苯-乙苯浮閥精餾塔的設(shè)計

1、課程設(shè)計目：浮閥式連續(xù)精餾塔的設(shè)計教 學(xué)院： 化學(xué)與材料工程學(xué)院專 業(yè)：學(xué) 號：學(xué)生姓名：指導(dǎo)教師：2010年 5月20日課程設(shè)計任務(wù)書20092010學(xué)年第2學(xué)期學(xué)生姓名： 專業(yè)班級：指導(dǎo)教師： 工作部門：一、課程設(shè)計題目浮閥式連續(xù)精餾塔設(shè)計二、課程設(shè)計內(nèi)容（含技術(shù)指標(biāo)）工藝條件與數(shù)據(jù)原料液量1500kg/h，含苯42% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），乙苯58%；餾出液含苯 98%，殘液含苯2%；泡點進(jìn)料；料液可視為理想溶液。操作條件常壓操作；回流液溫度為塔頂蒸汽的露點；間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為 5kgf/cm2（絕對壓力）；冷卻水進(jìn)口溫度30C，出口溫度為45C ；設(shè)備熱損失為 加熱蒸汽供熱量的

2、5%。設(shè)計內(nèi)容物料衡算、熱量衡算；塔板數(shù)、塔徑計算；溢流裝置、塔盤設(shè)計；流體力學(xué)計算、負(fù)荷性能圖。三、進(jìn)度安排5月6日：分配任務(wù)；5月6日-5月14日：查詢資料、初步設(shè)計；5月15日-5月21日：設(shè)計計算，完成報告。四、基本要求1.設(shè)計計算書1份：設(shè)計說明書是將本設(shè)計進(jìn)行綜合介紹和說明。設(shè)計說 明書應(yīng)根據(jù)設(shè)計指導(dǎo)思想闡明設(shè)計特點，列出設(shè)計主要技術(shù)數(shù)據(jù)，對有關(guān)工藝流 程和設(shè)備選型作出技術(shù)上和經(jīng)濟上的論證和評價。應(yīng)按設(shè)計程序列出計算公式和 計算結(jié)果，對所選用的物性數(shù)據(jù)和使用的經(jīng)驗公式、圖表應(yīng)注明來歷。設(shè)計說明書應(yīng)附有帶控制點的工藝流程圖，塔結(jié)構(gòu)簡圖。設(shè)計說明書具體包括以下內(nèi)容：封面；目錄；緒論；工

3、藝流程、設(shè)備及操作 條件；塔工藝和設(shè)備設(shè)計計算；塔機械結(jié)構(gòu)和塔體附件及附屬設(shè)備選型和計算； 設(shè)計結(jié)果概覽；附錄；參考文獻(xiàn)等。圖紙1套：包括工藝流程圖（3號圖紙）和精餾塔裝配總圖（1號圖紙）。教研室主任簽名：年 月 日目錄設(shè)計方案簡介工藝流程草圖及說明工藝計算及主體設(shè)備設(shè)計4 輔助設(shè)備的計算及選型；5.設(shè)計結(jié)果概要或設(shè)計一覽表對本設(shè)計的評述；附圖（工藝流程簡圖、主體設(shè)備工藝條件圖）;參考文獻(xiàn)。1.設(shè)計方案的選擇及流程說明1.1設(shè)計方案的選定設(shè)計方案的選定是指確定整個精餾裝置的流程、主要設(shè)備的結(jié)構(gòu)的型式和 主要操作條件。所選方案必須：（1）能滿足工藝要求，達(dá)到指定的產(chǎn)量和質(zhì)量； （2）操作平穩(wěn)、易

4、于調(diào)節(jié)；（3）經(jīng)濟合理；（4）生產(chǎn)安全。在實際的設(shè)計問題 中，上述四項都必須兼顧考慮。課程設(shè)計方案選定所涉及的主要內(nèi)容有：操作壓力進(jìn)料狀況、加熱方式及 其熱能的利用。操作壓力精餾可在常壓、加壓或減壓下進(jìn)行，確定操作壓力主要是根據(jù)處理物料的 性質(zhì)、技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來考慮。鑒于本課題，采用常壓精餾。進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般將料液預(yù)熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這樣進(jìn) 料溫度就不受季節(jié)、氣溫變化和前道工序波動的影響，塔的操作就比較容易控 制。此外，泡點進(jìn)料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，設(shè)計制造均比較方便。鑒于此，選用泡點進(jìn)料.加熱方式精餾塔通常設(shè)置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供

