苯-甲苯連續(xù)板式精餾塔的設(shè)計(jì)方案

板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 1 化工與制藥學(xué)院 1 苯 餾塔 精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設(shè)有進(jìn)料板。兩相在塔板上相互接觸時(shí)，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉(zhuǎn)移，從而使混合物中的組分得到高程度的分離。 簡單精餾中，只有一股進(jìn)料，進(jìn)料位置將塔分為精餾段和提餾段，而在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。精餾塔內(nèi)，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高 本設(shè)計(jì)為篩板塔，篩板的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單、造價(jià)低、塔板阻力小且效率高。但 易漏液，易堵塞。然而經(jīng)長期研究發(fā)現(xiàn)其尚能滿足生產(chǎn)要求，目前應(yīng)用較為廣泛。 沸器 作用：用以將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行。 本設(shè)計(jì)采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱器。液體在自下而上通過換熱器管程時(shí)部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。 立式熱虹吸特點(diǎn)： 循環(huán)推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。 結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。 殼程不能機(jī)械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)。 塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。 凝器 以將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余作回流液返回塔頂，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。 餾設(shè)計(jì)方案的制定及說明 精餾塔的類型 篩板塔 附層設(shè)備 換熱器，全凝器，預(yù)熱器，再沸器 泵 原料泵，回流泵及其他 流程結(jié)構(gòu) 單流程 操作壓力 4壓 ) 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 2 化工與制藥學(xué)院 2 進(jìn)料狀態(tài) 泡點(diǎn)進(jìn)料 操 作 條 件 回流方式：冷回流，強(qiáng)制回流（全回流） 冷卻介質(zhì)： 20 普通水 加熱介質(zhì) ：水 釜底加熱方式：間接蒸汽加熱 熱能綜合利用 為了節(jié)約能源考慮經(jīng)濟(jì)性及合理性，可以用高溫釜液來預(yù)熱原料以回收部分熱能，節(jié)約加熱介質(zhì)，可以用較低溫度的原料液冷卻塔頂蒸汽，同時(shí)可節(jié)省部分冷卻劑。 礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 表 1 苯和甲苯的物理性質(zhì) 項(xiàng)目 分子式 分子量 M 沸點(diǎn)（） 臨界溫度 ） 臨界壓強(qiáng) 苯 A 苯 B 2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓 溫度 5 90 95 100 105 3 常溫下苯 甲苯氣液平衡數(shù)據(jù) 溫度 5 90 95 100 105 相中苯的摩爾分率 汽相中苯的摩爾分率 表 4 純組分的表面張力 溫度 80 90 100 110 120 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 3 化工與制藥學(xué)院 3 苯， mN/m 苯，mN/m 5 組分的液相密度 溫度 ( ) 80 90 100 110 120 苯 ,3m 苯 ,3m 80 88 6 液體粘度 L 溫度 ( ) 80 90 100 110 120 苯（ 苯 7 數(shù)值 組分 A B C 苯 苯 8常壓下苯 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 y 式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 4 化工與制藥學(xué)院 4 產(chǎn)要求 : 原料液組成：苯 。