分離苯-甲苯混合液的浮閥板式精餾塔工藝設(shè)計

1、分離苯-甲苯混合液的浮閥板式精餾塔工藝設(shè)計 目 錄中文摘要(2)英文摘要(2)引 言(2)1 設(shè)計任務(wù)及操作條件(4)1.1工藝條件及數(shù)據(jù)(4)1.2操作條件(5)2 主要工藝計算(5)2.1 精餾塔的物料衡算(5)2.2塔板數(shù)的確定(7)2.3精餾塔的塔體藝尺寸計算(11)2.4塔板的主要藝尺寸計算(13)2.5熱衡算(14)2.6塔的分布(18)2.7塔板的流力學(xué)驗算(20)2.8塔板負(fù)性能圖(22)2.9塔進出口管的選擇(26) 3 結(jié) 果(27)4 重要符號說明(29) 5 參考文獻(31) 6 后 記(32) 中文摘要： 目前用于氣液分離的傳質(zhì)設(shè)備主要采用板式塔，對于二元混合物的分離

2、，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價等方面都比較優(yōu)越。其主要特點是在塔板的開孔上裝有可浮動的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平進入塔板上液層進行兩相接觸，浮閥可根據(jù)氣體流量的大小上下浮動，自行調(diào)節(jié)。其中精餾塔的工藝設(shè)計計算包括塔高、塔徑、塔板各部分尺寸的設(shè)計計算，塔板的布置，塔板流體力學(xué)性能的校核及繪出塔板的性能負(fù)荷圖。 關(guān)鍵詞：氣液傳質(zhì)分離 精餾 浮閥塔Abstract: Currently，the main transferring equipment that used for gas-liquid separation is tray colu

3、mn. For the separation of binary, we should use a continuous process. The advantages of the float value tower lie in the flexibility of operation, efficiency of the operation, pressure drop, producing capacity, and equipment costs. Its main feature is that there is a floating valve on the hole of th

4、e plate, then the air can come into the tray plate at a steady rate and make contract with the level of liquid, so that the flow valve can fluctuate and control itself according to the size of the air. The calculations of the distillation designing include the calculation of the tower height, the to

5、wer diameter, the size of various parts of the tray and the arrangement of the tray, and the check of the hydrodynamics performance of the tray. And then draw the dray load map. Key words：gas-liquid mass transfer rectification valve tower引言：1.1 精餾及精餾流程精餾是多級分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程。因此可是混合物得到幾乎完全的分離。精

6、餾可視為由多次蒸餾演變而來的。精餾操作廣泛用于分離純化各種混合物，是化工、醫(yī)藥、食品等工業(yè)中尤為常見的單元操作?；こ僧a(chǎn)中，精餾主要用于以下幾種目的:1)獲得餾出液塔頂?shù)漠a(chǎn)品；2)將溶液多級分離后，收集餾出液，用于獲得甲苯，氯苯等；3)脫出雜質(zhì)獲得純凈的溶劑或半成品，如酒精提純，進行精餾操作的設(shè)備叫做精餾塔。精餾過程中采用連續(xù)精餾流程，原料液經(jīng)預(yù)熱器加熱到指定溫度后，送入精餾塔的進料板，在進料板上與自塔頂上部下降的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質(zhì)的傳遞過程。操作時，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品，部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，

7、依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中被全部冷凝，并將部分冷凝液用泵送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)冷卻器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。根據(jù)精餾原理可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，必須同時擁有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還有配原料液，預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才能實現(xiàn)整個操作。1.2 精餾的分類按操作方式可分為:間歇式和連續(xù)式，工業(yè)上大多數(shù)精餾過程都是采用連續(xù)穩(wěn)定的操作過程?；ぶ械木s操作大多數(shù)是分離多組分溶液。多組分精餾的特點：1)能保證產(chǎn)品質(zhì)量，滿足工藝要求，生產(chǎn)能力大；2)流程短，設(shè)備投資費用少；3)耗能量低，收率高，操作費用低；4) 操作管理方便。 1.3 精餾操作的特點 從上述對精餾

