板式精餾塔課程設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)報(bào)告苯-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計(jì)學(xué)院專業(yè)班級學(xué)號姓名合作者指導(dǎo)教師化工原理設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目: 苯-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)任務(wù)1）進(jìn)精餾塔的原料液中含氯苯為38%（質(zhì)量百分比，下同），其余為苯。2）塔頂餾出液中含氯苯不高于2%。3）生產(chǎn)能力為日產(chǎn)純度為99.8%的氯苯Z噸產(chǎn)品。年工作日300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。 （設(shè)計(jì)任務(wù)量為3.5噸/小時(shí)）三、操作條件1.塔頂壓強(qiáng)4kPa（表壓）；2.進(jìn)料熱狀況，自選；3.回流比，自選；4.塔釜加熱蒸汽壓力0.5MPa；5.單板壓降不大于0.7kPa；6. 設(shè)備型式：自選7廠址 天津地區(qū)四、設(shè)計(jì)內(nèi)容1.精餾塔的物料衡算

2、；2.塔板數(shù)的確定；3.精餾塔的工藝條件及有關(guān)五行數(shù)據(jù)的計(jì)算；4.精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；5.塔板的主要工藝尺寸計(jì)算；6.塔板的流體力學(xué)計(jì)算；7.塔板負(fù)荷性能圖；8.精餾塔接管尺寸計(jì)算；9.繪制生產(chǎn)工藝流程圖；10.繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖；11.繪制塔板施工圖；12.對設(shè)計(jì)過程的評述和有關(guān)問題的討論五、基礎(chǔ)數(shù)據(jù)1.組分的飽和蒸汽壓（mmHg）溫度，（）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯1482052934005437197602.組分的液相密度（kg/m3）溫度，（）8090100110120130苯8178057937827

3、70757氯苯1039102810181008997985純組分在任何溫度下的密度可由下式計(jì)算苯 氯苯 式中的t為溫度，。3.組分的表面張力（mN/m）溫度，（）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4雙組分混合液體的表面張力可按下式計(jì)算：（為A、B組分的摩爾分率）4.氯苯的汽化潛熱常壓沸點(diǎn)下的汽化潛熱為35.3×103kJ/kmol。純組分的汽化潛熱與溫度的關(guān)系可用下式表示：（氯苯的臨界溫度：）5.其他物性數(shù)據(jù)可查化工原理附錄。目錄一、設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明5二、精餾塔的物料衡算6三、塔

4、板數(shù)的確定6四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算10五、塔徑和塔高的初步計(jì)算12六、溢流裝置的計(jì)算13七、塔板設(shè)計(jì)14八、流體力學(xué)性能校核15九、塔板負(fù)荷性能圖18十、板式塔結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備23十一、附屬設(shè)備設(shè)計(jì)25十二、設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表28十三、個人重新設(shè)計(jì)29十四、設(shè)計(jì)評述30十五、參考文獻(xiàn)30十六、符號說明31十七、附圖32一、 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明1. 操作壓力蒸餾操作可在常壓，加壓，減壓下進(jìn)行。應(yīng)該根據(jù)處理物料的性能和設(shè)計(jì)總原則來確定操作壓力。例如對于熱敏感物料，可采用減壓操作。本次設(shè)計(jì)為一般物料因此，采用常壓操作。2. 進(jìn)料狀況進(jìn)料狀態(tài)有五種：過冷液，飽和液，氣液混合物，飽和氣

5、，過熱氣。但在實(shí)際操作中一般將物料預(yù)熱到泡點(diǎn)或近泡點(diǎn)，才送入塔內(nèi)。這樣塔的操作比較容易控制。不受季節(jié)氣溫的影響，此外泡點(diǎn)進(jìn)料精餾段與提餾段的塔徑相同，在設(shè)計(jì)和制造上也叫方便。本次設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料即q=1。3. 加熱方式蒸餾釜的加熱方式一般采用間接加熱方式，若塔底產(chǎn)物基本上就是水，而且在濃度極稀時(shí)溶液的相對揮發(fā)度較大。便可以直接采用直接加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點(diǎn)是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱，在釜內(nèi)只需安裝鼓泡管，不需安裝龐大的傳熱面，這樣，操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均可節(jié)省一些，然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷涌入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下。塔釜中易于揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較