5、足夠的熱量。熱能的利用蒸餾過程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝，因此，熱效率很低，通常進(jìn)入再 沸器的能量僅有5%左右被有效利用.所以，蒸餾系統(tǒng)的熱能利用問題應(yīng)值得認(rèn) 真考慮。塔頂蒸汽冷凝放出的熱量是大量的，但其能位較低,不可能直接用來作塔 釜的熱源。但可用作低溫?zé)嵩?，或通入廢熱鍋爐,產(chǎn)生低壓蒸汽，供別處使用?；蚩?采用熱泵技術(shù)，提高溫度后再用于加熱釜液。此外，通過蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)置，也可取得節(jié)能的效果。例如，可采取設(shè)置中 間再沸器和中間冷凝器的流程,因為設(shè)置中間再沸器，可利用溫度比塔底低的熱源, 而中間冷凝器則可回收溫度比塔頂高的熱量。1.2連續(xù)精餡流程進(jìn)料連續(xù)精餾裝置一般包括精餾塔、冷凝器、再

6、沸器以及原料預(yù)熱器，如圖。除 此之外，還應(yīng)確定全凝器或是分凝器，再沸器采用直接加熱還是間接加熱，另外根 據(jù)熱能的利用情況決定是否采用原料預(yù)熱器。1.3.板式塔的計算流程圖1.4塔的工藝計算工藝條件與數(shù)據(jù)原料液量1500kg/h，含苯40% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），乙苯60%；餾出液含苯 97%，殘液含苯2%；泡點進(jìn)料；料液可視為理想溶液。操作條件常壓操作；回流液溫度為塔頂蒸汽的露點；間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為 5kgf/cm2（絕對壓力）；冷卻水進(jìn)口溫度30C，出口溫度為45C ；設(shè)備熱損失為 加熱蒸汽供熱量的5%。物料衡算與能量衡算料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率0.42/78.11設(shè)苯為 A

7、,乙苯為 B,Ma=78.11 kg/kmol , MB=106.17 kg/kmolx = 0.496F 0.42/78.11 + 0.58/106.17=0.9850.98/78.110.02 / 78.110.98/78.11 + 0.02/106.17x = 0.027w 0.02/78.11 + 0.98/106.17原料液及塔頂塔底產(chǎn)品的摩爾質(zhì)量Mf = 0.496 x 78.11 + (1 - 0.496) x 106.17 = 92.25Kg / KmolM d = 0.985 x 78.11 + (1 - 0.985) x 106.17 = 78.53Kg / KmolMw

8、= 0.027 x 78.11 + (1 - 0.027) x 106.17 = 105.41Kg / Kmol 全塔物料質(zhì)量流量原液量處理量F = 了譬 =14.09kmol/h 92.25kg/kmol總的物料衡算F=D+W則有w = F - D =7.192 kmol/h塔中回收率的計算在精餾計算中分離程度除用產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)表示外，還常用回收率表示，即: 以塔頂易揮發(fā)組分為主要產(chǎn)品，則回收率：n = (D X X )/(F X X ) = 6.898 x 0.985 = 97.22% d f 14.09 x 0.496相對揮發(fā)度的計算計算相平衡線及精餾段是都必須直接或間接應(yīng)用到塔內(nèi)的平均

9、揮發(fā)度，要.一.一 一.1211033知道揮發(fā)度則必須知道塔頂塔底的溫度，再由苯lgP* = 6.03055-,at + 220.7901424.255乙苯ig匕=6.08208-耳亦 這兩個公式來求出塔頂塔底的溫度對應(yīng)下的氣、匕。利用試差法計算溫度。不同溫度下本和乙本的卡包和烝汽壓T(C)020406080100120140苯（KPa）3.3710.0324.3752.19101.0180.0300.3480.2乙苯(KPa)0.2530.9432.8657.39416.7734.2564.21112.1塔頂 Xd=.985 xd =切假設(shè)一個溫度t=80.5C利用lg P *a=6.030

