苯-乙苯連續(xù)精餾塔地設(shè)計(jì)

1、課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)學(xué) 院：生態(tài)與資源工程學(xué)院專(zhuān)業(yè)班級(jí)：2012級(jí)化學(xué)工程與工藝（1）班課程名稱(chēng)：化工原理課程設(shè)計(jì)題 目： 苯-乙苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)學(xué)生：蔡學(xué)號(hào)：扌旨導(dǎo)老師：自濤2015 年 6目錄一、設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)2.2.1塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用和地位 32.2篩板塔的結(jié)構(gòu)特點(diǎn)及應(yīng)用場(chǎng)合 32.3主要物性數(shù)據(jù) 4.三、精餾塔的物料衡算 4.3.1 進(jìn)料組成 5.3.2 全塔的物料衡算 5.3.3 相對(duì)揮發(fā)度和回流比的確定 5.3.4 塔板數(shù)的計(jì)算 7.3.4.1 理論塔板數(shù)的計(jì)算 7.3.4.2 實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算 8.四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 8.4.1 平均壓力 PM8.4.2 平

2、均溫度 tm9.4.3 平均分子量 9.4.4 平均密度 1.0.4.5 液體的平均表面力 1.04.6 液體平均粘度 1.1.五、汽液負(fù)荷計(jì)算 1.0.六、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 1.16.1 塔徑 1.1.6.2 溢流裝置 1.3.6.3弓形降液管寬度Wd和截面Af146.4 降液管底隙高度 1.5.6.5 塔高1.5.七、塔板的流體力學(xué)驗(yàn) 1.6.7.1 降液管液泛 1.6.7.2 降液管停留時(shí)間 1.6.7.3 液沫夾帶 1.7.7.4 漏液1.7.八、塔板負(fù)荷性能圖 1.7.8.1 液沫夾帶線 1.7.8.2 液泛線（氣相負(fù)荷上限線） 1.88.3 液相負(fù)荷上限線 1.9.8.4

3、漏液線（氣相負(fù)荷下限線） 1.98.5 液相負(fù)荷下限線 1.9.8.6 操作線與操作彈性 2.0九、設(shè)計(jì)評(píng)述 2.1.十、參考文獻(xiàn) 2.1.一、設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)（一）、設(shè)計(jì)題目苯-乙苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)（二）、設(shè)計(jì)要求進(jìn)精餾塔的料液含乙苯 40%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同） ，其余為苯；塔頂?shù)囊冶胶坎坏酶哂?2%；殘液中乙苯含量不得低于 98%生產(chǎn)能力為年產(chǎn) 4.6 萬(wàn)噸、 98%的乙苯產(chǎn)品。（三）操作條件1塔頂壓力：4kPa（表壓）2. 進(jìn)料熱狀態(tài)：自選3. 回流比：自選4. 加熱蒸氣壓：0.5MPa （表壓）5. 單板壓降 0.7kPa。（四）塔板類(lèi)型 ： 篩板塔（五）工作日每年工作日為 300 天，每天

4、 24 小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。（六）、設(shè)計(jì)容1 、設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)的容1）精餾塔的物料衡算；2）塔板數(shù)的確定；3）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；4）精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；5）塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；6）塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；7）塔板負(fù)荷性能圖；8）精餾塔接管尺寸計(jì)算；9）對(duì)設(shè)計(jì)過(guò)程的評(píng)述和有關(guān)問(wèn)題的討論。2、設(shè)計(jì)圖紙要求：1） 繪制生產(chǎn)工藝流程圖；2） 繪制精餾塔裝配圖。二、前言2.1 塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用和地位塔設(shè)備是化工、石油化工、精細(xì)化工、醫(yī)藥。食品和環(huán)保等行業(yè)普遍使用的 氣液傳質(zhì)設(shè)備，主要應(yīng)用與蒸餾、吸收、解吸、萃取、洗滌、閃蒸、增濕、減濕、 干燥等單元操作。2.2 篩板塔的結(jié)構(gòu)特點(diǎn)及

