化工原理課程設(shè)計說明書--板式精餾塔設(shè)計

1、化工原理課程設(shè)計 前言化工生產(chǎn)中所處理的原料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)。生產(chǎn)中為了滿足儲存，運輸，加工和使用的需求，時常需要將這些混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質(zhì)。精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量計的驅(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相分揮發(fā)度的不同，使揮發(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。實現(xiàn)原料混合物中各組成分離該過程是同時進行傳質(zhì)傳熱的過程。本次設(shè)計任務(wù)為設(shè)計一定處理量的分離四氯化碳和二硫化碳混合物精餾塔。板式精餾塔也是很早出現(xiàn)的一

2、種板式塔，20世紀50年代起對板式精餾塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設(shè)計方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有下列優(yōu)點：生產(chǎn)能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且結(jié)構(gòu)簡單，塔盤造價減少40%左右，安裝，維修都較容易?；ぴ碚n程設(shè)計是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，通過課程設(shè)計使我們初步掌握化工設(shè)計的基礎(chǔ)知識、設(shè)計原則及方法；學(xué)會各種手冊的使用方法及物理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結(jié)果的校核，能畫出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。在設(shè)計過程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的安全性、經(jīng)濟合理性。在設(shè)計過程中應(yīng)考慮到設(shè)計的業(yè)精餾塔具有

3、較大的生產(chǎn)能力滿足工藝要求，另外還要有一定的潛力。節(jié)省能源，綜合利用余熱。經(jīng)濟合理，冷卻水進出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量。另一方面影響到所需傳熱面積的大小。即對操作費用和設(shè)備費用均有影響，因此設(shè)計是否合理的利用熱能R等直接關(guān)系到生產(chǎn)過程的經(jīng)濟問題。本課程設(shè)計的主要內(nèi)容是過程的物料衡算，工藝計算，結(jié)構(gòu)設(shè)計和校核?！揪s塔設(shè)計任務(wù)書】一 設(shè)計題目精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計二 工藝條件- 1 -化工原理課程設(shè)計生產(chǎn)能力：10噸每小時（料液）年工作日：自定原料組成：34%的二硫化碳和66%的四氯化碳（摩爾分率，下同） 產(chǎn)品組成：餾出液 97%的二硫化碳，釜液5%的二硫化碳操作壓力：塔頂壓強為

4、常壓進料溫度：58進料狀況：自定加熱方式：直接蒸汽加熱回流比： 自選三 設(shè)計內(nèi)容1 確定精餾裝置流程;2 工藝參數(shù)的確定基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的查取及估算，工藝過程的物料衡算及熱量衡算，理論塔板數(shù)，塔板效率，實際塔板數(shù)等。3 主要設(shè)備的工藝尺寸計算板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤布置等。4 流體力學(xué)計算流體力學(xué)驗算，操作負荷性能圖及操作彈性。5 主要附屬設(shè)備設(shè)計計算及選型四 設(shè)計結(jié)果總匯將精餾塔的工藝設(shè)計計算的結(jié)果列在精餾塔的工藝設(shè)計計算結(jié)果總表中。五 參考文獻列出在本次設(shè)計過程中所用到的文獻名稱、作者、出版社、出版日期。 - 2 -化工原理課程設(shè)計流程的設(shè)計及說明圖1 板式精餾塔的工藝流程簡圖工藝流程：

5、如圖1所示。原料液由高位槽經(jīng)過預(yù)熱器預(yù)熱后進入精餾塔內(nèi)。操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵,有時還要設(shè)置高位槽。為了便于了解操作中的情況及時發(fā)現(xiàn)問題和采取相應(yīng)的措施，常在流程中的適當位置設(shè)置必要的儀表。比如流量計、溫度計和壓力表等，以測量物流的各項參數(shù)。:- 3 -【已知參數(shù)】化工原理課程設(shè)計主