產(chǎn)品中：苯含量 殘夜中：苯含量 1% 的物料衡算 ： 料液及塔頂 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 5 化工與制藥學(xué)院 5 d= w= 料衡算 : 總物料衡算 : D+W=F 易揮發(fā)組分物料衡算 : D = 33 1 0 3 8 38 6 7 h D=h W=h 設(shè) 計(jì)成泡點(diǎn)進(jìn)料后 : m i 6 0 8 0 . 9 8 7 1 . 6 80 . 3 8 3 0 . 6 0 8 (查得 論板層數(shù) 求取 逐板計(jì)算法借助 出各個(gè)回流比下理論塔板數(shù)： R 數(shù)值 L V L V L/V 精餾段操作線方程 L/(LW*L提鎦段操作線方程 y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 6 化工與制藥學(xué)院 6 y=y=y=y=y=y=餾段操作線方程 L/(LW*L提餾段操作線方程 y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=y=平衡方程為 : 2 . 4 7 1 . 4 7nn y R R+1) 1 1 9 8 7 6 6 6 6 圖 1 最優(yōu)回流比的選擇 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 7 化工與制藥學(xué)院 7 由圖可得最優(yōu)回流比 R=圖得 17（包括再沸器）。 其中精餾段理論板數(shù)為 8 層，第 9 層為加料板。 作壓強(qiáng)的計(jì)算 每層塔板壓強(qiáng) P=件規(guī)定了塔頂壓強(qiáng)： =料板壓強(qiáng)：*鎦段平均操作壓強(qiáng)：1 0 5 . 3 2 5 1 1 1 . 6 2 5 1 0 8 . 4 7 52 k P a 塔釜壓強(qiáng)： 1 0 5 . 3 2 5 1 7 * 0 . 7 1 1 7 . 2 2 5wP k P a 提餾段平均操作壓強(qiáng)： 1 1 7 . 2 2 5 1 1 1 . 6 2 5 1 1 4 . 4 2 52作溫度 塔頂溫度 : 由安托尼方程 0 6 . 3 5l o g 6 . 0 2 32 2 0 . 2 41 3 4 3 l o g = 6 . 0 7 82 1 9 +苯甲 苯(t/ C， P/板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 8 化工與制藥學(xué)院 8 和拉烏爾定律 : 1 1 12 2 212 P(1x=d=差得出 C 同理： 進(jìn)料溫度C 精餾段平均溫度 (2=C 塔 釜溫度C 提餾段平均溫度 (2=C 均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由 . 9 8 7查平衡曲線得 1 D 0 . 9 8 7 * 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 8 7 ) * 9 2 . 1 3 7 8 . 2 9 /k g k m o l D 0 . 9 6 8 * 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 6 8 ) * 9 2 . 1 3 7 8 . 5 6 /k g k m o l 進(jìn)料段 0 3查平衡曲線得 0 80 . 6 0 8 * 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 6 0 8 ) * 9 2 . 1 4 8 3 . 6 1 /V f MM k g k m o l 0 . 3 8 3 * 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 3 8 3 ) * 9 2 . 1 4 8 6 . 7 6 /L f MM k g k m o l 則精餾段平均分子量 m 7 8 . 2 9 8 3 . 6 18 0 . 9 5 /2VM k g k m o l m 7 8 . 5 6 8 6 . 7 6 8 2 . 6 6 /2LM k g k m o l 提餾段氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量 : V W m V F m L F 1 . 7 5 8 3 . 6 1 8 7 . 6 8 k g / k m o 1 . 9 8 8 6 . 7 6M = 8 9 . 3 7 k g / k m o 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 9 化工與制藥學(xué)院 9 均密度計(jì)算 （ 1）氣相平均密度計(jì)算 精餾段氣相密度 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算 即 m 3m m 1 0 8 . 4 7 5 * 8 0 . 9 5 2 98 . 3 1 4 * 8 9 . 9 4 6 + 2 7 3 pM kg 提 餾段氣相密度 3m V 1 4 . 4 2 5 8 7 . 6 8 = = = 3 . 1 7 8 k g / 8 . 3 1 4 1 0 6 . 5 3 + 2 7 3 . 