5、應(yīng)用場(chǎng)合篩板塔其塔板上開(kāi)有許多均勻的小孔。 根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板（孔徑為3-8mn）和大孔徑篩板（孔徑為10-25mn）兩類(lèi)。工業(yè)應(yīng)用以小孔徑篩板為 主，大孔徑篩板多用于某些特殊的場(chǎng)合（如分離粘度大、易結(jié)焦的物系）。篩板的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)低，約為泡罩塔的60%浮閥塔的80%板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大，比同直徑泡罩塔增加 20%-40%氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高；安裝容易清理檢修方便。其缺點(diǎn)是篩 板易堵塞，不宜處理易結(jié)焦、粘度大的物料，且篩板塔的設(shè)計(jì)和操作不當(dāng)，易產(chǎn) 生漏液，使操作彈性減小，傳質(zhì)效率下降2.3主要物性數(shù)據(jù)1.苯、乙苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量

6、沸點(diǎn)C臨界溫度C臨界壓力Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.72.苯、乙苯在某些溫度下的表面力t/ C20406080100120140（T 苯（mN/rj）28.826.2523.7421.2718.8516.4914.17（T 乙苯（mN/m29.327.1425.0122.9220.8518.8116.813.苯、乙苯在某些溫度下的液相密度t/ C20406080100120140p 苯（kg /m3）877.4857.3837.6815.0792.5768.9744.1p 乙苯（kg/m3）867.7849

7、.8931.8913.6795.2776.2756.74.苯、乙苯在某些溫度下的粘度t/ C020406080100120140卩苯（mPa s）0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184卩乙苯（mPas）0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2265.不同塔徑的板間距塔徑D/m3板間距Hr/mm200-300250-350300-450350-600400-600三、精餾塔的物料衡算原料液流率為F,塔頂產(chǎn)品流率為D,塔底產(chǎn)品流率為W對(duì)精餾塔做全塔物料衡算。有：F=D+W Fx F=Dx+Ww苯的摩爾質(zhì)量：MA=78.1

8、1Kg/Kmol,乙苯的摩爾質(zhì)量：MB=106.16Kg/Kmol。原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF= (1-40%)x 78.11+40%x 106.16=89.33Kg/KmolMD=(1-2%) X 78.11+2%x 106.16=78.67Kg/KmolMW(1-98%) X 78,11+98%X 106.16=105.6Kg/Kmol3.1進(jìn)料組成原料、塔頂、產(chǎn)品中的苯的摩爾分?jǐn)?shù)xf=(0.6/78.11)/ (0.6/78.11)+(0.4/106.16)=0.671xd=(0.98/78.11)/(0.98/78.11)+(0.02/106.16)=0.985xw=(0

9、.02/78.11)/(0.02/78.11)+(0.96/106.16)=0.0273.2全塔的物料衡算產(chǎn)物的產(chǎn)量： W=(4.6X 107)/(300 X 24 X 105.6)=60.50Kmol/h 求得 F=60.50 X (0.985-0.027)/(0.985-0.671)=184.58 Kmol/hD=F-W=184.58-60.50=124.08 Kmol/h3.3相對(duì)揮發(fā)度和回流比的確定飽和液體（泡點(diǎn)）進(jìn)料，q=1, Xe=X=0.671808896104112120128136x1.0000.7430.5420.3850.2590.1570.0720.000y1.0000

10、.9400.8650.7620.6310.4650.2570.0000.00.20.40.60.81.0x(y)摩爾分?jǐn)?shù)塔頂?shù)臏囟龋?示差法)88-T =(0.940-0.985)/(0.985-1)T-80解得：T=82C進(jìn)料板溫度：96-T =(0.542-0.671)/(0.671-0.743) CT-88解得：T=90.87 C塔釜的溫度：=(0-0.027)/(0.027-0.072)解得：T=133C由t-x-y曲線可知：tD=83C、tw=129.5 C、tF=90.5 C全塔的平均溫度 t=( t D+t w+t f)/3= (83+129.5+90.5 ) /3=101 C有

11、由上表數(shù)據(jù)作圖得x-y曲線及t-x(y)曲線，在x-y圖上，因q=1,查得ye=0.910,xD-y e Rm而 xe=xF=0.671 , xd=0.985,故有 =(0.985-0.910)/(0.910-0.671)=0.31因?yàn)槎锵灯胶夥匠虨開(kāi) a Xy=1+( a -1)X已知該方程過(guò)(0.671 , 0.910)解得a =5.0考慮到精餾段操作線離平衡線較近， 理論最小回流比較小，故取操作回流比為最 小回流比的2倍，即卩R=2Rm=2 0.31=0.623.4塔板數(shù)的計(jì)算理論塔板數(shù)的計(jì)算精餾段操作線為y=RxR+1Xdr+1=0.38x+0.61提餾段操作線為過(guò)(0.671 ,

