化工原理設(shè)計-苯-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計

課程設(shè)計題目 苯課程設(shè)計題目 苯-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計一、 設(shè)計題目某化工廠每天需將75噸含苯45%的苯一氯苯混合物用連續(xù)蒸餾方法分離成含苯 96%勺餾出液及含氯苯98%的釜液（均為質(zhì)量百分數(shù)）供有機合成之用。試設(shè)計一精餾塔來完成該分離任務(wù)；原料溫度為20C。二、 操作條件塔頂壓強4kPa（表壓）;2.20C進料；回流比自定（取2.4Rmin）;塔釜加熱蒸汽壓力506kPa（表壓）;單板壓降不大于0.7kPa;每天24小時連續(xù)運行。三、 設(shè)計內(nèi)容設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明；塔的工藝計算；塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)的設(shè)計計算；塔內(nèi)流體力學(xué)性能的設(shè)計計算；塔板負荷性能圖的繪制；設(shè)計計算結(jié)果一覽表；生產(chǎn)工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖的繪制；對本設(shè)計的評述或?qū)τ嘘P(guān)問題的分析與討論。四、 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)1.組分的飽和蒸汽壓pj-（mmH）溫度，（C）8090100110120130131.8Pi°苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760注：1mmHg=133.322Pa32.組分的液相密度p(kg/m)溫度，（C）8090100110120130P苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985純組分在任何溫度下的密度可由下式計算

Pa=912.13-1.1886tPa=912.13-1.1886t氯苯 p=1124.4-1.0657t式中的t為溫度，C。Oa0B怖=OAXb'OBXa（XA、Xb為Oa0B怖=OAXb'OBXa（XA、Xb為A、B組分的摩爾分率）4.氯苯的汽化潛熱常壓沸點下的汽化潛熱為 35.3x103kJ/kmol。純組分的汽化潛熱與溫度的關(guān)系可用下式表示:（氯苯的臨界溫度:tc=359.2C)5.其他物性數(shù)據(jù)可查化工原理附錄。一、 設(shè)計方案及工藝流程首先，苯和氯苯的原料混合物進入原料罐， 在里面停留一定的時間之后， 通過泵進入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到進料溫度， 然后，原料從進料口進入到精餾塔中。塔中氣相混合物在精餾塔中上升到塔頂上方的冷凝器中，降溫到泡點溫度使液態(tài)部分進入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時間然后進入苯的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中 ，即回流。而液相混合物在精餾塔中下降至塔底， 一部分進入到塔底產(chǎn)品冷卻器中， 一部分進入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。 塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程， 而進料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與氯苯的分離。二、 全塔物料衡算（1）料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率苯和氯苯的相對摩爾質(zhì)量分別為 78.11和112.61kg/kmol。45/78.1145/78.1155/112.61=0.542Xd96/78.1196/78.114/112.61-0.9722/78.112/78.1198/112.61二0.02863.