6、低，因而塔板數(shù)稍微有增加。但對有些物系。當(dāng)殘液中易揮發(fā)組分濃度低時(shí)，溶液的相對揮發(fā)度大，容易分離故所增加的塔板數(shù)并不多，此時(shí)采用直接蒸汽加熱是合適的。4. 冷卻方式塔頂?shù)睦鋮s方式通常水冷卻，應(yīng)盡量使用循環(huán)水。只有要求的冷卻溫度較低，考慮使用冷卻鹽水來冷卻。本實(shí)驗(yàn)用循環(huán)水。因此，根據(jù)上敘設(shè)計(jì)方案的討論及設(shè)計(jì)任務(wù)書的要求，本設(shè)計(jì)采用常壓操作，泡點(diǎn)進(jìn)料，間接蒸汽加熱以及水冷的冷卻方式。本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾方法，設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將混合料液經(jīng)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升器采用全凝器冷凝后，部分回流。其余部分作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入儲罐。該物系

7、屬于易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜部分采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入儲罐。工藝流程圖見附圖。二、 精餾塔的物料衡算1. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量 MA=78.11Kg/Kmol氯苯的摩爾質(zhì)量 MB=112.56Kg/KmolxF= 0.6278.110.6278.11+0.38112.56=0.702 xD= 0.9878.110.9878.11+0.02112.56=0.985 xw= 0.00278.110.00278.11+0.998112.56=0.002892. 原料液及塔頂、塔底的平均摩爾質(zhì)量MF=0.702*78.11

8、+(1-0.702)*112.56=88.38Kg/KmolMD=0.985*78.11+(1-0.985)*112.56=78.63Kg/KmolMW=0.00289*78.11+(1-0.00289)*112.56=112.46Kg/Kmol3. 物料衡算塔底產(chǎn)品量 W=3500/112.46=31.12Kmol/h總物料衡算 F=D+W苯物料衡算 F*0.702=0.985D+0.00289W聯(lián)立解得 F=107.98Kmol/hD=76.86 Kmol/h物料衡算結(jié)果如表1所示：表1 物料衡算結(jié)果流量組成（苯）質(zhì)量流量Kg/h摩爾流量Kmol/h質(zhì)量分率摩爾分率進(jìn)料9543.3107.

9、980.620.702塔頂6043.576.860.980.985塔底350031.120.0020.00289三、 塔板數(shù)的確定1. 理論板層數(shù)NT的求取苯-氯苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板數(shù)。由已知苯-氯苯物系的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)計(jì)算苯-氯苯的氣液相平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖。表2 常壓下苯-氯苯的氣液相平衡數(shù)據(jù)溫度,PA0 ,mmHgPB0 ,mmHgPA0 ,atmPB0 ,atmxy= PA0/ PB0807601481.0000.1951.0001.0005.1359010252051.3490.2700.6770.9135.00010013502931.7760.3860.4420.

10、7854.60811017604002.3160.5260.2650.6134.40012022505432.9610.7140.1270.3764.14413028407193.7370.9460.0190.0723.950131.829007603.8161.0000.0000.0003.816計(jì)算過程舉例： t=100 x=(P- PB0)/( PA0- PB0)=(760-293)/(1350-293)=0.442 y= PA0x/P=1350*0.442/760=0.785 = PA0/ PB0=1350/293=4.608求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在圖1-1

11、中對角線上，自點(diǎn)e(0.702,0.702)作垂線ef即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為：yq=0.914 xq=0.702故最小回流比為： Rmin=( xD- yq)/( yq- xq)=(0.985-0.914)/(0.914-0.702)=0.335取操作回流比為： R=2 Rmin=2*0.335=0.67求精餾塔的氣液負(fù)荷L= RD =0.67*76.86=51.50Kmol/hV=（R+1）D=（1+0.67）*76.86=128.4 Kmol/hL= L+F =51.50+107.98=159.48 Kmol/hV= V =128.4Kmol/h求操作線方程精餾段操作