8、過程的簡單介紹可知，常見的精餾塔的兩端分別為汽化成分的冷凝和液體的沸騰的傳熱過程，精餾塔也就是一種換熱器。但和一般的傳熱過程相比，精餾操作又有如下特點： 1)沸點升高 精餾的溶液中含有沸點不同的溶劑，在相同的壓力下溶液的蒸汽壓較同溫度下純?nèi)軇┑钠瘔旱?，使溶液的沸點高于醇溶液的沸點，這種現(xiàn)象稱為沸點的升高。在加熱汽化溫度一定的情況下，汽化溶液時的傳熱溫差必定小于加熱純?nèi)軇┑募儨夭?，而且溶液的濃度越高，這種影響也越顯著。 2)物料的工藝特性 精餾溶液本身具有某些特性，如某些物料在加入到溶液中時可與溶液中的某一組分或幾組分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工藝要求，選擇適宜的精流流程和設(shè)備是精餾操

9、作彼此需要知道和必須考慮的問題。 3)節(jié)約能源 精餾汽化的溶劑量較大，需要消耗較大的加熱蒸汽。如何充分利用熱量提高加熱蒸汽的利用率是精餾操作需要考慮的另一個問題。1.4 塔板的類型與選擇 塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類 ，工業(yè)應(yīng)用以錯流式 塔板為主，常用的錯流式塔板有：泡罩塔板、篩孔塔板和浮閥塔板。我們應(yīng)用的是浮閥塔板，因為它是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔板的優(yōu)點。它具有結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，造價低；塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大；由于閥片可隨氣量變化自由升降，故操作彈性大，因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時間較長，故塔板效率較高。1設(shè)計任務(wù)及操作條件

10、1.1工藝條件及數(shù)據(jù)（1）原料液含苯42（質(zhì)量分率，下同）；（2）餾出液含苯98，殘液含甲苯97；（3）泡點進料；（4）料液可視為理想溶液；（5）生產(chǎn)能力：13000t/year 年開工7200小時。（6）塔板類型：浮閥塔板1.2操作條件（1）常壓操作；（2）回流液溫度為塔頂蒸汽的露點；（3）塔頂壓力 4kPa（表壓）；（4）單板壓降 0.7kPa；（5）間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為5kgf/cm2（絕壓）；（6）冷卻水進口溫度300C，出口溫度450C；（7）設(shè)備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5。 表1 苯-甲苯汽液平衡苯，%（重量）溫度液體中氣體中0.00.0110.68.821.2106.12

11、0.037.0102.230.050.098.639.761.895.248.971.092.159.278.989.470.085.386.880.391.484.490.395.782.395.097.981.2100.0100.080.22主要工藝計算2.1精餾塔的物料衡算（1）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 苯的摩爾質(zhì)量 Ma=78.11kg/kmol 甲苯的摩爾質(zhì)量 Mb=92.13kg/kmol XF=0.461XD= =0.983XW= =0.035 圖1精餾塔工藝流程圖(2)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF=0.46178.11+（1-0.461）92.13=85.6

12、7kg/kmolMD=0.98378.11+（1-0.983）92.13=78.35kg/kmolMW=0.03578.11+（1-0.035）92.13=91.64kg/kmol(3)物料衡算原料處理量 F=21.08kmol/h總物料衡算 21.08=D+W苯物料衡算21.080.461=0.983D+0.035W聯(lián)立解得:D=9.47kmol/h W=11.61kmol/h 表2物料衡算表進料出料項目數(shù)量（kmol/h）項目數(shù)量（kmol/h）進料F合計21.0821.08產(chǎn)品D塔底出量W合計9.4711.6121.08 2.2塔板數(shù)的確定(1)理論板層數(shù)NT的求取 苯-甲苯屬理想物系，