6、要基礎(chǔ)數(shù)據(jù):表1 二硫化碳和四氯化碳的物理性質(zhì)項目 二硫化碳 四氯化碳分子式 CS2CCl4分子量 76 154沸點() 46.5 76.8g/cm31.260 1.595表2 液體的表面加力 (單位:mN/m)溫度 二硫化碳 四氯化碳46.5 28.5 23.6表3 常壓下的二硫化碳和四氯化碳的氣液平衡數(shù)據(jù)液相中二硫化碳摩爾分率x 0 0.0296 0.0615 0.1106 0.1435 0.2580氣相中二硫化碳摩爾分率y 0 0.0823 0.1555 0.2660 0.3325 0.4950液相中二硫化碳摩爾分率x 0.3908 0.5318 0.6630 0.7574 0.8604

7、 1.0氣相中二硫化碳摩爾分率y 0.6340 0.7470 0.8290 0.8790 0.9320 1.058 26.8 22.276.5 24.5 20.2【設(shè)計計算】一、精餾流程的確定二硫化碳和四氯化碳的混合液體經(jīng)過預(yù)熱到一定的溫度時送入到精餾塔，塔頂上升蒸氣采用全凝器冷若冰霜凝后，一部分作為回流，其余的為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送到貯中，塔釜采用間接蒸氣再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。流程圖如圖1所示。二、塔的物料衡算(一)、料液及塔頂塔底產(chǎn)品含二硫化碳的質(zhì)量分率- 4 -化工原理課程設(shè)計aF=0.34760.3476+(1-0.34)154=0.203aD=0.97760.9776+

8、(1-0.97)1540.05760.0576+(1-0.05)154=0.941aW=0.0235（二）、平均分子量MMFD=0.3476+(1-0.34)154=127.48=0.9776+(1-0.97)154=78.34MW=0.0576+(1-0.05)154=150.1（三）、物料衡算 每小時處理摩爾量F=總物料衡算易揮發(fā)組分物料衡算 +=0.97D+0.05W=0.34F 10000MF=10000127.48=78.44kmol/h聯(lián)立以上三式可得：D=24.75kmol/hW=53.70kmol/hF=78.44kmol/h三、塔板數(shù)的確定（一）理論板NT的求法用圖解法求理論

9、板（1） 根據(jù)二硫化碳和四氯化碳的氣液平衡數(shù)據(jù)作出y-x圖,如圖2所示（2） 進料熱狀況參數(shù) qq=1kmol變?yōu)轱柡驼羝枰哪芰吭弦呵柶療?.661540.85(76.8-58)0.3476339+0.66154188=0.0583- 5 -化工原理課程設(shè)計（3） q線方程y=qq-1x-1q-1xF=0.05630.0583-1x-10.0583-10.34=-0.0619x+0.3610圖2 二硫化碳、四氯化碳的y-x圖及圖解理論板（4） 最小回流比Rmin及操作回流比R 依公式Rmin=xD-yqyq-xq0.97-0.350.35-0.154=3.163 =取操作回流比R

10、=1.5Rmin=1.53.163=4.744精餾段操作線方程- 6 -化工原理課程設(shè)計RR+1XDR+14.7444.744+10.974.744+1y=x+=x+=0.826x+0.169按常規(guī)M,T，在圖(1)上作圖解得：，其中精餾段為5層，提餾段為3.5層. NT=(9.5-1)層（不包括塔釜）圖2 二硫化碳、四氯化碳的y-x圖及圖解理論板(二) 全塔效率ETET=0.17-0.616lgm塔內(nèi)的平均溫度為,該溫度下的平均粘度mm=0.34A+0.66B=0.330.3+0.660.68=1.428故:ET=0.17-0.616lg1.428=0.43 (三) 實際板數(shù)N精餾段:N精=

11、5/ET=11.6層(取12層) 提餾段:N提=3.5/ET=8.13層(取9層) 四：塔工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算(一) 操作壓強的計算Pm塔頂壓強PD=4+101.3=105.3kPa取每層塔板壓降P=1.0kPa 則：進料板壓強：PF=105.3+101.0=113.7kPa 塔釜壓強：Pw=105.3+90.7=121.3kPa 精餾段平均操作壓強：Pm=105.3+113.72114.3+121.32=109.5 kPa=116.8kPa.提餾段平均操作壓強：Pm =(二) 操作溫度的計算近似取塔頂溫度為46.5,進料溫度為58,塔釜溫度為76精餾段平均溫度tm提餾段平均溫度tm=(精)

