？2) 求理論塔板數(shù)NT精餾段操作線：按M-T圖解法在x-y圖上作梯級得：NT=（7-1）層（不包括塔底再沸器）。其中精餾段理論板數(shù)為2層，提餾段為3層，第層3為加料板。 3) 全塔效率ET根據(jù)ET=0.17-0.616lgml根據(jù)塔頂、塔底液相

18、組成查t-x-y圖，求得塔平均溫度為102.4，該溫度下進(jìn)料液相平均粘度為：m=xFiLi=0.762A+(1-0.762)B =0.762×?+(1-0.762)×? =?m Pas ET=0.17-0.616lgum=4) 實際板層數(shù)NP精餾段N精=2/ET=3.876取4層提餾段N提=3/ET=5.8 取6層四、 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算(一) 操作壓強(qiáng)Pm 塔頂壓強(qiáng)PD=4+77.31=81.3kPa，取每層塔板壓降P=0.7 kPa，則進(jìn)料板壓強(qiáng)PF=81.3+0.7×4=84.1 kPa，塔底壓強(qiáng)為PW=84.1+0.7×6=88.3kPa

19、，則 精餾段平均操作壓強(qiáng)為Pm=81.3+84.12=82.7kPa提餾段平均操作壓強(qiáng)為Pm=84.1+88.32=86.2kPa(二) 溫度tm 根據(jù)操作壓強(qiáng)，依下式兩式試差計算操作溫度：P=PAOxA+PBOxB和lnPO=A-BT+C試差結(jié)果，塔頂tD=74.8，進(jìn)料板tF=95.3，塔底tW=124.9。則精餾段平均溫度tm，精=74.8+95.32=85.1提餾段平均溫度tm，提=124.9+95.32=110.1(三) 平均分子量Mm 塔頂xD=y1=0.934 x1=0.614MVDm=0.934×78.11+（1-0.934）×112.6=?kg/kmolM

20、LDm=0.614×78.11+（1-0.614）×112.6=91.42kg/kmol進(jìn)料板yF=0.762 xF=0.34MVFm=0.762×78.11+（1-0.762）×112.6=?kg/kmolMLFm=0.34×78.11+（1-0.34）×112.6=100.87kg/kmol塔底 y1=0.063 x1=xw=0.0143 MVWm=0.063×78.11+（1-0.063）×112.56=110.39kg/kmol MVWm=0.0143×78.11+（1-0.0143）×

21、112.56=112.07kg/kmol 則精餾段平均分子量： MVm（精）= ?+?2 = kmol/kgMLm（精）=?+？2=？kmol/kg提餾段平均分子量： MVm（提）=87.49=110.392=98.94kmol/kgMVm（提）=112.07+100.872=106.47kmol/kg(四) 平均密度m1. 液相密度Lm 依式 1/Lm=aA/LA+aB/LB（a為質(zhì)量分率）塔頂1LmD=0.97820.6+0.031047.7 LmD=826.44kg/m3進(jìn)料板，由加料板液相組成xA=0.34 aA=0.34×78.110.34×78.11+（1-0.

22、34）×112.56=0.2631LmF=0.263797.8+1-0.2631016.8 LmF=952.38kg/m3塔底1LmW=0.01762.8+0.99990.6 LmW=987.7kg/m3故精餾段平均液相組成：Lm（精）=（826.44+952.38）/2=889.41kg/m3提餾段平均液相組成：Lm（提）=（952.38+987.7）/2=970.04kg/m32. 氣相密度Vm(五) 液體表面張力m m=xiim，頂=0.979×21.91+(1-0.979)×24.32=21.96mN/mm，進(jìn)=0.34×19.42+(1-0.3

23、4)×22.08=21.176mN/m m，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=21.96+21.1762= mN/m提餾段平均表面張力為：m，提=21.176+18.872=mN/m(六) 液體粘度LM Lm=xiiL頂=0.979×0.327+(1-0.979)×0.451=0.329mPas L進(jìn) =0.34×0.267+(1-0.34)×0.378=0.340mPas L底=0.0143×0.207+(1-0.0143)