10、55 -1211.033t + 220.790lg PB=6.08208 -1424.255t + 213.06算得 PA =102.565、P； =16.996a = Pa = 6.031 p *代入& _ 見 中與0.985相差不大，故塔頂溫度為80.5C,此時采用同樣的方法算得塔底溫度tw=100.5C, p*A =182.5016 P* =34.6577則塔中平均相對揮發(fā)度a =上氣氣= 5.64相平衡線的計算相平衡線方程為：尤 ya (a -1) y代入上式中相對揮發(fā)度的值則相平衡線方程為:x=y5.64 4.64y1.4.1.7 q線方程精餾段操作線和提餾段操作線的交點的軌跡是一條

11、直線，描述該直線的方程稱為q線方程或進(jìn)料方程。q = 1此設(shè)計中，泡點進(jìn)料，q線方程定為：回流比求解q=1(Rmin_ 1 -% _ 心-_1q=1 a 1 _Kp1 Kp . 5.64 10.9855.64(1-0.985)4961-D496=0.39取 Ropt=2Rmin=0.78精餾段操作線因為精餾過程涉及傳熱和傳質(zhì)兩種過程，為簡化期間在該課程設(shè)計中假定 塔內(nèi)為恒摩爾流動。R值定為0.78精餾段操作線方程為：R 10.780.985y = r_i x + r_J-x = 08_ix + i 78 = 0.438x + 0.553X式中y、x一分別為精餾段任一截面處的氣液相易揮發(fā)組分的摩

12、爾分?jǐn)?shù)；xD一塔頂易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)；R回流比，R = L/D ;提餾段操作線塔頂?shù)幕亓鞅萊=0.78,則塔釜汽相回流比R與R的關(guān)系式為:R、= (R + 1)XiXw = 1.780.496-0.027 = 1.707X X 而提餾段操作線方程為：y = (R+1) X-Xw = 1.586x -0.0158RR1.4.1.11 精餾塔的熱量衡算1.塔頂冷凝器中冷卻水用量和冷凝器的傳熱面積 本設(shè)計中設(shè)備熱損失為加熱蒸汽提供熱量的95% Q水=0.95Q頂氣 即 qm 水c 水 eq )=V 所以 式中Q水冷卻水吸收的熱量，W ；Q頂氣塔頂蒸氣放出的熱量，W ；qm水一一冷卻水用量，kg/s

13、 ；C水冷卻水的平均比熱容，J/ ( kg%);t1、t2冷卻水的進(jìn)、出口溫度，c；V塔頂蒸氣量，kmol/s ；r塔頂蒸氣汽化熱，J/kmol ；A冷凝器冷凝器的傳熱面積，m2 ；Q冷凝器的熱負(fù)荷，W；K傳熱系數(shù)，W/(m2-C)，取經(jīng)驗值；t均冷凝器的傳熱平均溫度差，C。冷去水進(jìn)口溫度為：1 =300 C出口七=450 C乙醇蒸氣進(jìn)口溫度為：/ = 80.50C出口 t = 79.70C12J )+11-11所以*均= 一一旦 =7.9。C傳熱系數(shù)K =800w.m -2.k -i當(dāng)塔頂溫度為80.1 C時，此時苯的汽化熱為394.02KJ / Kg，則塔頂蒸氣汽化熱r = 394.02

14、x 78.11 = 30.777 x 106J / kmolV r 七=4.2x103 j/即 c九水=水 21V =(R + 1)D = 1.78 x 6898 = 0.003411kmol / s 3600泡點進(jìn)料=1.58kg / s(0.95 x V x r ) -4.2 x 103 x 15 /A冷凝器 =0.95 x 0.003411x 30.777x 106 = 15.78m 2 k xAt K xAt800 x 7.92.塔底再沸器中加熱蒸汽用量和再沸器的傳熱面積塔底溫度為t=1003C時，苯的汽化熱j =360.4 KJ / Kg乙苯的汽化熱為 m =353.3 KJ / K