12、tVD+tF2tW+tF2=46.5+58258+76.52=52.25 =67.25(提)=- 7 -化工原理課程設(shè)計(三) 平均摩爾質(zhì)量計算塔頂摩爾質(zhì)量的計算：由xD=y1=0.97查平衡曲線,得x1=0.927 MVDm=0.9776+(1-0.97)154=84.96kg/kmol MLDm=0.92776+(1-0.927)154=75.07kg/kmol；進料摩爾質(zhì)量的計算：由平衡曲線查的： yF=0.582 xF=0.388； MVFm=0.58276+(1-0.582)154=98.98kg/kmol；MLFm=0.3887+6-(1；0.388)=154kg12k3m.7o4

13、l /塔釜摩爾質(zhì)量的計算：由平衡曲線查的：xW=0.05 x1'=0.127 MVWm=0.05764+(1-0.05)154=150.1kg/kmolMLWm=0.12776+(1-0.127)154=144.1kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量：MVm(精)=(84.96+98.98)2=91.97kg/kmol；MLm(精)=(75.07+123.74)2=99.405kg/kmol；提餾段平均摩爾質(zhì)量：MM'Vm(提)=(98.98+150.1)2=124.54kg/kmol； =(123.74+144.1)2=133.92kg/kmol； 'Lm(提)（四) 平

14、均密度計算：m1、液相密度Lm：塔頂部分 依下式：1Lm=ALA+BLB（為質(zhì)量分率）；其中A=0.941,B=0.059；- 8 -化工原理課程設(shè)計0.94112600.05912953即：1Lm=+Lm=1275.2kg/m；進料板處：由加料板液相組成：由xF=0.34 得AF=0.203； 1LF=m0.203-10.203+12601595LFm=1513k.g3m/；3塔釜處液相組成：由xW=0.05 得AW=0.0253；1LW=m0.0253-10.02533+LW=m1636k.g3m/；12601595故 精餾段平均液相密度：Lm(精)=(753.4+867.9)2=810.

15、7kg/m；提餾段的平均液相密度： Lm(提3=(1636.+3)153.=3)2k1g57m4. 8；3/2、氣相密度Vm： 精餾段的平均氣相密度Vm(精)=pmMVm(精)RT=109.591.978.314(52.25+23.1)=3.78kg/m3 提餾段的平均氣相密度Vm(提)=pmMVm(提)RT=116.8124.548.314(67.25+273.1)3=5.14kg/m（五）液體平均表面張力 m的計算n液相平均表面張力依下式計算，及Lm=xii=1i塔頂液相平均表面張力的計算 由tD=45.5查手冊得：6N A=28.5mN/m； B=23.m/m；- 9 -化工原理課程設(shè)計

16、LDm=0.9728.+50.03 2=3.6mN28m.；35/ 進料液相平均表面張力的計算 由tF=58查手冊得： A=26.8mN/m； B=22.m2N LDm=0.3426.+8-(10.34)； /m 6=22.m2N2m3；.7/ 塔釜液相平均表面張力的計算 由tW=97.33查手冊得： A=24.5mN/m； B=20.m2N LWm=0.0524.+5則：精餾段液相平均表面張力為：m(精)=mN/m -(10.05) /m； =20.m2N2m0.42/提餾段液相平均表面張力為：m(提)=(23.76+20.42)2=22.09mN/m（六）液體平均粘度的計算Lm液相平均粘度

17、依下式計算，即Lm=xii； 塔頂液相平均粘度的計算，由由tD=46.5查手冊得：1Pa ；s A=0.33mPa s； B=0.7mLDm=0.970.3+30.030=.71mP0a .4；s1進料板液相平均粘度的計算：由tF=58手冊得：4Pa ；s A=0.28mPa s； B=0.6mLFm=0.340.2+80.660=.64m0P.a 51s7 ；- 10 -化工原理課程設(shè)計塔釜液相平均粘度的計算： 由tW=76.8查手冊得：A=0.25mPa s； B=0.5m1Pa ；sLWm=0.050.2+50.950=.51mP0a .4；s9五、精餾塔氣液負荷計算精餾段：V=(R+1