1 5 塔頂液相平均密度計(jì)算 由 C 查手冊得 A 1/（ =液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算，即 1 ( 為質(zhì)量分?jǐn)?shù)a ) 塔 頂 1 0 . 9 8 5 0 . 0 18 3 4 . 8 8 2 9 . 2L M D =料板液相平均密度的計(jì)算 ，查手冊得 kg/ 793.4 kg/料板液相的質(zhì)量分率 0 . 3 4 50 . 3 8 3 7 8 . 1 1 0 . 3 8 3 7 8 . 1 1 + 0 . 6 1 7 9 2 . 1 3 3L F m 1 k g 3 4 5 / 7 9 5 . 0 2 + 0 . 6 5 5 / 7 9 3 . 4 7 9 3 . 9 6 /（ ） 3 3 8 . 9 + 7 9 3 . 9 6 / 2 8 1 6 . 4 3 k g / m 塔釜液相平均密度： 1 1 5 5 查有機(jī)液體相對密度共線圖得 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 10 化工與制藥學(xué)院 10 33 8 1 . 2 k g / m , = 7 8 1 . 0 k g / m 31 7 8 1 . 0 0 6 k g / 0 1 1 7 8 1 . 2 0 . 9 8 9 7 8 1 . 0L W m 提留段的平均密度為： 3L W m L F + 7 8 1 . 0 0 6 7 9 3 . 9 6 = 7 8 7 . 4 8 k g / 體平均表面張力的計(jì)算 m 由 查手冊，得 A=mN m B=m . 9 8 5 2 0 . 8 8 1 0 . 9 8 5 2 1 . 3 5 2 0 . 8 9L m N m 由 查手冊，得 A=m B=m L F m 0 . 3 8 3 1 8 . 9 1 1 0 . 3 8 3 1 9 . 5 7 1 9 . 3 2 m N m 2 0 . 8 9 + 1 9 . 3 2 / 2 2 0 . 1 2 /m N m 塔釜液相平均表面張力 由 ，查手冊得 - 3 - 3 1 7 . 9 2 1 0 N / m , = 1 8 . 6 8 1 0 N / m 0 . 0 1 1 1 7 . 9 2 + 0 . 9 8 9 1 8 . 6 8 = 1 8 . 6 7 ( 1 0 N / m ) 提 餾 段液相平均表面張力 m L F + 1 8 . 6 7 1 9 . 3 2 = = = 1 9 . 0 ( 1 0 N / m )22 體粘度計(jì)算 液相平均粘度依下式計(jì)算，即 l g l gL m i 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 11 化工與制藥學(xué)院 11 塔頂液相平均粘度的計(jì)算 由 查手冊得 0 . 3 1 4 .A m P a s 0 5 .B m P a s g 0 . 9 8 7 g 0 . 3 1 4 0 . 0 1 3 g 0 . 3 1 5L D ml l l 解得 0 . 3 1 6 m m P a s 進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算 由 0 8 .A m P a s 0 3 .B m P a s g 0 . 3 8 3 g 0 . 2 6 8 0 . 6 1 7 l g 0 . 2 7 3L F 0 1 m m P a s 精餾段液相平均粘度的計(jì)算 0 . 3 1 6 0 . 2 7 1 / 2 0 . 2 9 4 m P a s 由C 0 8 .A m P a s 0 3 .B m P a s g 0 . 0 1 1 g 0 . 2 2 8 0 . 9 8 9 l g 0 . 2 3 3L w 0 3 .L w m m P a s 提餾段液相平均粘度的計(jì)算 0 . 2 7 1 0 . 2 3 3 / 2 0 . 2 5 2 m P a s 際板層數(shù)的求取 : 0 . 2 4 50 . 4 9 ( ) =式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 12 化工與制藥學(xué)院 12 0 . 3 1 6 0 . 2 7 1 / 2 0 . 2 9 4 m P a s 0 . 2 7 1 0 . 2 3 3 / 2 0 . 2 5 2 m P a s 篩板塔 k=數(shù)值帶入求得,m,T , m T , 9+ = + = 3 4 . 9 5E E 0 . 4 7 7 0 . 4 9 5 精 提 料在第 18 塊板 徑的計(jì)算 (1)精餾段： 精餾段的氣、液相體積流率為 35 3 . 4 6 5 8 0 . 9 5 0 . 4 1 3 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 9m s 33 8 . 9 6 8 8 2 . 6 6 0 . 0 0 1 1 /3 6 0 0 3 6 0 0 8 1 6 . 4 3m s 由液泛系數(shù) 式中 C 由式 0 0 得到，其中的 史密斯關(guān)聯(lián)圖查得，圖的橫坐標(biāo)為 1 12 20 . 0 0 1 1 3 6 0 0 8 1 6 . 4 30 . 0 4 50 . 4 1 3 3 6 0 0 2 . 