化工原理課程設(shè)計-苯-甲苯板式精餾塔

1、- 0 -化化工工原原理理課課程程設(shè)設(shè)計計 苯苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計學(xué)學(xué) 院院 ： 生命科學(xué)學(xué)院生命科學(xué)學(xué)院 專業(yè)年級專業(yè)年級 ： 姓姓 名名 ： 指導(dǎo)老師指導(dǎo)老師 ： 目目錄錄- 1 -一、序言一、序言 .2二、二、設(shè)計設(shè)計任任務(wù)務(wù) .2三、三、設(shè)計設(shè)計條件條件 .2四、四、設(shè)計設(shè)計方案方案 .2五、工五、工藝計藝計算算 .31、 、設(shè)計設(shè)計方案的方案的選選定及基定及基礎(chǔ)礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集數(shù)據(jù)的搜集.52、精、精餾餾塔的物料衡算塔的物料衡算.63、精、精餾餾塔的工塔的工藝藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計計算算.104、精、精餾餾塔的塔體工塔的塔體工藝藝尺寸

2、尺寸計計算算.155、塔板主要工、塔板主要工藝藝尺寸的尺寸的計計算算.166、 、篩篩板的流體力學(xué)板的流體力學(xué)驗驗算算.197、 、塔板塔板負負荷性能荷性能圖圖.22六、六、設(shè)計結(jié)設(shè)計結(jié)果一果一覽覽表表.27七、參考七、參考書書目目.28八、心得體會八、心得體會.28九、附九、附錄錄.29一、序言一、序言 化工原理課程設(shè)計是綜合運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- 2 -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

3、和提高學(xué)生綜合運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，

4、采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計一板式塔將其分離。二、設(shè)計任務(wù)二、設(shè)計任務(wù)(1)原料液中苯含量：質(zhì)量分率75(質(zhì)量)，其余為甲苯。(2)塔頂產(chǎn)品中苯含量不得低于 98(質(zhì)量)。(3)殘液中苯含量不得高于 8.5(質(zhì)量)。(4)生產(chǎn)能力：90000 t/y 苯產(chǎn)品，年開工 310 天。三、設(shè)計條件三、設(shè)計條件(1)精餾塔頂壓強：4.0kPa(表壓) (2)進料熱狀態(tài)：自選(3)回流比：自選。 (4)單板壓降壓：0.7kPa 四、設(shè)計方案四、設(shè)計方案(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設(shè)計(4)塔高、塔徑以及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定；塔板的流體力學(xué)驗算。(5)編制設(shè)計結(jié)果

5、概要或設(shè)計一覽表(6)輔助設(shè)備選型與計算(7)繪制塔設(shè)備結(jié)構(gòu)圖五、工藝計算五、工藝計算1 1、設(shè)計方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集、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- 3 -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)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送人精餾塔內(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 1.8 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

6、是多次進行部分汽化和冷凝，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 38mm，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 1015。 () 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。 篩板塔的缺點是

7、： () 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 23)。() 小孔篩板容易堵塞。下圖是板式塔的簡略圖：- 4 -表表 1 1 苯和甲苯的物理性質(zhì)苯和甲苯的物理性質(zhì)項目分子式分子量 M沸點（）臨界溫度tC（）臨界壓強 PC（kPa）苯 AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯 BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表表 2 2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度C 80.1859095100105110.6,kPa0AP101.33116.9135.5155.7179.2204.2，kP0BPa40.046.054.0

8、63.374.386.0240.0表表 3 3 常溫下苯常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（22：例例 1 11 1 附表附表 2 2）8P溫度 C080.1859095100105液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262- 5 -表表 4 4 純組分的表面張力純組分的表面張力(1(1：附錄圖附錄圖 7)7)378P溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表表 5 5 組分的液相密

9、度組分的液相密度(1(1：附錄圖附錄圖 8)8)382P溫度()8090100110120苯,kg/3m814805791778763甲苯,kg/3m809801791780768表表 6 6 液體粘度液體粘度 （11：）L365P溫度()8090100110120苯（mP .s）a0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP .s）a0.3110.2860.2640.2540.228表表 7 7 常壓下苯常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度 t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

10、.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.61- 6 -80.01100.0100.