18、) D'=(4.744+1)24.75=142.11kmol/h Vs=VMVm(精)3600Vm(精)=142.1191.9736003.7824=.743=1.04m/s 4 L=RD= 4.741k1m7.o3l7 hLs=LMLm(精)3600Lm(精)=117.3799.40536001394.3=0.0023m/s 3Lh=36000.0023=8.28m3/h提餾段：V'=V=142.11kmol；V's(提)=VMVm(提)3600Vm(提)'=142.11124.5436005.14=0.956m/s； 3L=L+F=117.37+78.44=

19、195；. 81kmol/h L's=LM'Lm(提)'3600Lm(提)=195.81133.9236001574.8=0.00277m/s； 3'3 Lh=36000.00277=9.98m/h；六、塔和塔板的主要工藝尺寸的計算（一）塔徑D 參考下表 初選板間距HT=0.40m,取板上液層高度HL=0.07m 故：精餾段：HT-hL=0.40-0.07=0.3- 11 -化工原理課程設(shè)計110.00231394.32()()2=()()=0.0425 查圖表 VsV1.043.78LsLC20=0.078；依公式 C=C20(20)0.2=0.078(26.

20、0620)0.2=0.0733；um=Cax=0.0778=1.m49s6/取安全系數(shù)為0.7，則： u=0.7umax=0.72.14=1.047m/s故：D=1.265m；按標準，塔徑圓整為1.m,則空塔氣速為u=4Vs塔的橫截面積AT= 提餾段： (LsV's'D42=241.04D=1.342=0.78m/s21.4=0.636m2)('L'V1)2=(0.002770.956)(1574.85.141)2=0.0507；查圖C20=0.068；依公式：C=C20(20)0.222.09=0.068 200.2=0.0694；umax=C=1.213m/

21、s取安全系數(shù)為0.70，u=0.7umax=0.71.213=0.849m/s；'- 12 -化工原理課程設(shè)計D='=1.20m；為了使得整體的美觀及加工工藝的簡單易化,在提餾段與精餾段的塔徑相差不大的情況下選擇相同的尺寸; 故:D'取1.m 塔的橫截面積:A'T=空塔氣速為u'=4Vs24D'2D板間距取0.4m合適=440.956=1.4=1.327m =0.720m/s221.32（二）溢流裝置 采用單溢流、弓形降液管、平形受液盤及平形溢流堰，不設(shè)進流堰。各計算如下：精餾段：1、溢流堰長 lw為0.7D，即：lw=0.71.4=0.91m；

22、 2、出口堰高 hw hw=hL-how 由lw/D=0.91/1.=0.7, Lhl2.5w=8.280.912.5=10.48m查手冊知：E為1.03 依下式得堰上液高度：2howL=E h1000lw2.8438.28=1.03 10000.912.84=0.013m故：hw=hL-how=0.07-0.013=0.057m 3、 降液管寬度Wd與降液管面積Af有l(wèi)w/D=0.7查手冊得Wd/D=0.14,Af/AT=0.08 故：Wd=0.14D=0.14 1.3=0.182mAf=0.084D=0.08241.3=0.1062m22- 13 -化工原理課程設(shè)計=AfHTLs=0.10

23、620.40.0023=18.5s(>5s,符合要求)4、降液管底隙高度h0取液體通過降液管底隙的流速u0=0.1m/s 依式計算降液管底隙高度h0， 即：h0=Lslwu0=0.00230.910.1=0.025m提餾段：1、 溢流堰長lw為0.7D'，即：l'w=0.71.4=0.91m； 2、 出口堰高hw h'w=hL-h'ow ； 由 l'w/D=0.91/1.4=0.7，Lhl'2.5w''=9.980.912.5=12.63m查手冊知E為1.04依下式得堰上液高度：2how'2.84Lh=E '

24、1000lw9.98=1.04 10000.912.842=0.0146mhw=0.07-0.0146=0.0554m。3、 降液管寬度W有l(wèi)wd與降液管面積Afd/D=0.7查手冊得Wd/D=0.14,Af/AT=0.08故：WAf=0.14D=0.14 1.=0.182m 4=0.08AfHTLsD'=0.080.10620.40.0023241.4=0.1062m22=18.5s(>5s,符合要求)降液管底隙高- 14 -化工原理課程設(shè)計度h'取液體通過降液管底隙的流速u0=0.008m/s依式計算降液管底隙高度h'0 ：即h0='Lslwu0