12、線方程為:y=(L/V)x+(D/V)xD=（51.50/128.4）x+（76.86/128.4）*0.985=0.401x+0.590提餾段操作線方程為：y=(L/V)x-(W/V)xW=(159.48 /128.4)x-(31.12圖解法求理論板數(shù)采用圖解法求理論板數(shù)，如圖1-1所示。求解結(jié)果為總理論板層數(shù) NT= 10 (包括再沸器)進(jìn)料板位置 NF=42. 實(shí)際板層數(shù)的求取 板效率與塔板結(jié)構(gòu)，操作條件，物質(zhì)的物理性質(zhì)和流體的力學(xué)性質(zhì)有關(guān)，反映了實(shí)際塔板上傳質(zhì)過程進(jìn)行的程度。(1) 溫度利用表2數(shù)據(jù)，由拉格朗日插值法可得：塔頂溫度80-901-0.677=tD-800.986-1 ,t

13、D=80.5進(jìn)料溫度80-901-0.677=tF-800.702-1 ,tF=89.19塔底溫度130-131.80.019-0=tW-1300.00289-0.019 ,tW=131.5精餾段平均溫度t1=（tD+ tF）/2=(89.19+80.5)/2=84.84提餾段平均溫度t1=（tW+ tF）/2=(89.19+131.5)/2=110.34(2) 混合物的粘度計(jì)算表3 不同溫度下苯-氯苯的粘度溫度，6080100120140苯，mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯，mPas0.5150.4280.3630.3130.274液相平均粘度可用lgLm=xi

14、lgi塔頂液相平均粘度100-800.255-0.308=80.5-80A-0.308 , A=0.307mPas100-800.363-0.428=80.5-80B-0.428 , B=0.426mPas由 lgLDm=0.986*lg0.307+(1-0.986)*lg0.426解得 LDm=0.308mPas進(jìn)料板液相平均粘度100-800.255-0.308=89.19-80A-0.308 , A=0.284mPas100-800.363-0.428=89.19-80B-0.428 , B=0.398mPas由 lgLFm=0.702*lg0.284+(1-0.702)*lg0.398

15、解得 LFm=0.314mPas塔底液相平均粘度140-1200.184-0.215=131.5-120A-0.215 , A=0.196mPas140-1200.274-0.313=131.5-120B-0.313 , B=0.290mPas由 lgLWm=0.00286*lg0.196+(1-0.00286)*lg0.290解得 LFm=0.290mPas精餾段液相平均粘度Lm=（0.308+0.314）/2=0.311 mPas提餾段液相平均粘度Lm=（0.314+290）/2=0.302 mPas(3) 實(shí)際塔板數(shù)板效率可用ET=0.49(L)-0.245表示精餾段的相對揮發(fā)度和實(shí)際塔

16、板數(shù)90-805.0-5.135=84.84-801-5.135 ， 1=5.070則精餾段的塔板效率為 ET1=0.49(5.07*0.311)-0.245=0.438則精餾段實(shí)際需要塔板數(shù)為 NP1=4/0.438=9.1210提餾段的相對揮發(fā)度和實(shí)際塔板數(shù)120-1104.144-4.4=110.34-1102-4.4 ，1=4.39則提餾段的塔板效率為 ET1=0.49(4.39*0.302)-0.245=0.457則提餾段實(shí)際需要塔板數(shù)為 NP2=（10-4-1）/0.457=10.9411總塔板數(shù)和全塔效率總塔板數(shù) NP=NP1+NP2=10+11=21全塔效率 ET=NT/NP=

