化工原理課程設(shè)計(jì)分離苯—甲苯連續(xù)精餾篩板塔

1、實(shí)用標(biāo)準(zhǔn)文案精彩文檔化工原理課程設(shè)計(jì)分離苯甲苯連續(xù)精餾篩板塔序言課程設(shè)計(jì)是“化工原理”的一個(gè)總結(jié)性教學(xué)環(huán)節(jié)，是培養(yǎng)學(xué)生綜合運(yùn)用本門課程及有關(guān)先修課程的基本知識來解決某一設(shè)計(jì)任務(wù)的一次訓(xùn)練，在整個(gè)教學(xué)計(jì)劃中它起著培養(yǎng)學(xué)生獨(dú)立工作能力的重要作用。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，精餾過程在能量劑驅(qū)動下，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(shí)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。

2、本設(shè)計(jì)的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)，即需設(shè)計(jì)一個(gè)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(jì)一板式塔將其分離。分離苯和甲苯，可以利用二者沸點(diǎn)的不同，采用塔式設(shè)備改變其溫度，使其分離并分別進(jìn)行回收和儲存。一、 化 工 原 理 課 程 設(shè) 計(jì) 任 務(wù)書 (6)1、設(shè)計(jì)題目 (6)2、設(shè)計(jì)任務(wù) (6)3、設(shè)計(jì)條件 (6)二、精餾塔的物算 (6)1 、 原 料 液 及 塔 頂 、 塔 底 產(chǎn) 品 的 摩 爾 分率 (6)2 、 原 料 液 及 塔 頂 、 塔 底 產(chǎn) 品 的 平 均 摩 爾 質(zhì)量 (6)3 、物料衡(7)三、塔板數(shù)的確定 (7)1 、 理 論 板 層 數(shù)N

3、T的 求取 (7)2 、實(shí)際板層數(shù)的求取 (10)四、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)(11)2、操作溫度計(jì)(11)3 、平均摩爾質(zhì)量計(jì)(12)(13)5 、液體平均表面張力計(jì)(14)6、液體平均粘度計(jì)(15)五、精餾塔塔體工算 (17)1、塔徑藝尺寸計(jì)(17)2、 精 餾 塔 有 效度計(jì)(19)六、塔板主要工藝尺寸計(jì)算 (19)實(shí)用標(biāo)準(zhǔn)文案1溢流置計(jì)精彩文檔(19)(20)算 .(23)(23)(24)(24)(25)實(shí)用標(biāo)準(zhǔn)文案精彩文檔(25).(28)(28)(29)(30)(29)(30)九、設(shè)計(jì)結(jié)果表 (37)十、錄 (38)十一、主要物性數(shù)據(jù) (40)

4、個(gè)人心得體會及改進(jìn)意見 (43)實(shí)用標(biāo)準(zhǔn)文案精彩文檔一、化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書1、設(shè)計(jì)題目：篩板式精儲塔設(shè)計(jì)2、設(shè)計(jì)任務(wù)：試設(shè)計(jì)分離苯-甲苯混合物的篩板精儲塔。已知原料液的處理量為5000kg/h , 組成為0.5 （苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)），要求塔頂儲出液的組成為0.95 ,塔底釜液的組成 為 0.02。3、設(shè)計(jì)條件操作壓力進(jìn)料熱狀況回流比單板壓降全塔效率4kPa （塔頂表壓）自選自選0.7kPaET = 50%試根據(jù)上述工藝條件作出篩板的設(shè)計(jì)計(jì)算。二、精儲塔的物算1、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量 M a=78.11 kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量 M b=92.13 kg/kmolXf

5、0. 5 / 78. 110. 5/ 78. 110.5/ 92. 13=0. 5410. 95/ 78. 110. 95/ 78. 110. 05 / 92. 13=0. 957xw0. 02 / 78. 110. 02 / 78. 110. 98 / 92. 13: 0. 0242、原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF = 0. 541 * 78. 11 (1 - 0. 541) * 92. 13 = 84. 55 kg/kmolMD = 0. 957 * 78. 11 (1 - 0. 957) * 92. 13 = 78. 71 kg/kmolMW = 0. 024 * 78. 11