12、 0.865 )和(0.027,0.027 )兩點(diǎn)的直線 提餾段操作線為5 0X平衡曲線為丫=両采用逐板計(jì)算法理論塔板數(shù)，步驟如下:精餾段 y 1=xd=0.985_j0.9851 5-4y5-4 X 0.985=0.929y 2=0.38x+0.61=0.38 X 0.929+0.62=0.973 x 2=0.878y3=0.944x3=0.771y4=0.903x4=0.651xf=0.671所以精餾段需要3塊理論板，加料板為第4塊理論板。提餾段 y 5=1.3x-0.0081=1.3X 0.651-0.0081=0.8382 x5=0.5089y6=0.6535y7=0.3480y8=0

13、.1172所以提餾段需要4塊 因此，精餾塔的理論塔板數(shù)為x6=0.2739x7=0.0964x8=0.0259xw=0.027Nr=8/=7層，進(jìn)料板位置為第4塊板。實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算塔板效率是氣、液兩相的傳質(zhì)速率、混合和流動(dòng)狀況，以及板間反混(液沫 夾帶、氣泡夾帶和漏液所致)的綜合結(jié)果。板效率為設(shè)計(jì)的重要數(shù)據(jù)。Q Conne11對(duì)幾十個(gè)工業(yè)塔及實(shí)驗(yàn)塔板效率進(jìn)行綜合歸納，認(rèn)為蒸餾塔可用相對(duì)揮發(fā)度與液相粘度的乘積作為參數(shù)來(lái)關(guān)聯(lián)全塔效率，其經(jīng)驗(yàn)式為:Et=0.49( ap L)A -0.245由示差法得在塔頂、進(jìn)料、塔底溫度下的粘度如下表82 C90.1 C133C苯(mPa- s)0.3030.2

14、810.195乙苯（mPa s）0.4390.3270.238卩頂=0.303 x xD+0.349X (1-xD)=0.304mPa s卩底=0.195 x xW+0.238X (1-xW)=0.237卩進(jìn)料=0.281 x xF+0.327 x (1-xF)=0.296卩=(頂+卩底+卩進(jìn)料)/3=0.279全塔效率 ET=0.49X( 5.0 x 0.279 ) a-0.245=0.452Nr3精餾段Np1=ET =燕2 7 提餾段 NPi=e=4/0.452 9總塔板數(shù)N=NPi+NP2=16塊，實(shí)際加料板位置在第8塊四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算4.1平均壓力PM取每層塔板

15、壓降為0.7KPa塔頂壓力 Pd=fo+p表=101.3+4=105.3Kpa力卩料板壓力 Pf=Pd+NP1x 0.7=105.3+7 x 0.7=110.2KPa塔底壓力 Pw=pf+np2x 0.7=110.2+9 x 0.7=116.5KPa,Pd+f精餾段平均壓力 PMh =(105.3+110.2)/2=107.75KPa提餾段平均壓力P+pFPM2=(116.5+110.2)/2=113.35KPa全塔平均操作壓力4.2平均溫度tm由試差法知 tD=82C、tv=133C、tF=90.Ct D+t F精餾段平均溫度ti廠=86.05 Ct W+t F提餾段平均溫度t2=-亍 =1

16、11.55 Ct D+t W全塔平均溫度t=廠=107.5 C4.3平均分子量塔頂：y1=xD=0.985 x 1=0.929M vD,M=y1MA+(1-y 1)MB=78.53Kg/KmolM ld,m=x1MA+(1-x 1)MB=80.13Kg/Kmol加料板：y4=0.903 x 4=0.651M VF,M=y4MA+(1-y 4)MB=80.83Kg/KmolM lf,m=x4MA+(1-x 4)MB=87.90Kg/Kmol塔底：y8=0.0259 x 8=0.1172M vW,Mty8M+(1-y 8)MB=102.87g/KmolM lw,m=x8MA+(1-x 8)MB=1

