化工原理課程設(shè)計苯甲苯的分離

化工原理課程設(shè)計題目：姓名：班級：學(xué)號：指導(dǎo)老師：設(shè)計時間：序言化工原理課程設(shè)計是綜合運(yùn)用《化工原理》課程和有關(guān)先修課程《物理化學(xué)》，《化工制圖》等）所學(xué)知識，完成一個單元設(shè)備設(shè)計為主的一次性實踐教學(xué)，是理論聯(lián)系實際的橋梁，在整個教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。通過課程設(shè)計，要求更加熟悉工程設(shè)計的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設(shè)計的主要程序及方法，鍛煉和提高學(xué)生綜合運(yùn)用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計算能力等。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(qū)動下（有時加質(zhì)量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進(jìn)行分離。本設(shè)計的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計，即需設(shè)計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計一板式塔將其分離。目錄TOC\o"1-5"\h\z一、化工原理課程設(shè)計任書3二、設(shè)計計算3設(shè)計方案的確定3精餾塔的物料衡算3塔板數(shù)的確定4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算8精餾塔的塔體工藝尺寸計算10塔板主要工藝尺寸的計算11篩板的流體力學(xué)驗算13塔板負(fù)荷性能圖15

接管尺寸確定30二、個人總結(jié)32三、參考書目33(一)化工原理課程設(shè)計任務(wù)書板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書30設(shè)計題目：設(shè)計分離苯一甲苯連續(xù)精餡篩板塔二、設(shè)計任務(wù)及操作條件1、設(shè)計任務(wù)：物料處理量：7萬噸/年進(jìn)料組成：37%苯，苯-甲苯常溫混合溶液(質(zhì)量分率，下同)分離要求：塔頂產(chǎn)品組成苯N95%塔底產(chǎn)品組成苯<6%2、操作條件平均操作壓力：101.3kPa平均操作溫度：94°C回流比：自選單板壓降：<=0.9kPa工時：年開工時數(shù)7200小時化工原理課程設(shè)計三、設(shè)計方法和步驟：1、設(shè)計方案簡介根據(jù)設(shè)計任務(wù)書所提供的條件和要求，通過對現(xiàn)有資料的分析對比，選定適宜的流程方案和設(shè)備類型，初步確定工藝流程。對選定的工藝流程，主要設(shè)備的形式進(jìn)行簡要的論述。2、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計計算收集基礎(chǔ)數(shù)據(jù)工藝流程的選擇做全塔的物料衡算確定操作條件確定回流比理論板數(shù)與實際板數(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）塔徑計算及板間距確定（10）堰及降液管的設(shè)計（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)計算（13）塔板的負(fù)荷性能圖（14）塔盤結(jié)構(gòu)（15）塔高（16）精餾塔接管尺寸計算3、典型輔助設(shè)備選型與計算（略）包括典型輔助設(shè)備（換熱器及流體輸送機(jī)械）的主要工藝尺寸計算和設(shè)備型號規(guī)格的選定。4、設(shè)計結(jié)果匯總5、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖6、設(shè)計評述四、參考資料《化工原理課程設(shè)計》天津大學(xué)化工原理教研室，柴誠敬劉國維李阿娜編；《化工原理》（第三版）化學(xué)工業(yè)出版社，譚天恩竇梅周明華等編；《化工容器及設(shè)備簡明設(shè)計手冊》化學(xué)工業(yè)出版社，賀匡國編；《化學(xué)工程手冊》上卷化學(xué)工業(yè)出版社，化工部第六設(shè)計院編；《常用化工單元設(shè)備的設(shè)計》華東理工出版社。二、設(shè)計計算1.設(shè)計方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集本設(shè)計任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點(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)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，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)計中設(shè)計把其熱量作為低溫?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：結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60%，為浮閥塔的80%左右。處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10?15%。塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30%左右。篩板塔的缺點(diǎn)是：塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。操作彈性較小(約2?3)。小孔篩板容易堵塞。下圖是板式塔的簡略圖表1苯和甲苯的物理性質(zhì)項目分子式分子量M沸點(diǎn)(°C)臨界溫度t(C)C臨界壓強(qiáng)PC(kPa)苯ACH78.1180.1288.56833.4甲苯B66C6H5—CH392.13表2110.6318.57苯和甲苯的飽和蒸汽壓4107.7溫度0C80.1859095100105110.6P0,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0P0，kPa40.046.054.063.374.386.0表3常溫下苯一甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)([2]：P例1—1附表2)溫度0C80.18590895100105110.6液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.1300汽相中苯的摩爾1.0000.9000.7770.6300.4560.2620分率表4純組分的表面張力（［1］：P378附錄圖7）溫度8090100378110120苯，mN/m21.22018.817.516.2