11、02 2、精餾塔的物料衡算、精餾塔的物料衡算(1)(1) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 kmolkgMB/13.92780. 013.92/25. 011.78/75. 011.78/75. 0 xF983. 013.92/02. 011.78/98. 011.78/98. 0 xD099. 013.92/915. 011.78/085. 011.78/085. 0 xW（2 2）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 )/(kg0.2813.192)780. 01 (11.78780. 0k

12、molMF)/(kg078.43.192)983. 01 (11.78983. 0kmolMD)/90.73(kg3.192)099. 01 (11.78099. 0kmolMW（3 3）物料衡算）物料衡算 原料處理量)/(1049. 12431020.81900000002hkmolF總物料衡算 21094 . 1WD苯物料衡算 WDF099. 0983. 0780. 0聯(lián)立解得 kmol/h101.19D2 kmol/h100.30W2式中 F-原料液流量 D-塔頂產(chǎn)品量 W-塔底產(chǎn)品量塔板數(shù)的確定塔板數(shù)的確定 （1）理論板層數(shù) NT 的求取 苯一甲苯屬理想物系，可采逐板計算求理論板層數(shù)。

13、 求最小回流比及操作回流比。 采用恩特伍德方程求最小回流比。- 7 - 1)(1)(,mimiDiiiFiRaxaqaxa 解得，最小回流比 73. 0mR取操作回流比為 31. 18 . 1mRR求精餾塔的氣、液相負荷 )/(89.15511931. 1hkmolRDL)kmol/h(9.8274119) 11.31 () 1(DRV)/(89.27411931. 2)1 () 1(hkmolFqDRV (泡點進料：q=1)/(89.304149111931. 1hkmolqFRDL求操作線方程 精餾段操作線方程為426. 0567. 0111nDnnxRxxRRy提餾段操作線方程為011.

14、 0109. 11nWnnxVWxxVLy（2 2）逐板法求理論板）逐板法求理論板又根據(jù) 可解得 =2.47 min(1)111dDFfxxRxx相平衡方程 解得2.4751 (1)1 1.475xxyxx- 8 -xxy47. 1147. 2 變形得 yyx47. 147. 2用精餾段操作線和相平衡方程進行逐板計算 = 0.983 ， =0.9591Dyx1111111(1)2.475(1)yyxyyyy970. 0426. 0567. 012xy， 959. 047. 147. 22yyx953. 0426. 0567. 023xy， 891. 047. 147. 233yyx931. 0

15、426. 0567. 034xy， 845. 047. 147. 244yyx905. 0426. 0567. 045xy， 795. 047. 147. 255yyx877. 0426. 0567. 056xy， 742. 047. 147. 266yyx因為,780. 0742. 06Fxx故精餾段理論板 n=5，用提留段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計算811. 0426. 0567. 067xy，635. 047. 147. 277yyx693. 0426. 0567. 078xy，478. 047. 147. 288yyx- 9 -519. 0426. 0567. 089xy，304.

16、047. 147. 299yyx326. 0426. 0567. 0910 xy，164. 047. 147. 21010yyx171. 0426. 0567. 01011xy，077. 047. 147. 21111yyx因為，099. 0077. 011Wxx所以提留段理論板 n=5（不包括塔釜）（3 3）全塔效率的計算全塔效率的計算查溫度組成圖得到，塔頂溫度 TD=80.94，塔釜溫度 TW=105，全塔平均溫度Tm =92.97。分別查得苯、甲苯在平均溫度下的粘度)(272. 0smPaA，)(279. 0smPaB平均粘度由公式，得)(274. 0279. 022. 0272. 07

17、80. 0smPam全塔效率 ET516. 0274. 0lg616. 017. 0lg616. 017. 0mTE（4 4）求實際板數(shù)求實際板數(shù) 精餾段實際板層數(shù)- 10 -（塊）精109.6916.505N提餾段實際板層數(shù)（塊）提109.6916.505N進料板在第 11 塊板。3 3、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算（1 1）操作壓力計算）操作壓力計算 塔頂操作壓力 P4+101.3 kPa每層塔板壓降 P0.7 kPa進料板壓力105.3+0.710112.2 kPaFP塔底操作壓力=119.3 kPawP精餾段平均壓力 P m1 （105.3

