年處理8萬(wàn)噸苯-甲苯的精餾裝置設(shè)計(jì)書(shū)

1 年處理 8 萬(wàn)噸苯 設(shè)計(jì)方案的選擇和論證 1 設(shè)計(jì)流程 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，采用連續(xù)精餾流程。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)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，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)品冷凝器冷卻后送至儲(chǔ)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。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。 連續(xù)精餾塔流程流程圖 連續(xù)精餾流程 附圖 圖 1程圖 2 設(shè)計(jì)思路 在本次設(shè)計(jì)中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡(jiǎn)單蒸餾和平衡蒸餾只能達(dá)到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實(shí)現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實(shí)際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾 釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過(guò)程按操作方式不同，分為連續(xù) 2 蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實(shí)現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過(guò)程中，熱能利用率很低，有時(shí)后可以考慮將余熱再利用，在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。 塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器 這里準(zhǔn)備用全凝器，因?yàn)榭梢詼?zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計(jì)是在常壓下操作。 因?yàn)檫@次設(shè) 計(jì)采用間接加熱，所以需要再沸器。回流比是精餾操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費(fèi)用之和最低。在設(shè)計(jì)時(shí)要根據(jù)實(shí)際需要選定回流比。 圖 1設(shè)計(jì)思路流程圖 1、本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾操作方式。 2、常壓操作。 3、泡點(diǎn)進(jìn)料。 4、間接蒸汽加熱。 5、選 R=6、塔頂選用全凝器。 7、選用浮閥塔。 在此使用浮閥塔，浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的，它吸收了兩者的優(yōu)點(diǎn)，其突出優(yōu)點(diǎn)是可以根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開(kāi)度，這 樣就可以避免過(guò)多的漏液。另外還具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，制造方便，塔塔板工藝計(jì)算 流體力學(xué)驗(yàn)算 塔負(fù)荷性能圖 全塔熱量衡算 塔附屬設(shè)備計(jì)算 3 板開(kāi)孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點(diǎn)。浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備，其多用不銹鋼板或合金 。近年來(lái)所研究開(kāi)發(fā)出的新型浮閥進(jìn)一步加強(qiáng)了流體的導(dǎo)向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動(dòng)接觸更加有效，可顯著提高操作彈性和效率。 從苯 甲苯的相關(guān)物性中可看出它們可近似地看作理想物系。而且浮閥與塔盤(pán)板之間的流通面積能隨氣體負(fù)荷的變動(dòng)而自動(dòng)調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤(pán)板上以水平方向吹出，氣液接觸時(shí)間長(zhǎng)，霧沫夾帶量少，液面落 差也較小。 1、 塔板的工藝設(shè)計(jì) 礎(chǔ)物性數(shù)據(jù) 表 1 苯、甲苯的粘度 溫度 0 20 40 60 80 100 120 苯 苯 1 苯、甲苯的密度 溫度 0 20 40 60 80 100 120 苯 3/kg m 苯 3/kg m 1 苯、甲苯的表面張力 溫度 0 20 40 60 80 100 120 苯 /mN m 苯 /mN m 1 苯、甲苯的摩爾定比熱容 溫度 0 50 100 150 苯 / ( )kJ k 苯 / ( )kJ k 1 苯、甲苯的汽化潛熱 溫度 20 40 60 80 100 120 苯 /kJ 苯 /kJ 4 2、 物料衡算 的物料衡算 （ 1） 塔物料摩爾分率的計(jì)算： 苯的摩爾質(zhì)量： /kg M=kg 塔頂笨的摩爾分率： 進(jìn)料笨的摩爾分率： 塔底笨的摩爾分率： （ 2） 原料液平均摩爾質(zhì)量： 0 . 