化工課程方案苯和甲苯

1、化工原理課程設計說明書苯-甲苯分級化工姓名鄭健學號 2009071976日期2018年6月26日指導教師： < 簽名）設計成績：日期單位：石河子大學化學化工學院化工系目錄1設計方案的選擇及流程說明 3 1.1概述3精餾原理3精餾塔選定31.2設計方案的確定42精餾塔的物料衡算42.1原料液及塔頂和塔底產品的平均摩爾質量42.2原料液及塔頂和塔底的摩爾分率52.3物料衡算53塔數(shù)的確定53.1理論板層數(shù)Nt的求取5相對揮發(fā)度的求取5求最小回流比及操作回流比6求精餾塔的氣、液相負荷6求操作線方程6采用逐板法求理論板層數(shù)73.2實際板層數(shù)的求取84精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算84.1操

2、作壓力的計算84.2操作溫度的計算84.3平均摩爾質量計算84.4平均密度計算9氣相平均密度計算9液相平均密度計算104.5液體平均表面張力的計算114.6液體平均黏度計算115塔及塔板的工藝尺寸的設計計算125.1塔徑的設計計算12精餾段：12提餾段：135.2塔的有效高度的計算145.3塔的實際高度的計算145.4溢流裝置的計算14精餾段：14提餾段：165.5塔板布置17精餾段：17提餾段：186流體力學驗算196.1塔板壓強降19精餾段：19提餾段：206.2液沫夾帶量的校核21精餾段：21622提餾段：216.3溢流液泛的校核21精餾段：21提餾段：226.4液體在降液管內停留時間的

3、校核22精餾段：22提餾段：236.5漏液點的校核23精餾段：23提餾段：237塔板負荷性能圖 以精餾段為例）247.1漏液線247.2液沫夾帶線257.3液相負荷下限線257.4液相負荷上限線267.5液泛線267.6負荷性能圖及操作彈性 278計算結構匯總表289小結291設計方案的選擇及流程說明1.1概述1.1.1 精餾原理利用從塔底部上升的含輕組分較少的蒸氣，與從塔頂部回流的含重組分較少 的液體逆流接觸，同時進行多次部分汽化和部分冷凝，使原料得到分離。同時進行多次部分汽化和部分冷凝是在精餾塔中實現(xiàn)的。塔板上有一層液 體，氣流經塔板被分散于其中成為氣泡，氣、液兩相在塔板上接觸，液相吸收

4、了氣相帶入的熱量。使液相中的易揮發(fā)組分汽化，由液相轉移到氣相；同時， 氣相放出了熱量，使氣相中的難揮發(fā)組分冷凝，由氣相轉移到液相。部分汽化 和部分冷凝的同時進行是汽化、冷凝潛熱相互補償。精餾就是多次而且同時進 行部分汽化和部分冷凝，使混合液得到分離的過程。1.1.2 精餾塔選定精餾是氣液兩相之間的傳質過程，而傳質過程是由能提供氣液兩相充分接觸 的塔設備完成，并要求達到較高的傳質效率。根據(jù)塔內氣液接觸部件的結構型式，可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內設置一定數(shù)量塔板，氣體以鼓泡 或噴射形式穿過板上液層進行質量、熱量傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬于 逐級接觸逆流操作過程。填料塔內裝有一定高度的填

5、料層，液體自塔頂填料表 面下流，氣體逆流而上，與液相接觸進行質量、熱量傳遞，氣液相組成沿塔高 連續(xù)變化，屬于微分接觸操作過程。我們選擇的是板式塔。板式塔大致可分為兩類：一類是有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板等； 另一類是無降液管塔板，如柵板、穿流式波紋板等。工業(yè)上應用較多的是前 者。這里，我們選擇的是具有降液管的篩板塔。篩板塔是在塔板上鉆有均勻分 布的篩孔，上升氣流經篩孔分散、鼓泡通過板上液層，形成氣液密切接觸的泡 沫層 < 或噴射的液滴群）。篩板塔的優(yōu)點是結構簡單，制造維修方便，造價低，相同條件下生產能力高 于浮閥塔。其缺點是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘性大 的、臟

6、的和帶固體粒子的液料。但設計良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性， 對易阻塞的物系可采用大孔徑篩板。工業(yè)上對塔設備的主要要求：<1）生產能力大；<2）傳質、傳熱效率高；<3）氣流的摩擦阻力?。?lt;4）操作穩(wěn)定，適應性強，操作彈性大；<5）結構簡單，材料耗用量小；<6）制造安裝容易，操作維修方便。此外還要求不易堵 塞、耐腐蝕等。實際上，任何塔設備都難以滿足上述所有要求，因此，設計者應根據(jù)塔型特 點、物系性質、生產工藝條件、操作方式、設備投資、操作與維修費用等技術 經濟評價以及設計經驗等因素，依矛盾的主次，綜合考慮，選擇適宜的塔型。1.2設計方案的確定本設計任務為分離