甲苯，Mn/m21.720.619.518.4溫度（°C）8090100110苯,甲苯，Mn/m21.720.619.518.4溫度（°C）8090100110苯,kg/m2,3田814805791778甲809801791780zhk1—一/本，kg/m3表5組分的液相密度（［1］：七2附錄圖8）17.3120763768溫度（C）8090L100365110本(mP.s)0.3080.2790.2550.233a甲苯0.3110.2860.2640.254表6液體粘度P（［1］：P）(mP.s)1200.2150.228溫度tC液相中本的摩爾分率x氣相中本的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02精餾塔的物料衡算

（1）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量喝50.37/78.11甲苯的摩爾質(zhì)量x==0.4090.37/78.11F0.37/78.11+0.63/92.13（2）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量Mf=0.409x78.11+0.591x92.13=86.39kg^kmol（3）物料衡算原料處理量F=7000000086.39*7200=121.54kmolh總物料衡算121.54二D+W苯物料衡算121.54X0.409=0.957D+0.070W聯(lián)立解得D=42.99kmol/hW=69.55kmol/h式中F原料液流量D塔頂產(chǎn)品量W塔底產(chǎn)品量3塔板數(shù)的確定（1）理論板層數(shù)NT的求取苯一甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。原料處理量F=7000000086.39*7200=121.54kmolh由手冊查得苯一甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x?y圖，見下圖求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在上圖中對角線上，自點(diǎn)e（0.409,0.409）作垂線ef即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為y=0.567,x=0.346故最小回流比為R=-D一\=0.957—0.567=1.46miny--0.567-0.346取操作回流比為R=2R.=2.92求精餾塔的氣、液相負(fù)荷L=RxD=2.92x42.99=125.53kmolihV'=(R+1)D-(1-q)F=(2.92+1)x42.99=168.52kmol/h(泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1)④求操作線方程精餾段操作線方程為提餾段操作線方程為(2)逐板法求理論板又根據(jù)R=1[君—偵(1—號]可解得mina-1x1-xa=2.475相平衡方程ax2.475xy=~■=-■~~1+(a-1)x1+1.475xy=x=0.957y