6、 (1 - 0. 024) * 92. 13 = 91. 79 kg/kmol3、物料衡算原料處理量qF = qm = 5000 = 59. 14 kmol/hMF84.55總物料衡算qF = qD - qW 59. 14 = qD - qW苯物料衡算qFxF = qDXDcwXw59. 14 * 0.541 = qD * 0.957qW * 0.024聯(lián)立解得qD = 32. 77 kmol/hqW = 26. 37 kmol/h三、塔板數(shù)確定1、理論版層數(shù)$的求取1.1、 求最小回流比及操作回流比由任務(wù)書中給出的常壓下苯一甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)利用公式Xa0P 一 Pb0Pa0Pb0PayA

7、二 xAp 得出下表:溫度，C80.1859095100105110.6苯 Pa , kPa101 .33116. 9135. 5155. 7179. 2204. 2240.0甲苯田，kPa40.046. 054. 063. 374. 386. 0101 .33溫度t/c80.284889296100104108110.4Xa1.00.830.6390.5080.3760.2550.1550.0580yA1.00.930.820.720.5960.4520.3040.1280由表可苯-甲苯平衡曲線圖因 q=1所以 Xa = xF =0.541q采用作圖法求最小回流比。如圖可知xq =0.541

8、yq =0.749故最小回流比為R minX D - y qyq Xq0. 957 0. 7490. 749 0. 541取操作回流比為R = 2Rmin=2 1.0 = 2.01.2、 求精儲塔的氣，液相負(fù)荷qL = R qD = 2.0 32.77 = 65. 54Kmoi/h卬 =(R1) qD =(2.0 1) 32.77 = 98.31 Kmol/hqL = qLqqF = 65.541 * 59.14 = 124.68Kml/hqV = qV - (1 - q)q f = qV = 98. 31Kmol/h1.3、 求操作線方程精儲段操作線方程為RXdyn.1Xn R 1 R 1從

9、第一塊板下降的液體組成式由Xn -y求?。阂唬?1）ynXiy12.53 - 1. 53y10. 9572. 53 - 1. 53 0. 957=0. 8982. 00. 957xn = 0. 667xn0. 3192.012.01提儲段操作線方程 也;XLW J541 一 0.024 . 0.544qFXd - Xw0.957 - 0.024代入得ym 1 = _qJL xm 一 一q- X = 1. 268X m - 0.006 qL - qwqL - qw1.4、逐板法計(jì)算理論板數(shù)因?yàn)榛旌衔锏南嗥胶夥匠虨?y=q1 G -1乂泡點(diǎn)進(jìn)料 q=1Xq = xF = 0. 541 yq = 0

10、. 749q q所以甲苯的相對揮發(fā)度為2.53第一塊板上升的蒸汽組成y1 = xD = 0.957第二塊板上升的氣相組成用式求取y2 = 0. 667 * 0. 898 0. 319 = 0. 918第二塊板下降的液體組成X20. 9182. 53 - 1.53 * 0. 918: 0. 816如此反復(fù)計(jì)算y3=0. 8629X3 = 0. 7133N4 0 0. 7948X4 = 0. 6049V5 o 0.7225X5 = 0. 5071因X5Xq,第五塊板上升的氣相組成由提儲段操作方程計(jì)算y6 = 1.268 * 0. 5071 - 0. 006 = 0. 637第六塊板下降的液體組成0

11、. 637X62. 53 - 1.53 * 0. 637=0. 410同理:V70.5133X70. 2942y80. 3671X80. 1865y90. 2305X90. 1058y 10= 0. 1282X10 = 0. 0549ynu 0. 0637X11 - 0. 0262y 12=0. 0272X12 = 0, 0109 Xw =0.024所需總理論板數(shù)為12塊,第5塊加料,精儲段需4塊板2、實(shí)際板層數(shù)的求取全塔效率的計(jì)算（查表得各組分黏度以1=0,269 ,=0.277)L=Xf 1+ (1-Xf)以 2=0.541*0.269+0.459*0.277=0.273Et=0.49 (

12、 a * 2 -.245 =0.53精儲段實(shí)際板層數(shù)N精=4/ 0. 53=7. 55 : 8提留段實(shí)際板層數(shù)N提=7 / 0, 53 = 13,21 定 14四、精儲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)算塔頂操作壓力PD = 101. 34 = 105. 3kPa塔底操作壓力PW = 115.1kPa每層塔板壓降P=0. 7kPa進(jìn)料板壓力=105. 3 0. 7 * 8 110. 9kPa精儲段平均壓強(qiáng)Pm=(105. 3 110.9) / 2 = 108.1kPa提儲段平均壓強(qiáng)Pm二 (115. 1110.9 )/ 2 =113. 0kPa2、操作溫度計(jì)算苯的依據(jù)操作壓力，有泡