4 9 1 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 4 9 1 ) 9 2 . 1 3 8 5 . 2 4 6 /M k g k m o l F 原料液摩爾流量： 80000000 1 3 0 . 3 4 1 /3 0 0 2 4 8 5 . 2 4 6F k m o l h（ 3） 物料衡算 總物料衡算： 即 1 3 0 1 （ 1） 苯的物料衡算： 即 0 . 9 9 2 0 . 0 2 4 1 3 0 . 3 4 1 0 . 4 9 1 （ 2） 由方程（ 1）（ 2）解得： D=h W=h 衡線方程的確定 由文獻(xiàn) 1中苯與甲苯的汽 01021 表 1苯 甲苯 （ 平衡數(shù)據(jù) 苯摩爾分?jǐn)?shù) 溫度 苯摩爾分?jǐn)?shù) 溫度 液相 氣相 液相 氣相 0 . 9 9 / 7 8 . 1 1 0 . 9 9 2/ (1 ) / 0 . 9 9 / 7 8 . 1 1 0 . 0 1 / 9 2 . 1 3d A d x M x M / 0 . 4 5 / 7 8 . 1 1 0 . 4 9 1/ ( 1 ) / 0 . 4 5 / 7 8 . 1 1 0 . 5 5 / 9 2 . 1 3f A f x M / 0 . 0 2 / 7 8 . 1 1 0024/ (1 ) / 0 . 0 2 / 7 8 . 1 1 0 . 9 8 / 9 2 . 1 3w A w x M x M 5 =yy )= 同理可算出其它的 從而推出 47.2m所以平衡線方程(1 因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料 q=1，所以有： m i 0 . 9 9 2 2 . 4 7 0 . 4 9 10 . 9 9 2 1 . 3 51 ( 1 ) 1 0 . 4 9 1 1 . 4 7 0 . 4 9 1 取操作回流比 m 精餾塔的氣液相負(fù)荷 hk m o 6 4 78 8 hk m o 1( 因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料 q=1，所以有： hk m o 9 8 73 4 06 4 7 hk m 作線方程 精餾段操作線方程為： y 0 0 8 nw 3 4 5 6 7 89 106 逐板法算理論板數(shù) ( 9 5 8 (9 8 同理可算出如下值： 據(jù)代入提餾段方程進(jìn)塊板為加料板，以后將所以第所以總理論板數(shù)為 6 塊（已扣除再沸器），其中精餾段 8 塊，提餾段 8 塊（已扣除再沸器），第 9 塊為加料板。 際板數(shù)的求取 全塔平均溫度按塔頂及塔釜溫度的算術(shù)平均值計(jì)算，塔頂和塔釜可分別近似為純苯和純甲苯，則有 8 0 . 2 1 1 0 . 6 9 5 . 42 查取化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)得知， 苯和甲苯的黏度為 0 7A，0 5B 。 故在全塔平均溫度下平均黏度： 7 12 0 . 2 6 7 0 . 2 7 12 0 . 2 7 5m 又已知 m=公式 0 . 2 4 50 . 4 9 ( ) 可得： 全塔效率 5 4 精餾段實(shí)際板層數(shù) 塊圓整取精 N 提餾段實(shí)際板層數(shù) 塊圓整取精 N 所以總實(shí)際塔板數(shù) 30N N N 提精 塊3、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 料溫度的計(jì)算 依式 L ） 查苯 甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)，由內(nèi)差法求得 進(jìn)料溫度 7 9 FF 同理可求得：塔頂溫度 t 塔底溫度 t 精餾段平均溫度： 提餾段平均溫度： 12 ) 作壓強(qiáng) 塔頂壓強(qiáng) =4+每層塔板壓降 P=進(jìn)料板壓強(qiáng)： =50 底壓強(qiáng)：026.3 精餾段平均操作壓力：1 ( 1 0 5 . 3 1 1 5 . 8 ) 1 1 0 . 5 5 k P 提餾段平均操作壓力：2 ( 1 1 5 . 8 1 2 6 . 3 ) 1 2 1 . 0 5 k P 均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 塔頂： xD=8 0 . 9 9 2 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 9 2 ) 9 2 . 1 3 7 8 . 2 2 k g / m o 9 8 0 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 8 0 ) 9 2 . 1 3 7 8 . 3 9 k g / m o 進(jìn)料板： . 6 6 9 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 6 6 9 ) 9 2 . 1 3 8 2 . 7 5 k g / m o 4 8 4 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 4 8 4 ) 9 2 . 