組分的表面張力（T（mN/m溫度，（C）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4雙組分混合液體的表面張力 陌可按下式計算:（2）平均摩爾質(zhì)量Mf=78.110.542(1-0.542)11261=93.91kg/kmolMd=78.110.972(1-0.972)11261=79.08kg/kmolMw=78.110.286(1-0.286)112.6仁111.6kg/kmol(3)料液及塔頂、底產(chǎn)品的摩爾流率依題給條件：一天以24小時計，有：F'=75t/d=3125kg/h，全塔物料衡算:F'=D'W'0.45F'=0.96D'0.02W'三、塔板數(shù)的確定F'=3125kg/h二 D^1429.52kg/hW'=1695.47kg/hF=33.28kmol/h二D=18.08kmol/hW=15.19kmol/h1.理論塔板數(shù)Nt的求取苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級圖解法（ M?T法）求取Nt，步驟如下:（1）相平衡數(shù)據(jù)的求取根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點方程和露點方程求取 X~y（見圖1）依據(jù)X=Pt_pB/PA_pB,y=PAX/Pt，將所得計算結(jié)果列表如下:溫度，（C）8090100110120130131.8Pi°苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760兩相摩爾分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710本題中，塔內(nèi)壓力接近常壓（實際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因為操作壓力偏離常壓很小，所以其對 x~y平衡關(guān)系的影響完全可以忽略。（2）確定操作的回流比Ra.將上表中數(shù)據(jù)作圖得t-x?y曲線（見圖2）20+954x二xf=0.542時，泡點溫度為95.4C,平均溫度 57.7 330.7K2查化工原理附錄得比熱容：2 3Cp=ABTCT2DT32 3本：Cp1=-31.662(130.43E-2)T(-36.078E-4)T(3.8243E-6)T氯苯：Cp2=64.358(6.1906E-1)T (—6.346E—3)T2 (1.8478E—6)T3Cp1=143.42kJ/(kmolK),Cp2=157.15kJ/(kmolK).Cp=Cp10.542Cp20.458=149.71kJ/(kmolK)汽化熱：苯：393.9kJ/kg氯苯：325kJ/kg原料液汽化熱. 治=0.542393.978.110.458325112.61=18402.66kJ/kmolCp：trm149.71(95.4-20)18402.66彳q 1.611rm 18402.66b.將上表中數(shù)據(jù)作圖得x~y曲線q線方程：q Xf a?出 q 1.611 cQ"y x ，斜率為： 2.637q-1 q-1 q-11.611-1在圖上定出：點a(x°,Xd)、點e(Xf,Xf)、點c(Xw,Xw)。q線過點e且與x~y曲線父于點f(Xf,yf)，如圖，x°=yD二0.972，Xf二0.682，yf=0.914。精餾段操作線方程："話X"XD回流比為Rm時，q線與精餾段操作線交點在x~y曲線上，即交于f點。

Rm=0.25Rm yD-yf 0.972-0.914Rm=0.25 = = =0.2二Rm1 xD-xf0.972-0.682所以R=0.24Rmin=0.6（3）求理論塔板數(shù)精餾段操作線：y=Rx Xd“30x0.69R1 R1提餾段操作線為過c,d兩點的直線。圖解得Nt=7.5「1=6.5塊（不含塔釜）。其中，精餾段Nti=3塊，提餾段Nt2=3.5塊，第5塊為加料板位置。2.實際塔板數(shù)Np（1）全塔效率Et選用選用Et=0.17-0.616log軸公式計算。該式適用于液相粘度為 0.07~1.4mPa?s的烴類物系，式中的 (Jm為全塔平均溫度下以進料組成表示的平均粘度。塔的平均溫度為0.5(80+131.8)=106C(取塔頂?shù)椎乃阈g(shù)平均值)，在此平均溫度下查化工原理附錄得： ja=0.24mPas,陽=0.34mPas。J=亠人斥」b(1-斥)=0.240.5420.34(1-0.542)=0.286Et=0.17-0.616lg0.286=0.52.