18、+112.3）2108.8 kPa提餾段平均壓力P m2 =（112.3+119.3）/2 =115.8 kPa（2 2）操作溫度計算）操作溫度計算 依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，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0.980tD進料板溫度85.53 Ft塔底溫度=105.0wt精餾段平均溫度=（ 80.9.+85.53）/2 = 83.24mt提餾段平均溫度=（85.53+105.0）/2 =95.27mt（3 3）平均摩爾質(zhì)量計算）平均摩爾質(zhì)量計算 - 11 -塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由xD=y1=0.957,代入相平衡方程得x

19、1=0.959)/(69.7813.92)959. 01 (11.78959. 0m,kmolkgMDL)/(35.7813.92)983. 01 (11.78983. 0m,kmolkgMDV進料板平均摩爾質(zhì)量計算 由上面理論板的算法，得0.877， 0.742FyFx)/(83.7913.92)877. 01 (11.78877. 0m,kmolkgMFV)/(73.8113.92)742. 01 (11.78742. 0m,kmolkgMFL塔底平均摩爾質(zhì)量計算由 xw=0.077,由相平衡方程，得 yw=0.171)/(74.8913.92)171. 01 (11.78171. 0m,

20、kmolkgMWV)/(05.9113.92)077. 01 (11.78077. 0m,kmolkgMWL精餾段平均摩爾質(zhì)量 )/(09.79283.7935.78mkmolkgMV)/(21.80273.8169.78mkmolkgML提餾段平均摩爾質(zhì)量)/(79.84274.8983.79mkmolkgMV)/(39.86205.9173.81mkmolkgML- 12 -（4）平均密度計算平均密度計算 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 )/(90. 2)15.27324.83(314. 809.798 .1083mkgRTPVmMVm提餾段的平均氣相密度

21、)/(21. 3)15.27395027(314. 879.848 .1153,mkgRTPVmMVm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tD80.94，查手冊得 )/( 1 .809);/(0 .81433mkgmkgBA塔頂液相的質(zhì)量分率 98. 0aa求得）（得3m,m,/kg9 .813;1 .80902. 00 .81498. 01mDLDL進料板液相平均密度的計算 由 tF85.53，查手冊得 )/(36.804);/(6 .80833mkgmkgBA進料板液相的質(zhì)量分率 71. 013.92)742. 01 (11.78742. 011.787

22、42. 0A）（得3m,m,/kg4 .807;36.80429. 086.80871. 01mFLDL- 13 -塔底液相平均密度的計算 由tw105.0，查手冊得 )/(3 .785);/(4 .78633mkgmkgBA塔底液相的質(zhì)量分率 066. 013.92)077. 01 (11.78077. 011.78077. 0Aa）（得3m,m,/kg9 .784;3 .785934. 04 .786066. 01mWLWL精餾段液相平均密度為 6 .81024 .8079 .813Lm提餾段液相平均密度為）（3/kg15.79629 .7844 .807mLm(5)(5) 液體平均表面張

23、力計算液體平均表面張力計算 液相平均表面張力依下式計算，即 塔頂液相平均表面張力的計算 由 tD80.94，查手冊得 )/(59.21);/(25.21mmNmmNBA)/(26.2159.21017. 025.21983. 0,mmNDmL進料板液相平均表面張力的計算 由tF85.53，查手冊得 )/(72.2008.21258. 060.20742. 0)/(08.21);/(60.21,mmNmmNmmNFmLBA塔底液相平均表面張力的計算 由 tW105.0，查手冊得 )/(50.2118.19923. 026.18077. 0)/(18.19);/(26.18,mmNmmNmmNWm

24、LBA精餾段液相平均表面張力為 )/(99.20272.2026.21mmNLm提餾段液相平均表面張力為 - 14 -)/(11.21272.2050.21mmNLm(6)(6) 液體平均粘度計算液體平均粘度計算 液相平均粘度依下式計算，即 Lm=xii塔頂液相平均粘度的計算 由 tD80.94，查手冊得 )(311. 0309. 0017. 0305. 0983. 0)(309. 0);(305. 0,smPasmPasmPaDmLBA進料板液相平均粘度的計算 由 tF85.53，查手冊得 )(294. 0297. 0258. 0292. 0742. 0)(297. 0);(292. 0,s

