精餾塔設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)最全

1、引言塔設(shè)備是化學(xué)工業(yè)，石油化工，生物化工，制藥等生產(chǎn)過(guò)程中廣泛采用的傳 質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸構(gòu)件的結(jié)構(gòu)形式，可分為板式塔和填料塔兩大類(lèi)。板式塔為逐級(jí)接觸式氣液傳質(zhì)設(shè)備，塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡 形式或噴射形式通過(guò)塔板上的液層，正常條件下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相， 氣相組成呈階梯變化，它具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，安裝方便，壓降低，操作彈性大，持液 量小等優(yōu)點(diǎn)，被廣泛的使用。本設(shè)計(jì)的目的是分離苯一甲苯的混合液， 故選用板 式塔。設(shè)計(jì)方案的確定和流程說(shuō)明.塔板類(lèi)型精儲(chǔ)塔的塔板類(lèi)型共有三種：泡罩塔板，篩孔塔板，浮閥塔板。浮閥塔板具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造方便，造價(jià)低等優(yōu)點(diǎn)，且開(kāi)孔率大，生產(chǎn)能力 大，閥片

2、可隨氣流量大小而上下浮動(dòng)，故操作彈性大，氣液接觸時(shí)間長(zhǎng)，因此塔 板效率較高。本設(shè)計(jì)采用浮閥塔板。.加料方式加料方式共有兩種：高位槽加料和泵直接加料。采用泵直接加料，具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，安裝方便等優(yōu)點(diǎn)，而且可以引入自動(dòng)控制 系統(tǒng)來(lái)實(shí)時(shí)調(diào)節(jié)流量及流速。故本設(shè)計(jì)采用泵直接加料。.進(jìn)料狀況進(jìn)料方式一般有兩種：冷液進(jìn)料及泡點(diǎn)進(jìn)料。對(duì)于冷液進(jìn)料，當(dāng)進(jìn)料組成一定時(shí)，流量也一定，但受環(huán)境影響較大；而采 用泡點(diǎn)進(jìn)料，不僅較為方便，而且不受環(huán)境溫度的影響，同時(shí)又能保證精儲(chǔ)段和 提儲(chǔ)段塔徑基本相等，制造方便。故本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料。.塔頂冷凝方式苯和甲苯不反應(yīng)，且容易冷凝，故塔頂采用全凝器，用水冷凝。塔頂出來(lái)的 氣體溫度不

3、高，冷凝后的回流液和產(chǎn)品無(wú)需進(jìn)一步冷卻，選用全凝器符合要求。 5.回流方式回流方式可分為重力回流和強(qiáng)制回流。本設(shè)計(jì)所需塔板數(shù)較多，塔較高，為便于檢修和清理，回流冷凝器不適宜塔頂安裝，故采用強(qiáng)制回流.加熱方式加熱方式分為直接蒸氣和間接蒸氣加熱。直接蒸氣加熱在一定回流比條件 下，塔底蒸氣對(duì)回流液有稀釋作用，從而會(huì)使理論塔板數(shù)增加，設(shè)備費(fèi)用上升。 故本設(shè)計(jì)采用間接蒸氣加熱方式。.操作壓力苯和甲苯在常壓下相對(duì)揮發(fā)度相差比較大，因此在常壓下也能比較容易分 離，故本設(shè)計(jì)采用常壓精儲(chǔ)。綜上所述，本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-甲苯混合物，對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng) 采用連續(xù)精儲(chǔ)流程，由于苯和甲苯屬于易分離的體系，所以采用

4、常壓精儲(chǔ)。由于 冷液進(jìn)料加大提儲(chǔ)段的回流液流量，從而增大其負(fù)荷，所以設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料， 將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精儲(chǔ)塔內(nèi)，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷 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(chǔ)罐。 塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)產(chǎn)品冷卻后送至儲(chǔ)罐。第一章精微塔的工藝設(shè)計(jì)第一節(jié)精儲(chǔ)塔全塔物料衡算1已知苯摩爾質(zhì)量78.11kg/kmol ;甲苯摩爾質(zhì)量92.13kg/kmol原料液組成xF （摩爾分?jǐn)?shù)，下同）：Xf=0.3884=38.84%35/78.1135/78.11 65/92.13塔頂組成xDXd =95.0/ 78.1195/78.11 5/92.

5、13=0.9573=95.73%塔底組成xW :2.5/78.112.5/78.11 97.5/92.13=0.0294=2.94%原料液的平均摩爾質(zhì)量M:M =0.3884X78.11+(1-0.3884 ) x 92.13=86.68kg/kmol進(jìn)料量 F : F =6000kg/h=6000/86.68kmol/h=69.22 kmol/h物料衡算式：F = D+W, Fxf = Dxd+Wxw其中D為塔頂產(chǎn)品流量,kmol/h; W為塔釜?dú)堃毫髁?，kmol/h聯(lián)立解得：D =26.78kmol/h, W =42.44kmol/h第二節(jié)基本數(shù)據(jù)苯的摩爾分?jǐn)?shù)溫度苯的摩爾分?jǐn)?shù)溫度液相氣相/

6、 0c液相氣相/ 0c(%(%(%(%0.00.0475.3523.486. 0419.252.527.3462.1525.387.0418.355.846.6454.1527.888.5415.357.853.5448.9533.090.9410.759.758.8446.9549.395.1400.9510.360. 8446.0552.895.8398.9511.967.4440.8566.597.2393.9512.569.4438.9576.598.2390.1515.075.6432.951.01.0383.8517.378.2430.251.常壓下苯-甲苯氣液平衡組成（摩爾）和溫

7、度關(guān)系表1-1常壓下甲苯-間甲苯酚氣液平衡組成（摩爾）和溫度關(guān)系3利用表中數(shù)據(jù)由拉格朗日插值法求得下列溫度98.6 -95.2 tF -98.630.0 -39.7 - 38.84 -30.0tF =95.50 oC81.2 -80.2 tD -81.295.0 -100.0 - 95.73 -95.0tD =81.05 oC110.6 -106.1 tw -110.60.0 -8.82.94 -0.0tw=109.10C精儲(chǔ)段平均溫度:提儲(chǔ)段平均溫度:t195.50 81.052=88.3oCt295.50 109.102= 102.3C82.3 -81.2 tDv -81.2“ c。八95

