年處理4萬噸苯-甲苯精餾裝置設(shè)計課程設(shè)計

1、化工原理課程設(shè)計報告年處理5.4萬 噸 苯-甲苯 精餾裝置設(shè)計指導(dǎo)教師:完成日期:2013年1月17日學(xué)院：化學(xué)化工學(xué)院班級：應(yīng)用化學(xué)101班姓名：學(xué)號：序言化工原理課程設(shè)計是化學(xué)工程與工藝類相關(guān)專業(yè)學(xué)生學(xué)習(xí)化工原理課程必 修的三大環(huán)節(jié)之一， 起著培養(yǎng)學(xué)生運用綜合基礎(chǔ)知識解決工程問題和獨立工作能 力的重要作用。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)

2、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

3、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。目錄一、 化工原理課程設(shè)計任書 1二、 設(shè)計計算 31）設(shè)計方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 32）精餾塔的物料衡算73）塔板數(shù)的確定 94）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 155）精餾塔的塔體工藝尺寸計算216）塔板主要工藝尺寸的計算237）塔板負(fù)荷性能圖27三、個人總結(jié) 36四、參考書目 37化工原理課程設(shè)計任務(wù)書1）板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書1、設(shè)計題目： 設(shè)計分離苯甲苯連續(xù)精餾篩板塔2）設(shè)計任務(wù)及操作條件2、設(shè)計任務(wù)： 物料處理量： 5.4 萬噸年 進料組成 ：35 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)

4、品組成苯塔底產(chǎn)品組成苯3、操作條件> 95%< 6%平均操作壓力 ：101.3 kPa 平均操作溫度：93.7 C 回流比： 3.141 單板壓降： 0.9 kPa4、工時： 300天 / 年 24小時運行3）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)備的形式進行簡要的論述。2、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計計算（1）收集基礎(chǔ)數(shù)據(jù)（2）工藝流程的選擇（3）做全塔的物料衡算（4）確定操作條件（5）確定回流比（6）理論板數(shù)與實際板數(shù)（7）塔徑計算及板間距確定（8）堰及降液管

5、的設(shè)計（9）塔板布置及篩板塔的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)（10）塔板的負(fù)荷性能圖（12）塔盤結(jié)構(gòu)（13）塔高3、設(shè)計結(jié)果匯總4、設(shè)計評述4）參考資料化工原理課程設(shè)計，賈紹義，柴誠敬主編，天津大學(xué)出版社，2002.8 化工原理下冊，天津大學(xué)華工學(xué)院柴誠敬主編，高等教育出版社， 2006.1化工原理課程設(shè)計，大連理工大學(xué)化工原理教研室編，大連理工大 學(xué)出版社， 1994.7化工原理第二版下冊，天津大學(xué)化工學(xué)院柴誠敬主編，高等教育 出版社， 2010.6化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計，匡國柱，史啟才主編，化學(xué)工業(yè)出 版社， 2001.10傳遞過程與單元操作下冊，陳維杻主編，浙江大學(xué)出版社，1994.8 化工原理課程設(shè)

6、計指導(dǎo)，任曉光主編，化學(xué)工業(yè)出版社，2009.1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 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。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

7、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：(1 )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。(2 )處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 1015%。(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。篩板塔的缺點是：(1 ) 塔板安裝的水平度要求較咼，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。下圖是板式塔的簡略圖2-1 :表2-1苯和甲苯的物理性質(zhì)項目分子式分子量M沸點（C）臨界溫度tc（C）臨界壓強PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.5

8、6833.4甲苯BC6HCH92.13110.6318.574107.7表2-2苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度°C80.1859095100105110.6f0Pa ,kPaPb0 , kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.040.046.054.063.374.386.0表2-3 常溫下苯一甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)溫度0C80.1859095100105110.6液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.1300汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000.7770.6300.4560.2620表2-4純組分的表面張力溫度80901

9、00110120苯，mN/m21.22018.817.516.2甲苯，Mn/m21.720.619.518.417.3表2-5組分的液相密度溫度（C ）8090100110120苯,kg/ m3814805791778763甲苯,kg/ m3809801791780768表2-6 液體粘度g溫度（C）8090100110120苯（mPa .s ）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mFa .s ）0.3110.2860.2640.2540.228表2-7常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度tC液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.00