25、mPasmPasmPaDmLBA塔底液相平均粘度的計算 由 tw105.0，查手冊得 )(258. 0259. 0923. 0244. 0077. 0)(259. 0);(244. 0,smPasmPasmPaDmLBA精餾段液相平均粘度為 )(303. 02294. 0311. 0,smPamL提餾段液相平均粘度為 )(276. 02259. 0294. 0,smPamL（7 7）氣液負荷計算）氣液負荷計算 精餾段：)/(0043. 06 .810360021.8089.1553600)/(89.15511931. 1)/(08. 290. 2360009.7989.2743600)/(89

26、.274119) 131. 1 () 1(33smMVLhkmolDRLsmMVVhkmolDRVLmLmSVmVms 提餾段： - 15 - )/(0092. 015.796360039.8689.3043600)/(89.30414911931. 1)/(02. 221. 3360079.8489.2743600)/(89.274119) 131. 1 () 1() 1(33smMVLhkmolqFDRLsmMVVhkmolFqDRVLmLmSVmVms4 4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算精餾塔的塔體工藝尺寸計算 (1)(1) 塔徑的計算塔徑的計算塔板間距 HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物

27、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。表表 7 7 板間距與塔徑關(guān)系板間距與塔徑關(guān)系塔徑 DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT，mm200300250350300450350600400600對精餾段：對精餾段：初選板間距，取板上液層高度，0.40THmmhL06. 0故；0.400.060.34TLHhm0346. 09 . 265.81008. 20043. 05 . 05 . 0VSLSVL查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得 C20=0.070；依式2 . 02020CC校正物系表面張力為)/m(99.20mN時

28、0.07072020.980.0720.07132020CC )/(180. 190. 290. 26 .8100707. 0maxsmCVVL可取安全系數(shù)為 0.7，則（安全系數(shù) 0.60.8） ，故 )(791. 1826. 014. 308. 244)/(826. 0180. 17 . 07 . 0maxmVDsmS按標準,塔徑圓整為 2.0m,則空塔氣速 0.66m/s。對提餾段：對提餾段：初選板間距，取板上液層高度，0.40THmmhL06. 0- 16 -故；0.07170.400.060.34TLHhm11220.0075783.40.0901.372.90SLmSvmLV查2：

29、圖 38 得 C20=0.068；依式=0.069165P2 . 02020CC校正物系表面張力為時19.58/mN m)(84. 1759. 014. 302. 244)/(759. 008. 17 . 07 . 0)/(08. 121. 321. 315.796069. 0maxmaxmVDsmsmCSVVL按標準,塔徑圓整為 2.0m,則空塔氣速 1.56m/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2.0m。5 5、塔板主要工藝尺寸的計算、塔板主要工藝尺寸的計算(1)(1) 溢流裝置計算溢流裝置計

30、算 精餾段因塔徑 D2.0m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算如下： a)溢流堰長：單溢流去 lW=（0.60.8）D，取堰長為wlwl0.60D=0.602.0=1.20mb)出口堰高：WhOWLWhhh016. 02 . 136000043. 004. 1100084. 2h04. 181. 92 . 136000043. 0,60. 0/3/25 . 25 . 2owWhWElLDl，則查圖可得，故 )(044. 0016. 006. 0hmwc)降液管的寬度與降液管的面積：dWfA由查（2：圖 313）得，66. 0/Dlw170P124. 0/DWd- 17

31、-0722. 0/TfAA故 ，0.1240.124 1.60.198dWDm2223.140.07220.07221.60.145244fADm利用(2：式 310)計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，170P即（大于 5s，符合要求）0.1452 0.4015.700.0037fTsA HsLd)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（0.07-oh0.08/om s0.25）依(2：式 311)：符合171P0.00370.0351.06 0.09sowoLhml（）00.006whhe)受液盤 采用平行形受液盤，不設(shè)進堰口，深度為 60mm同理可以算出提溜段相關(guān)數(shù)據(jù)如下：a