9 0 9 表 9 塔徑與塔間距關(guān)系 取板間距 板上清液層高度 徑 m 間距 00 300 250 350 300 450 350 600 400 600 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 13 化工與制藥學(xué)院 13 0 . 3 5 0 . 0 5 0 . 3h m 查圖得 圖 2 史密斯關(guān)聯(lián)圖 . 2 0 . 2202 0 0 . 0 6 3 0 . 0 6 32 0 2 0 8 1 6 . 4 3 2 . 9 0 90 . 0 6 3 1 . 0 5 /2 . 9 0 9fu m s 取安全系數(shù)為 操作空塔氣速為 0 . 7 0 . 7 1 . 0 5 0 . 7 3 /fu u m s 4 4 0 . 4 1 3 0 . 8 50 . 7 3 根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D 截面積為 2 2 20 . 9 0 . 6 3 644 m 實(shí)際空塔氣速為 0 . 4 1 3 0 . 6 4 9 /0 . 6 3 6u m s實(shí)（ 2）提餾段： 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 14 化工與制藥學(xué)院 14 提 餾 段的氣，液相體積流率為 3 3 . 4 6 8 7 . 6 8V = = = 0 . 4 1 0 m / 3 6 0 0 3 . 1 7 8 - 3 3 7 . 0 0 3 8 9 . 3 7L = = = 2 . 4 2 7 1 0 m / 3 6 0 0 7 8 7 . 4 8 提 餾 段塔徑 31 / 2 1 / 2s 2 . 4 2 7 1 0 3 6 0 0 7 8 7 . 4 8( ) = ( ) = 0 . 0 9 3 2V 0 . 4 1 0 3 6 0 0 3 . 1 7 8 取板間距 0 . 3 5 , h = 0 . 0 5 板 上 層 液 高 度 則 0 h m ，查圖得20C =又 1 9 . 0 1 0 ( N / m ) 0 . 2 0 . 2 1 9 . 0C = C ( ) = 0 . 0 5 8 ( ) = 0 . 0 5 72 0 2 0 L m V mm a 7 8 7 . 4 8 3 . 1 7 8u = C = 0 . 0 5 7 = 0 . 8 9 5 m / . 1 7 8 取安全系數(shù)為 空塔氣速為 m a 0 . 7 u = 0 . 7 0 . 8 9 5 = 0 . 6 2 7 m / s 塔 徑 0 . 4 1 0D = = = 0 . 9 1 m u 3 . 1 4 0 . 6 2 7 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D = 塔截面積為 2 2 2T A = D = 0 . 9 = 0 . 6 3 6 氣體的實(shí)際氣速： . 4 1 0u = = = 0 . 6 4 5 m / . 6 3 6 餾塔有效高度的計(jì)算 精餾段有效高度為 H 0 . 3 5 精 精 17 餾段有效高度為 1 H 1 8 1 0 . 3 5 m 提 提 式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 15 化工與制藥學(xué)院 15 在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為 故精餾塔的有效高度為 Z Z 0 . 8 5 . 9 5 0 . 8 精 提 流裝置計(jì)算 因塔徑 D 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：（提餾段右上角加 區(qū)分） 溢流堰 長 取 0 . 7 D 0 . 7 0 . 9 . 6 3 L 0溢流堰高度 W L O Wh h h 選用平直堰，堰上液層高度由 2 3 8 4 0 0 l近似取 E 1，則 2 3 8 4 0 . 0 0 1 1 3 6 0 0h 1 . 0 0 0 . 6 3 0 0 0 9 72 32 . 8 4 0 . 0 0 2 4 3 6 0 0h 1 . 0 0 0 . 6 3 0 0 1 6 取板上清液層高度 . 0 5 0 . 0 0 9 7 m h 0 . 0 5 0 . 0 1 6 形降液管寬度 截面積 弓形降液管的參數(shù)圖 , D 3弓形降液管的寬度與面積 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 16 化工與制藥學(xué)院 16 ，得 0 . 1 5 2 0 . 1 5 2 0 . 9 0 . 1 3 7 D m ， 22 0 . 0 9 3 0 . 0 5 94 D m , 計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即 3600 （大于5s，符合要求） 則 0 0 A H s 5 3 6 0 0 0 . 0 5 9 0 . 3 5 0 0 1 1 3 6 0 0 f 6 0 0 A H s 5 3 6 0 0 0 . 0 5 9 0 . 3 5 0 0 2 4 3 6 0 0 故降液管設(shè)計(jì)合理。 