實際塔板數(shù)Np(近似取兩段效率相同)精餾段：Np1=3/0.5=6塊提餾段：Np2=3.5/0.5=7塊總塔板數(shù)Np=Np1?Np2=13塊四、塔的精餾段、提餾段操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算(1)平均壓強pm取每層塔板壓降為0.7kPa計算。塔頂：pD=101.3 4=105.3kP加料板：pF=105.30.73=107.4kPa塔底：pW=105.30.713=114.4kPa精餾段：pm=(105.3+107.4)/2=106.4平均壓強：提餾段：Pm'=(107.4+114.4)/2=110.9(2)平均溫度tm查溫度組成圖得：塔頂為80C,塔底為95.4C,加料板為95.4C。精餾段：tm=(95.480)/2=87.7C提餾段：嶄=(131.895.4)/2=113.6C(3)平均分子量Mm(kg/kmol)

塔頂：y1=Xd=0.9721=0.892MVD,m=0.972x78.11+(1—0.972)x112.61=79.08MLD,m=0.892x78.11+(1—0.892)x112.61=81.84加料板：y2=0.9,X2=0.64MvF,m=0.9x78.11+(1—0.9)X112.61=81.56MLF,m=0.64漢78.11+(1—0.64)匯112.61=90.53塔底：y3=0.06,3=0.02MVW,m'=0.0678.11 (1-0.06)112.61=110.54MLW,m'=0.0278.11 (1-0.02)112.61=111.92精餾段：MV,m=(79.08+81.56)/2=80.32ML,m=(81.84+90.53)/2=86.19提餾段：Mv卅=(81.56+110.54)/2=96.05ML,m'=(90.53+111.92)/2=101.23(4)平均密度(kg/m3)液相平均密度p,m塔頂：LD,A=912.13-1.1886t=912.13-1.188680=817.0=1124.4-1.0657t=1124.4-1.065780二1039.1?LD,m進料板：TLF,ALb塔頂：LD,A=912.13-1.1886t=912.13-1.188680=817.0=1124.4-1.0657t=1124.4-1.065780二1039.1?LD,m進料板：TLF,ALbaAPLDm=824.0817.01039.1 ,=912.13-1.1886t=912.13-1.188695.4=798.7=1124.4—1.0657t=1124.4-1.065795.4二1023.20.45 0.55 、Plf,b 798.7*1023.2二LF,m_908.3aB塔底：仏,A=912.13-1.1886t=912.13-1.1886131.8=755.5'lw,b=1124.4-1.0657t=1124.4-1.0657131.8=983.91 aA aB 0.02 0.98 -、A 旦 LWm二978.0PPP 7555 9839 ,mLW,m LW,A LW,B6,m‘LF,A精餾段：rL,m=[824.0908.3/2=866.15提餾段：rL,m'二908.3978.0/2=943.152.汽相平均密度 p,m精餾段："特爲:鑒爲眾850110.996.05Pm'M精餾段："特爲:鑒爲眾850110.996.05提餾段： V,m= RTm' =8.314273113.6=3.314塔頂：CTd,A=21.08；crd,B=26.02(80C)A；-B21.0826.02<!塔頂：CTd,A=21.08；crd,B=26.02(80C)A；-B21.0826.02<!AxB+uBxAjd 121.08x0.028+26.02x0.972丿=21.19進料板:=19.23；af,b=24.45 (95.4C)F,m；*bJAXbBXa19.2324.4519.230.45824.450.542=21.31(吹b ]15.23X20.31||—<aAX^+aBXA,-WJ5.23X0.9714+20.31匯0.0286丿二21.19 21.31/2=21.25=20.12W,m=20.31 (131.8C)塔底:'w,A-塔底:'w,A-15.23；"」W,B精餾段：匚提餾段：匚m=20.12 21.31/2=20.72(6)液體的平均粘度％,m(mPas)查得在80C、95.4C、131.8C下苯和氯苯的黏度分別為：4d,a=0.315mPas，卩d,b=0.445mPas(80C)4f,a=0.279mPas,斗,b=0.375mPas(95.4C)Jw,a=0.217mPas, %b=0.301mPas(131.8C)塔頂：MLD,m=(maXaL+(mbXbL=0.315><0.986+0.445x0.014=0.317mPas加料板：％F,m=0.2790.5420.3750.458=0.323mPas