17、(10-1)/21=42.86%加料板位置在第11快板四、 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1. 操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力 PD=101.3+4=105.3Kpa每層塔板壓降 P=0.7Kpa進(jìn)料板壓力 PF=105.3+0.7*10=112.3Kpa塔底操作壓力 PW=105.3+21*0.7=120.0精餾段平均操作壓力 Pm1=(105.3+112.3)/2=108.8Kpa提餾段平均操作壓力 Pm2=(105.3+120.0)/2=116.15Kpa2. 密度表4 不同溫度下苯-氯苯溫度溫度，6080100120140苯kg/m3836.6815792.5768.9744.1氯苯，

18、kg/m3106410421019996.4972.9已知液相密度1/L=xA/A+ xB/B ,氣相密度V=T0PM/22.4TP0精餾段液相平均組成x1 90-800.677-1=84.84-80x1-1 , x1=0.835氣相平均組成y1 90-800.913-1=84.84-80y1-1 , y1=0.965所以 ML1=78.11*0.835+112.56*(1-0.835)=83.79Kg/kmolMV1=78.11*0.965+112.56*(1-0.965)=79.32Kg/kmol 100-80792.5-815=84.84-80A1-815 , A1=809.6Kg/m3

19、 100-801019-1042=84.84-80B1-1042 , B1=1036.5kg/m3因此1L1=(0.835*78.11)/(78.11*0.835+112.56*0.165)809.6+1-0.77841036.5解得 L1=847.45Kg/m3V1=273.15*79.32*108.822.4*273.15+84.84*101.3=2.90kg/m3提餾段液相平均組成x2=0.265 (t=110,見表2)氣相平均組成y2=0.613 (t=110,見表2)所以 ML2=78.11*0.265+112.56*(1-0.265)=103.43Kg/Kmol MV2=78.11

20、*0.613+112.56*(1-0.613)=91.44Kg/Kmol 120-100768.9-792.5=110-100A2-792.5 , A2= 780.9Kg/m3 120-100996.4-1019=110-100A2-1019 , B2= 1007.8Kg/m3因此1L2=(0.265*78.11)/(78.11*0.265+112.56*0.735)780.9+1-0.20011007.8解得 L2=952.42Kg/m3 V2=273.15*91.44*116.1522.4*273.15+110*101.3=3.34 Kg/m33. 混合液體表面張力表5 不同溫度下苯-氯苯

21、表面張力溫度，6080100120140苯，mN/m23.7421.2718.8516.4914.17氯苯，mN/m25.9623.7521.5719.4217.32液體平均表面張力公式 Lm=xii表示（1） 表面張力計(jì)算 塔頂液相表面張力計(jì)算100-8018.85-21.27=80.5-80A-21.27 , A=21.21mN/m100-8021.57-23.75=80.5-80B-23.75 , B=23.69mN/mLDm=0.986*21.21+(1-0.986)*23.69=21.24mN/m 進(jìn)料板液相表面張力的計(jì)算100-8018.85-21.27=89.2-80A-21.2

22、7 , A=20.16mN/m100-8021.57-23.75=89.2-80B-23.75 , B=22.75mN/mLFm=0.702*20.16+(1-0.702)*22.75=20.93mN/m 塔底液相表面張力計(jì)算140-12014.17-16.49=131.5-120A-16.49 , A=15.16mN/m140-12017.32-19.42=131.5-120B-19.42 , B=18.21mN/mLWm=0.00289*15.16+(1-0.0.00289)*18.21=18.20mN/m 精餾段液相平均表面張力Lm=（21.24+20.93）/2=21.08 mN/m提

23、餾段液相平均張力Lm=（18.20+20.93）/2=19.56 mN/m（2） 氣液相質(zhì)量體積流量精餾段液相質(zhì)量流量 L1=83.79*51.50=4315.18kg/h=1.1987kg/s氣相體積流量 V1=79.32*128.4=10184.69kg/h=2.8291kg/s液相體積流量 LS1=L1/L1=1.1987/847.45=1.414*10-3m3/s氣相體積流量 VS1=V1/V1=2.8291/2.90=0.9756 m3/s提餾段液相質(zhì)量流量 L2=103.43*159.48=16495.02kg/h=4.5819kg/s氣相體積流量 V2=91.44*128.4=1