24、15;0.303=0.302mPas 則精餾段平均液相粘度為 L(精)=0.329+0.3402=?mPa.s提餾段平均液相粘度為 L(提)=0.340+0.3022=?mPa.s五、 氣液相負(fù)荷計算 (一) 精餾段氣液負(fù)荷計算V=(R+1)D=（1.364+1）X58.35=137.94kmol/hVs=LMLm3600Lm=79.59×96.123600×889.14=0.0023m3/sLh=8.60m3/h(二) 提餾段氣液負(fù)荷計算V=V+(q-10)F=V-F=137.94-78.87=59.07kmol/hVS=VMVm3600Lm=79.59×106

25、.473600×970.04=0.0024m3/sL=L+Qf=l=79.59kmol/hLS=L'MLm3600LM=79.59×106.473600×970.04=0.00024m3/sLh=8.74m3/h 六、 塔和塔板主要工藝尺寸計算(一) 塔徑D 1. 精餾段塔徑初選板間距HT=40.0m，取板上液層高度hL=06.0m，故HT-hL=0.40-0. 06=0.34MLSVSPLPV12=0.00231.348×(889.412.363)12=查Smith關(guān)聯(lián)圖得C20=0.071；依C=C20(20)0.2 校正物系表面張力為21.

26、568mN/m時的C可取安全系數(shù)為0.60，則 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓算后為 塔截面積為 實際空塔氣速為 2. 提餾段塔徑 初選板間距HT=0.40m，取板上液層高度hL=0.06m=，故HT-hL=0.40-0. 06=0.34MLSVSPLPV12=0.00240.545×(970.042.978)12=查Smith關(guān)聯(lián)圖得C20=0.068；依C=C20(20)0.2 校正物系表面張力為20.023mN/m時的C可取安全系數(shù)為0.60，則 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓算后為 塔截面積為 實際空塔氣速為 為統(tǒng)一精餾段和提餾段塔徑，取為D=1.6m(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

27、堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項計算如下：1. 精餾段溢流裝置計算1) 溢流堰長lw取堰長lw為0.66D，即lw0.66×1.61.056m2) 出口堰高h(yuǎn)WhW=hL-hOW由lW/D=1.056/1.6=0.66,Lh/lW2.5=8.61.0562.5=7.5m查流體收縮系數(shù)計算圖知E=1.03hOW=2.841000E(Lhlw)23=2.841000×1.03×(8.61.056)23=0.012m故hw=0.06-0.012=0.048m3) 降液管的寬度Wd與降液管的面積Af由lw/D=0.66查弓形降液管的寬度與面積圖得Wd/D=0.124,Af/AT=0.

28、0722，故Wd=0.124D=0.124X1.6=0.198mAf=0.0722X4D2=0.07222X4×1.62=0.145m2由下式計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即=AfHTLS=0.145×0.400.0023=25.22(s>5s,符合要求)4) 降液管底隙高度ho取液體通過降液管底隙的流速u0=0.08m/s(三) 塔板布置1. 精餾段塔板布置1) 取邊緣區(qū)寬度Wc0.055m,安定區(qū)寬度Ws=0.065m2) 開孔區(qū)面積式中：2. 提餾段塔板布置1) 取邊緣區(qū)寬度Wc0.075m,安定區(qū)寬度Ws=0.1m2) 開孔區(qū)面積式中：(四) 開

29、孔數(shù)和開孔率1. 精餾段取篩孔的孔徑，正三角形排列，篩板采用碳鋼，其一般的板厚為3mm。故孔心距。每層塔板的篩孔數(shù)（孔）每層塔板的開孔率=A0Aa%=0.907（td0)2%=10.1%（應(yīng)在515%，故滿足要求）每層塔板的開孔面積氣體通過篩孔的孔速篩孔排列圖見坐標(biāo)紙，實排孔n=1158×1000t2Aa=8544,經(jīng)校核，滿足篩板的穩(wěn)定性系數(shù)要求。2. 提餾段取篩孔的孔徑，正三角形排列，篩板采用碳鋼，其一般的板厚為3mm。故孔心距。每層塔板的篩孔數(shù)（孔）篩孔排列圖見坐標(biāo)紙，實排6022，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2492，實開3530。每層塔板的開孔面積