1 3 8 5 . 3 4 k g / m o 塔釜： . 0 3 2 8 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 0 3 2 8 ) 9 2 . 1 3 9 1 . 6 7 k g / m o 0 1 3 5 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 0 1 3 5 ) 9 2 . 1 3 9 1 . 9 4 k g / m o 精餾段平均摩爾質(zhì)量：1 7 8 . 2 2 8 2 . 7 5 8 0 . 3 9 g / m o 1 7 8 . 3 9 8 5 . 3 48 1 . 8 7 k g / m o 提餾段平均摩爾質(zhì)量：2 9 1 . 6 7 8 2 . 7 5 8 7 . 2 1 k g / m o 2 9 1 . 9 4 8 5 . 3 4 8 8 . 6 4 k g / m o 均密度計(jì)算 (1) 氣相平均密度算 理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即 精餾段氣相密度： 3111 / 提留段氣相密度： 32222 / (2) 液相平均密度算 由式 i A L B 求相應(yīng)的液相密度。 塔頂 ： t 查 得 苯 和 甲 苯 的 密 度 分 別 為 3/ 3/ 當(dāng) 時(shí) ,用內(nèi)差法求得下列數(shù)據(jù) 0 . 9 9 2 7 8 . 1 1 0 . 9 9 10 . 9 9 2 7 8 . 1 1 1 0 . 9 9 2 9 2 . 1 3 9 30 . 9 9 1 1 0 . 9 9 11 / ( ) 8 1 4 . 8 8 /8 1 4 . 9 1 8 1 1 . 2 7L D m k g m 進(jìn)料： t 查 得 苯 和 甲 苯 的 密 度 分 別 為 3/ 3/ 當(dāng) 用內(nèi)差法求得下列數(shù)據(jù) 0 . 4 8 1 7 8 . 1 1 0 . 4 4 00 . 4 8 1 7 8 . 1 1 1 0 . 4 8 1 9 2 . 1 3 30 . 4 4 0 1 0 . 4 4 01 / ( ) 7 9 9 . 9 9 /8 0 1 . 2 5 7 9 9 . 0 1L F m k g m 塔底： 1 0 9 查 得 苯 和 甲 苯 的 密 度 分 別 為337 8 1 . 4 8 / 7 8 1 . 3 6 /g m k g m 當(dāng) 1 0 9 用內(nèi)差法求得下 列數(shù)據(jù) 精餾段平均密度： 31 8 1 4 . 8 8 7 9 9 . 9 9 8 0 7 . 4 4 k g / m L F 提餾段平均密度： 32 7 8 1 . 3 6 7 9 9 . 9 9 7 9 0 . 6 8 k g / m L F 體平均表面張力計(jì)算 液體表面張力 由 查手冊(cè)得 - 1 - 12 0 . 8 2 m N m , 2 1 . 0 1 m N L B 9 9 2 2 1 . 2 1 (1 0 . 9 9 2 ) 2 1 . 6 4 2 1 . 2 1 m N m 由 t 查手冊(cè)得 .0 mN/m 0.2 mN/m F L mmN/m 由 1 0 8 查手冊(cè)得 - 1 - 11 7 . 4 9 m N m , 1 8 . 2 5 m N L B 10 0 1 3 5 1 7 . 4 9 (1 0 . 0 1 3 5 ) 1 8 . 2 5 1 8 . 2 4 m N m 精餾段平均表面張力： 1 . 2 1 1 8 . 2 4 1 9 . 6 6 m N 提餾段平均表面張力 ： 8 . 2 4 2 0 . 1 1 9 . 1 7 m N 體平均黏度計(jì)算 塔頂液相平均的黏度的計(jì)算 由 查表得： 3 0 7 m P a s 0 . 3 1 0 m P a 0 . 9 9 2 0 . 3 0 7 0 . 0 0 8 0 . 3 1 0L D mL g L g L g 0 . 3 0 7 m m P a s 進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算 由 查表得： A = B =同理可 得 0 . 2 8 1 m m P a s塔底液相平均的黏度的計(jì)算 由 查表得： 0 . 2 3 6 . 0 . 2 4 7 a s m P a s 同理可得 0 . 2 4 7 m m P a s 所以液相平均密度 4、 精餾塔工藝尺寸的計(jì)算 徑的計(jì)算 精餾段氣液相體積流率為 精餾段 311111 9 0 . 5 2 9 8 0 . 3 9 1 . 4 3 1 m 0 0 3 6 0 0 2 . 9 7 3 311 7 . 6 4 8 8 1 . 8 7L 0 . 0 0 3 6 0 m 0 0 3 6 0 0 8 0 7 . 4 4 提餾段 312221 9 0 . 5 2 9 8 7 . 5 3 1 . 3 6 5 m 0 0 3 6 0 0 3 . 3 9 4 312 7 . 6 4 8 8 8 . 6 4L 0 . 0 0 3 9 4 m 0 0 3 6 0 0 7 9 0 . 6 8 ( 0 . 3 0 7 0 . 2 8 1 0 . 2 4 7 ) 0 . 2 7 9 m P a s 11 （ 1） 精餾 段塔徑計(jì)算，由 m a x （由式 0 )20 ） 2008 頁(yè)圖 5圖的橫坐標(biāo)為 1122, 0 . 0 0 3 6 0 8 0 7 . 4 4( ) ( ) 0 . 0 4 1 51 . 4 3 1 2 . 9 7 3h 選板間距 取板上液層高度 故 0 . 