24、1740.90kg/h=3.2614kg/s液相體積流量 LS2=L2/L2=4.5819/952.42=4.811*10-3m3/s氣相體積流量 VS2=V2/V2=3.2614/3.34=0.9764 m3/s五、 塔徑和塔高的初步計(jì)算1. 塔徑的計(jì)算 精餾段其中， U=（）Umax Umax=Cl-VV取板間距 HT=0.45m hL=0.06m, HT hL=0.39m橫坐標(biāo)： Ls1Vs1*(l1v1)0.5=1.414*10-30.9756*(847.452.90)0.5=0.02478查史密斯關(guān)聯(lián)表可得 C20=0.085表6 史密斯關(guān)聯(lián)表C=C20(L/20)0.2=0.085

25、*(21.08/20)0.2=0.08590umax=Cl-VV =0.08590* 847.45-2.902.90 =1.466m/su=0.7 umax=0.7*1.466=1.026m/sD=4Vs3.14u =4*0.97563.14*1.026 =1.10m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后取D=1.20m塔截面積AT=0.785*1.22=1.13m2實(shí)際空塔氣速u=Vs/AT=0.9756/1.13=0.863m/s 提餾段取板間距HT=0.45m, hL=0.06m, HT - hL=0.39m橫坐標(biāo)： Ls2Vs2*(l2v2)0.5=4.811*10-30.9764*(952.423.34)

26、0.5=0.0832查史密斯關(guān)聯(lián)表可得 C20=0.080C=C20(L/20)0.2=0.080*(19.56/20)0.2=0.07964umax=Cl-VV =0.07964* 952.42-3.343.34 =1.342m/su=0.7 umax=0.7*1.342=0.9397m/sD=4Vs3.14u =4*0.97643.14*0.9397 =1.15m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后取D=1.20m塔截面積AT=0.785*1.22=1.13m2實(shí)際空塔氣速u=Vs/AT=0.9764/1.13=0.864m/s2. 有效塔高的的計(jì)算精餾段有效高度為 Z1=(NP1-1)HT=(10-1)*0

27、.45=4.05m提餾段有效高度為 Z2=(NP2-1)HT=(11-1)*0.45=4.5m在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.6m所以精餾塔的有效高度為Z總= Z1+ Z2+0.6=9.15m六、 溢流裝置的計(jì)算因?yàn)樗紻=1.2m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤1. 堰長LW取LW=（）D=0.7D=0.7*1.2=0.84m2. 堰高h(yuǎn)w采用平直堰，堰上液層高度how=0.00284E(Lh/LW)2/3,近似取E=1 精餾段how1=0.00284*1*(0.001414*3600/0.84)2/3=0.009440hw1=hL- how1=0.06-0.00944=0.050

28、6m 提餾段how2=0.00284*1*(0.004811*3600/0.84)2/3=0.0214hw2=hL- how2=0.06-0.0214=0.0386m3. 降液管弓形降液管的寬度和截面積由LW/D=0.7,查圖5-71得：Af/AT=0.083 Wd/D=0.151 故 Af=0.083 AT=0.083*1.131=0.0939m2 Wd=0.151D=0.151*1.2=0.1812m驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間精餾段: =3600Af*HTLh1=3600*0.0939*0.450.001414*3600=29.90s5s提餾段： =3600Af*HTLh2=3600*0.093

29、9*0.450.004811*3600=8.79s5s停留時(shí)間大于5s，所以降液管設(shè)計(jì)合理 降液管底隙高度h0精餾段：取降液管底隙的流速u0=0.08m/sh0=Lh3600Lw*u0=0.001414*36003600*0.84*0.08=0.02104mhw-h0=0.0506-0.02104=0.0296m0.006m 故合理則hw= hw=0.0506m提餾段：取降液管底隙的流速u0=0.25m/sh0=Lh3600Lw*u0=0.004811*36003600*0.84*0.25=0.02291mhw-h0=0.0386-0.02291=0.0296m0.006m 故合理則hw= h