13、可采用圖解法求理論板層數(shù)由手冊查得苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖 見圖2求最小回流比及操作回流比 圖2圖解法求理論塔數(shù)示意圖采用作圖法求最小回流比。在圖二的對角線上，自點e（0.461，0.461）處作垂線ef即為進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標(biāo)為yq=0.682 xq=0.461故最小回流比為 Rmin=1.36取操作回流比為 R=2Rmin=2.72求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 L=RD=2.729.47=25.76kmol/h V=（R+1）D=（2.72+1）9.47=35.23kmol/h L=L+F=25.76+21.06=46.84kmol/h V=V=35.23kmo

14、l/h求操作線方程 精餾段操作線方程為 y=+xD=+=0.731x+0.264 提餾段操作線方程為y=-=1.33x-0.0115圖解法求理論塔板數(shù) 采用圖解法求理論板層數(shù),如圖2所示,求解結(jié)果為總理論板層數(shù) NT=12.5進料板位置 NF=7(2)實際板層數(shù)的求取 操作壓力的計算塔頂操作壓力:PD=101.325+4=105.325KPa每層塔板壓降:PF=0.7KPa進料板壓力:PF=105.3+0.712=113.7KPa精餾段平均壓力:Pm=0.5(105.3+113.7)=109.5KPa操作溫度計算由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽壓由Antoine方程計

15、算，計算所得數(shù)據(jù)列入表3 表3試差法求塔頂溫度和進料板溫度數(shù)據(jù)表t（）Pa（kPa）Pb（kPa）xt（）Pa（kPa）Pa（kPa）x80100.896438.823071.07094291139.932855.999240.58737881104.043940.182241.01966992143.991757.82130.55098681.7106.292541.156280.98476293148.141259.690410.51564981.75106.454641.226570.98229994152.382861.607440.48132681.73106.389841.1984

16、40.98328494.60154.972662.781020.46120381.8106.616941.296960.9798494.61155.01662.800720.4608782107.267841.57950.97004394.62155.059562.820440.46053883110.569443.015620.92199794.7155.407562.978330.45788284113.9544.491390.87546695156.717963.573250.44797885117.410846.00760.83038996161.147765.588730.41556

17、886120.953147.565030.78670897165.673767.654760.38406187124.578249.164510.74436898170.297269.772230.35342288128.287450.806840.70331499175.019671.942060.3236289132.08252.492850.663497100179.842374.165140.29462290135.963454.223370.624867塔頂溫度: 平衡數(shù)據(jù)可查得:XD=0.983時,tD=81.73進料板溫度:從平衡數(shù)據(jù)可查得:XF=0.461時, tF=94.6精

18、餾段平均溫度：tm=（81.73+94.6）/2=88.16平均摩爾質(zhì)量計算 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 xD=y1=0.983,查平衡曲線得到： x1=0.9398氣相 MVDM=0.98378.11+(1-0.983)92.13=78.35/kmol液相 MLDM=0.94078.11+（1-0.940）92.13=78.95/kmol 進料板平均摩爾質(zhì)量計算由氣液平衡相圖可知:yF=0.633時，xF=0.416 氣相 MVFM=0.63378.11+(1-0.633)92.13=83.26/kmol液相 MLFM=0.41678.11+(1-0.416)92.13=86.30/kmol精餾段

19、平均摩爾質(zhì)量氣相 MVM= (78.35+83.26)/2=80.81/kmol液相 MLM= (78.95+86.30)/2=82.63/kmol平均密度的計算氣相平均密度V=2.95kg/m3液相平均密度LM=塔頂:因為 T塔頂=81.73，查表A=813.2/m3， B=808.3/m3代入上式LDM=813.1/m3進料板: 因為x進料板=0.416，由手冊查得：T進料板=94.6時 A=798.5/m3，B=801.8/m3 進料板液相的質(zhì)量分率 aA=0.377LFm=800.6/m3精餾段液相平均密度：L= (LDM+LFM)/2= (813.1+800.6)/2=806.85/