10、2.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.0

11、1100.0100.02) 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 進料液苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)F =35%塔頂液苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)d=95%塔底液苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)W =6%苯的摩爾質(zhì)量 M苯=78.11kg / mol甲苯的摩爾質(zhì)量 M甲苯=92.13kg / molf / M苯XFF / M苯1-F/ M甲苯Xf0.35/78.110.3880.35/ 78.111-0.35 /92.13Xdd/M苯0.95/ 78.11D / M苯1-/ M甲苯XD0.957D0.95/ 78.111-0.95 /92.13xww/M苯0.06/78.11W / M苯1-/ M甲苯XW0.070W0.06

12、/78.111-0.06/92.13(2) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MfXf M 苯(1Xf)M甲苯Mf0.388 78.11(10.388)MdXD M 苯(1Xd)M甲苯Md0.957 78.11(10.957)M wXWM 苯(1xw)M甲苯M w0.070 78.11(10.070)92.1392.1392.1386.68 kg kmol78.71 kg. kmol91.15kg kmol(3) 物料衡算年處理量：5.4萬噸原料處理量 qn F5400000086.52kmol/h,86.68 7200苯物料衡算 qn, F xF qn,D xD qn,W xW聯(lián)立(即采出

13、率 qn,D / qn,F (xF xW )/ (xD xW ) ) 解得：qn,D 31.05kmol / h qn,W55.47kmol / h式中qn,F 原料液流量qn,D 塔頂產(chǎn)品量qn,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)。 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10090807060 ： ：m：=： ：；!：=： ： I： I： = ： =i； mi 丑L: 口14丄口 I f H:I 3 p 4 r50403020100:! SB 0102030405060708090100圖2-2苯一甲苯

14、物系的氣液平衡圖 求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。液體為泡點進料，所以q 1。在上圖中對角線上，自點(0.388,0.388 )作垂線，即為進料線(q線)，該線與平衡線的交點坐標(biāo)為故最小回流比為RminXD yqyq Xqxq 0.388yq 0.6080.957 0.6081.5880.608 0.388取操作回流比為 R 2Rmin2 1.588=3.175 求精餾塔的氣、液相負(fù)荷qn,L R qn,D3.175 31.05 98.59 kmol/hqn,V(R 1) qn,D (3.175 1) 31.05129.64kmohqn,V'qn,V129.64kmo

15、l /h（由于泡點進料）qn,L'Rqn,D q qn,F 3.175 31.05 1 86.52185.11kmol/h 求操作線方程精餾段操作線方程為yn 1RXd7Xn3.1753.175 1Xn0.9573.175 10.760 xn 0.229Ym 1厲丄，qn,W -XmXwqn,V'qn,v提餾段操作線方程為18511 Xm 547 0.070 1.428Xm 0.030129.64129.64Rmin1.571 取 R 2Rmin 3.141根據(jù)兩操作線方程可以做如下圖:100908070605040302010101 r：丨h(huán) n丨!II 3040506070

16、8090100I II IL H= = ； = ；=r SiSSSSI J =VJl .w20圖2-3作圖法求理論塔板數(shù)由上圖可知精餾段為6塊板，提餾段為4塊板。（2）逐板法求理論板苯的沸點為80.1 T，甲苯的沸點為110.6 C。兩組分的平均沸點為95.35 C。假定整個蒸餾過程中不同溫度的飽和蒸汽壓與此溫度下的兩組分 的飽和蒸汽壓相等，即假定整個蒸餾過程中兩組分的飽和蒸汽壓不變。95C下兩組分的飽和蒸汽壓通過查表可得：PA0 155.7kPaFB0 63.3kPaPA155.72.460Pb063.3又根據(jù)R, 1Fin(1 Xd)1Xf 可解得相平衡方程x1 (1)x2.460x1(2

17、.460 1)x2.460x1 1.460x精餾段理論板數(shù)計算：精餾段操作線方程：yn 1 xn0.759xn 0.231R 1 R 1y-ixD 0.957X1y1(1 %)0.9570.9572.460(1 0.957)0.900y2RX1 R 1Xd0.7590.9000.2310.9147% 0 812R 1X2y20.8 12(1 y2)ya0.759X20.2310.847x3y30.693y3(1y3)y40.759 x30.2310.757x4y40.559y4(1y4)y50.759x40.2310.655X5y50.435y5(1y5)y60.759 x50.2310.56