7、苯一甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精 餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔 內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分加回流至塔內，其 余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷 卻后送至儲罐。2精餾塔的物料衡算2.1原料液及塔頂和塔底產品的平均摩爾質量甲苯的摩爾質量苯的摩爾質量=92.13kg/kmolM B =78.11kg/kmolxD 二 0.94xF = 0.6M D =0.94 78.11+(1-0.9492.13=78.9512kg/kmol2.2原料液及塔頂和塔底的摩爾分率Xf = 0.6 Xd

8、= 0.94n =0.95f=6700kg/h=6700=80.03Kmol/hfF= M f83.718D*XdF * Xf=0.94所以 D=48.02 Kmol/h由物料衡算DXd +WXw=FXfF=D+W所以 W=32.01Kmol/h所以：xw= 0.08992.3物料衡算原料處理量fF=- 6700 =80.03Kmol/hM f83.718總物料衡算f=d+wDXD +WXw=FXf聯(lián)立解得D=48.02kmol/hW=32.01mol/h3塔數(shù)的確定3.1理論板層數(shù)Nt的求取3.1.1相對揮發(fā)度的求取有內插法可計算塔頂、塔釜的氣液相組成 塔頂：討a，d - 0.94 y b，

9、d = 0.06Xa，d =0.863 xB, d =0.137塔釜:yA , W -0.215y b, w - 0.785Xa, w =0.0899 x b, w 二 0.9101=2.49y A , d/X a , D y B , d/X B, Dy A, W/x A, W -：W -y B, w/x B, W3.1.2求最小回流比及操作回流比泡點進料：Xq = xF = 0.6yq 二%Xf1( m -1)Xf2.63 0.61(2.63-1) 0.6-0.798故最小回流比為也=7 = 0.94 -0.798 “71 yq -Xq取操作回流比為R=1.7 Rmin =1.7 0.71=

10、1.2073.1.3求精餾塔的氣、液相負荷L = RD =1.207 48.02 = 57.96kmol/hV = (R +1)D = 2.207 48.02 = 105.98kmol/hL' = L + F = 57.96+ 80.03= 137.99kmol/hV' = V =105.98kmol/h3.1.4求操作線方程精餾段操作線方程為y n+1=R=R+1Xn +XdR+12.2072.207=0.547x+0.426 <a)提餾段操作線方程l'wym 1 vtx VTxw137.99105.98Xm昱01 0.0899 二 1.30% - 0.0272

11、105.98<b )3.1.5采用逐板法求理論板層數(shù)yq將a =2.63代入得相平衡方程<c )y _ y:_c _1)y _ 2.63 _1.63y聯(lián)立a）、b）、c）式，可自上而下逐板計算所需理論板數(shù)。因塔頂為全 凝則 y xD = 0.94由VC）式求得第一塊板下降液體組成X1y12.63 -1.63y10.942.63 1.63 0.94-0.856利用va）式計算第二塊板上升蒸汽組成為y2 =0.547 x1+0.426=0.547*0.856+0.426=0.894交替使用式a）和式c）直到xn xf，然后改用式b）和式c）交替計算,直到Xn乞Xw為止,y m 1 =x

12、m -xW37.99 xm - 32.010.0899 =1.302xm -0.0272V V 105.98105.98計算結果見表1表1板號123456789y0.900.8940.8420.7920.7420.6520.5140.3460.19X0.8560.7620.6700.591< XF0. 5220.4160.2870.1670.0819W Xw精餾塔的理論塔板數(shù)為Nt =9包括再沸器）進料板位置N f = 43.2實際板層數(shù)的求取全塔效率為0.545，則有3N 精5.504 1- 60.5456N 提11.009 : 120.545N =N精 N提=6 12 =18包括再沸

13、器）4精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算4.1操作壓力的計算塔頂?shù)牟僮鲏毫D =101.3KPa每層塔板的壓降.P = 0.7KPa進料板壓力PF =101.3 0.7 6 =105.5KPa塔底操作壓力PW =101.30.7 18 =113.9KPa精餾段平均壓力Pm = (101 .3105 .5)/2 = 103 .4KPa提餾段平均壓力P(105.5 113.9)/2 二 109.7KPa4.2操作溫度的計算依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽 和蒸汽由安托尼方程計算，計算結果如下：塔頂溫度tD =81.264 C進料板溫度tF =90.65 C塔底