25、9;'=0.00142=0.031m7 0.560.08（三）塔板布置1、取邊緣區(qū)寬度Wc=0.035m ,安定區(qū)寬度Ws=0.065m 精餾段：依下式計算開孔區(qū)面積A=2 180Rsin2-1x R其中x=R=故:D2D2-(Wd+Ws)=-Wc=1.32-(0.182+0.065)=0.403m 0.m61 51.3-0.03=52A=2 1800.615sin2-10.403 0.615=0.915m 2提餾段：依下式計算開孔區(qū)面積A'=2 x180Rsin'2-1'x 'R=2 0.2.18023-01.220.s in0.365 =0.304

26、m 2- 15 -化工原理課程設(shè)計其中x='D2D2'-(W'd+W's)=0.82-(0.112+0.065)=0.223m'R='-Wc=0.8-0.03=5250.m36（四）篩孔數(shù)n與開孔率取篩孔的孔徑d0為5mm正三角形排列，一般碳鋼的板厚為4mm,取t/d0=3.5 故孔中心距t=3.5 5.0=17.5mm依下式計算塔板上篩孔數(shù)n ,即11581031158103n= A= 22t17.50.915=3460孔 依下式計算塔板上開孔區(qū)的開孔率，即： =A0A%=0.907(t/d)02（在515%范圍內(nèi)） =7.5%精餾段每層板上的

27、開孔面積Ao為Ao=A=0.0750.915=0.0686mVsAo1.040.60862氣孔通過篩孔的氣速u0=15.16m/s提餾段每層板上的開孔面積Ao為Ao=A=0.1010.304=0.0307m''''2氣孔通過篩孔的氣速u0=（五）塔有效高度V's'Ao=0.6270.0307=20.42m/s（12-1）0.4=4.4m； 精餾段Z精=- 16 -化工原理課程設(shè)計（6-1）0.4=2.0m； 提餾段有效高度Z提=在進料板上方開一人孔，其高為0.8m，一般每68層塔板設(shè)一人孔（安裝、檢修用），需經(jīng)常清洗時每隔34層塊塔板處設(shè)一人孔。

28、設(shè)人孔處的板間距等于或大于600m。根據(jù)此塔人孔設(shè)3個。故：精餾塔有效高度Z=Z精+Z提+30.8=8.0+2.0+2.4=12.4m七篩板的流體力學(xué)驗算(一) 氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨萮p1、根據(jù) hp=hc+hl+h干板壓降相當?shù)囊褐叨萮c2、根據(jù)d0/=5/4=1.25，查干篩孔的流量系數(shù)圖c0=0.89精餾段由下式得u15.163.78hc=0.051 0 v=0.051 =0.0301m C0.891394.30l22提餾段由下式得u15.165.14hc'=0.051 0 v=0.051 =0.0483m C0.891574.80l223、精餾段氣流穿過板上液層壓降

29、相當?shù)囊褐叨萮lu=vsAt-Af=1.041.327-0.1062=0.20m/sF=u=0.389由圖充氣系數(shù)0與Fa的關(guān)聯(lián)圖查取板上液層充氣系數(shù)0為0.57- 17 -化工原理課程設(shè)計則hl=0hL=0(hw+how)=0.570.07=0.0399m提餾段氣流穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨萮l'u'=vsAt-Af=0.9561.327-0.1062=0.783m/sF'=ua=1.775由圖充氣系數(shù)0與Fa的關(guān)聯(lián)圖查取板上液層充氣系數(shù)0為0.58 則hl'=0hL=0(hw+how)=0.580.07=0.0406m3、精餾段克服液體表面張力壓降相當

30、的液柱高度h由 h=4426.0610-3Lgd0=1384.39.810.005=0.00152m提餾段克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨萮' 由 h'=故精餾段 hp=0.0301+0.0399+0.00152 =0.07152m單板壓降P=hpLg=0.071521394.39.81=971pa=0.971kpa(<1.0kpa)（設(shè)4=422.0910-3Lgd01574.89.810.005=0.00144m 計允許值）故提餾段 hp'=0.00483+0.0406+0.00144 =單板壓降P'=hpLg=0.09031574.89.81=98