液管底隙高度 取液體通過降液管底隙的流速 0 /o （根據(jù)經(jīng)驗(yàn)一般取 再由so l 得 則 o 0 . 0 0 1 1 3 6 0 0h 0 . 0 1 2 0 0 0 . 6 3 0 . 1 5 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 17 化工與制藥學(xué)院 17 0 . 0 0 2 4 3 6 0 0h 0 . 0 2 5 0 0 0 . 6 3 0 . 1 5o o h h m 0 . 0 0 6 m 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 選用凹形受液盤，深度 h=50板布置 塔板的分塊 因 D 800塔板采用整塊式。 (2) 邊緣區(qū)寬度的確定 取 s= 0100s=50100塔般為 3050 開孔區(qū)面積計(jì)算 開孔區(qū)面積 式 22 2 12 s i x r 計(jì) 算 其中 0 . 9 0 . 1 3 7 0 . 0 8 5 0 . 2 2 82 2x W W m 0 . 9 0 . 0 4 5 0 . 4 0 522r W m 故 22 2 1 20 . 4 0 5 0 . 2 2 8 2 0 . 2 2 8 0 . 4 0 5 0 . 2 2 8 s i n 0 . 4 81 8 0 0 . 4 0 5 a m 孔計(jì)算及排列 本例所處理的物系無腐蝕性，可選用 3鋼板，取篩孔直徑 5 篩孔按正三角形排列，取孔中心距 t 為 03 3 5 1 5t d m m 篩孔數(shù)目 n 為 1 5 5 1 . 1 5 5 0 . 3 4 9 1 7 9 20 . 0 1 5t 個(gè) 個(gè) 開孔率為 220 0 . 0 0 50 . 9 0 7 0 . 9 0 7 1 0 . 10 . 0 1 5 00 式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 18 化工與制藥學(xué)院 18 氣體通過閥孔的氣速為 0V 0 . 4 1 3u 8 . 5 3 3 m / u 體通過閥孔的氣速為 s0 0V 0 . 4 1 0u 8 . 4 7 m / 板壓降 干板阻力 計(jì)算 干板阻力 式 20 . 0 5 1c 計(jì)算 取板厚為 3由 0d/ 1 “干篩孔的流量系數(shù)圖” 圖 4 干篩孔的流量系數(shù)圖 得， 2c 8 . 5 3 3 2 . 9 0 9h 0 . 0 5 1 0 . 0 2 2 2 7 7 2 8 1 6 . 4 3 液柱 2c 8 . 4 7 3 . 1 7 8h 0 . 0 5 1 0 . 0 2 4 8 7 7 2 7 8 7 . 4 8 液柱 氣體通過液層的阻力 算 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 19 化工與制藥學(xué)院 19 氣體通過液層的阻力 式 1h 計(jì)算 0 . 4 1 3 0 . 7 1 6 /0 . 6 3 6 0 . 0 5 9m 0 . 4 1 0 0 . 7 1 0 /0 . 6 3 6 0 . 0 5 9m 1 / 2 1 / 20 0 . 7 1 6 2 . 9 0 9 1 . 2 2 / ( . )u k g s m 1 / 2 1 / 20 0 . 7 1 0 3 . 1 7 8 1 . 2 7 / ( . )u k g s m 查“充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖”， 圖 5 充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖 得 ( ) 0 . 6 4 0 . 0 4 0 3 0 . 0 0 9 7 0 . 0 3 2l L W O Wh h h h m 液柱 ( ) 0 . 6 3 0 . 0 3 4 0 . 0 1 6 0 . 0 3 1 5l L W O Wh h h h m 液柱 液體表面張力的阻力 h 的計(jì)算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力 h 由下式計(jì)算，即 304 4 2 0 . 1 2 1 0 0 . 0 0 2 0 18 1 6 . 4 3 9 . 8 1 0 . 0 0 5 液柱 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 20 化工與制藥學(xué)院 20 3 04 4 1 9 1 0 0 . 0 0 1 9 77 8 7 . 4 8 9 . 8 1 0 . 0 0 5 液柱 氣體通過每層塔板的液柱高度 按下式計(jì)算，即 0 . 0 2 2 2 0 . 0 3 2 0 . 0 0 2 0 1 0 . 0 5 6 2 1p c lh h h h m 液柱 0 . 0 2 4 8 0 . 0 3 1 5 0 . 0 0 1 9 7 0 . 0 5 8 2 7p c lh h h h m 液柱 氣體通過每層塔板的壓降為 0 . 0 5 6 2 1 8 1 6 . 4 3 9 . 8 1 4 5 0 . 2 0 . 7p p LP h g P a k P a （設(shè)計(jì)允許值） 0 . 