13、點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲*lgPA =6.032-1206.35/(t+220.24)IgP B=6.032-1206.35/(t+220.24)P總=Pa *0.957+Pb *0.043試差法算出 塔頂溫度TD = 85.9C*lgPA =6.032-1206.35/(t+220.24)lgPB*=6.032-1206.35/(t+220.24)P總=Pa *0.541+Pb *0.459試差法算出 進(jìn)料板溫度Tf = 91. 29塔底溫度TW = 109. 2 C精微段平均溫度7 = 85. 6 C提儲段平均溫度Tm = 100.2 C3、平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由 Xd =

14、y =0. 957Xi2. 53 - 1. 53y10.9572. 53 - 1.530. 957MVDm = 0. 957 78. 11 (1 - 0. 957)92. 13MLDm = 0. 898 78. 11(1 - 0. 898)92. 13進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算Vf = 0. 723 xF = 0. 507MVFm = 0. 723 * 78. 11 (1 - 0. 723) * 92. 13MLFm = 0. 507 * 78. 11 (1 - 0. 507) * 92. 13塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算xw = y2 - 0. 024 X2 = 0. 816MVWm = 0. 024

15、* 78. 11(1 - 0. 024) * 92. 13MLWm = 0. 816* 78. 11 (1 - 0. 816) * 92. 13精微段平均摩爾質(zhì)量0. 89878. 71 kg/kmol79. 54 kg/kmol81.99 kg/kmol84. 44 kg/kmol91.7980.69MVm = (78.7181.99)/ 2 = 80. 35 kg/kmolMLm = (79. 5484. 44) / 2 = 81. 99 kg/kmol提儲段平均摩爾質(zhì)量MVm =(91.7981.99) / 2 = 86.89MU =(80.6984. 44) / 2 = 82. 574

16、、平均密度計(jì)算4.1、氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程式計(jì)算，精儲段的平均氣相密度即:Vm =PmM/mRTT108. 1 * 80. 358. 314 * (85.6273. 15)=2. 91 kg/ m3提儲段的平均氣相密度即_ Pm M/mVm - RT8. 314 * (100.2273. 15)113. 0 * 86. 89=3.164.2、液相平均密度計(jì)算液相平均密度依 1/ PLm = ai / K計(jì)算塔頂液相平均密度計(jì)算由 TD = 85.9 C,表幾所得的溫度與密度的線性關(guān)系為苯y(tǒng)=-1.29x+919.2甲苯 y=-1.03x+892.8得二A 二 808.4 kg /

17、 m3:b = 804. 3 kg/ m3p - LDm0. 95 / 808.40. 05/ 804. 3=808.4 kg/ m3進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算由 Tf =91.2 0C,表幾所得的溫度與密度的線性關(guān)系為苯y(tǒng)=-1.29x+919.2甲苯 y=-1.03x+892.8得：-A = 801.6 kg/m 3:B = 798.9kg/m 3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率aA0. 5070. 507 * 78. 11* 78. 110. 493 * 92. 13: 0.4660. 466 / 801.60.534 / 798.9=800.2 kg/m3塔底液相平均密度計(jì)算由 TW = 109. 2

18、 C表幾所得的溫度與密度的線性關(guān)系為苯y(tǒng)=-1.29x+919.2甲苯 y=-1.03x+892.8得：A = 778.3 kg/m 3_3：B = 780.3 kg/m_3：Lwm = 0. 02 * 778. 30. 98 * 780. 3 = 780.3 kg/m精儲段液相平均密度為3:Lm =(808.4800.2) / 2 = 804.3 kg/m提儲段液相平均密度為,_ _.3：Lm =(780.3800.2 ) / 2 = 790.3 kg/m5、液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依仃Lm=xiQi計(jì)算塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由 Td = 85.9 0c表幾所得的溫度與表面張

19、力的線性關(guān)系為苯y(tǒng)=-0.125x+31.24甲苯 y=-0.11x+30.5得:二A 20 20.50 mN/ m 二 B =21.05mN/m二LDm = 0. 957 * 20.500. 043 * 21. 05 = 20.52 mN /m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由 Tf =91.20C,表幾所得的溫度與表面張力的線性關(guān)系為苯y(tǒng)=-0.125x+31.24甲苯 y=-0.11x+30.5得；：. A = 19. 84mN/ m 二B = 20. 47mN/ m lLJ二LFm = 0. 507 * 19. 840. 493 * 20. 47 = 20. 15 mN /m塔底液相平均表