15、g ,則塔底上升蒸汽汽化熱為r=1y1 + r加=34.3 K / Kg故再沸器的熱流Q=Vr=J ! =133.80kJ / s oLF U則：q = Q(l+5%)_133 .S0X(l+5%)2177.6=0.064 kg /塔底再沸器的面積%沸器=8.61m2Q _ 133.80 x(1 + 5% )x 103k xAt 800 x 20.41.5理論塔板數(shù)的設(shè)計聯(lián)立精餾段和提餾段操作線方程(Y = 0.438x+0.553精餡vXd =0.281IY = 1.586x - 0.0158iltg用逐板計算法計算理論塔板數(shù)第一塊塔板的一項組成與回流蒸汽的組成一致，所以y廣阮=0.985

16、X1 = y + (1 Lya 0.92第二快板：處=0.438xi + 0.553=0.956 - yi= 0.794x2 y + (1 - y )a 22第三塊板：y3= 0.438X2 + 0.553=0.901y3= 0.617X3一 y3+(1-y3)a第四塊板科=0823叫二0452第五塊板的二。75 X5=0347第六塊板玨=0705 x&=0298第七塊板y廣0684 x廣0277x7 xd故本題中需要六塊，第七塊為進(jìn)料板，從第八快開始，用提餾段操作線求脫，用平衡方程求Xn, 一直到xnxw第八塊板外=L 586X 0.0158 = 0.424乂曠0115第九塊板網(wǎng)=0.167

17、x9=0.034第十塊板yi廣0038 *禎=0007:0.027因為釜底間接加熱，所以共需要10-1=9層塔板，精餾段需要六塊，提餾段需要三塊1.6塔板效率和實際塔板數(shù)塔板效率在實際塔板上，氣液兩相并未達(dá)到平衡，這種氣液兩相間傳質(zhì)的不完善程度 用塔板效率來表示，在設(shè)計計算中多采用總板效率求出實際塔板數(shù)?？偘逍蚀_ 定得是否合理，對設(shè)計的塔在建成后能否滿足生產(chǎn)的要求有重要的意義。而總板 效率與物系物性、塔板結(jié)構(gòu)和操作條件密切相關(guān)。由于影響的因素多而復(fù)雜，很 難找到各種因素之間的定量關(guān)系，一般可采用下面的方法來確定總板效率。塔頂液相組成， = 0.973七=8.10C塔底液相組成丁0.027 ,

18、廣1%190C , 查表得在此溫度下乙苯=0.29mP a，s故目=七 xp苯 + （1 -七川乙苯=0.496 x 0.22 + G - 0.496）x 0.29 = 0.255mPa .st = 80+136.19 = 108.15 0c所以，m 2u =0.22mPa s，苯a x|i = 5.64 x 0.255 = 1.44由奧康內(nèi)爾關(guān)聯(lián)圖知E =0.47實際塔板數(shù),精餾段：提餾段：3N 提=0.47 = 6.38 a 7（塊）N精 = o = 12.7 53（塊）故實際塔板數(shù)：Np =13 + 7 = 20（塊）1.6 .3塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算，故取每層板塔頂壓強P =101

19、.325妒a，因為操作設(shè)備每層壓降0.7 D的壓降為0.7KPaP = 13x 0.7 +101.325 = 110.425kPa，故精餾段平均操作壓強為：%精廣 IE + IS =105.875kPaP = PJ0七+ P0XB，經(jīng)試差得到塔頂1.6.3.2 溫度 t m根據(jù)操作壓強，由下式計算操作溫度tD = 80.50C，進(jìn)料板溫度tF = 136.190C ，則精餾段的平均溫度，。心80.5 +136.19t = 108.350 C1.6.3 .3平均分子量mm塔頂：xD = yjO. 985，x 1=0.92Mvd = 0.985 X 78.11 + (1 - 0.985) x 10

20、6.17 = 78.53Kg / KmolMld = 0.92 x 78.11 + (1 - 0.92) x106.17 = 80.35Kg / Kmol 進(jìn)料板：匕=0.496 ,=0.149M仔=0.496 x 78.11 + G - 0.496)x 106.17 = 92.25Kg / KmolMlf = 0.149 x 78.11 + G - 0.149)x 106.17 = 101.99Kg / Kmol 則精餾段平均分子量：p=Pl = 720.53kg/m3Lm (精)2M=淑35 +101. = 91.17 Kg/kmollm (精)2平均密度p m=815 Kg / m 3p