0 8 0 4 7 8 7 . 4 8 9 . 8 1 4 5 0 . 1 0 . 7p p LP h g P a k P a （設(shè)計(jì)允許值） 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 。 沫夾帶 液沫夾帶量由式 算，根據(jù)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)Lf 入數(shù)據(jù)得，3 . 2635 . 7 1 0 0 . 7 1 6 0 . 0 1 1 5 0 . 12 0 . 1 2 1 0 0 . 3 5 0 . 1 2 5ve k g k g 液 氣/ 3 . 2635 . 7 1 0 0 . 7 1 0 . 0 1 1 9 0 . 11 9 1 0 0 . 3 5 0 . 1 2 5ve k g k g 液 氣/ 故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量 液 對篩板塔，漏液點(diǎn)氣速 u0,板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 21 化工與制藥學(xué)院 21 0 , m i n 4 . 4 0 . 0 0 5 6 0 . 1 34 . 4 0 . 7 7 2 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 5 0 . 0 0 2 0 1 8 1 6 . 4 3 2 . 9 0 95 . 7 2 /o L L vu c h 0 , m i n 4 . 4 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 4 . 4 0 . 7 7 2 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 5 0 . 0 0 1 9 7 7 8 7 . 4 8 3 . 1 7 85 . 3 8 /o L L vu c h 實(shí)際孔速 0 , m i . 5 3 3 m / s u 0 , m i n 0u 8 . 4 7 m / s u 穩(wěn)定系數(shù)為 , m i 5 3 3 1 . 5 1 . 55 . 7 2 , m i n 8 . 4 7 1 . 5 7 1 . 5 5 . 3 8 故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。 泛 為防止發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)服從 d t 則 0 . 5 0 . 3 5 0 . 0 4 0 3 0 . 1 9 5h m 0 . 5 0 . 3 5 0 . 0 3 4 0 . 1 9 2h m 而d L h H 2 20 . 0 0 1 10 . 1 5 3 0 . 1 5 3 0 . 0 0 3 2 40 . 6 3 0 . 0 1 2 2 2 0 . 0 0 2 4 0 . 1 5 3 0 . 1 5 3 0 . 0 0 3 5 5 0 . 6 3 0 . 0 2 5 0 . 0 5 6 2 1 0 . 0 5 0 . 0 0 3 2 4 0 . 1 0 9 4 5d m H 0 . 0 5 8 2 7 0 . 0 5 0 . 0 0 3 5 5 0 . 1 1 1 8 2d m H d T h 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 22 化工與制藥學(xué)院 22 d T h 故不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。 根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的 。 漏線 由 / 5 m i n,0 0 s 3/得 /1 0 0 5 ,0 23238 1 6 . 4 34 . 4 0 . 7 7 2 0 . 0 4 8 4 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 4 0 3 0 . 9 0 8 0 . 0 0 2 012 . 9 0 90 . 1 6 4 2 . 4 7 7 9 3 3 . 1 2 9 2 / 30 , m i n 0 02 . 8 4 4 . 4 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 / 1 0 0 0 A h E 23 7 8 7 . 4 84 . 4 0 . 7 7 2 0 . 0 4 8 4 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 3 4 0 . 9 0 8 0 . 0 0 1 9 7 3 . 1 7 8 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 23 化工與制藥學(xué)院 23 230 . 1 6 4 1 . 9 9 4 7 2 9 . 2 5 表 10 漏液線數(shù)據(jù)表 精餾段 提餾段 上表數(shù)據(jù)即可作出精餾段、提餾段漏