8、.7 -97.995.73 -97.9 飛JlX ： tDV :=， tDV =82.3 C ;tWV =110.0 oC110.6 -106.1 _ tWV -106.10.0 -21.22.94 -21.22密度溫度406080100120140苯857.3836.6815.0792.5768.9744.1甲苯848.2829.3810.0790.3770.0748.8表1-2 液態(tài)芳爛的密度(kg/m3) 4已知：混合液密度： =也+弱3(1.1)：L7A :B混合氣密度：Pv = T0PM(1.2)22.4Tpo其中a為質(zhì)量分率，M為平均相對(duì)分子質(zhì)量。(1)精儲(chǔ)段：=88.3C求P苯，

9、P甲苯100.0 -8。0 = 88.3-80792.5 -815.0 - P苯-815.0P苯=805.7kg/m3100.0 -80.0 _ 88.3 -80.0790.3 -810.0 - P甲苯 -810.0_ 3P甲苯=801.8kg/m求平均組成液相組成x189.4 -86.8 88.3-89.459.2 -70.0 - x1 -59.2x1 =0.638氣相組成y189.4 -86.8 88.3-89.478.9 -85.3 - y1 -78.9y1 =0.816求平均摩爾質(zhì)量ML1=M Ax1+M B(1-x1)=78.11 x 0.638 +92.13 X(1 -0.638)

10、=83.2 kg/kmolMv1=MAy1+MB(1-y1)=78.11 x 0.816 + 92.13 x (1-0.816)=80.7 kg/kmol求aAaA78,11 0.63878,11 0.638 92.13 (1 - 0.638)= 0.599求:L1, ：V11 _ 0.599 1 - 0.599805.7801.83L1 =804.1kg/m273.15 80.722.4 (273.15 88.3)32.7kg/m(2)提儲(chǔ)段：102.3 oC求P苯，P甲苯1200 -100.0102.3-100.0768.9 -792.5 一 ：苯-792.53:苯= 789,8kg/m1

11、20.0 -100.0102.3 -100.0770.0 -790.3 - P甲苯一790.3_ 3P甲苯=788,0 kg/m求平均組成液相組成X2106.1 -102.28.8-20.0102.3 -106.1x2 -8.8106.1 -102.221.2 -37.0102.3-106.1Y2 -21.2x2 =0.197y2 =0.366求平均摩爾質(zhì)量ML2=M AX2+M B(1-x2)=78.11 x 0.197 + 92.13 x (1-0.197)=89.4 kg/kmolMv2=MAy2+MB(1-y2)=78.11 x 0.366 +92.13 x (1-0.366)=87.

12、0 kg/kmol求aAaA= 0.1778,11 0.19778,11 0.197 92.13 (1 -0.197)求 L2 , *V20.171 -0.17+，789.8788.03：L2 = 788.3 kg/m273.15 87.022.4 (273.15 102.3)3= 2.8 kg/m3混合物的粘度溫度406080100120140苯0.4850.3810.3080.2550.2150.184甲苯0.4590.3730.3110.2640.2280.200利用內(nèi)差法求得精儲(chǔ)段和提儲(chǔ)段平均溫度下苯和甲苯的粘度表1-3液態(tài)芳爛的粘度（mPa s）4(1)精儲(chǔ)段：1 = 88.3oC1

13、00.0 -80.0 _ 88.3 -80.00.255 -0.308 -A -0.30811A =0.286mPa s100.0 -80.0 = 88.3 -80.00.264 -0.311 -B -0.311JB=0.291mPa- s則精微段粘度:i = K+%(1 X)=0.286X 0.638+0.291 X (1-0.638)=0.288mPa - s(2)提儲(chǔ)段：t2= 102.3 oC102.3 -100.0JA -0.255102.3 -100.0 .% -0.264120.0 -100.00.215 -0.255120.0 -100.00.228 -0.264則提儲(chǔ)段粘度：

14、%=0.250mPa sB=0.260mPa s% =RAx2 +Nb(1-x2) =0.250 X 0.197+0.260 X (1 0.197)=0.258mPa - s4.混合液體表面張力7計(jì)算非水溶液混合物表面張力用 Maclead-Sugden法。1 n公式：44= Pi( LmXi+Vmyi)(1.3)i 1式中：Tm 混合物的表面張力；PJ I組份的等弓K比容；為，小 液相，氣相的摩爾分率；P|_m , Pvm 混合物液相，氣相的密度，mol/cm3 計(jì)算等張比容：P 苯=GH-+H=189.6+15.5=205.1P 甲苯=GH5-+CH-=189.6+55.5=245.1低壓

15、時(shí)蒸氣密度和濃度一項(xiàng)可以略去不計(jì)，即氣相表面張力略去不計(jì)，則：(1)精儲(chǔ)段：仃m4 =205.1 X 804.1x10J3 X0.638 I83.2)1+ 245.1-10* 1 -0.638 =2.1222 (dyn/cm)783.2二1 二 20.284 dyn/ cm(2)提儲(chǔ)段:z088.3.仃m4 =205.1 X X10 X0.197 I+ 245x篇89.4)10 1 -0.197 =2.0917 (dyn /cm)二 2 二19.142 dyn / cm.相對(duì)揮發(fā)度冏(1)精儲(chǔ)段：Xa =X1 =0.638Xb =1-Xa =0.362yA =0.816yB =1- yA =0

16、.184貝(J ot1=yAB-=2.516YbXa提儲(chǔ)段：Xa =X2 =0.197Xb =1- Xa =0.803yA=0.366yB =0.634則 a 2=-yAB- =2.353yBXA.實(shí)際回流比的確定（1）最小回流比4根據(jù)苯和甲苯的汽液平衡數(shù)據(jù)用 Excel畫(huà)出平衡曲線(xiàn)，即x-y圖，如圖1-1所示：圖1-1苯和甲苯的平衡曲線(xiàn)圖用Excel對(duì)曲線(xiàn)進(jìn)行六次方擬合得曲線(xiàn)方程為：y = -14.578x 6 + 47.557x5 - 59.277x4 + 35.508x 3 - 11.33x 2 + 3.1174x + 0.001從點(diǎn)（xf, xF）做垂線(xiàn)，即為進(jìn)料線(xiàn)q線(xiàn)（因?yàn)槭桥蔹c(diǎn)進(jìn)料