31、9pa=0.989kpa(<1.0kpa)（設(shè)計允許值）- 18 -化工原理課程設(shè)計（二）精餾段霧沫夾帶量ev的驗算 由式ev=5.710-65.710uH-hfT-6-33.2=<0.1kg液/kg氣26.06100.20.4-2.50.073.2=1.510-4kg液/kg氣故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶 提餾段霧沫夾帶量ev的驗算5.710-6由式ev=5.710uH-hfT-6-33.23.2=<0.1kg液/kg氣22.09100.783 0.4-2.50.07=0.0239kg液/kg氣故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶（三）精餾段漏液的驗算uow=4.4C=

32、4.4xVu0uow=15.16=1.76>(8.91 .5)=8.6 m/s 篩板的穩(wěn)定性系數(shù) k=故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液提餾段漏液的驗算uow=4.4C=4.40. =8.6 m/s- 19 -V1574.8/5.14化工原理課程設(shè)計6篩板的穩(wěn)定性系數(shù) k=u0=15.1=1.92>(1 .5)uow7.89故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液（四）精餾段液泛驗算為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度Hd(HT+hw)由Hd=hp+hL+hd計算Lhd=0.15 S=lwh01.5610=-32Hd0.00230.1 10.025 0.920.00m156Hd=0.0

33、82+0.06+0.00098=0.143m取=0.5，則(HT+hw)=0.5（0.4+0.057）=0.229m 故Hd(HT+hw)，在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛提餾段液泛驗算為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度Hd(HT+hw)由Hd=hp+hL+hd計算Lhd=0.15 S=lwh01.534-32Hd0.002770.1 10.030.904210=0.0m0153Hd=0.0903+0.07+0.00153 =.5 取=0.5，則(HT+hw)=0(0.4+0.05 5 4 ) = 0.227故Hd(HT+hw)，在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛 八塔板負荷性能圖- 20 -化工原

34、理課程設(shè)計提餾段(一) 霧沫夾帶線（1） ev=5.7x10-6uH-hfT3.2式中u=vsAT-Af=vs1.327-0.1062=0.819vs （a）hf=2.5(hw+how)2/33600Ls-3=2.5hw+2.8410E lw近似取E1.0，hw=0.057m，lw=0.91m2/33600LS故hf=2.50.057+2.84x10-3 0.912/3=0.1425+1.776LS（b）取霧沫夾帶極限值ev為0.1Kg液/Kg氣，已知=20.06mN/m， HT=0.4m，并將（a），（b）式代入ev=-6-35.710-63.2u H-hfT3.2得1.0=5.71026.

35、06100.819vs2/30.4-0.1425-1.776LS整理得 vs=2.132-14.70LS2/3 （1） 此為霧沫夾帶線的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個Ls,計算出相應(yīng)的Vs值。列于表中 表 （二）液泛線令Hd=(HT+hw) Hd=hp+hL+h d hp=hc+hL+h- 21 -化工原理課程設(shè)計hL=hw+ho w聯(lián)立得 (HT+hw)=hp+hw+how+hd 近似的取E=1.0, lw=0.91how=2.8410(=2.8410(-3-33600lslw)2/3)2/33600ls0.91整理得how=0.7104ls2/3 (c)hc=0.51(=0.51(u0C0

36、)(Vs0.890.068622vl)=0.51()(2VsC0A0)(2vl)3.781394.3=0.0371Vs取0=0.6,近似的有hc=0(hw+how)=0.6(0.057+0.7104Ls=0.3042+0.426Lsh=0.001522/32/3)故: hp=0.3071Vs+0.3042+0.426Ls由式hd=0.153(Lslw-h0)=0.153(222/3+0.00152 (d)2Ls0.910.025)=296.6Ls2(e)將HT=0.4m,hw=0.057,=0.5,及(c),(d),(e)代入得0.5(0.4+0.057)=0.0357+0.0371Vs+0.