30、w=0.0386m七、 塔板設(shè)計(jì)1. 塔板布置精餾段塔板分布因?yàn)樗紻=1200mm800mm,故塔板采用分塊式，查表5-31得塔板分為3塊。邊緣區(qū)寬度確定WS=WS=0.065m, WC=0.035m開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積Aa按下式計(jì)算，即Aa=2(xr2-x2+3.14180*r2sin-1xr)其中x=D/2-(Wd+WS)=0.6-(0.1812+0.065)=0.354mr=D/2-WC=0.6-0.035=0.565m故 Aa=2*(0.354*0.5652-0.3542+3.14180*0.5652sin-10.3540.565)=0.744m2 篩孔計(jì)算及其排列本系所處理的物

31、系有腐蝕性，可選=2.5mm的不銹鋼，取篩孔直徑d0=6mm,篩板按正三角形排列，取孔中心距t： t=2.5 d0=2.5*6=15mm篩孔數(shù)目n： n=1.155Aa/t2=1.155*0.744/0.0152=3819 個開孔率： =A0/ Aa=0.907/(t/d0)2=0.1451氣體通過篩孔的氣速為 u0=Vs/ A0=0.9756/(0.1451*0.744)=9.04m/s提餾段：將提餾段的WS,Ws,WC以及和精餾段的取相同值，t/d=2.5,則：開孔數(shù)，開孔率，篩孔氣速幾乎相同。故省略此處計(jì)算過程。八、 流體力學(xué)性能校核1. 塔板壓降精餾段干板阻力hC的計(jì)算干板阻力hC由下

32、式計(jì)算，即hC=0.051(u0C0)2(vl)由 d0/=6/2.5=2.4, 查圖5-101得，c0=0.75故 hC=0.051(9.040.75)2(2.90847.45)=0.025mmHg氣體通過液層阻力hl的計(jì)算氣體通過液層阻力hl由下式計(jì)算，即 hl = hL ua=VS/(AT - Af)= 0.9756/（）=0.941m/s Fa= uav=0.941*2.90=1.602 kg1/2/(s*m1/2)查圖5-111，得=0.59故 hl = hL=(hW+hOW)=0.59*(0.0506+0.00944)=0.0354mmHg液體表面張力所造成的阻力h液體表面張力所造

33、成的阻力h可由下式計(jì)算，即： h=4Lgd0=4*21.08*10-3847.45*9.81*0.006=0.00169mmHg氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計(jì)算，即 hP=hC+hl+ h=0.025+0.0354+0.00169=0.06209mmHg氣體通過每層塔板的壓降為 PP=hPLg=0.0621*847.45*9.81=516.1Pa0.7Kpa(設(shè)計(jì)允許值)提餾段干板阻力hC的計(jì)算 hC=0.051(9.040.75)2(3.34952.42)=0.0260mmHg氣體通過液層阻力hl的計(jì)算氣體通過液層阻力hl由下式計(jì)算，即 hl = hL ua=VS/(AT - Af

34、)= 0.9764/（）=0.941m/s Fa= uav=0.941*3.34=1.721 kg1/2/(s*m1/2)查圖5-111，得=0.58故 hl = hL=(hW+hOW)=0.58*(0.0386+0.00944)=0.0279mmHg液體表面張力所造成的阻力h液體表面張力所造成的阻力h可由下式計(jì)算，即： h=4Lgd0=4*19.56*10-3952.42*9.81*0.006=0.00140mmHg氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計(jì)算，即 hP=hC+hl+ h=0.026+0.0279+0.00140=0.0553mmHg氣體通過每層塔板的壓降為 PP=hPLg=0

35、.0553*952.42*9.81=516.3Pa0.7Kpa(設(shè)計(jì)允許值)2. 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例中塔徑和液面流量均不大，估可忽略液面落差的影響。3. 液沫夾帶 精餾段液沫夾帶量由下式計(jì)算，即：eV=5.7*10-6L(uaHT-2.5hL)3.2=5.7*10-321.08(0.9410.45-2.5*0.06)3.2=0.010kg液/kg氣0.10kg液/kg氣 精餾段eV=5.7*10-6L(uaHT-2.5hL)3.2=5.7*10-319.56(0.9410.45-2.5*0.06)3.2=0.011kg液/kg氣0.10kg液/kg氣4. 漏液對篩板塔，漏