17、，所以q線(xiàn)是 x= xF ）,該線(xiàn)和平衡線(xiàn)即曲線(xiàn) y = -14.578x 6 + 47.557x5- 59.277x4 + 35.508x3 -11.33x 2 + 3.1174x + 0.001 的交點(diǎn)坐標(biāo)為yq=0.6044xq=0.3884Rmin口= 0.9573-0.6044 =1.634yq -xq0.6044 -0.3884（2）實(shí)際回流比4在實(shí)際操作中，常取最小回流比的（1.12.0）倍作為實(shí)際回流比，在本設(shè)R稍大于計(jì)系統(tǒng)中，當(dāng)回流比最小時(shí)，塔板數(shù)為無(wú)窮大，故設(shè)備費(fèi)為無(wú)窮大。當(dāng) &in時(shí)，塔板數(shù)便從無(wú)窮多銳減到某一值，塔的設(shè)備費(fèi)隨之銳減。當(dāng) R繼續(xù)增加 時(shí)，塔板數(shù)固然仍隨之減

18、少，但已較緩慢。另一方面，由于 R的增加，上升蒸汽 量隨之增加，從而使塔徑、蒸儲(chǔ)釜、冷凝器等尺寸相應(yīng)增大，故 R增加到某一數(shù) 值以后，設(shè)備費(fèi)又回升。精儲(chǔ)過(guò)程的操作費(fèi)用主要包括再沸器加熱介質(zhì)和冷凝器冷卻介質(zhì)的費(fèi)用。 當(dāng) 回流比增加時(shí)，加熱介質(zhì)和冷卻介質(zhì)消耗量隨之增加， 使操作費(fèi)用相應(yīng)增加。總 費(fèi)用是設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用之和，在設(shè)計(jì)時(shí)，當(dāng)總費(fèi)用最小時(shí)的R即為適宜的回 流比。所以在本次設(shè)計(jì)中，回流比的確定是一個(gè)非常重要的環(huán)節(jié)， 故采取下述方法 來(lái)確定回流比。圖1-2 最小理論板數(shù)的求取令R/%in = B ,其中B稱(chēng)為回流剩余系數(shù)。給定不同的回流剩余系數(shù)，從而求出相應(yīng)的回流比。然后求出（R- Rmin

19、）和（R+1）的比值，即得到吉利蘭關(guān)聯(lián)圖的橫坐標(biāo)，然后用圖解法算出最小理論板數(shù)為 7塊（包括再沸器）此時(shí)即可用吉利蘭關(guān)聯(lián)圖求出理論板數(shù) N,并計(jì)算N (R+1)。在本設(shè)計(jì)系統(tǒng)中，取0= (1.12.0),對(duì)設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用進(jìn)行計(jì)算結(jié)果如表1-4、圖1-3所示。表1-4實(shí)際回流比-費(fèi)用數(shù)據(jù)R/Rmin1.11.21.31. 41.51.61 . 71.81.92.0R1.801.962.122. 292.452.612.782.943.103.27N18.5115.781412. 2811.5610.7010.319.7610.319.27N(R+1)51.7946.7143.7440. 39

20、39.8938.6738.9438.4842.3139.5560圖1-3回流比系數(shù)-費(fèi)用曲線(xiàn)圖回流比系數(shù)由圖1-3可知，當(dāng)R/ Rmin =1.8時(shí)，設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用的和最小，故本課程設(shè)計(jì)中取R/Rmin =1.8。R =1.8Rmin =1.8 1634 =2.94.氣液相體積流量(1)精儲(chǔ)段液相流量 L : L =RD = 2.94父26.78 = 78.73kmol/h氣相流量 V: V =(R 1)D =(2.94 1) 26.78 =105.51koml/h液相體積流量L1 :M l1L83.2 78.733 /u=8.146m /h804.1 TOC o 1-5 h z 片相旅知

21、必且、，、，MviV 80.7 105.513/u氣相體枳流里 V1 : M = 3153.58m / h:vi2.7(2)提儲(chǔ)段由前言中所述，本系統(tǒng)為泡點(diǎn)進(jìn)料，則： 液相流重 L: L = L+qF =147.95kmol/h氣相流量 V： V =V =105.51kmol/h一 . ， ，一 M L2L 89.4 147.953 11液相體積流里 L2: L2 = = 16.78m /h：L2788.3氣相體積流量 5： &= M叱=8 0 105.51 = 3278.35m3/h九 2.81.理論塔板數(shù)表1-5精儲(chǔ)段提儲(chǔ)段數(shù)據(jù)總匯平均溫度t / c88.3102.3平均液相摩爾質(zhì)量M/k

22、gkmol-183.289.4平均氣相摩爾質(zhì)量MV/kgkmol-180.787平均液相密度pL/kg m3804.1788.3平均氣相密度pWkg m32.72.8粘度n /mPa s0.2880.258表面張力(r/dyn cm-120.28419.142平均氣相組成y0.8160.366平均液相組成x0.6380.197液相摩爾流重L/kmol h78. 73147. 95液相體積流量L/m3h-18. 14616. 78氣相摩爾流量V/kmol h1105. 51105. 51氣相體積流星V /m h3153. 583278.35相對(duì)揮發(fā)度2.5162.353精儲(chǔ)段 提儲(chǔ)段5第三節(jié)理論

23、塔板的計(jì)算理論板：指離開(kāi)這種板的氣、液兩相互成平衡，而且塔板上的液相組成也可視為均勻的。本系統(tǒng)平衡線(xiàn)已經(jīng)畫(huà)出，故采用圖解法求理論塔板數(shù)如圖1-4所示精微段操作線(xiàn)方程:Xn= 0.7462xn 0.243從圖中可看Ym分別在圖中做出兩條操作線(xiàn)，在平衡線(xiàn)和操作線(xiàn)之間畫(huà)階梯,0.95732.94 1RXD2.94Yn 1 R-! xn R- -2.94+1 提儲(chǔ)段操作線(xiàn)方程：出，共得到理論板數(shù)Nt =11（包括再沸器），加料板在第6塊板。即Nt精=5塊，Nt提=6塊（包括再沸器）2,實(shí)際塔板數(shù)(1.4)已知O connell公式塔板效率Et=0.49a匕上245其中a為平均相對(duì)揮發(fā)度，也為平均粘度(

24、1)精儲(chǔ)段_ 0 245_ _ _Et =0.49 (2.516 0.288) 一 =0.530Nt精5 一一N 嘴 =9.43 & 10 塊Et 0.530(2)提儲(chǔ)段_0 245 一Et =0.49 (2.353 0.258) 一二0.554N四=N = =9.025 球 10塊Et 0.554則實(shí)際塔板數(shù)Nt=10+10=20塊，加料板在第11塊板。第四節(jié)塔徑的初步設(shè)計(jì)網(wǎng)塔徑計(jì)算可依據(jù)流量公式：(1.5)式中 D塔徑，m3Vs氣體體積流重,m/su空塔氣速，m/s。表觀(guān)空塔氣相速度u （按全塔截面計(jì)）按下式進(jìn)行計(jì)算:(1.6)U=（安全系數(shù)）8 max安全系數(shù)=（0.60.8）。安全系數(shù)