4 5 0 . 0 6 0 . 3 9h m 以,到20 0 . 2 0 . 220 1 9 . 6 6( ) 0 . 0 8 5 ( ) 0 . 0 8 4 72 0 2 0 a x 8 0 7 . 4 4 2 . 9 7 30 . 0 8 4 7 1 . 3 9 3 m 9 7 3u 取安全系數(shù)為 則空塔速度 a 7 0 0 . 7 0 1 . 3 9 3 0 . 9 7 5 m 塔徑 4 4 1 . 4 3 1 1 . 3 6 7 1 4 1 6 0 . 9 7 5 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為 （ 2） 提餾段塔徑計(jì)算 0 . 220C ( )20式 中 由 計(jì) 算 其中的 20C 查圖，圖的橫坐標(biāo)為 221122,0 . 0 0 3 9 4 7 9 0 . 6 8( ) ( ) 0 . 0 4 4 11 . 3 6 5 3 . 3 9 4h 取板間距 上液層高度 0 . 4 5 0 . 0 6 0 . 3 9h m 查圖 5到20 0 . 2 0 . 220 1 9 . 1 7( ) 0 . 0 8 5 ( ) 0 . 0 8 4 32 0 2 0 a x 7 9 0 . 6 8 3 . 3 9 40 . 0 8 4 3 1 . 2 8 4 m 3 9 4u 取安全系數(shù)為 則空塔速度為 12 a 7 0 0 . 7 0 1 . 2 8 4 0 . 8 9 9 m 塔徑 4 4 1 . 3 6 5 1 . 3 9 0 1 4 1 6 0 . 8 9 9 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為 根據(jù)上述精餾段和提餾段塔徑的計(jì)算，可知全塔塔徑為 塔截面積為 2 2 21 . 4 1 . 5 3 9 以下的計(jì)算將以精餾段為例進(jìn)行計(jì)算： 實(shí)際空塔氣速為 餾塔有效高度的計(jì)算 精餾段有效高度為 H 1 5 1 0 . 4 5 6 . 3 精 精（ ） （ ）提餾段有效高度為 H 1 5 1 0 . 4 5 6 . 3 提 提（ ） （ ）在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔 ，其高度為 故精餾塔的有效高度為 Z Z Z 0 . 8 6 . 3 6 . 3 0 . 8 1 3 . 4 m 提精 5、 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 流裝置計(jì)算 因塔徑 D=采用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤(pán)及平直堰，不設(shè)進(jìn)口堰。 各項(xiàng)計(jì)算如下： （ 1） 溢流堰長(zhǎng) . 6 6 1 . 4 0 . 9 2 4 m （ 2） 溢流堰堰高 hw 查 1 101圖得，取 E= 2233 33 3 6 0 0 0 . 0 0 3 6 02 . 8 4 1 0 ( ) 2 . 8 4 1 0 1 ( ) 0 . 0 1 6 50 . 9 2 4 ,1 4 3 1 0 . 9 3 0 m 5 3 9 13 取板上清液層高度 60故 0 . 0 6 0 . 0 1 6 5 0 . 0 4 3 5 O Wh h h （ 3） 降液管的寬度 圖得 故 0 . 1 2 4 0 . 1 2 4 1 . 4 0 . 1 7 3 6 0 . 0 7 2 2 0 . 0 7 2 2 1 . 5 3 9 0 . 1 1 1 1 計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間 1113600 3 6 0 0 0 . 1 1 1 1 0 . 4 5 1 3 . 8 9 5 0 0 3 6 0 3 6 0 0f T f A H 故降液管設(shè)計(jì)合理。 （ 4） 降液管底隙高度 液體通過(guò)降液管底隙的流速0u為 s 依式 1 56 計(jì)算降液管底隙高度： 0 0 3 6 0 3 6 0 0 0 . 0 3 5 4 9 2 4 0 . 1 1 3 6 0 0 1 0 1 0 . 0 4 3 5 0 . 0 3 5 4 0 . 0 0 8 1 m 0 . 0 0 6 故降液管底 隙高度設(shè)計(jì)合理 選用凹形受液盤(pán)，深度 0 6、 浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置 （ 1） 塔板的分塊 本設(shè)計(jì)塔徑為 ， 因 800 ，故塔板采用分塊式。由文獻(xiàn)（一）查表 5，塔板分為 4 塊。 （ 2） 邊緣區(qū)寬度確定 為了盡量減小液體夾帶入降液管的氣泡量，取 08.0根據(jù) 大小 ，取 （ 3） 開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算 14 2 2 2 12 ( s i n )180a xA x r x r r 其中 ： 1 . 4 ( 0 . 1 7 3 6 0 . 0 8 0 ) 0 . 4 6 2 4 4 0 . 0 6 0 0 . 6 4 0 故 22 2 1 23 . 1 4 0 . 6 4 0 0 . 4 6 2 42 0 . 4 6 2 4 0 . 6 4 0 0 . 4 6 2 4 s i n ( ) 1 . 0 7 0 0 . 