21、 = 813.6 Kg / m3p 店=744.1 Kg / m 3，=756.7 Kg / m 3，。1aa由=+BPPpLmDLADLBD1aa=+BpppLmFLAFLBF10.421 - 0.42=+p744.1756.71液相密度p LmAD(aLmFP B F根據(jù)數(shù)據(jù)查表有:p為質(zhì)量分率），塔頂，故p LmD=689.69Kg / m3p = 751.36 Kg / m 3LmF故精餾段平均液相密度：pvm （精）106.875 x 85.39精一8.314x(10&35 + 273.15)= . g 2氣相密度:MVm (精)78.53 + 92.25 = 83.39kg/kmo

22、l液體表面張力根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，查圖知：aAD=13- 3mN/，曲 Bd = 15.5mN/m，b = 17.9mN/m ,。= 20.5mN/m。 b =U xiiAfBFmb md = 0.985x13.3 +(1 - 0.985)x15.5= 13.3mN/mb f = 0.496 x17.9 + G- 0.496)x 20.5 = 19.21mN / m 則精餾段平均表面張力：13.3 +19.212=16.27mN / m液體粘度根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，查圖知：u A。= 0.308bd = 0.354 ，Paf = 0.184 ,日bf = 0.226Pld = XD%d + G-X

23、h = 0.985x0.308+ (1-0.985) x0.354 = 0.309mPas 口 = X 口 +/ D bd(1 -X h = 0.496x0.184+ (1 -0.496)x0.226=0.205mPasAF故精餾段平均液相粘度RLm0.309+0.205 me=0.257mpas氣液負(fù)荷計算V =+ 贏 vm 精=& + 0.78)x 6.898 展5.39 = 367.88m3 / hL2.85L = RM精=0.78 x 6.898 x 91.17 =。典糜 / h PLM精720.531-7塔和塔板主要工藝尺寸計算塔高根據(jù)實際經(jīng)驗取精餡段間距0.45m，提餡段 = 0.

24、6塔高 Z = 0.45 x 13 + 0.6 x 7 = 10.05m塔徑塔板間距Ht的選定很重要，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，200 250 300 350 400 mm300350450600600初選板間距Ht = 0.30m，取板上液層高度hL= 0.083m ,故液滴沉降高度H - h = 0.3 - 0.083 = 0.217m ；=0.029夜氣流動參數(shù)：F，= L .p 0.681 ；

25、689：69LMD = IV PMV 367.88 . 2.85由液汽流動參數(shù)FlV 及液滴沉降高度查Smith關(guān)聯(lián)圖 （化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計 P161），可得液相表面張力為20mN/m時的負(fù)荷因子C 20=0.045由現(xiàn)工藝條件校正得0.2w (16.27)=0.045 x 0.2=0.043日 =C : Pl _ Pv = 0.043 x ，720.53 - 2.85 = 0.682m/s max Y ?V 2.85可取安全系數(shù)為0.6，則（安全系數(shù)0.60.8），故 u=0.6u = 0.60 x0.682=0.409m / s max=4x367.88= 0 564m兀 u1：3

26、.14 x 0.409 x 3600設(shè)計塔徑D與設(shè)計規(guī)范值比較進(jìn)行圓整，取塔徑D=0.6m氣相通過的塔截面積A=V =367.88= 0 250 mL 0.409 x 3600塔截面積 A =、D 2 = 0.2826 m丁 41.8降液管及溢流堰尺寸降液管尺寸由以上設(shè)計結(jié)果得弓形降液管所占面積為AA7-A=0.2826-0.25=0.0326m根據(jù)以上選取的奪值，由性算降液管寬度D D2,1小-（普）* _ 1-71-C0.6）2b= D = X 0.4 = 0.04m選取平行受液盤，考慮降液管底部阻力和液封，選取底隙hb = 0.040m溢流堰尺寸由以上設(shè)計數(shù)據(jù)確定堰長虹虹=D 普=Q.