塔底:」LW,m一」aXaWZ」bXbW=°.2170.02860.3010.9714=0.399mPas精餾段：PL,m=(0.323+0.317y2=0.32mPas提餾段：PL,m'=(0.323+0.399y2=0.361mPa-s、精餾段的汽液負荷計算汽相摩爾流率V=R1D=1.618.08=28.93kmol/h汽相體積流里VMV,m 28.93x80.32 3,Vs 0.226m/s3600匚口36002.850汽相體積流里Vh=0.2265m3/s=815m3/h液相回流摩爾流率L二RD二0.618.08二10.85kmol/h液相體積流量??=3驚丁3薦8鷲=0.0003"%液相體積流量Lh=0.0002m3/s=1.08m3/h冷凝器的熱負荷Q=Vr=28.9380.32393.9/3600=254.25kW六、提餾段的汽液負荷計算汽相摩爾流率V—V(q-1)F=28.93 (1.611-1)33.28=49.26kmol/h汽相體積流量V'MV,m' 49.2626.05cc"3,乂' , 0.397m/s3600Pvm' 3600漢3.314汽相體積流量Vh'=0.397m3/s=1429m3/h液相回流摩爾流率L'=WV^64.45kmol/h液相體積流量Ls-L'ML,m'，4.45101.23"0019m3/s3600Pl,m' 3600743.15液相體積流量Lh』0.0019m3/s=6.918m3/h冷凝器的熱負荷Q'=V'r'=49.2696.05325/3600=427,14kW七、精餾段塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計算1）塔徑1.初選塔板間距Ht=350mm及板上液層高度hL=60mm，則：Ht-hL=0.35-0.06二0.29m2.2.按Smith法求取允許的空塔氣速 Umax（即泛點氣速UF）=0.023099.0003『866.15=0.02309<0.2265人2.850丿查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得C20=0.07負荷因子C二C20負荷因子C二C20c0.2—I=0.07沃<20J(21.25學(xué)丿=0.0709泛點氣速:umax二C 二0.0709「866.15匚2.850/2.850=1.234m/s操作氣速，取u=0.7umax=0.864m/s精餾段的塔徑D=4Vs/二u二40.226/3.140.80^0.598m圓整取D-1000mm，操作氣速：u=0.288m/s,u'=0.506m/s2）塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算溢流裝置采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盤，且不設(shè)進口內(nèi)堰。①溢流堰長（出口堰長）lw取lw=0.7D=0.71.0=0.7m堰上溢流強度Lh/lw=1.08/0.7=1.54m3/mh:::100~130m3/mh，滿足篩板塔的堰上溢流強度要求。②出口堰高hw九—hL how對平直堰how=0.00284E(Lh/lw嚴由lw/D=0.7及Lh/lw.5=1.08/0.72.5=2.54，查得E=1.02，于是:2/3how=0.002841.021.08/0.7 =0.004m<0.006m(不滿足要求)對齒形堰gw=0.044240/5)2/5

取hn“omm，則h°w=0.0083m：：：0.01m（滿足要求）hw=m—'how=0.06—0.0083=0.0517m降液管的寬度Wd和降液管的面積Af由匚/D=0.7，查得Wd/D=0.14,Af/At=0.09，即：Wd=0.14m，At=0.785D2=0.785m2，Af=0.115m2。液體在降液管內(nèi)的停留時間.=AfHT/Ls=0.1150.35/0.0003=134.17s5s（滿足要求）降液管的底隙高度ho取液體通過降液管底隙的流速 uo=0.02m/s，則有：Ls 0.0003ho - 0.0214m（ho不宜小于0.02~0.025m，本結(jié)果滿足要求）lwuo 0.7x0.02塔板布置①塔板直徑為1m,分3塊安裝。⑦邊緣區(qū)寬度Wc與安定區(qū)寬度ws邊緣區(qū)寬度Wc:—般為50~75mmD>2m時，W）可達100mm安定區(qū)寬度Ws:規(guī)定D<1.5m時Ws=75mmD>1.5m時Ws=100mm本設(shè)計取Wc=50mmWs=75mm③開孔區(qū)面積AAa2X、R2Aa2X、R2-x2R2sin 0.242m2180 R式中：x=D/2-WdWs=0.5-0.14 0.075=0.285mR=D/2—Wc=0.5—0.050=0.450m浮閥個數(shù)n及排列取F1型浮閥，其閥孔的孔徑do=39mm,初取閥孔動能因子F。二丄。.匚=11,故閥