20、m3表面張力的計算由公式m=分別進行計算塔頂由Td=81.73查手冊得：A =21.4mNm-1 B=21.7mNm-1 m頂=0.98321.4+0.0721.7=21.41mN/m進料板由TF=94.6 ，查手冊得：A =19.7 mNm-1 B=20.9 mNm-1m進=0.41619.7+0.58420.9=20.40 mN/m精餾段液相平均表面張力為：m精=20.91mN/m液體平均粘度的計算液體平均粘度的計算公式lgLm塔頂由tp=81.73,查手冊得A=0.310mPas ； B=0.315mPaslgLDm0.983lg(0.310)+(10.983)lg(0.315)得 LD

21、m0.310 mPas進料板T進料板=94.6,查手冊得A=0.264mPas ； B=0.289mPas得 LFm0.278 mPas精餾段液體平均粘度LDM =0.5(0.3100.278)0.294 mPas已知平均溫度和黏度,對于理想物系在tm=88.16時，=2.47,且LDM0.294 mPas全塔效率可用Oconnell法算出:ET=0.49(2.470.294)-0.245=52.9%實際板NP=25塊精餾段NP=12塊 提餾段NP=13塊2.3精餾塔的塔體工藝尺寸計算VS=0.293m3/sLS=0.000733 m3/s可得：Lh=Ls3600=2.6388m3/hVh=V

22、s3600=1054.8 m3/h（1）塔徑的計算()1/2= ()1/2=0.0414取HT=0.35m,取板上清液hL=0.06m,則HT-hL=0.29m查史密斯關(guān)聯(lián)圖得：C20=0.063C=C20()0.2=0.063()0.2=0.0636umax=C=0.0636=1.05m/s取安全系數(shù)為0.7u=0.7umax=0.735m/sD=0.671m取D=0.7mAT=D2=0.7850.490.3847m2實際空塔氣速u=0.761m/s（2）精餾塔高度的計算式中 H塔高， mn實際塔板數(shù)25塊nF進料板數(shù)，3塊HF進料孔處板間距，0.8mnP手孔數(shù),5HB塔底空間高1.4mHP

23、開設(shè)手孔處板間距，0.4mHD塔頂空間高，取1.3mHT板間距0.35mH1封頭高度和塔頂蒸汽出口管高度，0.45mH2裙座高度，4.4m求得：H=17.55m2.4塔板的主要工藝尺寸計算（1）溢流裝置的計算因塔徑D0.7m,可選用單溢流弓形降液管，釆用凹形受液盤。各項計算如下： 堰長lW取lW0.66DlW0.66D0.660.70.462m 溢流堰高度hW由hWhL-hOW選用平直堰，堰上液層高度hOW由式計算，即how=E()2/3取E=1how=()2/3=0.00907m取板上清液高度hL=0.06mhW=hL-how=0.06-0.00907=0.051m弓形降液管寬度Wd與降液管

24、面積Af由lW/D=0.66,查弓形降液管的寬度與面積圖得：Wd/D=0.124 Af/AT=0.0722Wd=0.124D=0.1240.7=0.0868mAf=0.0722D2=0.0722AT=0.0278液體在降液管中的停留時間t=13.27s5s經(jīng)檢驗，降液管設(shè)計符合要求。降液管底隙高度h0取降液管底的流速為 =0.08m/s,根據(jù)h0=LS/(lw)計算得：h0=0.0198mhw-h0=0.051-0.0198=0.03121m0.006m故降液管底隙高度設(shè)計合理，符合要求。2.5熱量衡算2.5.1塔頂冷凝器的熱量衡算對塔頂冷凝器進行熱量衡算以確定冷卻水的用量。2熱量衡算式如圖所