37、426Ls+0.7104Ls2/322/3+0.057+296.6Ls2整理得:- 22 -化工原理課程設(shè)計Vs=3.66-0.7104Ls22/32-7794.6LS此為液泛線的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個Ls,計算出相應(yīng)的Vs值。列于表中表 （三）液相負荷上限線以=5s作為液體在降液管中停留時間的下限=AfHTLs=5則 Ls.max=AfHT5=0.40.10625=0.008496m/s 3據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限(四)漏液線（氣相負荷下限線）由uo,min=4.4Co2uo,min=Vs,minAo2Lh3hL=hw-how how=E 1000lw2.84A0=

38、0.686m得=4.40.686Vs,min整理得:Vs,min=此為液相負荷上限線的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個Ls,計算出相應(yīng)的Vs值。列于表表 (五)液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層告訴how=0.006m，化為最小液體負荷標準, 取- 23 -化工原理課程設(shè)計E1.0。由3600Lshow=E 1000lw2.842/3=0.0062.843600Ls,min即:0.006=0.006= 10000.912/3則Ls,min=7.7610-4m3sVS.maxVSLS10m/s-33圖3 精餾段負荷性能圖據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線可知設(shè)計供板上限有霧沫夾帶線控

39、制，下限由漏夜線控制 精餾段操作彈性=Vs,maxVs,min=1.2430.524=2.372- 24 -化工原理課程設(shè)計提餾段(一) 霧沫夾帶線（1） ev=5.7x10-63.2uH-hfT式中u=vsAT-Af=vs1.327-0.1062=0.812vs （a）hf=2.5(hw+how)2/33600Ls-3=2.5hw+2.8410E lw近似取E1.0，hw=0.057m，lw=0.91m2/33600LS故hf=2.50.0544+2.8410-3 0.912/3=0.136+1.776LS（b）取霧沫夾帶極限值ev為0.1Kg液/Kg氣，已知=22.09mN/m， HT=0

40、.4m，并將（a），（b）式代入ev=-6-35.710-63.2u H-hfT3.2得1.0=5.71022.09100.812vs2/30.4-0.136-1.776LS整理得 vs=4.303-28.94LS2/3 （1） 此為霧沫夾帶線的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個Ls,計算出相應(yīng)的Vs值。列于表中。 表 Ls. m3/s0.610-31.510-33.010-34.510-3Vs. m3/s 4.097 （二）液泛線3.924 3.701 3.514令Hd=(HT+hw) Hd=hp+hL+h d hp=hc+hL+h- 25 -化工原理課程設(shè)計hL=hw+ho w聯(lián)立得 (HT+

41、hw)=hp+hw+how+hd 近似的取E=1.0, lw=0.91how=2.8410(=2.8410(-3-33600lslw)2/3)2/33600ls0.91整理得how=0.7104ls2/3 (c)hc=0.51(=0.51(u0C0)(Vs0.890.068622vl)=0.51()(2VsC0A0)(2vl)5.141574.8=0.0501Vs取0=0.6,近似的有hl=0(hw+how)=0.6(0.0554+0.7104Ls=0.0332+0.426Lsh=0.001412/32/3)故: hp=0.0501Vs+0.0332+0.426Ls由式hd=0.153(Lsl

42、w-h0)=0.153(222/3+0.00144 (d)2Ls0.910.0304)=1999.9Ls2(e)將HT=0.4m,hw=0.057,=0.5,及(c),(d),(e)代入得0.5(0.4+0.0554)=0.0346+0.0501Vs+0.426Ls+0.7104Ls2/322/3+0.0544+199.9Ls2整理得:- 26 -化工原理課程設(shè)計Vs=2.75-22.68Ls22/32-3990.0LS此為液泛線的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個Ls,計算出相應(yīng)的Vs值。列表表 （三）液相負荷上限線以=5s作為液體在降液管中停留時間的下限=AfHTLs=5則 Ls.max=Af

43、HT5=0.40.10625=0.008496m/s 3據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限(四)漏液線（氣相負荷下限線）由uo,min=4.4Co2uo,min=Vs,minAo2Lh3hL=hw-how how=E 1000lw2.84A0=0.686m得=4.40.686Vs,min整理得:Vs,min=此為液相負荷上限線的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個Ls,計算出相應(yīng)的Vs值。列表10中。表 10- 27 -化工原理課程設(shè)計對于平直堰，取堰上液層告訴how=0.006m，化為最小液體負荷標準, 取E1.0。2.843600Ls由how=E 1000lw2/3=0.0062.843600Ls,min即:0.006= 10000.912/3 則Ls,min=7.7610-4m3s VS.minVS.minLS10-3m3/s圖4 提餾段負荷性能圖據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)