孔的孔速 :6.516m/s.2.850閥孔個數(shù)孔的孔速 :6.516m/s.2.850閥孔個數(shù)4Vs-■d0U0=29擬定塔板采用碳鋼且按等腰三角形叉排，板厚 5=3mm，且Wc=50mmWs=75mm作等腰三角形叉排時時，hA0.111m，按推薦尺寸，此處取 110mm。0.075n根據(jù)初步估算提高的孔心距 t=75mm、孔數(shù)n=29個，叉排高度h=110mm在塔板上布置浮閥，實得浮閥個數(shù)為 38個。如圖1則閥孔氣速：Vs% =4.98m/s兀d2nd°n4因F。=%寸「V=8.4（在經(jīng)驗值范圍內(nèi)）精餾段的塔高Z1Z1=Np1-1Ht=6-1 0.3^1.75m八、提餾段塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計算1）塔徑1.初選塔板間距Ht=350mm及板上液層高度h^60mm，則:Ht-hL=0.35-0.06二0.29m0.50.5=0.08074按Smith法求取允許的空塔氣速 umax'（即泛點氣速uF0.50.5=0.080740.0019「943.15' I I10.397人3.314丿查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得C20'=0.658負荷因子C'=C負荷因子C'=C20'rcr'I120丿0.2(0.2-0.0663泛點氣速:umax'=.=l'二V'/Tv'=0.0663.943.15—3.314/3.314=1.117m/s操作氣速，取u'=0.7umax'=0.782m/s精餾段的塔徑D'?4Vs'/二u'?；40.397/3.140.782=0.804m圓整取D=1000mm，此時操作氣速：u'=0.506m/s2）塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算溢流裝置采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盤，且不設(shè)進口內(nèi)堰。①溢流堰長（出口堰長）lw取lw=0.7D=0.71.0=0.7m堰上溢流強度Lh'/lw=6.918/0.7=9.88m3/mh:：:100~130m3/mh，滿足篩板塔的堰上溢流強度要求。⑦出口堰高hwW-hL-how對平直堰how=0.00284ELh'/lw2/3由匚/D=0.7及Lh/lW.5=6.918/0.72.5=16.87，查得E=1.03，于是:l%w=0.002841.036.918/0.72/3=0.0135m 0.006m（滿足要求）hw=hL-how=0.06-0.0135=0.0465m③降液管的寬度Wd和降液管的面積Af由lw/D=0.7，查得Wd/D=0.14,Af/At=0.09，即：Wd=0.14m,At=0.785D2=0.785m2,Af=0.115m2。液體在降液管內(nèi)的停留時間二AfHT/Ls=0.1150.35/0.0019=21.18s5s（滿足要求）④降液管的底隙高度ho取液體通過降液管底隙的流速 取液體通過降液管底隙的流速 u。=0.02m/s，則有:Ls0.0019h。 0.1357m（h0不宜小于0.02~0.025m，本結(jié)果滿足要求）lwu0 0.70.02塔板布置塔板直徑為1m,分3塊安裝。邊緣區(qū)寬度Wc與安定區(qū)寬度WS，取Wc=50mmWs=75mm開孔區(qū)面積AA廠2x、,R2—x2面RS埠"WE2式中：x=D/2-WdWs=0.5-0.140.075=0.285mR=D/2-Wc=0.5-0.050=0.450m4.浮閥個數(shù)n及排列取F1型浮閥，其閥孔的孔徑d0=39mm,初取閥孔動能因子F0=二0..匚=11,故閥孔的孔速% 6.042m/s、3.314閥孔個數(shù)n=55個閥孔個數(shù)擬定塔板采用碳鋼且按等腰三角形叉排，板厚 5=3mm，且Wc=50mmWs=75mm作等腰三角形叉排時時，h A- 0.059m，按推薦尺寸，此處取h「65mm。