17、05.43Kg/Kmol精餾段：M,m1= (80.13+87.90 ) /2=84.02 Kg/KmolMV,M1= (78.53+80.83)/2=79.68 Kg/Kmol提餾段：M,m2=( 87.90+105.43)/2=96.67 Kg/KmolMv,m2=( 80.83+102.87)/2=91.85 Kg/Kmol全塔平均摩爾質(zhì)量：Mm=(84.02+96.67)/2=90.35 Kg/KmolMvm=(78.68+91.85)/2=85.77 Kg/Kmol4.4平均密度氣相密度PPMMVMvm=RT精餾段 P vm 1=107.75 X 79.68/8.314 X( 273

18、+86.05)=2.88Kg/m 3提餾段 p vm 2=113.35 X 91.85/ 8.314 X( 273 + 111.55)=3.26 Kg/m 3人P vm，a為質(zhì)量分率 +p vm，2液相密度全塔 p vm=(2.88+3.26)/2=3.07 Kg/m 382 r90.1 r133C苯(Kg/m3)812.75803.64752.78乙苯（Kg/m3）901.22853.80763.53由試差法求得塔頂、進(jìn)料、塔底的苯、乙苯的密度塔頂平均密度p dlm=814.3 Kg/m 31=0.98/812.75+0.02/901.22p DLM進(jìn)料板平均密度=0.6/803.64+0.

19、4/853.80p flm=822.9 Kg/m 3P FLMld1塔釜平均密度-=0.02/752.78+0.98/763.53p wl=763.3 Kg/m 3p WLM口精餾段平均密度 pLM1=(pDLM+p FLM)/2= (814.3+822.9 ) /2=818.6 Kg/m3提餾段平均密度 pLM2=(pFLM+p wlM/2=(822.9+763.3)/2=793.1 Kg/m 3全塔液相平均密度 p lm= (p LM+p LM2)/2= (818.6+793.1 ) /2=805.9 Kg/m 34.5液體的平均表面力由試差法求得塔頂、進(jìn)料、塔底的苯、乙苯的表面力82 r

20、90.1 r133C苯（mV/m21.0320.0414.98乙苯（mV/n）22.7121.8717.52塔頂表面力 c md=0.985 X 21.03+ (1-0.985 ) X 22.71=21.06mN/m進(jìn)料板表面力 c m=0.671 X 20.04+ (1-0.671 )X 21.87=20.64 mN/m塔底表面力 c mv=0.027 X 14.98+ (1-0.027 ) X 17.52=17.45 mN/m精餾段液體表面力c M= (c MD+ c mf) /2=20.85 mN/m提餾段液體表面力 c m2= (c mw+ c mf) /2=19.05 mN/m全塔液

21、體平均表面力c m= (c m什cm2) /2=19.95 mN/m4.6液體平均粘度知卩 md=0.304 mPa s 卩 mf=0.296 mPa s卩 mw=0.237 mPa s精餾段平均粘度卩M1=(卩mf+卩md) /2=0.300mPa - s提餾段平均粘度卩M2=(卩MF+卩 mW /2=0.267 mPa s全塔平均溫度卩m=(卩m什卩M2) /2=0.284 mPa s五、汽液負(fù)荷計(jì)算精餾段 汽相摩爾流率 V= (R+1) D= (0.62+1 ) X 124.08=201.010Kmol/h氣相體積流率 Vs=VMVm/3600 p vm=(201.010 X 79.68

22、)/(3600 X 2.88)=1.545m 3/s 液相回流摩爾流率 L=RD=0.62X 124.08=76.930 Kmol/h液相體積流率Ls= LMlm/3600 p lm= (76.930 X 84.02 ) / (3600X 818.6) =2.193 X 10A3提餾段汽相摩爾流率 V = (R+1) D= (0.62+1 ) X 124.08=201.010Kmol/h氣相體積流率Vs =VMm/3600 p vm2=(201.010 X 91.85)/(3600 X 3.26)=1.573m 3/s液相回流摩爾流率 L =F+L=184.58+76.930=261.51 K

23、mol/h液相體積流率Ls = L MLm:/3600 p lm2= (261.51 X 96.67) / (3600X 793.1 ) =8.854 X 10A3六、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算6.1塔徑塔徑的計(jì)算按照下式計(jì)算：D式中 D塔徑m；Vs 塔氣體流量 m3/s； u空塔氣速m/s。空塔氣速U的計(jì)算方法是，先求得最大空塔氣速Umax，然后根據(jù)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)，乘以一定的安全系數(shù)，即U (0.6 0.8)Umax因此，需先計(jì)算出最大允許氣速U max。式中Umax允許空塔氣速，m/S；p V，p L分別為氣相和液相的密度，kg/m3 ;C氣體負(fù)荷系數(shù)，m/s,對(duì)于氣體負(fù)荷系數(shù)C可用史密斯關(guān)聯(lián)圖(