25、的選取和分離物系的發(fā)泡程度密切相關(guān)。對(duì)于不發(fā)泡的物系，可取較高的安全系數(shù)，對(duì)于直徑較小及減壓操作的以及嚴(yán)重 起泡的物系，應(yīng)取較低的安全系數(shù)。本設(shè)計(jì)中取 0.7。其中,Umax - c(1.7)其中（Pl為液相密度，g為氣相密度，kg/m3 C為負(fù)荷因子，Umax為極限空塔氣速，m/s）。C值可由Smith關(guān)聯(lián)圖查得：在關(guān)聯(lián)圖中，橫坐標(biāo)為參數(shù)Ht -hL反映了液滴沉降空間高度對(duì)負(fù)荷因子的影響（Ht為板間距，hL為板上液層高度)設(shè)計(jì)中，板上液層高度 由設(shè)計(jì)者選定，對(duì)常壓塔一般取為0.050.08m,對(duì)減壓塔一般取為0.0250.03m。本設(shè)計(jì)取0.07m。本設(shè)計(jì)塔板數(shù)較多，而且生產(chǎn)負(fù)荷波動(dòng)不大，故

26、板間距取較小值即可，根據(jù) 標(biāo)準(zhǔn)，Hr取0.45m。表1-6板間距的確定8塔徑 TOC o 1-5 h z 0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.02.0 2.42.4D, m板間距200300 300350 350450 450600 500800_ 800Ht , mm(1)精儲(chǔ)段11兒 = 8.146 1804.1=0.0446 ht -hL =0.45-0.07=0.38mVh PV/3153.58 I 2.7 J查圖得：C20 =0.0750一 0.2對(duì)C作修正：C =C2J. 20 2020.284= 0.0751I 20 )0.2=0.0752804.1 -2.7則

27、 um吟2.7=1/8- 0.7叱=.9072m/s4V1D1U14 3153.58/3600 =1.11m3.14 0.9072經(jīng)過(guò)圓整，D1=1200mm空塔氣速u(mài)1=0.9072m/s由表1-6可知，當(dāng)塔徑為1.2m時(shí)板間距可取0.45m,符合假設(shè)塔截面積 At= -D2= 1.22 =1.131m2 44實(shí)際的空塔氣速U1VsAt3153.58/36001.131= 0.775m/s(2)提儲(chǔ)段11Lh A =J67 嚶 L 0.0859Vh ：V3278.35 2.8查圖得：C20 =0.074Ht -hL =0.45-0.07=0.38m對(duì)C作修正:C.C -一 2020 200.

28、2= 0.074 19142 =0.073420則 umax = 0.0734J7883-28 =230m /su2 =0.7umax =0.861m/sc4V2-4 3278.35/3600 D221.16m，二u2.3.14 0.861經(jīng)過(guò)圓整，D2=1200mnfi塔氣速 u2=0.861m/s由表1-6可知，當(dāng)塔徑為1.2m時(shí)板間距可取0.45m,符合假設(shè)塔截面積 AT= D2= 1.22 -1.131m244實(shí)際的空塔氣速Vsu2At3278.35/36001.131= 0.805m/s第五節(jié)溢流裝置3溢流裝置包括降液管、溢流堰、受液盤(pán)等幾個(gè)部分，它們都是液體的通道， 其結(jié)構(gòu)和尺寸對(duì)

29、塔的性能有著非常重要的影響，因此它的設(shè)計(jì)就顯得極為重要。(1)降液管降液管是液體自上層塔板流到本層塔板的通道。 塔內(nèi)液體從上一層塔板的降 液管進(jìn)入該塔板的受液盤(pán)上，在上層塔板降液管內(nèi)清液層靜壓作用下， 液體穿過(guò) 降液管底隙，越過(guò)入口堰，進(jìn)入塔板傳質(zhì)區(qū)內(nèi)，液體橫向流過(guò)塔板，經(jīng)溢流堰溢 流至降液管，進(jìn)入下一層塔板?？梢?jiàn)，降液管是塔板間液體的通道，也是溢流液 體夾帶氣體得以分離的場(chǎng)所。降液管類(lèi)型有圓形和弓形兩種，前者制造比較方便， 但流通截面積較小，沒(méi)有足夠的空間分離液體中的氣泡， 氣相夾帶較為嚴(yán)重，從 而降低塔板效率。同時(shí)，溢流周邊的利用也不充分，影響塔的生產(chǎn)能力。所以， 除了小塔外，一般不采用圓

30、形降液管。弓形降液管具有較大的容積又能充分利用 塔板面積，使用較為普遍，故一般都采用弓形。在本課程設(shè)計(jì)中選用弓形降液管。 塔板的溢流類(lèi)型有U形流，單溢流，雙溢流，和階梯式雙溢流。單溢流又稱(chēng)直徑 流，液體橫過(guò)整個(gè)塔板，自受液盤(pán)流向溢流堰。液體流徑長(zhǎng)，塔板效率較高。塔 板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，廣泛使用于直徑為2.2米以下的塔中。在上一節(jié)塔徑的初步設(shè)計(jì)中 已經(jīng)算出塔徑取1.2米，所以采用單流形的弓形降液管。降液管截面積Af是塔板的重要參數(shù)，它和塔截面積 At之比和（lw/ D）有 關(guān)。AAt過(guò)大，氣體的通道截面積A和塔板上氣、液兩相接觸傳質(zhì)的區(qū)域都相 對(duì)較小，單位塔截面的生產(chǎn)能力和塔板效率將較低；但Af / A

31、t過(guò)小，則不僅容易產(chǎn)生氣泡夾帶，而且液體流動(dòng)也會(huì)不流暢，甚至可能引起降液管的液泛。 根據(jù)經(jīng) 驗(yàn),對(duì)于單流形的降液管，一般取 Af/At =0.060.12 ;對(duì)于小塔徑塔AAt有 時(shí)可低于0.06 ,本課程設(shè)計(jì)中可取 Af / At =0.098。（2）溢流堰溢流堰（外堰）又稱(chēng)出口堰，它設(shè)置在塔板上的液體出口處，為了保證塔板 上有一定高度的液層并使液流在板上能均勻流動(dòng)，降液管上端必須超出塔板板面 一定高度，這一高度稱(chēng)為堰高，以hw表示。弓形降液管的弦長(zhǎng)稱(chēng)為堰長(zhǎng)，以lw表 示。為使上一層板流入的液體能在板上均勻分布，并減少進(jìn)入處液體水平?jīng)_擊， 常在液體的進(jìn)入口處設(shè)置內(nèi)堰，當(dāng)降液管為圓形時(shí)，應(yīng)有內(nèi)