30、每層塔板的開孔率=A0Aa%=0.06931.17×100%=10.1%（應(yīng)在515%，故滿足要求）氣體通過篩孔的孔速(五) 塔的有效高度Z 精餾段Z=(NP-1)HT=(2-1)X0.4=0.4m提餾段Z=(NP-1)HT=(3-1)X0.4=0.8m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=0.4+0.8+0.4=1.2m七、 篩板的流體力學(xué)驗算(一) 精餾段篩板的流體力學(xué)驗算1. 氣體通過篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p1) 氣體通過干板的阻力壓降 由 查圖5-10得出，液柱式中為孔流系數(shù)。2）.氣體通過板上液層的壓降動能因子由充氣系數(shù)a與Fa關(guān)聯(lián)圖查的板上液層充氣系數(shù)

31、a=0.563）.氣體克服液體表面張力產(chǎn)生的壓降故hp=0.0124+0.0336+0.002=0.048單板壓降PP=hpLg=0.048*889.41*9.81=418.8Pa<0.7lPa(二) 提餾段篩板的流體力學(xué)驗算1. 干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮cd0/=5/3=1.67，查干篩孔的流量系數(shù)圖得，C0=0.842. 氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮l動能因子由充氣系數(shù)a與Fa關(guān)聯(lián)圖查的板上液層充氣系數(shù)a=0.67hl=ohL=o(hw+how)=0.67*0.06=0.04m3. 克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葰怏w故hp=0.0137+0.0402+0.00168=0.

32、0556m單板壓降PP=hpLg=0.0556*970.04*9.81=528.9Pa<0.7kPa(三) 霧沫夾帶量的驗算1. 精餾段霧沫夾帶量的驗算故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。2. 提餾段霧沫夾帶量ev的驗算故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。(四) 漏液點的氣速1. 精餾段漏液的驗算篩板的穩(wěn)定性系數(shù)故在本設(shè)計中無明顯漏液。2. 提餾段漏液的驗算篩板的穩(wěn)定性系數(shù)故在本設(shè)計中無明顯漏液。(五) 液泛的驗算1. 精餾段的液泛計算為防止降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使降液管中的清液層高度Hd=hp+hl+hd取=0.5，則成立，故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。2. 提餾段液泛驗算 為防止降液管液

33、泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度Hd=hp+hl+hd取=0.5，則成立，故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。根據(jù)以上塔板的各項液體力學(xué)驗算，可認(rèn)為此精餾塔塔徑及各項工藝尺寸是適合的。八、 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1ev=5.7×10-6(uaHT-hf)3.2式中 近似取E1.0，hw=0.048m，lw=1.056m故hf=2.5(0.048+2.84×10-3×1.0×3600LS1.056)23=0.12+1.608LS23 取霧沫夾帶極限值ev為0.1kg液/kg氣。已知=21.57X10-3N/m,HT=0.4m,

34、并將代入得0.1=5.7×10-621.57×10-3×（0.954VS0.4-0.12-1.608LS23)3.2整理得：VS=1.876-10.77LS2/3在操作范圍內(nèi)任取幾個LS值，依上式算出的VS值列于下表中LS,m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VX,m3/s依表中數(shù)據(jù)在VS-LS圖中做出霧沫夾帶線1.2. 液泛線2由Hd=hp+hL+hd和Hd(HT+hW)得（HT+hW)=hp+hw+how+hd,近似值取E1.0，lw=1.056mhow=2.84X10-3E(3600LSlW)23=2.84×10-3×

35、;1.0×(3600LS1.056)23=0.6433LS23hp=hc+hl+hhc=0.0510C02v'L=0.051×(VSC0A0)2×VL =0.051(VS0.84×0.1677)2×2.363889.41=0.0068VS2hl=0(hw+how)=0.56x(0.048+0.6433L22/3)=0,027+0.36LS2/3h=0.002m,故hp=0.0068VS2+0.027+0.36LS2/3+0.002=0.0068VS2+0,36LS2/3+0.029hd=0.153(LSlwh0)2=0.153(LS1.