14、溫度tW =93.27 C精餾段平均溫度tm =(81.264+90.65>/2=85.957 C提餾段平均溫度tm =(90.65 93.27)/2 =91.96 C4.3平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量的計算由理論板的計算過程可知，yi二Xd =0.94 , Xi=0.856MvDm =0.94 78.11(1 0.94) 92.13 = 78.95Kg /molMLDm =0.856 78.11(1 -0.856) 92.13 =80.13Kg/mol進料板平均摩爾質量的計算由理論板的計算過程可知，yF =0.792 , xF =0.591MvFm = 0.792 78.11 (1

15、 0.792) 92.13 = 81.03Kg / kmolM LFm =0.591 78.11 (1 0.591) 92.13 = 83.84Kg / kmol塔底平均摩爾質量的計算有理論版計算過程可知 心二y2二0.0899 x2二0.036MVWm =0.0899 78.11(1 -0.0899) 92.13 =90.87Kg / kmolMLWm=0.036 78.11(1 -0.036) 92.13 =91.63K g / kmol精餾段的平均摩爾質量為M v滬(78.95 - 81.03)/2 二 79.99Kg /kmolM L (80.13 83.84)/2 =81.985Kg

16、 / kmol提餾段的平均摩爾質量為M V (81.0390.87)/2 =85.95Kg/kmolM L(83.84 91.63)/2 =87.735Kg/kmol4.4平均密度計算4.4.1氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程式計算，即 精餾段氣相平均密度5mPm M VmRTm103.4 漢 79.998.314 (85.957273.15)3=2.77Kg /m3提餾段氣相平均密度PmM Vm 'RTm'101.3 漢 85.958.314 (91.96273.15)2.87kg/m液相平均密度計算液相平均密度計算依下式計算，即:1LALBaB塔頂液相平均密度的計算 由t

17、D =81.264 C ,查液體在不同溫度下的密度表得:33泳=813.83Kg/m 亠=810.305Kg/m3a0.94 78.110.94 78.110.06 92.13= 0.93：Dm =813.59 Kg/m310.930.07=+rLDm813.83 810.305進料板液相平均密度的計算。由tF =90.65 C ,查液體在不同溫度下的密度表得:33匚=803.311Kg/m 訂=800.86 Kg / m=0.560.6漢78.110.6 78.110.4 92.1310.560.44<Fm - 803.311800.86Lm =802.23 Kg/m3塔底液相平均密度

18、的計算由tW = 93.27 C，查手冊得a = 800.35kg / m3B = 798.2kg/m33a塔底液相的質量分率0.089978.110.0899 78.110.9101 92.13-0.0773LWm1(0.0773/800.35 0.9227/798.2)= 798.37kg/m3精餾段的平均密度為：，Lm =(813.59802.23)/2 =807.91Kg/m3提餾段的平均密度為:Lm802.23 798.372= 800.3kg /m34.5液體平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算，即：n二Lm =為冷二i丄塔頂液相平均表面張力的計算。由tD =81.264

19、C ,查液體表面張力共線圖得：匚 A = 20.97mN / mr = 21.43mN / m二 LDm =0.94 20.97.(1 -0.94) 21.43 = 21.00mN /m進料板液相平均表面張力的計算。由tF =90.65 C，查液體表面張力共線圖得：二 A =19.8mN/m ；B = 20.38mN / m二LFm =0.6 19.8(1 0.6) 20.38 =20.032mN /m由tW = 93.27C，查手冊得匚A = 19.48mN / m ；B = 20.09mN / m；LWm =0.0899 19.48 0.9101 20.09 = 20.04mN / m精餾

20、段平均表面張力為：二Lm =(21.0020.032 |)/2 =20.516mN/m提餾段平均表面張力為：匚Lm =(20.03220.04 |)/2 =20.036mN/m4.6液體平均黏度計算液相平均黏度依下式計算，即：lg %m =薦 Xi lg Ji塔頂液相平均黏度的計算：由tD =81.264 C，查氣體黏度共線圖得：% =0.316mPa s = 0.317mPa slg JLDm =0.94 lg 0.3160.06lg 0.317 仏 =0.309mPa s進料液相平均黏度的計算：由tF =90.65 C ,查氣體黏度共線圖得：.La =0288mPa -s '-B

21、= 0.291mPa sIg JLFm =0.6 Ig 0.288 0.4 lg 0.291 "LFm = 0.289mPa s 塔底液相平均黏度的計算：由tw =93.27 C，查氣體黏度共線圖得：二a =0.28mPa s ：B =0.285mPa slg kwm = 0.0899 lg 0.28 0.9101 lg 0.285、Lwm 二 0.285mPa s 精餾段液相平均黏度為：Lm =(0.3090.291)/2 =0.3mPa s1提餾段液相平均黏度為：JLm =(0.2890.285)/2 =0.287mPa s15塔及塔板的工藝尺寸的設計計算5.1塔徑的設計計算5.