6 4 0 （ 4） 浮閥數(shù)計(jì)算及其排列 由于本設(shè)計(jì)用的是 重閥，且目標(biāo)分離物為苯 以取 10來(lái)粗算閥孔數(shù)目；對(duì)于 ,由 F0=0可求閥孔氣速 u ， 即 每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為 s 浮閥的排列，考慮到各分塊的支承與銜接要占去一部分鼓泡區(qū)面積， 閥孔排列采用等腰三角形叉排方式。 現(xiàn)按 7 5 6 5t m m t m m、 的等腰三角形叉排方式排列，則設(shè)計(jì)條件下的閥孔氣速為 閥孔動(dòng)能因 數(shù)為 0 0 5 . 7 6 0 3 . 3 9 4 1 0 . 6 1 所以閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在 912 的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實(shí)排數(shù)適用。 2200 0 . 0 3 9/ ( ) 1 9 3 ( ) 0 . 1 5 01 . 4T N D 此開(kāi)孔率在 5%15%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開(kāi)孔是合理的。 2201 . 4 3 1 4 5 . 7 6 0 /1 9 5 ( 0 . 0 3 9 )4m 0 15 7、 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 算氣相通過(guò)浮閥塔板的靜壓頭降c lh h h h 計(jì)算。 (1)可計(jì)算臨界閥孔氣速 0 ，可用 算干板靜壓頭降，即 mh c 0 3 3 (2)計(jì)算塔板上含氣液層靜壓頭降取充氣系數(shù) ，已知板上液層高度 ,h 所以依式Ll mh l (3)計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降 6 3 3 換算成單板壓降 K p 0 90 6 3 (設(shè)計(jì)允許值 ) 液管中清夜層高度(1)計(jì)算氣相通過(guò)一層塔板的靜壓頭降6 前已計(jì)算 2)計(jì)算溢流堰（外堰）高度3)液體通過(guò)降 液管的靜壓頭降以可用式 式中 3 5 0 3 6 dh m (4)塔板上液面落差 h 由于浮閥塔板上液面落差 h 很小，所以可忽略。 (5)堰上液流高度 樣 1 6 6 1 8 3 為了防止液泛，按式： )( ，取校正系數(shù) ，H , 4 3 從而可知 4 1 1 6 ，符合防止液泛的要求。 (6) 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間校核 應(yīng)保證液體早降液管內(nèi)的停留時(shí)間大于 35 s,才能使得液體所 夾帶氣體釋出。本設(shè)計(jì) 0 . 1 1 1 1 0 . 4 5 1 3 . 9 0 0 0 3 6 0 5 s 可見(jiàn)，所夾帶氣體可以釋出。 算霧沫夾帶量1） 霧沫夾帶量0%的合理范圍內(nèi)，是通過(guò)計(jì)算泛點(diǎn)率17 的。泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式： %和 %塔板上液體流程長(zhǎng)度 5 3 塔板上液流面積 苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù) K 值， K=從泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷 因數(shù) ,將以上數(shù)值 分別代入上式，得泛點(diǎn)率 % 3 6 F 及 % 0 03 1 99 7 F 為避免霧沫夾帶過(guò)量，對(duì)于大塔，泛點(diǎn)需控制在 80%以下。從以上 計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于 80%，所以霧沫夾帶量能滿足 干氣）（液） / k g (1.0 的要求。 （ 2） 嚴(yán)重漏液校核 當(dāng)閥孔的動(dòng)能因數(shù)0 時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，前面已計(jì)算0 ，可見(jiàn)不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。 8、 精餾段 塔板負(fù)荷性能圖 沫夾帶 上限線 對(duì)于苯 甲苯物系和已設(shè)計(jì)出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值干氣）（液） / k g (1.0 所對(duì)應(yīng)的泛點(diǎn)率 1F (亦為上限值 ),利用式 %和 %便可作出此線。由于塔徑較大，所以取泛點(diǎn)率1 80F ，依上式有 18 V 整理后得 0 . 0 6 1 1 1 . 4 3 2 0 . 1 3 4即 2 . 1 9 3 2 3 . 4 4 即為負(fù)荷性能圖中的線 (1) 此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對(duì)應(yīng)一條直線。所 以在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè) . 1 9 3 2 3 . 4 4算出相應(yīng)的用兩點(diǎn)確定一條直線，便可在負(fù)荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。 液線 對(duì)于 重閥，當(dāng)動(dòng)能因數(shù) 5 時(shí)