20、面張力計(jì)算由Tw = 109.2 匕表幾所得的溫度與表面張力的線性關(guān)系為苯y(tǒng)=-0.125x+31.24甲苯 y=-0.11x+30.5得：A = 17. 59mN/ m 二B = 18. 49mN/ m二LWm = 0. 024 * 17. 59 (1 - 0. 024) * 18. 49 = 18.47 mN /m精儲段液相平均表面張力為cLm =(20.5220.15)/ 2 = 20.34 mN/m提儲段液相平均表面張力為仃Lm =(18.47 +20.15 ) / 2 = 19. 31 mN /m6、液相平均粘度的計(jì)算液相平均粘度依lg uLm = x u計(jì)算塔頂液相平均粘度的計(jì)算由

21、TD = 85.9 0c ,表幾所得的溫度與粘度的線性關(guān)系為苯y(tǒng)=-0.0023x+0.49甲苯 y=-0.002x+0.4666得A = 0. 292 mPa。s B = 0.295 mPa- slgLDm = 0. 957lg( 0.292)0. 043lg( 0.295)解出 m = 0. 292 mPa s進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算有 T =91.2 C,表幾所得的溫度與粘度的線性關(guān)系為苯y(tǒng)=-0.0023x+0.49甲苯 y=-0.002x+0.4666,A = 0. 280 mPa sLB = 0. 284 mPa slg -km = 0. 507 * lg( 0.280)0. 49

22、3lg( 0. 284)解出口LFm = 0. 282 mPa s塔底液相平均粘度計(jì)算0-由 Tw = 109. 2 C ,表幾所得的溫度與粘度的線性關(guān)系為苯y(tǒng)=-0.0023x+0.49甲苯 y=-0.002x+0.4666得A = 0.239 mPa- s-B = 0. 248 mPa- slg -Dm = 0. 024 lg( 0. 239)十(1 - 0. 024) lg( 0. 248)解出 口LDm = 0. 248 mPa s精儲段液相平均表面粘度為Lm =(0.2920. 282) / 2 - 0. 287 mPa s提儲段液相平均表面粘度為Lm =(0. 2480. 282)

23、 1 2 = 0. 265 mPa s五、精微塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1、塔徑的計(jì)算精儲段的氣、液相體積流量為VsqVM/m98. 31 * 80. 353600 ：Vm = 3600 * 2. 913= 0. 754 rm/sLs.回端. 65.54 * 81.99 . 0. 00i86m3/s 3600 PLm 3600 * 804.3提儲段的氣、液相體積流量為VsqvM/m3600 ：Vm98. 31 * 86. 89二 0. 7513600 * 3.16L，= qJMlm= 124.68 * 82.57 = 0. 003623600 ：Lm3600 * 790. 3精微段:式中C由C計(jì)算，

24、其中的C20由圖查取查取圖的橫坐標(biāo)為1/ 21/ 2=0. 0409Lh 1PL _ 0. 00186 * 3600 804. 65Vh- 0.757 * 3600 、2. 90 ,取板間距 HT = 0. 41m,板上液層高度 hL= 0.06m 則HT - HL - 0.41 - 0. 06 - 0.35m查手冊得C20 = 0. 074C二C20(城2二曾嚴(yán)0. 0742Umax = 0. 0742804. 3 - 2.911. 231m/ s2. 91取安全系數(shù)為0.8 ,則空塔氣速為u = 0. 8umax = 0. 8 * 1.231 = 0.985 m/s4 * 0.754 0.

25、987 m3. 14 * 0.985按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D -1.0m塔截面積為AT = D22一 2* 1. 0 = 0.785m實(shí)際空塔氣速為0. 754 八 =0. 961 m/s0. 785提儲段:由 U max = C, ：L八0.2式中C,由20 J計(jì)算，其中的C,20由圖查取查取圖的橫坐標(biāo)為f1/2VhV0. 00352 * 3600 790.30. 751 * 36003. 161/ 2=0. 0741取板間距Ht,=0.41m,板上液層高度hL, = 0. 06m 則Ht0. 41 - 0. 06 = 0. 35m查手冊得C20,=0. 072C, =C20(200 2_ _