32、)溢流堰長：單溢流去 lW=（0.60.8）D，取堰長為wlwl0.66D=0.81.6=1.056mb)出口堰高：WhOWLWhhh由/0.8WlD 2.5/23.34hWLlm查知 E=1.04,依式232.841000howwLhEl可得232.840.0261000hOWWLhEml故0.060.0260.034whmc)降液管的寬度與降液管的面積：dWfA由 60. 0/DlW查圖得， 052. 0,100. 0TfdAADw- 18 -故)(163. 014. 3052. 0052. 0)(20. 0100. 02mAAmDwTfd計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即15

33、.16（大于 5s，符合要求）11.6fTsA HsLd)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速0.1m/s（0.07-oh0.08/om s0.25） 0.036（m）符合（）0.032sowoLhml00.006whh(2)(2) 塔板布置塔板布置 精餾段精餾段塔板的分塊 因 D800mm，故塔板采用分塊式。塔極分為 4 塊。對精餾段：a)取邊緣區(qū)寬度 )5030)(04. 0mmmwc安定區(qū)寬度 )(07. 0mwsb)計算開空區(qū)面積RxRxRxAa1222sin1802)(96. 004. 012mwDRc，)(73. 0)07. 02 . 0(1)(2mwwDxsd解得， )(5

34、0. 2mAac)篩孔數(shù)與開孔率：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板n0dmm5厚為,取3.5，mm30 . 3/0dt故孔中心距55=17.5mmmmt0 .1550 . 3篩孔數(shù))(945350. 25 .171158000101158223個aAtn - 19 -則每層板上的開孔面積為0A )(185. 050. 20740. 020mAAa氣體通過篩孔的氣速為 )/(24.11185. 008. 200smAVS6 6、篩板的流體力學(xué)驗算、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)進行必要的調(diào)整，最后還要作出塔

35、板負荷性能圖。(1)(1) 氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎銡怏w通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎?精餾段：a)干板壓降相當?shù)囊褐叨龋阂溃楦珊Y孔的流量系數(shù)ch67. 13/5/0d圖得，C0=0.84 由式 0327. 0051. 0051. 065.81090. 2284. 024.11200lveecuchb)氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨龋簂hsmfTsAAVa/70. 014. 3052. 0108. 2，19. 190. 27 . 0vaaeuF 由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.66，依式oaFo0396. 0016. 0044. 066. 000owwLlhhhhc)克服

36、液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨龋篽依式00211.01099.2043-40gdelh，故0744.00327.00396.000211.0ph則單板壓強： ppgehplpp7000 .5918 . 965.8100744. 0(2) 液面落差液面落差 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)(3) 霧沫夾帶霧沫夾帶- 20 -水液水液kgkgkgkgefTahHuv/1 . 0/1032. 732 . 306. 05 . 24 . 07 . 01099.20107 . 52 . 3107 . 5366故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。 (4)

37、(4) 漏液漏液由式hheecLvloow13. 00056. 0/4 . 484. 04 . 4owsm/57. 600211. 006. 013. 00056. 090. 265.810篩板的穩(wěn)定性系數(shù)5 . 171. 157. 624.110OWUUK，故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。 （5)5) 液泛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wTdhHH依式， 而dlpdhhhH32201052. 1036. 02 . 10043. 0153. 0153. 0hLLhWSd0.121m0.001520.060.0593H取，則785. 017. 14 . 05 . 0wThH5

38、 . 0故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛。wTdhHH根據(jù)以上塔板的各項液體力學(xué)驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。同精餾段公式計算，提溜段各參數(shù)計算如下：(1)(1) 氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎銡怏w通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎鉧)干板壓降相當?shù)囊褐叨龋?mhc0346. 04 .79621. 384. 09 .10051. 02b)氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨龋?79. 0163. 014. 302. 2fTSaAAVu， 22. 121. 3679. 0VaauF 由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.65，依式oaFo- 21 -039. 006. 065. 01 h