0.075n根據(jù)初步估算提高的孔心距t=75mm、孔數(shù)n=55個，叉排高度h=65mm在塔板上布置浮閥，實得浮閥個數(shù)為57個。如圖2則閥孔氣速：.. Vs% =5.83m/s71.2d°n4因F。二％匚=106（在經(jīng)驗值范圍內(nèi)）4.精餾段的塔高Z1Z2二Np2-1Ht=7-1 0.35二2.1majPi1F.Z4-1豐密斷(SmiliLRB)關(guān)系訓(xùn)線團也-戈弓形降液菅琵度和面積九、精餾段塔板流動性校核（1）塔板壓降校核hf=hche?氣體通過干板的壓降hc/ </1.82^ 、1/1.825臨界孔速u°c=丨空）= 7^| =5.92m/scu0（Pv丿 12.850丿因UoUOc，故應(yīng)在浮閥全開狀態(tài)下計算干板壓降。=5.34=5.342.85=5.34=5.342.85866.154.98229.81=0.0222m?氣體通過板上液層的壓降 heheD（hw how）=0.50.060=0.030m?克服表面張力的壓降 h；「（一般情況下可不考慮）（顯然此項很小可忽略）/曲21?2510「000700027m（顯然此項很小可忽略）(T；\gdo 866.159.810.039(T?氣體通過篩板的壓降（單板壓降）hf和?巾fhf=hcheh；一—0.0222 0.030 0.00027=0.0525mpf」〔ghf=866.1559.810.0525=447Pa：：0.7kPa（滿足設(shè)計要求）（2）霧沫夾帶量校核板上液流長度ZZ二D-2Wd=1-20.14=0.72m根據(jù)Pv=2.850kg/m3及HT=0.35m查圖（化工原理課程設(shè)計 5-37）,得Cf=0.109。再根據(jù)表（化工原理課程設(shè)計 5-13）取K=0.85。

(pw100Vs一— +136LsZ■A—Pv,F二 59.22%ACfk泛點率小于80%故不會產(chǎn)生過量的霧沫夾帶。漏液校核當閥孔的動能因子Fo小于5時將會發(fā)生嚴重漏液，故漏液點的孔速可按 Fo=5計算uom=亍uom=亍5「-2.96m/s..2.85穩(wěn)定性系數(shù)K二匹二498=1.68_1.5?2.0(不會產(chǎn)生過量液漏)Uom 2.96降液管液泛校核為防止降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使降液管中的清液層高度 Hd乞①(Hthw)Hd=hf hL hdhd=0.153Lwhd=0.153Lwhoy-0.1530.0003 ；2l0.7x0.0214丿=0.00006mHd=0.0525 0.060 0.00006=0.1126m①(Hthw)=0.5(0.35 0.0517)=0.201mHd豈①(Ht hw)成立，故不會產(chǎn)生降液管液泛。十、提餾段塔板上的流體力學(xué)驗算塔板壓降校核hf丸he1?氣體通過干板的壓降 he1/1.825臨界孔速731/1.825UoeG3141/1.825臨界孔速731/1.825UoeG314丿二5.44m/s：：U0因U0Uoe，故應(yīng)在浮閥全開狀態(tài)下計算干板壓降。十34于窘訕諜駕巾03穌2?氣體通過板上液層的壓降 hehe二:(hw how)二-hL=0.50.060=0.030m3?克服表面張力的壓降 h._(—般情況下可不考慮)(T(顯然此項很小可忽略)匕亙二士竺土衛(wèi)理0.00023m(T(顯然此項很小可忽略)讓gdo 943.159.810.0394?氣體通過篩板的壓降(單板壓降)hf和'=pf

hf=兀亠he亠h…=0.063m.：Pf=943.159.810.063=583Pa：：：0.7kPa(滿足設(shè)計要求)霧沫夾帶量校核板上液流長度ZZ=D-2Wd=1-20.14=0.72m根據(jù)Pv=3.314kg/m3及HT=0.35m查圖(化工原理課程設(shè)計5-37),得Cf=0.11。根據(jù)表(化工原理課程設(shè)計 5-13)取K=0.85。(p' ?5100Vs'一v一 +136Ls'Z.Pl-Pv\F= Lv 112.41%AaCfK泛點率大于80%會產(chǎn)生過量的霧沫夾帶。漏液校核當閥孔的動能因子F。