18、1X6y60.342y6(1y6)因為x6 xF精餾段理論板n 5提餾段理論板數(shù)計算:'qn,L'qn ,W XYm 1X mXWyqn,V'qn ,V'1(1)xxX60.342Y2qn,L''X1qn,V'qn,WXWqn,V'1.431x1 0.030 0.4601X21y210.2571y：1.431 x20.0300.338y2(1新1X31y：10.172y1.431x'30.0300.216y（1 y：）1X41y410.101y1.431 x'40.0300.114y（1 J。）1X51y510.0

19、50(1Vs)1X5Xw所以提餾段理論板n=4全塔效率的計算（查表得各組分黏度10.269， 20.277)mXF1(1 XF )20.3880.269(1 0.388) 0.2770.274Et0.170.616lgm0.170.616lg0.27451.6%Nt9EtNp18Np51.6%精餾段實際板層數(shù)為N精5/51.6%9.6910,提餾段實際板層數(shù)為N提4/51.6%7.75 8進料板在第11塊板捷算法求理論板數(shù)D 2.453F 2.0161.7042.302X d 1 Xw5.83190.002743/ XNmin 1/ln mln()(W) 11 XdXw由公式 Y 0.5458

20、27 0.591422XR RminR 12.92 1.460.3743.92代入 Y 0.329N N由 N f o.3165,n10N 21 d f 2.224Xd1 X fNmin,11/ln 伽(二)(肓)4) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算以逐板法所計算所得的板數(shù)為例：(1) 操作壓力計算假定塔頂操作壓力FD=93.2 kPa每層塔板壓降 P=0.9 kPa塔底操作壓力 Pw Pd Np P 93.2 18 0.9109.4kPa進料板壓力 PFPd 10 P 93.2 10 0.9 102.2kPa精餾段平均壓力 Pm=(PD+PF )/2=( 93.2 + 102.2)/2

21、 = 97.7 kPa提餾段平均壓力 Pm=(Pw+R )/2=( 109.4+102.2)/2=105.8kPa(2) 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tD 803C塔底溫度tw = 107.1C進料板溫度tF 95C80 395精餾段平均溫度tm 一一 一 87.65C2提餾段平均溫度t'm= 95+107.1 =101.05C2(3) 平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由yXd 0.957 ,代入相平衡方程得為0.900M L,Dm0.900 78.11 (1 0.900

22、) 92.1379.51 kg. kmolM v ,Dm0.957 78.11 (1 0.957) 92.1378.71 kg kmol進料板平均摩爾質(zhì)量計算由上面理論板的算法，得yF 0.610 ,xF0.388M V ,Fm0.610 78.11(1 0.610) 92.1383.57 kg kmolM L,Fm0.388 78.11(1 0.388) 92.1386.68 kg kmol塔底平均摩爾質(zhì)量計算由XW0.070J由相平衡方程，得yW0.156M V ,Wm0.15678.11(1 0.156)92.1389.94 kg kmolM L,Wm0.07078.11(1 0.070

23、)92.1391.15 kg kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量M V ,m78.71 83.572kg kmol81.14 kg. kmolML,m79.51 86.682kg kmol83.09 kg kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量M V,m 83.57 2 89.94 kg/kmol 86.76 kg/kmolM 'L,m 86.68 291.15 kg/kmol 88.92 kg/kmol(4)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v,mPmMv,m97.7 81.14RTm8.314 (273.15 87.65)2.64 kg'm3提餾段的平均

24、氣相密度v,mPmMv,m105.8 86.76RTm8.314 (273.15 105.8)2.95 kg； m3液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即1/LmA / LA B / LB塔頂液相平均密度的計算，由tD 803C，查手冊得a 813.73kg m3, b 808.76 k m3塔頂液相的質(zhì)量分率0.957 78.110.957 78.11 92.13 0.0430.951/ L,Dm 0.95/813.73 0.05/808.76L,Dm =813.48kg / m3進料板液相平均密度的計算，由tF 95C，查手冊得A 798.337 kg m3, B 796.405 kg

