化工原理設(shè)計(jì)-苯-甲苯分離過程板式精餾塔設(shè)計(jì)

化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目：設(shè)計(jì)題目：常壓、連續(xù)精餾分離苯一甲苯混合體系目錄、化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 1、設(shè)計(jì)計(jì)算 2一）確定設(shè)計(jì)方案的原則 2二）操作條件的確定 3三）.設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 4四）精餾塔的物料衡算 8五）塔板數(shù)的確定 8（一）理論板層數(shù)NT的求取 8（1）..........................................................................最小回流比的求取； 8（2）求精餾塔的氣、液相負(fù)荷..........................9（3）求操作線方程 9（二）實(shí)際板層數(shù)的求取 10六）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 10（1）操作壓力計(jì)算..............................10（2）操作溫度計(jì)算..............................11平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 11平均密度計(jì)算 11七）氣液負(fù)荷計(jì)算 13八）精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算.......................... 13（1）..................................................................塔徑的計(jì)算 13（2）塔高的計(jì)算 14九）塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 14（1）.....................................................................溢流裝置計(jì)算 14塔板布置 15十）篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 16（1）

氣體通過篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨?/p>

hphchlh

............................. 16液面落差 17液沫夾帶 17(5) 液泛 17塔板負(fù)荷性能圖 18漏液線 18液沫夾帶線 18液相負(fù)荷下限線 19液相負(fù)荷上限線 19液泛線 19設(shè)計(jì)結(jié)果一覽(表9) 21三、個(gè)人心得體會(huì)及改進(jìn)意見 22四、參考文獻(xiàn) 22附錄(符號(hào)說明) 23一、化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書(一)設(shè)計(jì)題目：設(shè)計(jì)分離苯一甲苯連續(xù)精餾篩板塔(二)設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件1、設(shè)計(jì)任務(wù)：原料處理量：f=5300kg/h進(jìn)料組成：XF=0,55(輕組分苯的摩爾分率，下同)塔頂產(chǎn)品組成:XD=0.91分離要求： 回收率??=0.95全塔效率：58%2、操作條件：平均操作壓力：101.3kPa回流比：R=1.8Rmin單板壓降：<=0.7kPa工時(shí)：年開工時(shí)數(shù)7200小時(shí)泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1Xq=Xe=XF(三)設(shè)計(jì)方法和步驟：1、設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)書所提供的條件和要求，通過對(duì)現(xiàn)有資料的分析對(duì)比，選定適宜的流程方案和設(shè)備類型，初步確定工藝流程。對(duì)選定的工藝流程，主要設(shè)備的形式進(jìn)行簡(jiǎn)要的論述。2、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)計(jì)算(1)收集基礎(chǔ)數(shù)據(jù)(2)工藝流程的選擇(34)確定操作條件(5)確定回流比(6)理論板數(shù)與實(shí)際板數(shù)(7)確定冷凝器與再沸器的熱負(fù)荷(8)初估冷凝器與再沸器的傳熱面積(9)塔徑計(jì)算及板間距確定(10)堰及降液管的設(shè)計(jì)(11)塔板布置及篩板塔的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)(12)塔的水力學(xué)計(jì)算塔板的負(fù)荷性能圖塔盤結(jié)構(gòu)塔高精餾塔接管尺寸計(jì)算3、典型輔助設(shè)備選型與計(jì)算（略）包括典型輔助設(shè)備（換熱器及流體輸送機(jī)械）的主要工藝尺寸計(jì)算和設(shè)備型號(hào)規(guī)格的選定。4、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總5、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖6、設(shè)計(jì)評(píng)述二、設(shè)計(jì)計(jì)算（一）確定設(shè)計(jì)方案的原則確定設(shè)計(jì)方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點(diǎn)：滿足工藝和操作的要求所設(shè)計(jì)出來的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計(jì)方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進(jìn)行調(diào)節(jié)，必要時(shí)傳熱量也可進(jìn)行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計(jì)算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時(shí)，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動(dòng)。再其次，要考慮必需裝置的儀表（如溫度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì)，流量計(jì)等）及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測(cè)生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。滿足經(jīng)濟(jì)上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費(fèi)用。如前所述在蒸餾過程中如能適當(dāng)?shù)乩盟敗⑺椎膹U熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響。同樣，回流比的大小對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)也有很大影響保證安全生產(chǎn)例如苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會(huì)使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項(xiàng)原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計(jì)中，對(duì)第一個(gè)原則應(yīng)作較多的考慮，對(duì)第二個(gè)原則只作定性的考慮，而對(duì)第三個(gè)原則只要求作一般的考慮。（二）操作條件的確定確定設(shè)計(jì)方案是指確定整個(gè)精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作指標(biāo)。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結(jié)合課程設(shè)計(jì)的需要，對(duì)某些問題作些闡述。操作壓力蒸餾操作通常可在常壓、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。例如，采用減壓操作有利于分離相對(duì)揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時(shí)還需要使用抽真空的設(shè)備。對(duì)于沸點(diǎn)低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進(jìn)行蒸餾。當(dāng)物性無特殊要求時(shí)，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?。有時(shí)應(yīng)用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時(shí)的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密切的聯(lián)系。在實(shí)際的生產(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。加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時(shí)也可采用直接蒸汽加熱。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對(duì)塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增加。采用直接蒸汽加熱時(shí)，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力,以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。精餾工藝流程圖：（三）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)。塔頂上升蒸汽采用全凝器凝，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2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3~8mm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：(1)結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的80%左右。(2)處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10 15%。(3)塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。(4)壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30%左右。