26、_)=0.072；19. 31200 2_ _)=0. 071u max790.3 3. 163.16=0. 071.= 1. 120m/ s取安全系數(shù)為0.8 ,則空塔氣速為u = 0. 8umax = 0. 8 * 1., 120 = 0. 896 m/s防 I 4 * 0. 7510 808D = 0.808 mnu 3. 14*1.465按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D, =1.0m塔截面積為 A=三D =* 1.02 = 0. 785m2 44實(shí)際空塔氣速為u = 0. 751 = 0. 957 m/s 0. 7852、精儲塔有效高度的計(jì)算精儲塔有效高度為Z精=(N -1) HT = (8 -1

27、) * 0.41 = 2.9 m提儲段有效高度為Z提=(N是-1)巾=(14 -1) * 0.41 = 5.3m在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m故精儲塔的有效高度為Z = 4 + Z提+ 0.8 = 2.9 + 5.3 +0.8 = 9. 0 m六、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1、溢流裝置計(jì)算因塔徑D =1.0 m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：精儲段1.1、 堰長1W取 1W =0.66D =0.66*1.0 =0.66 m1.2、 溢流堰高度hW取 hW = h - hoW2/3選用平直堰，堰上液層高度、2.84 Lhhow=El h10001w由 lW/D=0.6

28、6, Lh/l2. 5W0. 00186 * 36000. 662.5=18,915查手冊，得E=1.035hoW*4*1,03510000. 00186 * 3600產(chǎn)30766=0. 0138 m塔板上清液層高度hL = 60 mm故 hW = 0. 06 - 0. 0138 = 0. 0462 m1.3、弓形降液管寬度Wd和截面積Af由 =0.66,查表，得 A = 0.0752,四DATD=0. 136 ,故A = 0. 0752AT = 0. 07520. 785 = 0. 0590m2W 0 0. 136D = 0.1361.0 = 0,136m依式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即3

29、60% HT3600 0. 0590 0.41=Lh0.00186 3600=13.01s 5s故降液管設(shè)計(jì)合理。1.4、降液管底隙高度Lh 一h0 = ,取36001wuU0 = 0.08m/s,貝ho0. 00186 36003600 0. 660-08=0. 035mhw - h0 = 0. 0462 - 0. 035 = 0. 011m 0. 006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受7盤，深度hw=50mm。提儲段1.1、 堰長l W取 lW = 0. 8D, = 0. 8 * 1. 0 = 0. 8m1.2、 溢流堰高度hw取 hw = hj - howh _ 2. 84 1=7

30、 Lh 3,、h 0W =E()選用平直堰，堰上液層高度1000 lw2. 5由 lw/D, =0.8, Hl w0. 00352 * 36000. 82.5=22. 14查手冊，得E，_ 1.210hOW二 0. 0217 m2. 840. 00352 * 3600 2/3* 1.210 * ()10000. 8塔板上清液層高度hL = 60 mm故 hW = 0. 06 - 0. 0217 : 0. 0383 m1.3、 弓形降液管寬度Wd和截面積AflAW由上=0. 8,查表，得=0. 153, = 0. 210 故D,AT,D,，馱A = 0. 153A, = 0. 153 0.785

31、 = 0. 120m2W 0 0. 210D, =0.210 1.0=0. 210m依式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即3600AH0 =36000.1200.41二 13.98s . 5s 0. 003523600故降液管設(shè)計(jì)合理。1.4、 降液管底隙高度h0取h。Lh36001 wu0，取 u。=0. 20m/s ,則h00. 00352 360036000-80720=0. 022mhw - h0 = 0. 0383 - 0. 022 = 0. 0163m0. 006m2、塔板布置2.1、塔板的分塊因D 800 mm ,故塔板米用分塊式，查表得，塔板分為 3塊精儲段(1)邊緣區(qū)寬度確定取

32、WS = 0. 06, W =0.03(2)開孔區(qū)面積計(jì)算f , 2)開孑L區(qū)面積 Aa =2 xJr2 x2sin-1 -、180r D , 、八 、其中 x -(WdW) = 0. 5 - ( 0. 1360. 06) = 0.304 m2r = D -W = 0. 5 - 0.03 = 0.47 m2Aa = 2 (0. 304 .0.472 - 0. 3042_23. 140.472 . -1 0.3042sin 1) = 0. 528nf1800.47(3)篩孔計(jì)算及其排列本題所處理的物系無腐蝕性，可選用 6 =3 mm碳鋼板，取篩孔板直徑d0 =5 mm。篩孔板按正三角形排列，取孔