25、 m3進料板液相的質(zhì)量分率0.388 78.110.388 78.1192.13 (1 0.388)0.351 LFm 0.35/798.337 0.65/796.405, L,Fm 797.08 kg/kmol塔底液相平均密度的計算，由tw = 107.1C，查手冊得a 781.77 kg m3, b 783.19 kg m3塔底液相的質(zhì)量分率0.060.07 78.110.07 78.1192.13 0.931 L,wm 0.06/781.770.94/783.19, L,wm 783.10 kg/kmol精餾段液相平均密度為L,m813.48 797.082805.28 kg kmol提

26、餾段液相平均密度為L,m797.08 783.102790.09 kg kmol(5)液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即Lm 一i塔頂液相平均表面張力的計算，由tD 803c，查手冊得A 21.2mN/mB21.7mN/mLDm 0.95721.2(10.957)21.721.2mN/m進料板液相平均表面張力的計算，由tF 95C，查手冊得A 19.4mN/ mB20.05mN / mLFm 0.38819.4(10.388)20.0519.8mN/m塔底液相平均表面張力的計算，由tw = 107.1 C，查手冊得A 17.877mN /m B 18.719mN /mLWm 0

27、.070 17.877(1 0.070) 18.71919.9mN /m精餾段液相平均表面張力為Lm(21.219.8)/220.51mN/m提餾段液相平均表面張力為'Lm (19.9 19.8)/219.85mN /m(6)液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即lg Lm 人lg i塔頂液相平均粘度的計算，由tD 803C，查手冊得A 0.308mPa s B 0.311mPa slg LDm 0.957 lg 0.3081 0.957 lg 0.311解出 LDm 0.308mPa s進料板液相平均粘度的計算，由tF 95C，查手冊得A 0.267mPa s B 0.275mP

28、a slg LFm 0.388 lg 0.2671 0.388 lg 0.275解出 LFm 0.272mPa s塔底液相平均粘度的計算，由tw = 107.1C，查手冊得A 0.2528mPa s B 0.265mPa slg LWm 0.070 lg 0.25281 0.070 lg 0.265解出 LWm 0.264mPa s精餾段液相平均粘度為Lm(0.308 0.272)/2 0.290mPa s提餾段液相平均粘度為Lm (0.272 0.264)/2 0.268mPa s(7) 氣液負(fù)荷計算 精餾段：qn,VR 1 qn,D(3.1411) 31.05 128.58kmol/hVs

29、qn,V M V,m128.5881.14 1.097m3/s3600V ,m3600 2.64qn,L Rqn,D 3.141 31.0597.54kmol/hLsqn, LM L ,m3600 L,m97.54 83.093600 805.280.003m3 /s3Lh 0.003 360010.770m /h提餾段qn,V' qn,V (q 1)qn,F 128.58kmol/hVsqn,V'M V,m3600 v,m128.58 86.763600 2.951.050m3 / sq .' qn,L qqn,F 97.54 1 86.52 184.06kmol/h

30、n, L1 1Lsqn, L'M L,m3600 L,m184.06 88.923600 790.090.0058m3/s'3Lh 0.0058 360020.71m /h0.25）精餾塔的塔體工藝尺寸計算（1）塔徑的計算塔板間距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)。可參照下表所示經(jīng)驗關(guān)系選取。表2-8 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，mm200300250350300450350600400 600對精餾段:初選板間距Ht 0.45m，取板

31、上液層高度hL 0.06m，故hthL0.45 0.060.39m ；LSVSLmvm查,教材0.0031.097180釧 0.04762.640.2R48 圖 9-45 得 C200.085 ；依式 CC20 20校正物系表面張力為20.51mN / m時C C20200.20.0720.2空10.085420max CLV0.085480528 2641.489m/s2.64可取安全系數(shù)為0.7,則安全系數(shù)（0.6-0.8），0.7 max 0.7 1.4891.042m/s4Vs故D3.142 1.042 1.2m4 1.097初選板間距按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.4m，則空塔氣速1.042m

32、/ s。 對提餾段：Ht 0.45m，取板上液層高度hL 0.06m，故hthL0.45 0.060.39mLsVsLmvm120.00581.050790.092.95120.0896查：P48 圖 9-45得 C200.079 ；依式 C C2020校正物系表面張力為19.85mN/m時0.2C C200.07920.219.85200.079max790.09 2.95V 2951.288m/ s可取安全系數(shù)為0.7,則安全系數(shù)（0.60.8）,0.7 max 0.7 1.2880.902m/s1.2m4VS4 1.050彳U.142 0.902按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.4m,則空塔氣速0.