小于5時將會發(fā)生嚴重漏液，故漏液點的孔速可按 Fo=5計算uom5uom5一2.75m/s,3.314穩(wěn)定性系數(shù)K二匹=竺=2.12_1.5?2.0(不會產(chǎn)生過量液漏)Uom 2.75降液管液泛校核為防止降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使降液管中的清液層高度 Hd乞①(Hthw)Hd訥血hd「L'! ' 00019 2臨=0.153 =0.153 =0.00006mjLwho丿 2.7漢0.1357丿Hd=0.0630.060 0.00006=0.1231m①(Hthw)=0.5(0.35 0.0465)=0.198mHd豈①(Ht hw)成立，故不會產(chǎn)生降液管液泛。通過流體力學(xué)驗算，可認為精餾段塔徑及塔板各工藝結(jié)構(gòu)尺寸合適，若要做出更合理的設(shè)計，還需重選Ht及hL，重復(fù)上述計算步驟進行優(yōu)化設(shè)計。十一、精餾段塔板負荷性能圖1過量霧沫夾帶線令泛點率F=0.80，將相關(guān)數(shù)據(jù)代入得2.85866.15—2.851.360.72Ls0.2420.1090.852.85866.15—2.851.360.72Ls0.2420.1090.85=0.80整理得到Vs=0.312-17.04Ls2降液管液泛線(氣相負荷上限線)降液管發(fā)生液泛的條件為:①(Hthw)=hf-hwh降液管發(fā)生液泛的條件為:①(Hthw)=hf-hwhow-hd、2/3, —l'3600Ls!h)w—0.00284E ;Lw 丿=0.002841z a2/3■3600Ls、 c—|2/3 I=0.8462LsI0.7丿■ 2 2 2Ao ndo0.785380.039 0.0454m4_22n=5.34-VUo5.34-v(Vs/Ao)幾2g %2gVs2…2.85=5.34 2866152漢9.8仆0.04542=0.4345V；2h="hwhw)=0.5(0.05170.8562L?3)2/3=0.0259十0.4231Lshf=hche=0.4345Vs20.4231L； 0.0259h=0.153=0.153/ x.2而需廣681?82L22 2/3 2/3 2(0.4345Vs+0.4231Ls+0.0259)+0.0517+0.8462Ls+681.82Ls=0.5(0.35+0.0517)Vs2=0.284-2.92f3-1569.2L$23漏液線（氣相負荷下限線）當動能因子F。：：：5時會產(chǎn)生嚴重漏 液，故取F°=5計算漏液點氣速，前已算出Uom=2.96m/s，故0. 2 2 3Vsmin=AoUom=—nd。u°m=0.785漢38漢0.039X2.96=0.134m/s44液相負荷下限線取堰上液層咼度how-0.006m，E:1.0。how=0.00284how=0.0028413600Ls,min}=3.928L^n=0.0060.073Ls,min=°?00153m/s5液相負荷上限線取-5s得液相最大負荷流量Ls,maxHTLs,maxHTAfT0.350.1153=0.008m/s6操作線及操作彈性操作氣液比 操作氣液比 Vs/Ls=0.226/0.0003=753.344操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負荷 Vs,max與氣相允許最小負荷 Vs,min之比，即:操作彈性=巴Vs,min—茅沫來芾錢—茅沫來芾錢—氣理負荷上阪線—我相負荷下限線液*U負荷,上限線——倜液線精餾段塔板負荷性能圖十二、提餾段塔板負荷性能圖1過量霧沫夾帶線令泛點率F=0.80，將相關(guān)數(shù)據(jù)代入得Vs3.314943.15—3.314Vs3.314943.15—3.3141.360.72Ls=0.800.2420.110.85整理得到Vs=0.305-16.49Ls2降液管液泛線（氣相負荷上限線）降液管發(fā)生液泛的條件為：①（Hthw）二hf-hwhow-hdhow-0.00284E'3600Lshow-0.00284E'3600LsLw/3=0.002841/ >2/33600Ls;I0.7丿2/3=0.8462Ls‘222Ao nd2=0.785570.039^0.0681m2□7□7,min,minhc22=5.34上±=5.34‘vM/代)Pl2g?L2ghc22=5.34上±=5.34‘vM/代)Pl2g?L2gVs2…3.314=5.34 2943152x9.81xO.06812=0.2062V2he=-(hwl%w)=0.5(0.04650.8562L?3)2/3=0.0233+0.4231Lshf二hehe=0.2062Vs20.4231L； 0.0233hd=0.153=0.153"Li0.70.1357Ls(0.2062Vs2+0.4231L/+0.0233)+0.04