24、如下)確定；而史密斯關(guān)聯(lián)圖是按液 體的表面力為 =0.02N/m時(shí)繪制的，故氣體負(fù)荷系數(shù) C應(yīng)按下式校正：初選塔板間距Hr=450mn及板上液層高度hL=70mm則C C20（亦I02泛點(diǎn)氣速:Umax C取安全系數(shù)0.7,則操作氣速u(mài)0.7Umax 0.71.3420.939m/s精餾段的塔徑D ：s41.5451.45m3.14 0.939HH-h L=0.45-0.07=0.39m按Smith法求取允許的空塔氣速（V）（ P）?=（0.002193/1.545） X （805.9/3.07）?=0.023查Smith關(guān)聯(lián)圖,得 3=0.082負(fù)荷因子：C C20（亦宀。.082 2。.8

25、5/20）WO.。830.083805.9_3.07 1.342m/s3.07提餾段塔徑的計(jì)算3Ls 0.008854m / s、Vs31.573m /sLsVs0.579310.08783.26提餾段的汽，液相平均密度為:33793.1kg/m、V 3.26kg /m0.5-0.008854v1.5730.220查上圖smith關(guān)聯(lián)圖，得C200.08，依式CC20調(diào)整塔徑為1.6m，綜上液流收縮系數(shù).6m E2Ls 3Lw校正到物系表面力6.2溢流裝置采用單溢流，弓形降液管，平行受液盤(pán)及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。 溢流堰長(zhǎng)Lw取堰長(zhǎng)為 0.6D，則 Lw0.6 1.6 0.96m出口堰高h(yuǎn)w

26、2 84由hwhi how，選用平直堰，堰上液層高度而E式中how堰上液流高度， m；Is塔平均液流量，m3/h；lw 堰長(zhǎng)，m；E 液流收縮系數(shù)。如下圖一般情況下可取E=1，對(duì)計(jì)算結(jié)果影響不大。近似取E=1。精餾段:h 284ow 100027.895 30.96提餾段:h 284ow 100031.8740.96230.0293mhwhLhow0.06 0.0116 0.0484m取 hw 0.05m6.3弓形降液管寬度Wd和截面Af0.0116m0.0006m0.02oLo io.ox0.060.05O.CMJX/A/J/10.7ZD由竺D0.6Af0.05At則有Wd0.1Af0.05

27、Wd1.60.16m查右圖得:0.1 D3.14221.6 0.100m4計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間，AH0迴業(yè) 20.52s0.0021935sAH0.100 0.455.09s 5sLs0.008854Ls以檢驗(yàn)降液管面積故符合要求取邊緣區(qū)寬度 Wc =0.060 m，破沫區(qū)寬度 Ws =0.1 m開(kāi)孔區(qū)面積按A2 x R2 x2R2 sin 1 計(jì)算180RD1.6D1.6xWdWs0.160.10.54m、RWc0.060.74m2222故 Aa2 0.540.742 o.542 面 o”2sin1 竺 1.19m20.746.4降液管底隙高度lsh。 l1 wU0式中U0降液管底隙處

28、液體流速，m/s根據(jù)經(jīng)驗(yàn)一般 uo取降液管底隙處液體流速為0.08m/s,則h0(精)O.。021930.0286mLslw 0.080.96 0.08ho(提)s 0.0088540.1153mlw 0.080.96 0.086.5開(kāi)孔數(shù)和開(kāi)孔率篩孔按正三角形排列，篩板采用碳鋼，取其厚度S=3mm取孔徑 d0 5mm ,t. d0 3.0,故孔心距 t=3 X 5=15 則開(kāi)孔率0.907牛0.9071 2310.100篩孔數(shù)n 1158000A 1158000 t1 19612415 2每層塔板的開(kāi)孔面積A。Aa10.100 1.1920.120mVS 1 545氣體通過(guò)篩孔的孔速u(mài) 0=