33、902m/s在設(shè)計塔的時候塔徑取1.4m6）塔板主要工藝尺寸的計算（1）溢流裝置計算因塔徑D 1.4m，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lw :單溢流去lw （0.60.8）D取堰長lw=0.7D0.7 1.40.98b）出口堰高九:hwhL how由 lw/D 0.7 ,Lh/lw2'5衛(wèi)務(wù) 11.328m0.9扌5查：P65圖3-20，知E1.02,依式how需E可得how空4 E1000 lw2Lh 3竺4 1.021000210.77 s0.980.014m故 hw 0.06 0.0140.046mc）降液管的寬度Wd與降液管的面積Af

34、 :0.15 , Af / 片 0.09由 lw/D 0.7 查（：P65 圖 3-22 ）得 Wd /DWj0.15D 0.15 1.4 0.21m23 14222Af 0.09 D2 0.091.42 0.1386m244利用（：P66式3-33）計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積,AfHTAfHT 0.1386 0.45 廠-=20.84s （大于5s,付合要求）Ls0.003d）降液管底隙高度ho :取液體通過降液管底隙的流速0.20m/s （ 0.07-0.25）依（：P66 式 3-60） : hoLsI1 w o0.04）ho = 03 =0.02 符合（h0 hw 0.

35、006 0.046 0.006lw o 0.98 0.20e）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a）溢流堰長1w :單溢流去（0.6 0.8）D,取堰長lw=0.7 D0.71.40.98b）出口堰高hw : hwhLhow由 lw/D 0.7 ,2.5習(xí) 21.787mO.982查：F65圖3-20，知E皿依式how竄E2L'3h_lw2可得how誥E書空4 1.030100020.710.980.022故 hw 0.06 0.0220.038mc）降液管的寬度Wd與降液管的面積Af :由 lw/D 0.7 查（：P65 圖 3-22 ）得 Wd

36、 /D0.15 , Af / 舛0.09Wd0.15D 0.15 1.4 0.21m23 14222Af 0.09 D2 0.091.42 0.1386m244利用（：P66式3-33）計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積,AfHTLs如土 0.1386 0.45=1o.84s （大于 5s，符合要求）Ls0.0058d）降液管底隙高度ho :取液體通過降液管底隙的流速o0.20m/s (0.07-0.25)I依（：p66式3-6o）： % 宀 需0魯=0.03m符合(h0 hw 0.0060.038 0.0060.032 )（2）塔板布置精餾段塔板的分塊 因D 800mm故塔板采用分塊

37、式。查R18表5-3得，塔極分為4塊對精餾段：a）取邊緣區(qū)寬度Wc 0.04m （3050mm）,安定區(qū)寬度Ws0.070m ,(當(dāng) D<1.5m 時，Ws 6075mm )b) A,180RRD1.40.040.66m,221.4xDWs0.21 0.0700.4222代20.42 0.662 0.422 3142 0.662sin1802 x1 0.42R2x一sin 1 計算開孔區(qū)面積2 x R21.029m20.66c）篩孔數(shù)n與開孔率：取篩孔的孔徑d。為5mm，正三角形排列,一般碳的板厚為3mm,取t/d°3.0 ,故孔中心距t 3.0 5 15.0mm篩孔數(shù)n1.1

38、55 AAt21.1550.01521.029 5283 個,Aa% 器 10.08% (在5-15范圍內(nèi))則每層板上的開孔面積A° 為 A0Aa 0.1008 1.029 0.104氣體通過篩孔的氣速為Vs1.097o10.58m/ sA 0.104提餾段:a）取邊緣區(qū)寬度Wc 0.04m （3050mm）,安定區(qū)寬度 Ws 0.070m ,（當(dāng) D<1.5m 時，Ws 6075mm ）b） Aa2 x R2x2R sin 1 x計算開孔區(qū)面積180RD1.4RW0.040.66m221.4xDWdWs0.210.0700.422222 3.14221 0.422A 2 0.