25、示，根據(jù)熱量衡算式，有： QVQWQLQD 圖3塔頂冷凝器熱量衡算示意圖式中 QV塔頂蒸氣帶入系統(tǒng)的熱量； QL回流液帶出系統(tǒng)的熱量； QD餾出液帶出系統(tǒng)的熱量； QW冷凝水帶出系統(tǒng)的熱量。2各股物流的溫度與壓力由塔頂蒸氣組成 xD=0.983，通過氣液平衡數(shù)據(jù)表，經(jīng)插值可知塔頂蒸氣溫度為81.730C，改溫度也為回流液和餾出液的溫度。由給定條件知：塔頂?shù)牟僮鲏簭姙?P101.34105.3kPa2基準(zhǔn)態(tài)的選擇以105.3kPa、81.730C的液態(tài)苯和甲苯為熱量衡算的基準(zhǔn)態(tài)，則：QLQD02 各股物流熱量的計算查的苯與甲苯在正常沸點下的汽化焓分別為：VHm苯（Tb）=30.75J/mol V

26、Hm甲苯（Tb）=33.47J/mol正常沸點分別為： Tb苯353.3K Tb甲苯383.8K使用Watson公式計算苯和甲苯在81.730C的汽化焓：式中 對比溫度； TC臨界溫度。查的苯和甲苯的臨界溫度分別為：TC苯562.1K TC甲苯593.9K對于苯： 對于甲苯： 由此可計算進入塔頂冷凝器蒸氣的熱量為：代入到熱量衡算式中，可求得塔頂冷凝器帶走的熱量為：QW1084.9kJ/h2 冷卻水的用量設(shè)冷卻水的流量為qm，則：QWqmCp(t2t1)已知：t1300C t2450C以進出口水溫的平均值為定性溫度：查得水在37.50C時的比熱容為： Cpm4.175kJ/(kg. 0C) 2.

27、5.2 全塔的熱量衡算確定再沸器的蒸汽用量。如圖3所示，對精餾塔進行全塔的熱量衡算。QFQWQDQLQWQV圖4 全塔熱量衡算示意圖 2熱量衡算式根據(jù)熱量衡算式，可得：由設(shè)計條件知： QL5%QV0.05QV QF0.95QVQDQWQW式中 QF進料帶入系統(tǒng)的熱量； QV加熱蒸汽帶入系統(tǒng)的熱量； QD餾出液帶出系統(tǒng)的熱量； QW釜殘液帶出系統(tǒng)的熱量； QW冷卻水帶出系統(tǒng)的熱量； QL熱損失。2.5.2.2各股物流的溫度由各股物流的組成，根據(jù)氣液平衡數(shù)據(jù)表，可得各股物流的溫度分別為：tF93.40C tD81.730C tW1100C2.5.2.3基準(zhǔn)態(tài)的選擇以105.3kPa、81.730C

28、的液態(tài)苯和甲苯為熱量衡算的基準(zhǔn)態(tài)，且忽略壓力的影響，則：QD=02.5.2.4各股物流熱量的計算由于溫度變化不大，采用平均溫度：的比熱容計算各股物流的熱量。據(jù)： CpmabTcT2dT3查得：（苯） a=7.2733 b=770.541103 c=1648.18106 d1897.84109 （甲苯）a=1.80826 b=812.223103 c=-1512.67106 d1630.01109故苯的比熱容為：甲苯的比熱容為：由此可求得進料與釜殘液的熱量分別為： 將以上結(jié)果代入到熱量衡算式中：0.95QV01084.9解得： QV15297.27（kJ/h）熱損失為： QL0.05QV0.05

29、15297.27764.86（kJ/h）2.5.2.5加熱蒸汽的用量設(shè)加熱蒸汽的用量為qm，則： QVqm.r已知蒸氣的壓力為5kgf/cm2（絕壓），查得改壓力下蒸汽的汽化熱為 r2113kJ/kg由此可求得再沸器的加熱蒸汽用量為：將以上數(shù)據(jù)列入下表：表4 熱量衡算表 基準(zhǔn)：1h輸 入輸 出項目數(shù)量 kJ項目數(shù)量 kJ進料餾出液0加熱蒸汽15297.27釜殘液冷卻水1084.9熱損失764.86總計59756.2259756.222.6塔板的分布塔的直徑D=700mm,小于800mm,所以采用整板式 （1） 邊緣區(qū)寬度確定取WS=0.065m,WC=0.035m （2）開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面