32、堰，當(dāng)采用弓形降液 管時(shí)可不必設(shè)置內(nèi)堰。堰長(zhǎng)lw根據(jù)液體負(fù)荷和溢流型式而定。對(duì)單溢流，一般取lw為（0.60.8）D,其中D為塔徑。板上液層高度為堰高和堰上液層高度之和，即：hL = hw + how 式中 兒板上液層高度， mhw堰局,mhow堰上液層局度，nt堰高則由板上液層高度及堰上液層高度而定。溢流堰白高度hw直接影響塔板上的液層厚度。hw過(guò)小，液層過(guò)低使相際傳質(zhì)面積過(guò)小不利于傳質(zhì)；但hw過(guò)大，液層過(guò)高將使液體夾帶量增多而降低塔板 效率，且塔板阻力也增大。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，對(duì)常壓和加壓塔，一般采取hw=5080mm對(duì)減壓塔或要求塔板阻力很小的情況，可取 hw為25mmfc右。堰長(zhǎng)lw的大小對(duì)溢

33、流堰上方的液頭高度how有影響，從而對(duì)塔板上液層高度也有明顯影響。對(duì)于塔徑大于800mm勺大塔，常采用傾斜的降液管及凹形受液盤(pán) 結(jié)構(gòu)，但不適宜用于易聚合及有懸浮固體的情況，此時(shí)比較適宜用平直堰結(jié)構(gòu)。在這次課程設(shè)計(jì)中，我們選擇了平直堰結(jié)構(gòu)，具堰上方液頭高度how可由用弗蘭西斯（Francis ）式計(jì)算：how =284 e（生）2/3 （m）（1.8）1000 lw式中，Ls為液體流量，m/h; lw為堰長(zhǎng)，m； E為液流收縮系數(shù)。E體現(xiàn)塔壁對(duì)液流收縮的影響，若Ls不是過(guò)大，一般可近似取 E=1,所引起的誤差不大。般設(shè)計(jì)時(shí)，how不宜超過(guò)6070mm過(guò)大時(shí)宜改用雙流型或多流型布置。液量 小時(shí)，h

34、ow應(yīng)不小于6mm以免造成板上液相分布不均勻，如果達(dá)不到時(shí)，可采 用齒形堰。取堰長(zhǎng) lw =0.73D=0.73 1.2=0.876m2.841000對(duì)于精儲(chǔ)段，近似取E=1,8.146 3 = 0.00284 1.00.0126m0.876hw =hL -how =0.07 -0.0126 = 0.0574m2.84how 二1000對(duì)于提儲(chǔ)段，近似取E=1,16.78 3 =0.00284 1.00.020m0.876hw 二hL -how =0.07 -0.02 -0.05m（3）受液盤(pán)塔板上接受降液管流下液體的那部分區(qū)域稱(chēng)為受液盤(pán)。它有平形和凹形兩種 形式，前者結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，最為常用。為使

35、液體更均勻地橫過(guò)塔板流動(dòng)，也可考慮在 其外側(cè)加設(shè)進(jìn)口堰。凹形受液盤(pán)易形成良好的液封， 也可改變液體流向，起到緩 沖和均勻分布液體的作用，但結(jié)構(gòu)稍復(fù)雜，多用于直徑較大的塔，特別是液體流 率較小的場(chǎng)合，它不適用于易聚合或含有固體雜質(zhì)的物系，容易造成死角而堵塞。 對(duì)于600mmU:的塔，多采用凹形受液盤(pán)，具深度一般在 50mntZo本課程設(shè) 計(jì)中，選取凹形受液盤(pán)。(4)降液管底隙高度降液管下端和受液盤(pán)之間的距離稱(chēng)為底隙， 以ho表示。降液管中的液體是經(jīng) 底隙和堰長(zhǎng)構(gòu)成的長(zhǎng)方形截面流至下塊塔板的，為減小液體阻力和考慮到固體雜 質(zhì)可能在底隙處沉積，所以ho不可過(guò)小。但若ho過(guò)大，氣體又可能通過(guò)底隙竄 入

36、降液管，故一般底隙應(yīng)小于溢流堰高，以保證形成一定的液封，一般不應(yīng)低于 6mm 即 ho 0.02m 且 lw U00.876 0.09h0 +0.006 =0.035 5s,故降液管可用。網(wǎng)第六節(jié) 塔板布置及浮閥數(shù)目和排列8由于結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制作方便，節(jié)省材料，本次設(shè)計(jì)采用浮閥式塔板。根據(jù)機(jī)械 部標(biāo)準(zhǔn)JB1118-68,選用F1型33g重閥，孔徑d0=39mm網(wǎng)(1)塔盤(pán)及其布置塔板有整塊式和分塊式兩種，整塊式即塔板為一個(gè)整體，多用于直徑小于 0.80.9m的塔。當(dāng)塔徑較大時(shí)，整塊式的剛性差，安裝檢修不方便，為便于通過(guò) 人孔裝拆塔板，故多采用由幾塊板并裝而成的分塊式塔板?？克诘膬蓧K為弓形 板，其

37、余為矩形板，相鄰兩板間距可取0.1m。在本次設(shè)計(jì)中，初選的塔徑為1.2m, 故選用分塊式塔板，并且當(dāng)塔徑為1.2m時(shí)，塔盤(pán)分塊數(shù)可取為三塊。單流型塔板的面積通?？梢苑譃橐韵聨讉€(gè)區(qū)域:般這兩個(gè)區(qū)域的(a)受液區(qū)和降液區(qū)即受液盤(pán)和降液管所占的區(qū)域,面積相等，均可按降液管截面積計(jì)算。(b)入口安定區(qū)和出口安定區(qū)為防止氣體竄入上一塔板的降液管或因降液管流出的液體沖擊而漏夜過(guò)多， 在液體入口處塔板上寬度為 Ws的狹長(zhǎng)帶是不開(kāi)孔的，稱(chēng)為入口安定區(qū)。為減輕氣泡夾帶，在靠近溢流堰處塔板上寬度為 Ws的 狹長(zhǎng)帶也是不開(kāi)孔的，稱(chēng)為出口安定區(qū)。通常取 Ws和Ws相等，且一般為50 100mm(c)邊緣區(qū) 在塔壁邊緣