1—

y1+a(1-y1)y1=0.901y1+2.475(1-y1)y=0.745x+0.2442=0.850x=^=0.696323y3+2.475(1-y3)因為x6Vxf精餾段理論板n=5x'=y5=0.042<x所以提留段理論板n=45y'+2.475(1-y)w55全塔效率的計算(查表得各組分黏度R1=0.269,h「0.277)捷算法求理論板數(shù)x1—xN.=1/lna{ln[(p^)(——)]}-1=9.898-1=8.898DW由公式Y(jié)=0.545827-0.591422X+0.002743/X代入Y=0.488由N_Nmin=0.3165,N=10N+2精餾段實際板層數(shù)*=5/0.52=9.6=10,提餾段實際板層數(shù)"履二4/0.52=7.69^8進(jìn)料板在第11塊板4精餡塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算操作壓力計算塔頂操作壓力p=93.2kPa塔底操作壓力P=109.4kPa每層塔板壓降△P=0.9kPa進(jìn)料板壓力p=93.2+0.9X10=102.2kPa精餾段平均壓力Pm=(93.2+102.2)/2=97.7kPa提餾段平均壓力Pm=(109.4+102.2)/2=105.8kPa操作溫度計算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結(jié)果如下：塔頂溫度匕=82.7°C進(jìn)料板溫度t=94.2°CF塔底溫度t=105.1Cw精餾段平均溫度t=(82.7+94.2)/2=88.5Cm提餾段平均溫度t=(94.2+105.1)/2=99.7Cm平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由xD=y1=0.957，代入相平衡方程得x1=0.901M5=0.901x78.11+(1-0.901)x92.13=79.50kg/kmolMvd=0.957x78.11+(1-0.957)x92.13=78.71k^'kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算由上面理論板的算法，得y^=0.622,xF=0.399M^f=0.632x78.11+(1-0.368)x92.13=83.27kg/kmolMlf=0.409x78.11+(1-0.409)x92.13=90.08kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量計算由xw=0.070,由相平衡方程，得yw=0.157Ml=0.070x78.11+(1-0.070)x92.13=90.59kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量78.71+83.27M=2kgfkmol=80.99kg}kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量平均密度計算①氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即pv,mPMm=__以7x80.97=2.63kg/mRT8.314x(273.15+88.45)m提餾段的平均氣相密度②液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即塔頂液相平均密度的計算由tDpv,mp=812.7kg/m3,p=806.7kg/m3塔頂液相的質(zhì)量分率…―。皿7&11—=0.885a0.957x78.11+92.13x0.0431/Pld=0.885/812.7+0.115/807.6,p.D=813.01k^kmol進(jìn)料板液相平均密度的計算由tF=94.2C，查手冊得p=799.1kg/m3,p=796.0kg}m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率0.409x78.11a=a0.409x78.11+92.13x0.591塔底液相平均密度的計算由tw=105.1°C，查手冊得pa=786.13kg/m3,pB=785.2kg/m3塔底液相的質(zhì)量分率a=—_°.07X7&11=0.06a0.07x78.11+92.13x0.931/Pl=0.06/786.13+0.94/785.2,p匕=783.4kg/kmol精餾段液相平均密度為P=對"781.25=797.13kg'kmolL,m2-提餾段液相平均密度為781.25+785.54p'==783.4kg!kmolL,m2'液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即J-1塔頂液相平均表面張力的計算由tD=82.7C，查手冊得oA=20.94mN/moB=21.39mN/m。LDm=0.957X20.94+(1-0.957)X21.39=20.98mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計算由tF=94.2C，查手冊得oA=19.36mN/moB=20.21mN/m。LFm=0.409X19.36+0.591X20.21=19.86mN/m塔底液相平均表面張力的計算由tD=105.1C，查手冊得。A=19.10mN/m。B=19.48mN/moLwm=0.07X19.10+(1-0.07)X19.48=19.45mN/m精餾段液相平均表面張力為oLm=(20.98+19.86)/2=20.42mN/m提餾段液相平均表面張力為o‘Lm=(19.86+19.48)/2=19.85mN/m液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即lgULm=SxilgLii塔頂液相平均粘度的計算由tD=82.7°C，查手冊得LA=0.300mPa?sLB=0.304mPa?slgLLDm=0.957Xlg(0.300)+(1-0.95)Xlg(0.304)解出LLDm=0.300mPa?s進(jìn)料板液相平均粘度的計算由tF=94.2C，查手冊得LA=0.269mPa?sLB=0.277mPa?slgLLFm=0.409Xlg(0.269)+(1-0.409)Xlg(0.277)解出LLFm=0.274mPa?s塔底液相平均粘度的計算由tw=105.1C，查手冊得LA=0.244mPa?sLB=0.213mPa?slgLLwm=0.07Xlg(0.244)+(1-0.07)Xlg(0.213)解出LLwm=0.215mPa?s精餾段液相平均粘度為LLm=(0.300+0.27)/2=0.287mPa?s提餾段液相平均粘度為L‘Lm=(0.300+0.215)/2=0.258mPa?s氣液負(fù)荷計算精餾段：提餾段：5精館塔的塔體工藝尺寸計算塔徑的計算塔板間距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T...一作彈性，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?300250?350300?450350?600400?600mm