39、c)克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨龋?mgdhL00216. 01058 . 94 .7961011.2144330， 故)(0758. 000216. 0039. 00346. 0mhp則單板壓降：)(7 . 0591. 08 . 94 .7960758. 0kPap （2 2）液面落差）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)(3) 液沫夾帶液沫夾帶氣）液氣）液kgkgkgkgev/( 1 . 0/(0066. 025. 0679. 01011.21107 . 52 . 336故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。(4)(4) 漏液

40、漏液67. 1350d 查得： 84. 00c57. 69 . 26 .8100021. 006. 013. 00056. 084.4 . 4/13. 00056. 04 . 40ohhLcuvLow篩板的穩(wěn)定性系數(shù)5 . 171. 157. 624.11owouuK，故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。(5)(5) 液泛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wTdhHH依式， 而dlpdhhhH32201052. 1036. 02 . 10043. 0153. 0153. 0hLLhWSd0.121m0.001520.060.0593H取，則785. 017. 14 . 05 . 0

41、wThH5 . 0- 22 -故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛。wTdhHH根據(jù)以上塔板的各項液體力學(xué)驗算，可認為提餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。7 7、塔板負荷性能圖塔板負荷性能圖 精餾段：(1)(1) 霧沫夾帶線霧沫夾帶線 霧沫夾帶量2 . 36107 . 5fTavhHuesSfTsaVDVAAVu336. 0163. 025. 02SwSwowwfLlLEhhh3232354. 111. 036001084. 2 5 . 2)h5 . 2（取氣）液 kgkgev/( 1 . 0，前面求得mmNm/99.20,精，代入2 . 36107 . 5fTavhHue，整理得：ssLV3205.29

42、11. 5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 8Ls /(m3/s) 0.0030.0040.0050.006Vs /(m3/s)4.5064.3784.2614.151由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線。 (2)(2) 液泛線液泛線 由 E=1.04,lW=1.2 得：swswsowLlLlLEh323232614. 0360004. 1100084. 23600100084. 2- 23 -S232S20S20V10555. 77 .81090. 20.18584. 0V051. 0V051. 0051. 0LvLvocccuhssowwLL

43、hhh323201405. 0029. 0614. 0044. 066. 0已算出)(1011. 23mh，3322311011. 2405. 0029. 010555. 7sscpLVhhhh2220983.81036. 02 . 1153. 0153. 0sSwSdLLhlLhmHT4 . 0，mhw044. 0，5 . 0代入dowwpwThhhhhH，整理得：2432210085. 1878.134443.19sssLLV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 10Ls /(m3/s) 0.0030.0040.0050.006Vs /(

44、m3/s)4.0673.9843.9023.821由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 2。 (3)(3) 液相負荷上限線液相負荷上限線 以 4s 作為液體在降液管中停留時間的下限， )/(0163. 04163. 04 . 03max,smAHLfTs據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線 0.0163（m3/s）。 (4)(4) 漏液線漏液線 由32614. 0044. 0sowwLLhhh和0min,AVusow，- 24 -代入VLLowhhCU13. 00056. 04 . 40得：90. 27 .8101011. 20.614L0.0440.130.00560.844.4U3320sA整

45、理得：32min,314.22574. 2684. 0ssLV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 3-21。 表 11Ls /(m3/s) 0.0030.0040.0050.006Vs /(m3/s)1.1921.2111.2291.245由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 4。 (5)(5) 液相負荷下限線液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度hOW0.006m 作為最小液體負荷標準。E=1.0432min,3600100084. 2wsowlLEhsmLs/10167. 334min,據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線 5。smAHLfTs/013

46、. 05163. 04 . 03max,根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。 圖圖 1 1 精餾段篩板負荷性能圖精餾段篩板負荷性能圖 - 25 -在負荷性能圖上，作出操作點 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。同精餾段，得出提餾段的各曲線為：(1) 霧沫夾帶線霧沫夾帶線 2 . 36107 . 5efTaLvhHu整理得：3207.1352. 5ssLV(2) 液泛線液泛線 dowwpwThhhhhH已知 E=1.06 lw=1.2，同理精餾段得：smAHLfTs/013. 05163. 04 . 03max,84. 00c由此可作出精餾段液泛線 2。(3)(3) 漏液線漏