33、中心距 t為t =3d0 = 3*5 =15 mm篩孔數(shù)目為1. 155 A1. 1550.5280. 0152=2710個(gè)開孔率=0.907d01=0.907J )器5)；。1%氣體通過閥孔的氣速為U0Vs A0. 7540. 1010. 528=14.14m/ s提儲段(1)邊緣區(qū)寬度確定取WS, = 0. 06 , W = 0. 03(2)開孔區(qū)面積計(jì)算, 2開孔區(qū)面積A= 2x72 - x 2 + sin 二 x其中 x = 5 - (Wd180 rWS) = 0. 5 - (0. 1360. 06) = 0.304 mL = VC = 0. 5 - 0.03 = 0.47 mA =

34、2 (0. 304. 0. 472 - 0. 30423_14 -4 sin -1 304) - 0. 528m21800. 47(3)篩孔計(jì)算及其排列本題所處理的物系無腐蝕性，可選用S=3 mm碳鋼板，取篩孔板直徑d0 =5 mm。篩孔板按正三角形排列，取孔中心距t =3d0 =3*5=15mm篩孔數(shù)目為1.155 At21. 155 0. 5280. 01522 2710個(gè)開孔率,fd24=0.907 曳 I =0.907r):鬻卜0.1%氣體通過閥孔的氣速為, V0. 751u0 =工=14.08m / sA 0.101m 0.528七、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算精儲段1、塔板壓降1.1、 干板

35、阻力hc計(jì)算干板阻力hc 由式 hc =0.051U0c0由 d0/c= 5/3 = 1.67,查圖得，c=0. 80故hc0. 051 *14. 140. 80,22. 91i804. 3=0. 0576 m 液柱1.2、氣體通過液層的阻力計(jì)算氣體通過液層的阻力h1由式hi=P，計(jì)算,VS0. 754ua =s = = 1.039 m/sAT 一 A 0. 785 - 0. 059 1/21/2、F0 = 1.039 * 2.91 = 1.779 kg /(s m)查圖得 0 = 0. 57。故 h = PhL = P( hW + hOW) = 0.57 * (0. 0462 + 0. 01

36、38) = 0. 0341 m 液柱1.3液體表面張力的阻力h仃計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h二4二 L：Lgd。4 * 20.34 * 10-804. 3 * 9. 81 * 0. 005=0. 00341 m 液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hp p故hp = hc + h1 + h仃=0. 0576 + 0. 0341 + 0. 00344 = 0. 0577 m 液柱氣體通過每層塔板的壓降為Pp = hp PLg = 0. 0577 * 804. 3 * 9. 81 = 455. 26 0.7kPa(設(shè)計(jì)允許)2、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

37、落差的影響。3、液沫夾帶液沫夾帶量計(jì)算爐25.7 10ev =-LUaHT -hf .hf=2.5hL=2.5 0.06 = 0.15m工心5. 7 * 10故eV二三20. 34 * 101.039 ! 。41 - 0. 15 J3. 2=0. 0236kg 液/kg 氣 u0,min穩(wěn)定系數(shù)為 K = -u14/4 = 2. 421. 5U0,min 5. 85故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。5、液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從Hd 工中(HT + hw)苯一甲苯物系屬一般物系，取中=0.5,則Hthw = 0. 5(0. 410. 0462) = 0. 228 m而 Hd =hP

38、 + hL + hd板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd可 2屋2c ”丹0, 00186_0 153S)20. 153 = 0. 000992hd= .wh0)=2.66 * 0.0351m 液柱Hd = 0. 0577 0. 060. 000992 = 0. 119m液柱Hd式Ht +hw )即 0.1190.224故在本設(shè)計(jì)中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象提儲段1、塔板壓降1.1、干板阻力hc計(jì)算2f ，( rJ c uc u u 0V干板阻力hc由式hc =O.51 c& 八 Pl由 d0/8 =5/3=1.67,查圖得，c0 =0.80故 hc = 0.051 *14.08口 3.160. 80 ,790.3=0

39、. 0524 m 液柱1.2、氣體通過液層的阻力hi,計(jì)算氣體通過液層的阻力,由式hi=P h計(jì)算，-UaVs0. 751A, _ A,0. 785 0. 12=1. 129 m/s,1/21/2、F0 = 1. 129 * ,3.16 = 2.007 kg /(s m )查圖得 ：, =0. 56故h1, 二 B,hL, = B,(hW,hOW,) = 0.56 *(0.03830. 0217)1.3液體表面張力的阻力h仃計(jì)算=0. 0336 m 液柱液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h二4二 Lgd。4 * 19. 31 * 10*790. 3 * 9. 81 * 0. 005=0. 00199m液