27、4 x Q. 6 = Q. 24mhow = 2.84 x10-3E（）3,式中 E 取 1，Lh = 0.681則算出 how = 0.006m堰高h(yuǎn)w由選取清夜層高度垣確定：hw = hj how = 0.083 0.006 = 0.077m溢流強度ii=吉=柴務(wù)=2.96m/s降液管底隙液體流量lib = -=也竺=0.02m/sb0.24x0.04x3600浮閥數(shù)選取Fi型浮閥，重型，閥孔直徑為血=0.039m 初取閥孔0 = 11,計算閥孔氣速Uo = 7 = VFB = 6 52in/s367.88浮閥個數(shù)：嚀戒=喪籍蠢=13浮閥排列方式通過計算及實際排列確定塔盤的浮閥數(shù)n,在試排

28、浮閥時，要參考塔盤的各區(qū)布置，例如塔盤邊緣寬度瓦,液體進(jìn)出口的安全寬度虬、 虬以及塔盤支撐梁所占的面積。取塔板上液體進(jìn)出口安全寬度 bs = bs= 0.075m，取邊緣寬度 bc = 0.05m c / . x有效傳質(zhì)面積A = 2 xjr2 x2 + r2 sin-1 r求得r = D - b = 04 - 0.05 = 0.15m2 c 2X = D-(bd + b )= 04 -(0.075 + 0.04)= 0.085m=1.56m 2A = 2 0.0850.152 0.0852 + 0.152 sin-1 00850.15開孔所占面積 A0 = nd02 = 13 xx0.039

29、2 = 0.016m選擇排列方式，其孔口距可由以下的方法估算，如圖P184 5_36由開孔區(qū)內(nèi)閥孔所占面積分?jǐn)?shù)解得Aa sin 6U,JtI 0.907cn= 0.367mJ_x 0.039中=少/= 0016% =12.7%由塔板開孔率：1 0 0261.10塔板流動性能的校核液沫夾帶量校核，為控制液末夾帶量勺過大，應(yīng)使汽泛Pv點F0.8，浮閥塔板泛點率蠟=二成心式中，由塔板上氣相密度p*及塔板間距珀，查圖圖5-26， 得分?jǐn)?shù)CF = 0.145,根據(jù)表P1715 - 11所提供的數(shù)據(jù)，本物分的k值可選取1 ,塔板上液體流道長上及液流面積炎分別為ZL = D - 2bd = 0.4 - 2

30、X 0.04 = 0.32mAb =aT-2Ad = 0.126- 2 x0.014= 0.098m2367.88故得=xL452塔板阻力壇的計算1.9.1. 1平板阻力垢臨界孔速 U% = ()0 = 5.91m/S(i QgmuP11.9.1. 2塔板清夜層阻力勺與堰高，溢流強度，氣速有關(guān)，影響因素比較復(fù)雜，通常由以下經(jīng)驗公式計算h匕為充氣分?jǐn)?shù)，反映液層充氣的程度，無量綱，當(dāng)液相為水時， 二0.5；為油時 =0.20.35；為碳?xì)浠衔飼r 二0.40.5 ooo/- h =0.5x 0.083 = 0.042m克服表面張力4 x 10 3jMog Hd故不會發(fā)生降液管液泛液體在降液管停留時

31、間校核應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)的停留時間大于35s,才能保證液體所夾帶的氣體的釋出故所夾帶氣體可以釋出嚴(yán)重漏夜校核當(dāng)空的動傳因子0低于5時，將會發(fā)生嚴(yán)重漏夜，故漏液點的孔 速應(yīng)可取0 = 5的相應(yīng)孔流氣速穩(wěn)定分?jǐn)?shù)螺=具=22152.。故不會發(fā)生漏液踏板負(fù)荷性能圖1過量液末夾帶線關(guān)系在式Fl擊中，已知物系性質(zhì)及塔板結(jié)構(gòu)尺寸，同時給定V 頃一-L36L濕 1的校核選擇F1 =，令F = 8,則有泛點率時，即可表示出氣液相流量之間的關(guān)系，根據(jù)前面液沫夾帶0 i78kCpAy)?v _ - 1.36Ls0.32得出* = h上式為一線性方程，由亮點即可確定,當(dāng)應(yīng)=。時，* = 684m3/h屁=5。時，V

32、h = 302.6m3/h 由此兩點作過量液末夾帶線Q2液相下線關(guān)系式對于平直堰，其堰上液頭高度how必須大于0.006m ,取how= 0.006m即可確定液相流量的下限線ow 1000(3600L )1取E=1.0，代入求得l =0.74mhh可見該直線式垂直于Lh軸的直線，該直線為G)3嚴(yán)重漏夜線關(guān)系因動傳因子0低于5時會發(fā)生嚴(yán)重漏夜，眺。=5,計算相應(yīng)流量，計算相應(yīng)流量Vh = 3600A0U0,其中U。=祟所以Vh = 36OOAoUo = 36OOAo-= = 3600 x 0.016-=170.59m3/h上式為常數(shù)表達(dá)式，為一平彳元h軸的直線，為漏液線，也稱之為氣相 下限統(tǒng)。4