60%，為浮閥塔的篩板塔的缺點(diǎn)是：(1)塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。(2)操作彈性較小(約2 3)。(3)小孔篩板容易堵塞。不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的料液。下圖為板式塔的簡(jiǎn)單縮略圖:1苯和甲苯的物理性質(zhì)T為謂出液〕冷凝水回痂罐T為謂出液〕冷凝水回痂罐-T諄■■二二31^EZZtJ4i-30■…〕加熱水蒸汽1/m-1再沸器L'塔底產(chǎn)品〔或殘液)項(xiàng)目項(xiàng)目A分子式分子里MCHBGI4-6 6-CH78.1192.13沸點(diǎn)「c80.1110.6)t(C)c288.5318.57PC(kPa)6833.44107.7溫度0C80.1101.40.0285116.946.0苯和甲苯的飽和蒸汽壓9095PPA°B°,kPa,kPa135.554.0155.763.3100179.274.3105204.286.03溫度苯，mN/m甲苯，Mn/m8021.221.7純組分的表面張力902020.610018.819.511017.518.412016.217.380901001101208148057917787638098017917807685液體粘度血溫度(C)8090100110120苯（mR.s）0.3080.2790.2550.2330.2154組分的液相密度溫度「C)苯,kg/4組分的液相密度溫度「C)苯,kg/甲苯,kg/m3甲苯(mR.s0.3110.2860.2640.2540.228溫度tC液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0(四) 精餾塔的物料衡算 J甲苯的摩爾質(zhì)量 'JUXF=0.55 XD=0.91原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF=0.55X78.11+0.45x92.13=84.4190Kg/KmolMW=

530o原料處理量'r

=62.7821

Kmol/h回收率

=DXDF=FXDFD= X

=0.95

X62.7821

0.55 36.0480KIHO10^91 hDF=D+WW=F-D=

26-7341Kmol62.7S21i36.0480二-------------根據(jù)物料衡算式：FXF=DX>WW解得：XW=0.0646式中F—— 原料液流量D——W------

塔頂產(chǎn)品量塔底產(chǎn)品量(五) 塔板數(shù)的確定(一)理論板層數(shù)NT的求取最小回流比的求??；根據(jù)常壓下苯一一甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)(表6)繪制平衡相圖對(duì)平衡線進(jìn)行六階線性擬合得其方程y=-1.4969x6+5.2076x5-7.2583x+5.6174x-3.4381x +2.3668x+0.0014090.B090.B0.70.6(1弓040302010則最小回流比只曲二

冷爲(wèi)驚辭

07630R=1.8Rmin=1.3734求精餾塔的氣、液相負(fù)荷LRDqF1.373436.0480126.7341112kmol/hV (R 1)D 2.373436.0480 85.56kmolV' (R 1)D (1q)F2.3734 36.048085.56kmolhL' RD qF 112.2904kmol/h求操作線方程精餾段操作線方程為y

0.5787xn0.3834n1 R1提餾段操作線方程為VWV

m1.3124xm

0.02018y xm1 w（二）實(shí)際板層數(shù)的求取FF

1 [

(1

可解得=2.5174

1X 1 XFyixD

=0.91 x1y

y1(1

0.8007y2 0.5787xi0.3834=0.8468

-y (1y)