38、需留出寬度為 Wc的環(huán)行區(qū)域供固定塔板之用。一般取WC為5075mmfc右。對(duì)于2.5m以下的塔徑，WC可取為50mm大于2.5m 的塔徑則為60mm或更大些。在本課程設(shè)計(jì)中，取邊緣區(qū)寬度WC為0.05m,安定區(qū)寬度Ws可取為0.07m。劃(2)浮閥數(shù)及其排列浮閥的形式有很多，如F1型，V-4型，十字架型，A型，V-O型，目前使用 最廣泛的是F1型和V-4型，國(guó)內(nèi)確定為部頒標(biāo)準(zhǔn)。F1型又分為重閥(代號(hào)為Z) 和輕閥(代號(hào)為Q)兩種，分別由不同厚度薄板沖壓制成，前者重約為33g,最為常用；后者阻力略小，操作穩(wěn)定性也稍差，適用于處理量大并要求阻力小的系 統(tǒng)，如減壓塔。V-4型基本上和F1型相同，除

39、采用輕閥外，其區(qū)別僅在于將塔 板上的閥孔制成向下彎的文丘里型以減小氣體通過(guò)閥孔的阻力，主要用于減壓塔。兩種形式浮閥孔的直徑d0均為39mm所以，在本課程設(shè)計(jì)中，采用F1型的重閥，重為33g,型號(hào)為F1Z-3C。當(dāng)氣相體積流量V已知時(shí)，由于閥孔直徑d0給定，因而塔板上浮閥的數(shù)目N, 即閥孔數(shù)，就取決于閥孔的氣速 見(jiàn)，并可按下式求得N=-V(1.10)-d02U04閥孔的氣速常根據(jù)閥孔的動(dòng)能因子 =見(jiàn)尺來(lái)確定。F0反映密度為Pv的氣體以u(píng)速度通過(guò)閥孔時(shí)的動(dòng)能的大小。綜合考慮了 F0對(duì)塔板效率、壓力降和生產(chǎn)能力等的影響，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)可取 Fo=812。即閥孔剛?cè)_(kāi)時(shí)比較適宜，由此可知適宜的閥孔氣速見(jiàn)為F

40、0u0 =(1.11 )求得浮閥個(gè)數(shù)后，應(yīng)在草圖上進(jìn)行試排列。閥孔一般按正三角形排列，常用的中心距有75、100、125、150 (mm等幾種，它又分順排和錯(cuò)排兩種，通常認(rèn) 為錯(cuò)排時(shí)的接觸情況較好，采用較多。對(duì)于大塔，當(dāng)采用分塊式結(jié)構(gòu)時(shí)，不便于錯(cuò)排，但本課程設(shè)計(jì)的塔徑為1.2m,相對(duì)較小，所以選用錯(cuò)排。選用閥孔也可按等腰三角形排列，此時(shí)多固定底邊尺寸B,例如B為70、75、80、90、100、110 (mg等。如果塔內(nèi)氣相流量變化范圍較大，可采用一排輕浮閥一排重浮閥相間排列，以提高塔的操作彈性。對(duì)于整塊式塔板，多采用正三角形錯(cuò)排，孔心 距t為75125mm對(duì)于分塊式塔板，宜采用等腰三角形錯(cuò)排，

41、此時(shí)常把同一橫排的閥孔中心距，定為75mm而相鄰兩排間的閥孔中心距t,可取為65mm 80mm100mn幾種尺寸。故在本次課程設(shè)計(jì)中，采用等腰三角形錯(cuò)排。經(jīng)排列后的實(shí)際浮閥個(gè)數(shù)N和前面所求得的直可能稍有不同，應(yīng)按實(shí)際浮閥個(gè)數(shù)N重新計(jì)算實(shí)際的閥孔氣速U0和實(shí)際的閥孔動(dòng)能因子F0O浮閥塔板的開(kāi)孔率邛是指閥孔總截面積和塔的截面積之比，即TTTTN-d02 d 2 N d02= = N 嗎=4D2 D2At4(1.12)目前工業(yè)生產(chǎn)中，開(kāi)孔率 中一般在4%15%之間。精微段:F 11取汴閥動(dòng)能因子F0=11，則孔速U01 =f= = =6.694m/s y Pv1 % 2.7每層塔板上的浮閥數(shù)目N為:

42、Vs1N - . s1d；U0143153.58/3600109.5 110塊20.0392 6.6944鼓泡區(qū)為氣液接觸有效區(qū)，其面積(單流型)按下式計(jì)算: TOC o 1-5 h z _ 二22 2T2X 5AS = 2 ixVR -x 十R arcsin (1.13)180R式中，R = DWA;x = D-(Wd +WS), 則 R = 0.6 0.650 x = 0.6 (0.190 +0.07) = 0.34m。As =2 0.34 .0.552 -0.342 0.552 arcsin0340.6971m2_1800.55浮閥排列采用等腰三角形錯(cuò)排，取同一個(gè)橫排的孔心距 t = 7

43、5mm,則排問(wèn) 距j Aa0.6971t = = 0.0845mNt 110 0.075由于塔徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐和銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此，排間距應(yīng)比計(jì)算的要小一些，故取為：t=70 mm o按t=75mm, t=70mm,用 AutoCAD畫(huà)圖，彳#閥數(shù) 107個(gè)。圖1-5精儲(chǔ)段閥孔分布圖OCCOCOOOOO- - o c c C 。oc二按N =107個(gè)重新核算孔速及閥孔功能因數(shù)u01產(chǎn)3153.58/3600二 20.0392 1074=6.853m/sF01 =%1,可？ =6.853 .27 =11.261在812之間,耳2二 2Nd0107 0.0

44、39開(kāi)孔率4 =-4 =4X100% =11.30% 在4%15%之間網(wǎng)At1.131對(duì)于提儲(chǔ)段：取浮閥動(dòng)能因子F0=114Uu02 = -F0=-1 = 6.574m/s /PV2 V2.8每層塔板上的浮閥數(shù)目N為：3278.35N = Vs2=3600=115.96： 116 塊 TOC o 1-5 h z -：.2-2d U020.039 6.57444As = 2 x , R2 - x2 R2 arcsin 180RR=0.60.05 = 0.55m ; x =0.6(0.190 +0.07) = 0.34m開(kāi)孔區(qū)面積:As =2 0.34.0.552 -0.342 2 0.552 a