對精餾段:初選板間距Ht=0.40m，取板上液層高度hL=0.06m,故%-七=0.40-0.06=0.34故%-七=0.40-0.06=0.34m;P)vm0.0037(797.13\x1.60612=0.0423查教材P131圖得C=0.071；20依式C=C0.2校正物系表面張力為20.42mN/m時C=C(20-98\=0.072x―—=0.0713可取安全系數(shù)為0.8,則（安全系數(shù)0.6—0.8），日=0.8日=0.8x1.239=0.991m/s故D=也=；4"6=1.44m叫3.142x0.991按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.6m,則空塔氣速故D=對提餾段: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=0.34m；Pm］P)vm0.0075(783.4\故Ht-hL=0.40-0.06=0.34m；Pm］P)vm0.0075(783.4\x1.37I2.90)12=0.090查［2］：。65圖3—8得C20=0.106；依式C=C20校正物系表面張力為19.58mN/m時C=C20(b、0.2120)(19一58\=0.106x—一=0.103l20J可取安全系數(shù)為0.8，則（安全系數(shù)0.6—0.8），日'=0.8日=0.8x1.69=1.35m/s4V=4x1.37疝=\：3.142x1.69=1.02m按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速0.820m/s。將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計塔的時候塔徑取1.6ma）溢流堰長1:單溢流去lw=（0.6?0.8）D，取堰長l為0.66D=0.66X1.6=1.056mb）出口堰高h(yuǎn):h=h-h3600x0.0037由l/D=0.66，LIl2.5=—］056=13.353m查［2］：P圖3—11，知E=1.042，依式h=空E（匕｝169OW1000"lJ-rzB72.84（L）32.84［八”（13.353）3八八…可得h=E-h=x1.042x3=0.017mow1000"七）1000"1.056）故h=0.06-0.017=0.043mwc）降液管的寬度吃與降液管的面積土:由l/D=0.66查（［2］:P70圖3—13）得氣/D=0.124，AfI*=0.0722故吃=0.124D=0.124x1.6=0.198m，A=0.0722x土D2=0.0722x土x1.62=0.1452m2f44利用（［2］：匕。式3—10）計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即T=AA=0.1452x0.40=15.70,（大于5s，符合要求）L0.0037Sd）降液管底隙高度h:取液體通過降液管底隙的流速r'=0.08m/s（0.07---0.25）依（［2］：P式3—11）:h=—L^=0.0037=0.035m符合（h=h—0.006）171olxR'1.06x0.090we）受液盤采用平行形受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm同理可以算出提溜段a）溢流堰長I:單溢流去lw=（0.6?0.8）D，取堰長l為0.66D=0.8X1.6=1.056mb）出口堰高h(yuǎn):h=h-h由l^/D=0.8匕/匕2.5=23.34m查［2］：P圖3—11,知E=1.02，依式h=284EL3查［2］：169°w1000"lJL\可得h=—84E-h=0.026mow1000"WJ故h=0.06-0.026=0.034mwc）降液管的寬度吃與降液管的面積土:由l/D=0.8查（[2]:P70圖3—13）得氣/D=0.124,氣/A^=0.0722故吃=0.124D=0.20m,Af=0.0722xjD2=0.145m2利用（［2］：匕。式3—10）計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即t=入閂=11.65（大于5s，符合要求）LSd）降液管底隙高度h:取液體通過降液管底隙的流速2=0.08m/s（0.07---0.25）依（［2］：P式3—11）:h=—L^=0.032m符合（h=h-0.006）171olXp'0w（2）塔板布置精餾段①塔板的分塊因DN800mm，故塔板采用分塊式。查表3-7得，塔極分為4塊。對精餾段：a）取邊緣區(qū)寬度W「0.05m（30?50mm），安定區(qū)寬度W=0.075m，（當(dāng)D〈1.5m時，W=60?75mm〉sb）依（［2］：P173式3-18）:A廣2心慶二玉+甕sin-i^計算開空區(qū)面積R=—-W=16-0.05=0.75m,x=—-（W+W）=16-（0.185+0.075）=0.542c22ds2c）篩孔數(shù)n與開孔率甲：取篩空的孔徑d°為5mm，正三角形排列，一般碳的板厚為3mm，取t/d=3.0，0故孔中心距t=3.0x5=15.0mm饞-zr粉1158x103,1158X103篩孑L數(shù)n=xA=x1.467=7551個，12a15.02則e=A0%=0.907%=10.08%（在5—15范圍內(nèi)）1（tdA0則每層板上的開孔面積A0為A0=e-A=0.1008x1.467=0.148氣體通過篩孔的氣速為u=匕=1606=10.85m/soA0.148提餾段：a）取邊緣區(qū)寬度W「0.05m（30?50mm），安定區(qū)寬度氣=0.075m,（當(dāng)D〈1.5m時，W=60?75mm〉sb）依（［2］：P173式3—18）:A廣2心區(qū)=+蕓jin-1東計算開空區(qū)面積R=D—-昨=0.75m，x=—-（W+W）=0.525c）篩孔數(shù)n與開孔率甲：取篩空的孔徑d0為5mm，正三角形排列，一般碳的板厚為3mm，取t/d=3.0，0故孔中心距t=3.0x5=15.0mm篩孔數(shù)n=115：：103xA.=5729個，4=Ao%=0.907%=10.08%(在5—15范圍內(nèi))A.(r*0則每層板上的開孔面積A0為A。=卜A.=0.1124氣體通過篩孔的氣速為r=?=12.189m/s07篩板的流體力學(xué)驗算塔板的流體力學(xué)計算，目的在于驗算預(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。氣體通過篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨扔嬎憔s段:干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮c:依d0/a=5/3=1.67，查《干篩孔的流量系數(shù)》.An￥/c\，1115、2，263、圖得，C0=O.78由式匕=0.051]^^1I^^1=0.051x^_qt8).79713J0*033m0..氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮:lr=一=一1606一=0.86m/s，F(xiàn)=u=0.86x*263=1.395aAt-Af2.01-0.145aWV由七與Fa關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)七二0.61，依式氣=8七=0.61x0.06=0.037m克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮:a/才F74a4x20.42x10-3工a=pgd—797.13x9.81x0.005='*，L0h=0.034+0.037+0.002=0.073m則單板壓強(qiáng)：AP=hpLg=0.073x797.13x9.81=571.5Pa<0.9kPa液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的