36、液點(diǎn)氣速u0,min可按下式計(jì)算，即u0,min=4.4C00.0056+0.13hl-hl/V 精餾段u0,min=4.4*0.750.0056+0.13*0.06-0.00169*847.45/2.90 =6.10實(shí)際空速u0=9.04m/s6.10m/s穩(wěn)定系數(shù)K=u0/u0,min=9.04/6.10=1.51.5故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液 精餾段u0,min=4.4*0.750.0056+0.13*0.06-0.00140*952.42/3.34 =6.10實(shí)際空速u0=9.04m/s6.10m/s穩(wěn)定系數(shù)K=u0/u0,min=9.04/6.10=1.51.5故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液1.

37、 液泛 精餾段為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從下式的關(guān)系，即 Hd(HT+hW)苯-氯苯物系屬一般物系，取=0.5，則 (HT+hW)=0.5（0.45+0.0386）=0.244而 Hd=hp+hL+hd板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd可由下式計(jì)算，即 hd=0.153(uo)2=0.153*(0.08)2=0.001 m液柱 Hd=0.06209+0.06+0.001=0.123m Hd(HT+hW)故在本設(shè)計(jì)中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象 精餾段 (HT+hW)=0.5（0.45+0.0386）=0.244 hd=0.153(uo)2=0.153*(0.08)2=0.001 m液柱 Hd=0.062

38、2+0.06+0.001=0.123m Hd(HT+hW)故在本設(shè)計(jì)中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象九、 塔板負(fù)荷性能圖1. 餾段(1) 漏液線由 u0,min=4.4C00.0056+0.13hl-hl/V u0,min=Vs,min/A0 hL=hw+how how=2.841000E(LhlW)2/3得 Vs,min=4.4C0A00.0056+0.13hW+2.841000E(LhlW)2/3-hl/V =4.4*0.75*0.108*0.0056+0.130.0506+2.841000*1*(3600Ls0.84)2/3-0.00169l/V=6.090.0105+0.0974LS2/3在操作范圍

39、內(nèi)，任取幾個LS值，以上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表7表7LS,m3/s0.0006 0.00150.0030 0.0048VS,m3/s 0.6443 0.6609 0.6816 0.7016由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。(2) 液沫夾帶線以eV=0.1kg液/kg氣為限，求VS-LS關(guān)系如下：由 eV=5.7*10-6L(uaHT-hf)3.2ua=VSAT-Af=VS1.131-0.0939=0.964VShf=2.5hL=2.5(hw+how)hw=0.0506how=2.841000*1*(3600LS0.84)2/3=0.75LS2/3故 hf=0.126+1.875LS2/3 H

40、T - hfLS2/3 eV=5.7*10-321.08(0.964VS0.324-1.875LS2/3)3.2=0.1整理得 VSLS2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個LS值，以上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表8表8LS,m3/s0.0006 0.00150.0030 0.0048VS,m3/s 2.0713 1.9966 1.9006 1.8052由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。(3) 液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作為液體最小負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由下式得 how=2.841000E(3600LS0.84)2/3=0.006取E=1，則 LS,min=7.2*10-4m3/s

41、據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的液相負(fù)荷下限線(4) 液相負(fù)荷上限線以=4s作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，由下式得 =AfHTLS=4故 LS,max=AfHT4=0.0939*0.454=0.01056 m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的液相負(fù)荷上限線4。(5) 液泛線令 Hd=(HT+hW)由 Hd=hp+hL+hd； hP=hC+hl+ h; hl = hL; hL=hw+how聯(lián)立得 HT+(-1) hw=(+1) how+ hC+hd+ h忽略h，將how與LS,hd與LS,hC與VS的關(guān)系式代入上式，并整理得 a1VS2=b1-c1LS2-d1LS2/3式中 a1=0.051(A0C