29、V0 =0145 =1288m/s6.5塔高由表(2-5)可見(jiàn)，當(dāng)塔徑為0.8 m時(shí)，其板間距可取450mn,因此，所設(shè)板間 距可用。塔高Z (Np 1)Ht (16 1) 0.456.75m精餾段塔高Z1 (Np11)Ht (7 1) 0.452.7m七、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)7.1降液管液泛取板厚 0.60d0，d。0.60，A0At2Af0.1200.067，查化工原理2 2 0.1課程設(shè)計(jì)下冊(cè)圖(5-33)，確定孔流系數(shù)C。0.73干板壓降hd2 21 g U013.0712.88- 0.0605m液柱L C02 9.8 805.90.732g所以氣體速率為UaVg1.545At 2Af 2

30、 2 0.10.842m s故氣相動(dòng)能因子Faua 0.5 0.842 3.07051.48kg0.5 m0.5s查化工原理課程設(shè)計(jì)圖5-35確定充氣系數(shù)0.61氣體通過(guò)塔板的壓降hP hdhL 0.0605 0.610.070.103m 液柱液體通過(guò)降液管的壓降hr 0.153（亙）20.1532.193 10 亍Iwh。0.96 28.6 1029.76 10 4m液柱計(jì)算降液管清夜層高度H d ,并取泡沫相對(duì)密度0.5,HdhP hL hr 0.103 0.07 9.76 10 4 0.174m0.450.048420.2492m1可見(jiàn)，滿足 H d - (H T hW)2降液管不會(huì)發(fā)生

31、液泛。7.2降液管停留時(shí)間AfHd0.1 0.174Vl2.193 10 37.93s 5s可見(jiàn)停留時(shí)間足夠長(zhǎng)，不會(huì)發(fā)生氣泡夾帶現(xiàn)象5.7 10 63.21.5452 0.120.85 10 30.45 2.5 0.077.3液沫夾帶液沫夾帶將導(dǎo)致塔板效率下降通常塔板上液沫夾帶量 e要求低于0.1kg液體/kg干氣體，則有eV65.7 103.2uHt hf65.7 10VgA Af3.2Ht2.50.0088kg液體kg干氣0.1kg液體kg干氣可見(jiàn)液沫夾帶量可以允許7.4漏液克服液體表面力的作用引起的壓降9 點(diǎn)磐釜5訶緲液柱則漏液點(diǎn)氣速 um 4.4C00.0056 0.13hLhVg0.

32、0056 0.13 0.07-0.0021805.94.4 0.73 、3.075.84 m sUoUOm12.882.211.55.84可見(jiàn)不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液現(xiàn)象。由塔板校核結(jié)果可見(jiàn)，塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)選擇基本合理，所設(shè)計(jì)的各項(xiàng)尺寸可用八、塔板負(fù)荷性能圖8.1液沫夾帶線3.2則由5.7 10Ht hf式中VsVsAtA 2 0.10.5263/shf 2.5hL 2.52.50.0484 0.00284E3600LsLw2/32.50.04840.00284 13600Ls0.962/30.121 1.714Ls2/3于是5.7 10 620.85 10 30.5263/s0.45 0.121 1.

33、714Ls2/33.20.1簡(jiǎn)化得 Vs 3.95320.59Ls2/3在操作圍,任取幾個(gè)Ls值，由上式算出對(duì)應(yīng)的Vs值，列于下表Ls （n3/s ）0.0010.0050.0100.015Vs （n3/s ）3.7473.3512.9972.701根據(jù)表中的數(shù)據(jù)，在負(fù)荷性能圖上作出液沫夾帶線18.2液泛線（氣相負(fù)荷上限線）Hthwhf hw howhdhow2.843600Ls1000Lw0.002842/33600Ls0.962/30.6855Ls2/30.051VsCoAo0.051Vshe0.73 0.1203.07805.90.02532Vs22/32/3hw how0.61 （0.05 0.6855Ls ） 0.0305 0.4182Lshf hc he 0.02532Vs20.4182Ls2/30.0305hdLs 2L s22153（由）153（09rL06）202.963Ls0.50.45 0.0500.02532Vs2 0.4182Ls2/3 0.03050.050 0.6855 Ls2/3202.963Ls2即 Vs2 6.69 43.62Ls2/3 8022.3 Ls2在操作圍,任取幾個(gè)Ls值