影響。(3)霧沫夾帶5.7x10-6(影響。(3)霧沫夾帶5.7x10-6(旦)0~bH-hIkTfJ5.7X10-6(0.86T，220.46X10-3[0.40-2.5x0.06,=0.022kgn/kgn<0.1kgn/kgn故在設(shè)(4)漏液由式日=4.4C0J(0.0056+0.13七—hjp:7宣篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K=土=12189=1.777>1.5，故在設(shè)計負(fù)荷下不會產(chǎn)生七w6.38過量漏液。(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七^H+h)依式H=h+氣+h^，而h=0.153x(-^)2=0.153x(―00037—)2=0.001dl-h01.056x0.0415H「0.073+0.037+0.001=0.11m取4=0.5，則中"+h)=0.5(0.40+0.0433)=0.223m故Hd<4^Ht+h)在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項液體力學(xué)驗算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。提溜段：干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨蓉?依d0/b=5/3=1.67，查《干篩孔的流量系數(shù)》=0.046m(u圖得，C=0.78由式h=0.051巳cE°氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮:=0.046ml

H=———=0.735m/s,F=uJp=1.252aA—AaaVTf由e與F關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)e=0.65，依式h=eh=0.039moaoloL克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮:b依式h=里^=0.002m，故h=0.052mbpgd0p則單板壓強(qiáng)：AP=hpLg=399.6Pa<0.9kPa液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。液沫夾帶5.7x10-6r5.7x10-6rHa——H—h/Tf7、3.2=0.0092kg/kg<0.1kg/kg故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。漏液由式h=4.4C0J(0.0056+0.13七—hjp：7R篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K=土=1.99>1.5，故在設(shè)計負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量漏液。H^W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H廣為防止降液管液泛的發(fā)生應(yīng)使降液管中清液層高度H廣H+h)依式Hd=h+h+h^,而h=0.153x(―^)2=0.0075dl-h0)=0.217mH廣0.098m取4=0.5，則中(依式Hd=h+h+h^,)=0.217m根據(jù)以上塔板的各項液體力學(xué)驗算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適