30、積按下式計算，即Aa=2(X+Sin-1)其中 X=D/2-（Wd+WsR=D/2-WC=0.7/2-0.035=0.315m故 Aa=2(X+Sin-1)=2(0.198+ Sin-1)=0.159m2 圖 5 塔板布置圖2.6.2塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動能因子F0=10，用下式求孔速u0,即=5.482m/s依式求每層塔板上的浮閥數(shù)，即：40本設(shè)計所處理的物系無腐蝕性，可選用=3 mm碳鋼板，取孔徑d0=0.04m。依式求每層塔板上的浮閥數(shù)，浮閥排列方式釆用等邊三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=0.075m=75mm，則由下式估算孔心距t，即t0.1037m塔的直徑小于800mm,

31、所以采用整板式.按t=0.075m ,t0.075m以等邊三角形叉排方式作圖，見圖6排得閥孔數(shù)為44個。按N44重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：又由可得F09.106閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在912范圍內(nèi)。塔板開孔率u/u0 =0.761/5.302100%=14.35%15%,符合要求。 圖6浮閥塔板孔數(shù)排列2.7塔板的流體力學(xué)驗算2.7.1 氣相通過浮閥塔板的壓強降氣體通過塔板壓降hp可根據(jù)下式計算：hp=hc+hl+h2.7.1.1 干板阻力hc干板阻力hc可由下式計算Hc=19.9其中 U0c =9.085m/s因為u0u0c，故按下式計算hchc=19.919.90.03302m2.7.

32、1.2板上充氣液層的阻力hl 本設(shè)備分離苯-甲苯混合物系，即液相為碳?xì)浠衔铮扇〕錃庀禂?shù)E00.5，依式計算：hlE0HL0.50.060.03m2.7.1.3液體表面張力所形成的阻力（此力很小，可忽略不計。）氣體流經(jīng)一層浮閥塔的壓強降所相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨葹椋篽p=hc+hl+h=0.033020.030.06302 m單板壓降Pp=0.06302806.859.81=0.489916Pa0.7kPa,故滿足要求。2.7.2淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度Hd(HT+hW)，Hd可由下式計算，即：HdhphL+hd 2.7.2.1 氣體通過塔板的壓強降所相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨萮p前

33、已算出: hp0.06302m2.7.2.2 液體通過降液管的壓頭損失因不設(shè)進口堰，故可由下式計算：0.000982 m2.7.2.3 板上液層高度前已選定板上液層高度為hL0.03m則Hd0.06302+0.000982+0.03=0.094002m取=0.5,又已選定HT0.35m，hw0.051 m則（HT+hW)0.5（0.350.051）0.2005m可見： Hd（HT+hW)，符合防止淹塔的要求。2.7.3霧沬夾帶按下兩式計算泛點率，即：泛點率（a）及 泛點率 (b)板上液體流徑長度 ZLD2Wd 0.7-20.0868=0.5264m板上液流面積 Aa=AT-2Af=0.3847

34、-0.02782=0.3291m2苯-甲苯可按正常系統(tǒng)按附表取物性系數(shù)K1.0，又由圖查得泛點負(fù)荷系數(shù)CF0.120,將以上數(shù)值代入（a）式中，得：泛點率46.27%又按式（b）計算泛點率，得：泛點率49.29%為避免過量霧沬夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過80%。根據(jù)上兩泛點式計算出的兩泛點率都在80%以下，故可知霧沬夾帶量eV0.1kg(液)/kg(氣)能夠滿足要求。2.8塔板負(fù)荷性能圖2.8.1霧沬夾帶線 依式（a）計算,即：泛點率（a）對于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中 、Aa、K、CF及ZL均為已知值，相應(yīng)的eV0.1的泛點率上限值亦可確定，將各已知值代入上式，便得按泛點率80%計算如下：