40、柱=0. 0880 m 液柱kPa（設(shè)計(jì)允許）故可忽略液面氣體通過每層塔板的液柱高度hp php = hch1 h - = 0. 05240.03360. 00199p氣體通過每層塔板的壓降為Pp = hpig = 0. 0880 * 790. 3 * 9. 81 = 620. 230.72、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, 落差的影響。3、液沫夾帶液沫夾帶量計(jì)算,=5.7黑10 下 uaeJEt -hfhf =2.5 hL , =2. 50.060. 15m故eV5. 7 * 1019. 31 * 10-1. 12941 0. 15 ,3.2=0.0324kg

41、液/kg 氣 u0,min,、，八u0,14. 08-穩(wěn)JE系數(shù)為K = 2 37-7 2 2. 37 , 1. 5u0,min, 5. 947故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。5、液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從Hd P (Ht +hw )苯一甲苯物系屬一般物系，取=0.5,則RHT + hW)= 0. 5(0.41 + 0. 0383) = 0. 224 m而 Hd =hP +7 +hd板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd可有0. 153(21_)2 o. 153 hd =iW,ho=0. 003620. 8 * 0. 022，2=0. 00647、m液柱匕 鵬+hw )即 0.1540.224故在

42、本設(shè)計(jì)中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象八、塔板負(fù)荷性能圖精儲段1、漏液線由 U0,min =4.4 Co 7(0.0056 +0.13hL -)Pl/Pv_ Vs,minU0,min =八A 0hL = hw . howhow2.84 E1000lw2/3得 Vs,min=4.4CA0.0.0056+0.13MhW +84 E-丁/：、10001w4. 4 * 0.8 * 0. 101 * 0. 528J0. 0056 + 0. 13 0. 0462 十2. 84 * 1. 035 * 10003600 * Ls 0. 66/2/31- 0. 00341 804. 3 / 2.J91Hd = 0. 088

43、+ 0. 06 + 0. 00647 = 0. 154 m液柱0. 188,：2. 266 + 32. 614LS23在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列如表Ls,m3/s0.00050.00260.00450.0060Vs,m3/s0.2960.3190.3340.344由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線12、液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求VsLs關(guān)系如下:5.7 10 ev=二 L , = 3=a AT -Af 0. 785 一 0. 059二 1. 37乂hf=2.5hL=2.5 (hw+how)hW =0.04622. 84h =1. 035hOW = 1000

44、2/ 33600Ls0. 662/ 3=0. 91Ls2/ 3故 hf=0.116+2.275Ls_ 2/ 3= 0.1HT-hf =0.294- 2. 275Ls5. 710 -6=20. 3410，-1.37%2/ 30. 294 - 2. 275L整理得Vs=1. 34 - 10. 37Ls23在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果如表Ls,m3/s0.00050.00260.00450.0060Vs,m3/s1.2751.1441.0570.998由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線 23、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)，由公式

45、得2. 84 匚 hoW =E10003600Lsm.、l W /2/ 3=0. 006取 E=1.035, WJ0. 006L smin =3/ 210002. 84 * 1.0350. 6620. 00053m / s3600據(jù)此可作出與液體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線34、液相負(fù)荷上限線以e=4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限,戶型=4Ls田AfHT0. 0590. 412故 Ls max=0. 00605m2 / ss, i max44據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線45、液泛線令 Hd= ( H t + hw )由 Hd=hP + hL + hd； hP = hc +

46、hl+h。；。= P hL ； hL = hw+hOW聯(lián)立彳H 中Ht+ (中-p-1) hW= ( + +1) hOW+hc + hd+hcr忽略h將hW與Ls, hd與Ls, hc與Vs的關(guān)系式代入上式，并整理得0. 051a=2(AoCo)2PlJb= HT (I -1)hW.2c = 0.153/(lWhO)d = 2.84 10-E(1 -2/3將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得0. 051a=2(0. 101 0. 528 0. 8)22 2. 91804.3= 0.101b=0. 5 0.41 (0. 5 - 0. 57 - 1) 0. 0462 =0.156=286.730. 153c =2(0. 66