0.68702 2y3 0.5787x2

X3 3y (1y

0.58623 3同理可求0.7226X4 0.50856因?yàn)閄4vXFn=3%X4 0.50856 1.3124x\0.020180.6473X2 「 -l0.4216y305331y305331X320.3120y60.112710.04803X6X5wy40.4075X40.2146y50.2615X50.1043所以n=5精餾段實(shí)際板層數(shù)它3/0.58=5.7124 6,提餾段實(shí)際板層數(shù)匕瓷5/0.58=8.6207 9進(jìn)料板在第7塊板（六）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D塔頂操作壓力P =101.3kPaDP0.7kPaF進(jìn)料板壓力P =101.3+0.7X7=106.2kPaF精餾段平均壓力Pm=(101.3+106.2)/2=103.75kPa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、氣壓由安托甲苯的飽和蒸尼方程計(jì)算，計(jì)算過程略。計(jì)算結(jié)果如下：D塔頂溫度t=83.8037CDF進(jìn)料板溫度t =75.2315CFm精餾段平均溫度t=(83.8037+75.2315)/2=79.5176Cm塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由X==0.91查平衡曲線(見圖),得1=0.7969v,DmM 88.3718kg/kmolML,Dm78.6678v,Dm進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算F由上面理論板的算法，得y=0.7542, X =0.55FV,F,mM 81.5589ML,Fm84.419kg/kmolV,F,m精餾段平均摩爾質(zhì)量88.371881.5589 , 「MV,m ------------- ----------kg/kmol84.9654kg/kmol78.667884.419 , /ML,m ------------ ---------kg/kmol81.5434kg/kmol平均密度計(jì)算①氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，精餾段的平均氣相密度即由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，精餾段的平均氣相密度即v,m

PmMv,mRTm

3.0064kgm3②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tD=83.8037C,A809.7736kgmA809.7736kgm3,B804.2453kgm3L,Dm817.126kgkmol同理進(jìn)料板液相平均密度L,Fm795.75kgkmol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819.2983814.2983L,m 2

816.7983kg/m3塔頂液相平均表面張力的計(jì)算tD=83.8037C,(TA=20.74mN/mcB=21.28mN/m(TLDm=20.7886mN/m同理進(jìn)料板液相平均表面張力cLFm=22.2233mN/m精餾段液相平均表面張力為cLm=(20.74+20.04)/2=21.5060mN/m液體平均粘度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，即液相平均粘度依下式計(jì)算，即lg卩Lm=2xilg卩i塔頂液相平均粘度的計(jì)算由tD=83.8037C，查手冊(cè)得卩A=0.297mPa s卩B=0.305mPa slg卩LDm=0.91xlg(0.297)+(1-0.91)xlg(0.305)解出卩LDm=0.2972mPas同理進(jìn)料板液相平均粘度卩A=0.32292mPa-s卩B=0.3218mPas卩LFm=0.3224mPas精餾段液相平均粘度為卩Lm=(0.2972+0.3224)/2=0.3106mPas(七)氣液負(fù)荷計(jì)算V(R1)DVM

2.373436.048085.56kmoLh85.5684.9654 Vm

0.6796m3/s3600VmLRDqF

3600 3.00641.373436.0480126.7341112kmol/hLs LMLm3600LmhL0.003106h

81.54341123600816.79833600 11.18m3/

0.003106m3/s(八)精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算塔徑的計(jì)算T塔板間距H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(yàn)關(guān)系選取。TD，mD，mTHrmm0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0200300250350300450350600400600對(duì)精餾段:初選板間距HT0.45m，取板上液層高度hL 0.06m,故H h 0.450.060.39m； LS Lm 0.003106 8^2 0.7533T L 0.6796 3.0064vm查手冊(cè)得;依式CC20 20

0.2校正物系表面張力:

0.2

21.5060 0.221.5060mN/mC

0.071 0.0720420 20C1.1852m/smax可取 安全系數(shù)為0.8 （安全系數(shù)0.6C1.1852m/smax0.81.18520.9482m/s40.67963.1420.94820.9552m0.81.18520.9482m/s40.67963.1420.94820.9552m（2）塔高的計(jì)算精餾段的有效高度Z精=（N精-1）XHT=5X0.45=2.25m提 提留段有效高度為Z =（N -1）XHT=8X提 在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為 0.80m故精餾段的有效高度為：Z=Z精+Z提+0.8=2.25+3.6+0.8=6.65m（九）塔板主要工藝尺寸的計(jì)算（1）溢流裝置計(jì)算D-1.0m,算如下：w a)溢流堰長(zhǎng)l :單溢流去lW=(0.6 0.8)D,取堰長(zhǎng)l為0.66D=0.66Xw w w L b)出口堰咼h :w w L 由IW

/D0.66,Lh/

2.5 36000.003106W0.662.5W

31.5969m21000查手冊(cè)，知E=1.042,依式0w 2.84ELh110002.84

2 2L3 2.84 0.0031063600虧可得h E h

1.042

0.0191mow 1000 lw 1000故九0.060.0191 0.0409mhhhC）降液管的寬度Wd與降液管的面積Af:

0.66由lw/D 0.66查手冊(cè)得Wd/D0.124,Af/AT 0.0722A0.0722D20.0722

W0.124D 0.1241.00.124mJ2 314 2 2J1.020.0567m2f 4 4計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，AfHT 0.05670.45即--------8.2147s（大于5s，符合要求）Ls 0.003106o降液管底隙高度h 取液體通過降液管底隙的流速o（0.07---0.25）ho 」0.003106 0.0428m符合（h。hwlwo0.66 0.11受液盤采用凹形受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為50mm（2）塔板布置①塔板的分塊因D>800mm故塔板采用分塊式。查表得，塔極分為 4塊對(duì)精餾段：取邊緣區(qū)寬度W=0.05m（30 50mm）安定區(qū)寬度Ws0.075m，（時(shí)，W=60 75mr〉----------x依公式：Aa2xR2x2 —sin1—計(jì)算開180—

0.11m/sD1.5m區(qū)面積得：180—RDW11.0522 C

2 Wd

1.0 0.124 0.075 0.301面Aa 2O'301gO'301

0.452sin1鑒

0.45

0.4980m2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

3.0,故孔中心距t 3.0 515.0mm篩孔數(shù):1158103— Aa

豐浮0.49802563個(gè),%d0.907 10.08% （5—15范圍內(nèi)）%d（t ）20則每層板上的開孔面積 Ao為A0 Aa0.10080.4980 0.05V氣體通過篩孔的氣速為 SA

13.5920m/s（十）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叨葘?duì)精餾段:d。/

hp he hh5/3 1.67，查《干篩孔的流量系數(shù)》圖得，G=0.78 由式hc0.051cC

2—C0

0.0570mi氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?h:iV06796VAs . 0.9331m/sAAT a 0.785AT Faua二0.9331 3.00641.6179Fao=0.57,依式hi ohL0.570.060.034mc)依式h 4 421.5060103Lgd。 816.79839.810.005L故hp0.0340.0570.00210.0931m

克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮:0.0021mL則單板壓強(qiáng)： Pphpg0.0931816.79839.81745.9909^30.9kPaL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，影響

故可忽略液面落差的液沫夾帶ve 5.710 vHThf

3.2

5.710 21.506010

1.05732.5

3.2

0.0149kg液/kg氣0.1kg液/kg氣故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶。⑷漏液由式ow4.4C°J0.00560.13九hL/V4.40.78 ,0.0056 0.130.060.00208 803.95

6.32/sow漏液。

15.46.32OW

2.682.4371.5，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量(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依式Hdhp hi hd，而hd 0.153(—^0.153(0.003106)20.0019lwh。 0.660.0428

HdHThwHd=0.0931+0.0342+0.0019=0.1292m取 0.5，貝U HTh. 0.50.450.04090.2455mHdHThw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。塔板負(fù)荷性能圖對(duì)精餾段：(1)漏液線UMS4.40.78 .0.00450.130.0450.917LS

0.0021)

803.950.00560.13h.2.840.00560.13h.2.841000L2/3wn0.0021lLVwSVo,min0.1716 28084 35.76L2/3S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)果列于下表。Ls/(m3/s) 0.0050.0120.030.035Vs/(m3/s) 0.33670.37120.42930.4419由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下:5 ch空hw1000w

41.042

0.66

2/3

0.9170「/3hf 2.5hw2.84s0.1125 2.20Ls

10

36001.056

2/3VsAUaAt

Vs0.7850.0567

1.373Vs

聯(lián)立以上幾式，整理得s1.923 12.54L2/3sLs/(m3/s)Vs/(mLs/(m3/s)Vs/(ms)0.0050.0120.030.0351.5561.2660.7120.581由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。液相負(fù)荷下限線ho0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由公式得h 2.84

3600L

s,min

2/3,L

5.29104mVsw 1000 lw

s,min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 3液相負(fù)荷上限線以8= 4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限4Ls,max 0.05670.450.0064s據(jù)此可作出與體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線 0.0474。液泛線由:;」

-_［十I~如十觴FT聯(lián)立得

1門1'、

LIhc,hOWLshdLs,he與Vs的關(guān)系式代人上式，并整理得式中：h式中：how2.841033600Ls0.66將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得Vs2

1.937 4.007L212.98L2/3234513精餾段篩板負(fù)荷性能圖s 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vss 0.0050.0120.030.0351.2461.1180.8220.733Ls/(m3/s)VsLs/(m3/s)Vs/(ms)根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)P,連接0P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。由上圖查得VS,max=1.4m3/sVS,min=0.3m3/s故操作彈性為VS,max/Vs,min=5.19項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段各段平均壓強(qiáng)氣相流里液相流里實(shí)際塔板數(shù)板間距PmkPatmVSLSNHTm/sm/s塊m106.279.51760.67960.003106150.45堰長(zhǎng)堰高溢流堰寬度lwhwwmmm0.660.04090.124