39、42 . 0.662 0.4220.662 sin 11.029m2180 0.66c）篩孔數(shù)n與開孔率：取篩孔的孔徑d0為5mm，正三角形排列,般碳的板厚為3mm,取t/d。3.0，故孔中心距t 3.0 5 15.0mm篩孔數(shù)n 1.1255 A 丄理 1.029 5283個， t20.0152則 玉0.9072 % 10.08% （在 5-15范圍內(nèi)）Aa（t/d。）2則每層板上的開孔面積A0為A0Aa 0.1008 1.0290.104氣體通過篩孔的氣速為1.050A 0.10410.13m/s7)塔板負(fù)荷性能圖精餾段：(1) 漏液線由 Uo,minVs,min / A0 4.4C。(0

40、.0056 0.13_ h ) l / VhLhwhow2.84E2/3Lh10004_Lgd04 20.51805.28 9.81 50.0021u0,min4.4C0 . (0.00560.13hL h ) L/ V4.40.7720.00560.13 hw2/32.48 e Lh1000 lwh l/ v4.40.7720.0056 0.13 0.046 0.602 LS2/30.0021805.282.64Vs,min、0.3572.960 LS2/3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2-9表2-9Ls / m3 /s0.0010.0020.030.004

41、Vs /(m 3/s)0.6220.6350.6470.657由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。(2)霧沫夾帶線以ev 0.1kg液/kg氣為限，求 Vs-Ls關(guān)系如下:由ev5.7 1063.2ow2.8410001.02hfuHt hf2.5 hw 2.842/33600Ls0.602.2/30.9810 3e2/33600 Ls0.982/30.114 1.506 LsUaAtAfs0.714Vs聯(lián)立以上幾式，整理得1.5396 0.13862/3Vs 2.960 13.272 Ls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2-10表 2-103Ls /(m /s)0.0

42、010.0020.0030.0043Vs /(m /s)2.8272.7492.6842.626由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。(3) 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)h°w2.84 E10002/33600Ls,min L,Ls,minl w0.811 103m3；s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(4) 液相負(fù)荷上限線以4s作為液體在降液管中停留時間的下限AfHT4 LSLs,max畔7 15,588 Em3 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4(5) 液泛線令 Hd Hthw由嘰hp hLhdhchlhh

43、LhdhihLhLh)whowhc0.051VsA0C0hd0.153LsI wh02/3howLh2.84E1000 lw2.8410001.023600Ls0.982/32/30.602 Ls聯(lián)立得Hthwhhd取0.5 取0.6忽略h，將how與Lshd與Ls , hc與Vs的關(guān)系式代人上式，并整理得2/3式中：血誥E 迪 1.0210002/3鬻0.602Ls23將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理,得 Vs211.414 6815.113Ls280.751Ls2/3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2-11。表 2-113Ls /(m /s)0.0010.0020.0

44、30.004Vs /(m 3/s)6.3226.1045.9205.755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，如圖所示精餾段篩板負(fù)荷性能圖7.0006.0005.0004.000 V3.0002.0001.0000.000故操作彈性為Vs,max /Vs,min4.59圖2-4在負(fù)荷性能圖上，作出操作點0.003,1.097，連接0,0， 0.003,1.097，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,max32.833 m /s Vs,min0.617 m3/s提餾段漏液線由 U°,minVs,min

45、/ A04.4Co . .(0.0056 0.13hL h ) l / V2/32.84 廠 Lh' 2/3howE0.608 L h1000 lw44 19.85Lgd0790.09 9.81 50.0020u0,min4.44.44.4C。.,(0.0056 0.13hL h ) l/ v0.7720.7720.00560.13 hw2/32.48 e Lh1000 lwl/ V0.2806、0.0056 0.13 0.038 0.608 Ls2/30.0020790.092.952.627LS2/3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 2-12。表

46、2-12Ls /(m 3/s)0.0010.0020.0030.0043Vs /(m /s)0.3070.3220.3350.347由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1(2) 液沫夾帶線以e 0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下:5.7 1063.2uHthf2/3g総E嚴(yán)0.皿3hf2.5 hw2.84 10 3E2/33600 Ls0.982/30.094 1.520 LsUa ss0.714Vs聯(lián)立以上幾式，整理得At Af 1.5396 0.1386Vs 3.105 13.265 Ls2/3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 2-13。表 2-13s /(m 3/s)0.0010.0020.0030.0043Vs /(m /s)2.9732.8952.8292.771由上表數(shù)