45、rcsin 四 二0.6971m2_1800.55浮閥排列采用等腰三角形錯(cuò)排，取同一個(gè)橫排的孔心距 t = 75mm,則排問(wèn)= 0.08013m Aa0.6971t一 Nt -116 0.075由于塔徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐和銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此，排間距應(yīng)比計(jì)算的要小一些，故取為：t=70 mm 0按t=75mm, t=70mm,用 AutoCAD畫(huà)圖，彳#閥數(shù) 107個(gè)。O 一_/ o G O c。n。cG 小Q c 000 rc o o人o八o入C e o 。門(mén) O Q C)八、一 C 八o_oO .渡沅0 0 O二 O 二 O 二 O 二。Y。.2圖1-6

46、提儲(chǔ)段閥孔分布圖按N =107個(gè)重新核算孔速及閥孔功能因數(shù)Vs2u02 =7-T-doN 43278.35/3600_,=7.124m/s二 20.0392 1074F02 =u2 ,7=7.12421=11.92在812之間.二.2N d0二4At二 2107 0.03924 100% =11.30%1.131在4%15%之間第二章 塔板的流體力學(xué)計(jì)算3第一節(jié)氣體通過(guò)浮閥塔板的壓降8氣體通過(guò)每層浮閥塔板的壓降應(yīng)為:APp=AFC+Ap+Apy其中APp為氣體通過(guò)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降，Pa； APC為氣體通過(guò)干板阻力所產(chǎn)生的壓強(qiáng)降，Pa； %為氣體克服板上充氣液層的靜壓強(qiáng)所產(chǎn)生的壓強(qiáng)降,Pa；

47、 AP為氣體克服液體表面張力所產(chǎn)生的壓強(qiáng),Pa。故上式又可寫(xiě)成(2.1 )習(xí)慣上，常把這些壓強(qiáng)降折合成塔內(nèi)液體的液柱高度表示,H p = hc%h 二 ；R式中，Hp是和Pp相當(dāng)?shù)囊褐鶊D度，Hp=mLghc是和AR相當(dāng)?shù)囊褐叨?hc=*c:Lg幾是和APj相當(dāng)?shù)囊褐叨?hi =：gh。是和AP/目當(dāng)?shù)囊褐叨?1.精儲(chǔ)段(1)干板阻力氣體通過(guò)浮閥塔板的干板阻力,在浮閥全部開(kāi)啟前后有著不同的規(guī)律。板上所有浮閥剛好全部開(kāi)啟時(shí),氣體通過(guò)閥孔的速度稱(chēng)為臨界速度，以U oc0閥全開(kāi)前(Uo Ugc)hc=19.9c0.175Uo(2.2)閥全開(kāi)后(Uo -Uoc):U2hc =5.342：lg(2.

48、3)式中Uo 一閥孔氣速,m/s；此一液體密度,kg/ m3此一氣體密度,kg/ m3計(jì)算二時(shí)，可先將上二式聯(lián)立而解出臨界孔速 Uc,即令:O.17519.9皿一=5.34vUoc2：lg將g=9.81m/s2代入，解得:所以UOc Uo=6.694m/s(2.4)-22所以選用式(2.3),兒=5.34 a氏= 5.34 2.7父 6.694 =0.0412：Lg 2 804.1 9.81(2)板上充氣液層阻力一般用下面的經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算h1=曲hL(2.5)式中，hL一板上液層高度，m；%反映板上液層充氣程度的因數(shù)，稱(chēng)為充氣因數(shù)，無(wú)量綱，液相為水時(shí),% =0.5;為油時(shí)，% =0.20.35;

49、為碳?xì)浠衔飼r(shí)，%=0.40.5。取7 = 0.5, h1 =血=0.5 父 0.07 = 0.035m(3)液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計(jì)。因止匕 hp1 -0.041 0.035 -0.076mPpi =hp1 PLg =0.076 804.1 9.81 =599.50Pa2.提儲(chǔ)段(1)干板阻力所以 Uoc=1.8，731=1.8，731 =5.975m/s所以 u0c U0 =6.574m/s-22所以選用第二個(gè)公式，hc =5.34 -Vu0- =5.34 2.8 6.574=0.0422：Lg2 788.3 9.81(2)板上充氣液層阻力取 = 0.5 , h1 =

50、訊=0.5 父 0.07 = 0.035m(3)液面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計(jì)。因止匕 hp2 =0.042 0.035 -0.077mPp2 = hp2pL2g =0.077 788.3 9.81 =595.46Pa第二節(jié)液泛網(wǎng)為使液體能由上層塔板穩(wěn)定地流入下層塔板，降液管內(nèi)必須維持一定高度的液柱。降液管內(nèi)的清液層高度 Hd用來(lái)克服相鄰兩層塔板間的壓強(qiáng)降，板上液層 阻力和液體流過(guò)降液管的阻力。因止匕Hd =hp+hL+hd12(2.6)式中，hp 上升氣體通過(guò)一層塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?，成hL一板上液層高度，m此處忽略了板上液面落差，并認(rèn)為降液管出 口液體中不含氣泡；hd

51、-和液體流過(guò)降液管的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺其中hp在前面已經(jīng)算出，而 人是已知的，所以流體流過(guò)降液管的壓強(qiáng)降，主要是由降液管底隙處的局部阻力造成的，hd可按下面的經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算：塔板上不設(shè)進(jìn)口堰 TOC o 1-5 h z _ L2一、hd =0.153(2)=0.153 (uo)(2.7)lwh0塔板上裝有進(jìn)口堰h(yuǎn)d=0.2(二)2=0.2 (uo)2(2.8)lw%式中，Ls為液體流量，m3/s ;lw為堰長(zhǎng)，亦即降液管底隙長(zhǎng)度，成%為降液管底隙高度，muo為液體通過(guò)降液管底隙時(shí)的流速，m/so按上式可以算出降液管中當(dāng)量清液層高度Hd o實(shí)際降液管中液體和泡沫的總高度大于此值。為了防止發(fā)生

52、液泛現(xiàn)象，要求控制降液管中精液高度七 八小1 +八卬)，式中平是考慮到降液管內(nèi)充氣及操作安全兩種因素的校正系 數(shù)，對(duì)于一般的物系，取 0.30.5,對(duì)不易發(fā)泡的物系，取 0.60.7,本課程 設(shè)計(jì)中,取=0.5。.精儲(chǔ)段(1)單層氣體通過(guò)塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨萮pi =0.076m(2)液體通過(guò)降液管的壓頭損失hd1 =0.153Iwho ,= 0.15328.146/36000.876 0.029-3= 1.214 10 m(3)板上液層高度hL1 = 0.07 m則 Hd1 = 0.076 0.07 1.214 10，=0.1472m因?yàn)橼?0.5 ,所以中(Ht +hw )= 0.5