42、0)2（Vl) b1=HT+(-1)hW c1=0.153/(lWh0)2 d1=2.84*10-3E(1+) (3600lW)2/3將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入得 a1=0.051(A0C0)2（Vl)= 0.051（0.108*0.75)2（2.9847.45)=0.0266 b1=HT+(-1)hW=0.5*0.45+（0.5-0.59-1）*0.0506=0.170 c1=0.153/(lWh0)2=0.153/(0.84*0.02104)2=489.8 d1=2.84*10-3E(1+) (3600lW)2/3=2.84*10-3*1*(1+0.59)(36000.84)=1.184故 0.02

43、66 VS2 LS2-1.184 LS2/3或 VS2=6.39-18413 LS2-44.51 LS2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個LS值，以上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表9表9LS,m3/s0.0006 0.00150.0030 0.0048VS,m3/s 6.0007 5.7653 5.2984 4.6992由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖9-1所示。由塔板負(fù)荷圖可以看出：任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作點(diǎn)（設(shè)計(jì)點(diǎn)星號），處在適宜操作區(qū)的適宜位置。塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由液相負(fù)荷下限控制。按照固定的氣液比，由上圖查出塔板的氣相負(fù)荷

44、上限為 VS1max=1.98m3/s , VS1min=0.60 m3/s提餾段的操作彈性為1.98/0.60=3.32. 提餾段(1) 漏液線由 u0,min=4.4C00.0056+0.13hl-hl/V u0,min=Vs,min/A0 hL=hw+how how=2.841000E(LhlW)2/3得 Vs,min=4.4C0A00.0056+0.13hW+2.841000E(LhlW)2/3-hl/V =4.4*0.75*0.108*0.0056+0.130.0386+2.841000*1*(3600Ls0.84)2/3-0.0014952.42/3.34=6.020.00922+

45、0.0974LS2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個LS值，以上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表10表10LS,m3/s0.0006 0.00150.0030 0.0048VS,m3/s 0.5994 0.6168 0.6384 0.6592由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。(2) 液沫夾帶線以eV=0.1kg液/kg氣為限，求VS-LS關(guān)系如下：由 eV=5.7*10-6L(uaHT-hf)3.2ua=VSAT-Af=VS1.131-0.0939=0.964VShf=2.5hL=2.5(hw+how)hw=0.0386how=2.841000*1*(3600LS0.84)2/3=0.75LS2/3故 hf=

46、0.0965+1.875LS2/3 HT - hf=0.3535-1.875LS2/3 eV=5.7*10-321.08(0.964VS0.3535-1.875LS2/3)3.2=0.1整理得 VS=2.327-12.34LS2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個LS值，以上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表11表11LS,m3/s0.0006 0.00150.0030 0.0048VS,m3/s 2.2392 2.1653 2.0703 1.9759由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。(3) 液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作為液體最小負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由下式得 how=2.841000E

47、(3600LS0.84)2/3=0.006取E=1，則 LS,min=7.2*10-4m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的液相負(fù)荷下限線(4) 液相負(fù)荷上限線以=4s作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，由下式得 =AfHTLS=4故 LS,max=AfHT4=0.0939*0.454=0.01056 m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的液相負(fù)荷上限線4。(5) 液泛線令 Hd=(HT+hW)由 Hd=hp+hL+hd； hP=hC+hl+ h; hl = hL; hL=hw+how聯(lián)立得 HT+(-1) hw=(+1) how+ hC+hd+ h忽略h，將how與LS,hd與LS,hC與VS的關(guān)系式代入上式，并整理得 a1VS2=b1-c1LS2-d1LS2/3式中 a1=0.051(A0C0)2（Vl) b1=HT+(-1)hW c1=0.153/(lWh0)2 d1=2.84*10-3E(1+) (3600lW)2/3將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入得 a1=0.051(A0C0)2（Vl)= 0.051（0.108*0.75)2（3.3