合的。8塔板負(fù)荷性能圖精餾段：(1)漏液線1000tI..,0.0056+0.1312.84廠w+^00XX2/3\-h-0.0021C7得=4.4x0.78x、0.0056合的。8塔板負(fù)荷性能圖精餾段：(1)漏液線1000tI..,0.0056+0.1312.84廠w+^00XX2/3\-h-0.0021C7Vo,min=J0.416+6.467L溢在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3-19。表3-19Ls/(m3/s)0.0010.0020.030.004Vs/(m3/s)0.690.720.740.76由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。(2)霧沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下:=1.653乙2/3h=世X1xf冬f3-1000"1.056=1.653乙2/3V_VA—3-2.01-0.145=0.536V，聯(lián)立以上幾式，整理得(3600L\2/3h=2.5h+2.84x10-3Ewf_w"1.056)=0.111+0.676L2/3V=2.978—6.963L2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3-20。表3-20Ls/(m3/s)0.0010.0020.0030.004Vs/(m3/s)13.1111.849.458.88由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度hOW=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式3-21得h=竺4E

w10002/3,L.=1.035X10-h=竺4E

w1000液相負(fù)荷上限線以0=4s作為液體在降液管中停留時間的下限9=fr=4LS0.4x0.47L==0.0146m3sS,max4據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線0.0474。液泛線令乩二執(zhí)珞+妃由乩二穌+如+奶”+處+如+與+奶周=段3L虹=知十垢W聯(lián)立得片+d林二9+1腿+&+虬+邕忽略h。，將hOW與Ls,hd與Ls,hc與Vs的關(guān)系式代人上式，并整理得(3600L、2/3式中：h=2.84x10-3x[204sj=0.672L,杰將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得V2=11.414-6815.113L2-80.751L2/3Sss在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3-22。表3-22

Ls/(m3/s)0.0010.0020.030.004Vs/(m3/s)3.263.183.113.04由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。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。i.s?上X10=*應(yīng)辦圖3-23精餾段篩板負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)P，連接OP，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=1.064ms/sVs,min=0.324ms/s故操作彈性為Vs,max/Vs,min=3.381所設(shè)計篩板的主要結(jié)果匯總于表3-23。提餡段(1)漏液線由絢姑二%京4=心破亦w.i磯曲，七=布￡〔土得Vo,min=,-0.1067+2.209L2/3\S在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3-19。表3-19Ls/(ma/s)0.0010.0020.0030.004Vs/(ms/s)0.360.380.390.40由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。(2)液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下:V=1.956-18.593L2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3-20。表3-20Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)1.771.661.571.49由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度h0W=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式3-21得1000(3600Ls,minlw、1000(3600Ls,minlw、2/3,Ls,min=9.0x10-4m3,s液相負(fù)荷上限線以0=4s作為液體在降液管中停留時間的下限9=fr=4LSLs=0.0145m3/s據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線0.0474。液泛線令土二隊心由乩二穌+外+奶二乩+處+如+知+郊周=段3L料L=如十垢W聯(lián)立得片+AB-卻％二以+1腿忽略h。，將hOW與Ls,hd與Ls,hc與Vs的關(guān)系式代人上式，并整理得

將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得匕2=6.36-5319.2Li-42.36L2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3-22。表3-22Ls/(m3/s)0.0010.0020.0030.004Vs/(m3/s)5.935.675.435.13由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。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。所設(shè)計篩板的主要結(jié)果匯總于表。設(shè)計結(jié)果一覽表項目符號單位計算精餾段數(shù)據(jù)提留段各段平均壓強(qiáng)PkPa97.7109.4各段平均溫度mt°C88.599.7平均流量釧mVSLm3/sm3/s1.6060.00371.370.0075實際塔板數(shù)SN塊108板間距Hm0.400.40塔的有效高度TZm4.03.2塔徑Dm1.61.6空塔氣速um/s0.8200.651塔板液流形式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長lm1.0561.056堰高whwm0.0430.034溢流堰寬度

管底與受業(yè)

盤距離板上清液層高度

孔徑孔間距

孔數(shù)開孔面積篩孔氣速塔板壓降液體在降液管中停留

時間降液管內(nèi)清液層高度霧沫夾帶負(fù)荷上限負(fù)荷下限氣相最大負(fù)荷氣相最小負(fù)荷Wdm0.1240.243hom0.03550.0292hm0.060.06Ldmm5.05.0otmm15.015.0n個75515729m21.4671.113um/s10.8512.19ohPkPa0.5930.421Ts10.4514.94Hm0.2460.124dkg液/kge0.00057480.0074V氣霧沫夾帶控霧沫夾帶制控制漏液控制漏液控制Vm3/sS,maxVm3/sS?min操作彈性9