36、0556×0.0272)2=185.45LS2將HT=0.4m，hw=0.048m,=0.101及以上各式代入得0.101（0.4+0.048）=0.0068VS2+0.029+0.36LS2/3+0.048+0.6433LS2/3+185.45LS2整理得VS2=4.7-147.5LS2/3-27272.06LS2在操作范圍內(nèi)任取幾個LS值，依上式算出的VS值列于下表中LS,m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VX,m3/s依表中數(shù)據(jù)在VS-LS圖中做出液泛線2.3. 液相負(fù)荷上限線3取液體在降液管中停留時間為4秒，由下式液相負(fù)荷上限線（3）在VSLS圖中為與

37、氣相流量Vs無關(guān)的垂線4. 漏液線（氣相負(fù)荷下限線）4由hL=hw+how=0.048+0.6433LS2/3,uow=VSmin/A0代入漏液點氣速式uow=4.4C00.0056+0.13hL-hL/VVS,minA0=4.4×0.84×(0.0056+0.13×0.048+0.6433LS23-0.002)889.412.363A0=0.1677(前已算出)，帶入上式并整理得VS,min=0.623.704+31.477LS2/3此即氣相負(fù)荷下限線，在操作范圍內(nèi)任取幾個Ls值，依上式計算相應(yīng)的VS值，列于下LS,m3/s0.0010.0030.0050.00

38、70.008VX,m3/s依表中數(shù)據(jù)作氣相負(fù)荷下限線（4）。5. 液相負(fù)荷下限線5對于平直堰，取堰上液層高度=0.006 m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn),取E=1,由=；得據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下下限線5將以上5條線標(biāo)繪于VS-LS-圖中，即為精餾段負(fù)荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為精餾段塔板操作區(qū)，P為操作點，OP為操作線。OP線與（1）線的交點相應(yīng)相負(fù)荷為VS,max，OP線與氣相負(fù)荷下限線（4）的交點相應(yīng)氣相負(fù)荷為Vs,min。圖見坐標(biāo)紙。 可知本設(shè)計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=VS,maxVS,min=1.580.58=2.72(二) 提餾段塔板負(fù)荷性

39、能圖1. 霧沫夾帶線（1）ev=5.7×10-6(uaHT-hf)3.2式中 近似取E1.0，hw=0.048m，lw=1.056m故hf=2.5(0.048+2.84×10-3×1.0×3600LS1.056)23=0.12+1.608LS23 取霧沫夾帶極限值ev為0.1kg液/kg氣。已知=20.023X10-3N/m,HT=0.4m,并將代入得0.1=5.7×10-620.023×10-3×（0.954VS0.4-0.12-1.608LS23)3.2整理得：VS=1.833-10.526LS2/3在操作范圍內(nèi)任取幾個

40、LS值，依上式算出的VS值列于下表中LS,m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VX,m3/s依表中數(shù)據(jù)在VS-LS圖中做出霧沫夾帶線1.2. 液泛線2由Hd=hp+hL+hd和Hd(HT+hW)得（HT+hW)=hp+hw+how+hd,近似值取E1.0，lw=1.056mhow=2.84X10-3E(3600LSlW)23=2.84×10-3×1.0×(3600LS1.056)23=0.6433LS23hp=hc+hl+hhc=0.0510C02v'L=0.051×(VSC0A0)2×VL =0.051(VS0.

41、84×0.0693)2×2.978970.04=0.0462VS2hl=0(hw+how)=0.67x(0.048+0.6433L22/3)=0.0322+0.431LS2/3h=0.00168m,故hp=0.0462VS2+0.0322+0.431LS2/3+0.00168=0.0462VS2+0.431LS2/3+0.0322hd=0.153(LSlwh0)2=0.153(LS1.056×0.028)2=175.00LS2將HT=0.4m，hw=0.048m,=0.0592及以上各式代入得0.0592（0.4+0.048）=0.0462VS2+0.0322+0.43LS2/3+0.048+0.6433LS2/3+175.00LS2整理得VS2=1.162-23.25LS2/3-3787.88LS2在操作范圍內(nèi)任取幾個LS值，依上式算出的VS值列于下表中LS,m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VX,m3/s依表中數(shù)據(jù)在VS-LS圖中做出液泛線2.3. 液相負(fù)荷上限線3取液體在降液管中停留時間為4秒，由下式液相負(fù)荷上限線（3）在VSLS圖中為與氣相流量Vs無關(guān)的垂線4. 漏液線（氣相負(fù)荷下限線）4由hL=hw+how=0.048+0.6433LS2/3,uow=VSmin/A0代入漏液點氣速