33、液相上線關(guān)系式t = 5s 降 液 的 最 大 流量為Lh=3600AdHT/5 = 720 x 0.014 x0.6 = 6.048m3/h可見該線為一平行于*軸的直線，記為Q5降液管泛線關(guān)系式當(dāng)塔降液管內(nèi)泡沫層上升至上一層塔板時，即發(fā)生了降液管液泛，根據(jù)降液管液泛的條件，得以下降液管液泛關(guān)系式：H =（H + h ）=h + h + h + h dT ow w ow f d顯然，為避免降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)Hd （HT + how）將式中h、h、h均表示為屁*的函數(shù)關(guān)系，整理即可獲得表示降液管 ow f d泛線的關(guān)系式，在前面核算中可知，由表面張力影響所致的阻力7在hf中所占比例很小，在整理

34、中可以略去，使關(guān)系得到簡化，即把hf =虬+垢+ 七二 h + 0.5（知 + y）,Z代h + h + h + h + 0.5（h + h ）=8（H + h ）式中職 2.84 h =Eow 1000I、/、 w ow 0 dw owTow取 E=1.0 ,垢=5.34霹將how、h0、hd代入原式中整理可得3.4 x 108 ir+ 4.275 x IO3 V + 1.8 x 1OS | nd0/=町+ 0-1機將本設(shè)計中的給定條件和設(shè)計確定的數(shù)據(jù)帶入上式中，整理得1.198 x 10-5（vh）2 + 1.107 x 10-2（Lh）l+ 1.953 x IQ-4!2 = 0.291由

35、上式計算降液管泛線上點得下表u 3勺）102030vb (mh)13610526由上表數(shù)據(jù)作出降液管的液泛線，記為Q將以上Q Q Q Q Q條線繪制在同一屁劃直角坐標(biāo)系中，塔板的負(fù)荷性圖如圖所示，將設(shè)計點（邕，）標(biāo)繪在圖中，如點D所示, 由原點O及D操作線OD,操作線交嚴(yán)重漏液線Q與點A,液沫夾帶 線（?與點B。由此可見，該塔板負(fù)荷操作的上下限受嚴(yán)重漏液線Q 及液沫夾帶線的控制，分別從圖中A、B兩點讀得氣相流量的下限（我）min及上限（虬）max，并求得該塔的操作彈性對浮閥塔，操作彈性般為34操作彈性二磐皿=業(yè)巴=4.75170.59序號位號形式設(shè)備名稱主要結(jié)構(gòu)參數(shù)或性能操作條件1T-101浮

36、閥式循環(huán)苯精餾塔D=600 Np=20 H=29500操作溫度t=152P操作壓力p=0.05 MPa ( g )2E-101固定板式原料預(yù)熱器32 rtftt=160P ts=100P pt=0.4MPa ps=0.1 MPa ( g )3E-102固定板式塔T-101頂冷凝器18 tfTt=80P ts=40Pp=0.05 MPa4E-103固定板式塔T-101再沸器9 tftt=175P ts=150P pt=0.9MPa pr=0.6 MPa ( g )5E-104固定板式塔頂產(chǎn)品冷卻器30 tftt=80P ts=40Pp=0.4 MPa6E-105固定板式塔底產(chǎn)品冷卻器32 tfTt=90P ts=40Pp=0.4 MPa7P-101離心泵進(jìn)料泵2臺q=20m3/h H=40m苯、乙混合液8P-102離心泵釜夜泵2臺qv=12m3/h H=21m乙苯液9P-103離心泵回流泵2臺qv=20m3/h H=48m苯液10P-104離心泵塔頂產(chǎn)品泵2臺q=12m3/h H=15m苯液11P-105離心泵塔底產(chǎn)品泵2臺qv=10m3/h H=35m乙苯液12V-101臥式原料罐V=12 tf60P 0.1MPa