35、0.8整理得 0.060577311VS0.715904LS0.0315936或 VS0.521511.818LS （1）由式（1）知霧沬夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取若干個LS值，依式（1）計算出相應(yīng)的VS值列于本例附表中。表5 霧沬夾帶線數(shù)據(jù)表LS，m3/s0.00010.000150.0030.0045VS, m3/s0.52030.51970.48600.46832.8.2 液泛線聯(lián)立以下三式：hp=hc+hl+hHd=hp+hL+hdHd（HT+hW)得（HT+hW)hp+hL+hdhc+hl+h+hL+hd由上式確定液泛線。忽略式中的h項，將以下五式代入上式，Hc=hlE0HLh

36、LhW+hOWhow=E()2/3得到：（HT+hW)+(1+E0)hWE()2/3因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則HT、hW、h、lw、 、E0、及等均為定值，而u0與Vs又有如下關(guān)系：式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡化為與的如下關(guān)系式：a2 =b-c2 -d2/3即0.325832=0.15371828.42782 -1.116252/3 (2)或2=0.471725611.60052 -3.45872/3在操作范圍內(nèi)任取若干個值，依式（2）計算出相應(yīng)的值列于以下附表中。 表6 液泛線數(shù)據(jù)表，m3/s0.00010.00150.0030.004，m3/s0.46420.4138

37、0.34930.29482.8.3液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低于35s。依式知：液體在降液管中停留時間 =3-5s求出上限液體值（常數(shù)），在圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無關(guān)的豎直線。以=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，則：（）max =0.0024325 m3/s (3)2.8.4 漏液線對于F1型重閥，依計算F0u0=5,則：u0=5/又知則得式中d0、N、均為已知值，故可由此求出氣相負(fù)荷的下限值，據(jù)此作出與液體流量無關(guān)的水平漏液線。以F05作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則：0.1609 m3/s (4)2.8.5 液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度 how=E

38、()2/3計算出的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。0.006=E()2/3所以 Ls,min=0.0003924m3/s (5)根據(jù)附表和（3）、（4）、（5）可分別作出塔板負(fù)荷性能圖上的（1）、（2）、（3）、（4）、（5）共五條線，見圖6。 圖7塔板負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：（1）在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點P（設(shè)計點），處在適宜的操作區(qū)內(nèi)的適中位置。（2）塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沬夾帶線控制，操作下限由漏液控制。（3）按照固定的液氣比，由圖查出氣相負(fù)荷上限Vs,max= 0.3840m3/s ,氣相負(fù)荷下限Vs,min= 0.1027m3/s，所以

39、：操作彈性3.742.9塔進出口管徑的選擇2.9.1 蒸汽管VS=，d為蒸汽管的直徑， u為氣體速度，常壓下u取為15m/sd=0.158m=158mm2.9.2回流管通常，重力回流管內(nèi)液流速度u取0.20.5m/s，強制回流（由泵輸送）u取1.52.5m/s。因此，此取回流速度u=1.8m/s,LS=0.00054 m3/sd=0.0228m=22.8mm2.9.3 進料管u=2m/s，泡點時=800.56/m3Fs=0.000627d=0.01998m=20.00mm2.9.4 塔釜液出口tW=110時查表：苯=783/m3，甲笨=786/ m3LWm=785.5/m3WS=0.00037

40、62m3/s取u=0.8m/sd=0.02448m=24.5mm管徑的選擇見下表：表7 塔進出口管徑列表蒸汽管回流管塔釜液出口進料管254254203.53 結(jié)果與討論 表8計算結(jié)果總表項 目計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強109.5略各段平均溫度tm，88.16平均流量氣相0.293液相0.000733實際塔板數(shù)N，塊25板間距0.35板的高度Z，m17.55塔徑D，m0.7空塔流速u，m/s0.735塔板液流形式單流型溢流裝置溢流管形式弓形略堰長，m0.462堰高，m0.051溢流堰寬度，m0.0868管低與受液盤距離，m0.0198板上清液高度，m0.06孔徑的d0，mm40孔間距t，mm0.075孔數(shù)n，個44略篩孔氣速5.302塔板壓降0.06302液體在降液管中的停留時間t，s13