53、X (0.45 +0.0574) =0.2573m可見(jiàn)Hd1 1.5- 2.0故不會(huì)產(chǎn)生嚴(yán)重漏液。3.0429提儲(chǔ)段F,5U02 ：0 = 5=2.9881m/s.：V2.2.8穩(wěn)定系數(shù)k = u02 =工124 =2.384 1.5- 2.0故不會(huì)產(chǎn)生嚴(yán)重漏液U022.9881第五節(jié)塔的負(fù)荷性能圖11、霧沫夾帶線(xiàn)12Vs1 ；V：1.36LS1 Zl已知泛點(diǎn)率F1 = %1X100% ,取ev=0.1kg液/kg氣為K Cf Ab霧沫夾帶底限，即泛點(diǎn)率為80%對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中Pv,PlA,K,Cf,及Zl均為已知值，相應(yīng)于0=0.1的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各已知數(shù)代入上

54、式，便得出Vs-Ls的關(guān)系式，據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線(xiàn)。精儲(chǔ)段按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算如下:VS1.804.172.7136 LS1 0.820.125 0.901100% =0.8整理得：Vs1 - -19.2145Ls1 1.5524(2)提儲(chǔ)段436 MLs2820.126 0.901100% =0.8整理得：Vs2 - -18.6801Ls2 1.5213表2-3霧沫夾帶線(xiàn)取點(diǎn)精 Lsi m3/s 0.0005 0.0010.0020.0040.0080.012Vsi m3/s 1.5428 1.5332 1.5140 1.4755 1.3987 1.3218Ls2 m3/s 0

55、.0005 0.0010.0020.0040.0080.012Vs2 m3 /s 1.5120 1.5026 1.4839 1.4466 1.3719 1.29712.液泛線(xiàn)12因?yàn)?HT+hw尸hp+7+% =二十幾+h仃+ hL十% ,由此確定液泛線(xiàn)，忽略式中hc因?yàn)閂 U0hc =5.34 1 ,:l 2 g1 ,，、= -(hwhow)2hL=hw+h0w,hd=0.153(-)2 lw ho22.843600Ls 3E ()1000 lw將上式分別代入，得到:9U2:HT hw =5.340.153lw ho )2.84 E10003600Lslw因物系一定塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則HT,

56、hwh0,lwg,pL,%及q等均為定值,而Uo和Vs又有如下關(guān)系，即UoVs)2n4(2.11 )式中閥孔數(shù)N和孔徑do亦為定值。因此，可將式簡(jiǎn)化為 Vs和Ls的關(guān)系式(1)精儲(chǔ)段VS； TOC o 1-5 h z 2.7 S12二2I : 0.0392 10720.2573 =5.34 4 0.153 LS23600 Ls1 3 .0.876804.1 2 9.810.876 0.0291.50.0574 +0.00284 x 1.0 xCC2整理可得，V = 3.0604 - 4238.04LS1 -19.5388Ls：(2)提儲(chǔ)段0.25 =5.3442二2I : 0.0392 107

57、4788.3 2 9.810.153L2LS220.876 0.0413600 L+1.5 x 0.05 +0.00284 m 1.0 m JI 0.876 )整理可得，VS2 =2.9561 -2003.52LS2 -18.4628L：；S2S2S2在操作范圍內(nèi)，任取若干個(gè)Ls值，算出相對(duì)應(yīng)得Vs值:表2-4 液泛線(xiàn)取點(diǎn)精Lsi m3/s0.00050.0010.0020.0040.0080.012儲(chǔ)段Vsi m3/s2.93632.86082.73332.50022.00761.4260提Ls2 m3/s0.00050.0010.0020.0040.0080.012儲(chǔ)段Vs2 m3/s2.

58、83932.76952.65502.45882.08941.69993液相負(fù)荷上限線(xiàn)關(guān)系式12液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中液體的停留時(shí)間不小于35s。Af H t 減體在降披管內(nèi)停留時(shí)間：3 = 35sLs求出上限液體流量Ls值(常數(shù))，在Vs-Ls圖上，液相負(fù)荷上限線(xiàn)為和氣體 流量Vs無(wú)關(guān)的豎直線(xiàn)。以日=5 s作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，則對(duì)于精儲(chǔ)段Af Ht 0.115 0.453(Ls)max = = =0.01035m /s55同理，對(duì)于提儲(chǔ)段:(Ls)maxAf Ht0.115 0.45= 0.01035m3/s4液相負(fù)荷下限線(xiàn)關(guān)系式12取堰上液層高度上川=0.006 m作為

59、液相負(fù)荷下限條件，先計(jì)算出Ls的下限值, 依次作出液相負(fù)荷下限線(xiàn)，該線(xiàn)為和氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線(xiàn)。空4 E （36003濡）2/3 =0.0061000lw2對(duì)于精儲(chǔ)段，取E =1.0,則也乂1父（3600 Ls“ =0.00610000.876所以（Ls）min =7.4722 10“m3/s同理，對(duì)于提儲(chǔ)段,（Ls）min =7.4722 10工m3/s5漏液線(xiàn)關(guān)系式12對(duì)于Fi型33g重閥，可取閥孔動(dòng)能因數(shù)Fo=56,則可得氣相負(fù)荷下限的閥孔氣速u(mài)。在本課程設(shè)計(jì)中，取Fo=5,則:又因?yàn)閂 =三d； N u0 =三d2 44N 5，久(2.12)式中，d0,N,以均為已知數(shù)，故可由此式求出

60、氣相負(fù)荷 Vs的下限值，據(jù)此作出和液體流量無(wú)關(guān)的水平漏液線(xiàn)。以F0 =5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則精儲(chǔ)段 TOC o 1-5 h z 2 .5253 .(S1)min = d0 N1 -= 0.039 1070.3889m / s4.142.7（2）提儲(chǔ)段二 25 二 253(Vs2)min = d； N2 =0.0392 107 = 0.3819m3/s4%4、2.86塔板負(fù)荷性能圖根據(jù)上述關(guān)系式：對(duì)于精儲(chǔ)段，漏液線(xiàn)（Vsi）min = 0.3889m3/s ；霧沫夾帶線(xiàn)Vs1 =19.2145Ls1 +1.5524 ;液相負(fù)荷下限線(xiàn)(Ls )min = 7.4722 父 10m3 /