22、1.1 精餾段:精餾段的氣、液相體積流率為:VsJ05.9879.99 “.85m3/s3600 ?Vm 3600 2.77LsLMLm3600 Lm57.96 81.9853600 807.91= 0.00163m3/s由Umax =C I 5V，式中C由C=C20)02求取，其中C20由篩板塔汽液 :v20負荷因子曲線圖查取，圖橫坐標為乩，(生”2O.。0163"600(gQZj!" =0 033Vh 匚0.85 36002.77取板間距Ht =0.4m，板上液層高度hL = 0.06m，則Ht -hL =0.4 -0.06 =0.34m查篩板塔汽液負荷因子曲線圖得 C

23、20 = 0.074= 0.07420)02"074 (警嚴20= 0.074U max = C=0.074807.91 一 2.7J.262m/s2.77取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為:u =0.7 u max = 0.7 1.262 = 0.8834 m / s4 0.85.3.14 0.8834= 1.107m按標準塔徑圓整后為D =1.2m塔截面積為：2 2 2At =0.785D2 =0.785 1.22 =1.13m2Vsu =AT0.851.13=0.752m/ s5.1.2提餾段:提餾段的氣、液相體積流率為VM vm3600 Lm105.98 79.993600 2

24、.87= 0.82m3/s57.96 81.9853600 798.37=0.00165m3/sLM Lm3600，Lm由 umax式中，負荷因子C=C20(h2由史密斯關聯(lián)圖查得C20，圖的橫坐標為£厶)1/200165 3600 (798)1/2 = 0.0336Vs' :V0.82 36002.87取板間距Ht = 0.45m，板上清液層高度取hi. = 0.06m，則HThL 二 0.39m氣體負荷因子C =C20()0.2 = 0.85 (20.036)0.2 二 0.8520 20Umax =0.85798.32.87 =1.41m/s2.87取安全系數(shù)為0.7，

25、則空塔氣速為u =0.7umax =0.7 1.41 = 0.987m/sD 二4 0.82二 0.987按標準塔徑圓整后為 塔截面積為實際空塔氣速為D = 1.2m： 2 2Ar D2 =1.13m240.82u0.726m/ s1.13= 1.102m5.2塔的有效高度的計算精餾段有效高度為：Z精（N精-1） H T （6-1）0.4 = 2m提餾段有效高度為：Z 提=（N 提-1） H t （12-1） 0.4 = 4.4m在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m， 5.3塔的實際高度的計算精餾塔的有效高度為：Z =Z 精 Z 提 0.8 = 24.40.8 二 7.2m5.4溢流裝置的計

26、算精餾段：下：因塔徑D =1.2m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如取 lw =0.8D =0.8 1.2 = o.96m541.2 溢流堰咼度hw由how二h_ -仏，選用平直堰，堰上液層高度h°w由下式計算，即:2.841000E (S 23'w近似取E=1,則h°w2.8410001 嚴0163 3600)230.96=0.00949m取板上清液層高度hL =60mm故 hw =hL -how =0.06 -0.00949 = 0.05051m5.4.1.3 弓形降液管寬度 Wd和截面積Af :由齊。.8，查弓形降液管參數(shù)圖得:= 0.151

27、 徑=0.202D則:Af =0.151 1.13 = 0.1706m，Wd =0.202 1.2 二 0.2424m驗算液體在降液管中停留時間，即:3600AHLh3600 0.1706 0.40.00163 3600=41.865s 5s故降液管設計合理。5.4.1.4降液管底隙的流速Uo 二0.15m/s，則:h00.00163 36003600l w u '03600 0.96 0.15二 0.0113mhw _ ho = 0.05051- 0.0 113 二 0.0 3921 m . 0.006 m故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度h'w=：45mm。提餾

28、段：因塔徑算如下：D =1.2m，所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計堰長lw可取1w二 0.8D 二 0.8 1.2 二 0.96m溢流堰咼度hw由= hL - hoW選用平直堰，堰上層液高度how由式how二空4 E(b)2/3計算1000 lw近似取E =1.0，則how-0.00957m2841(°.001653600)2/310000.96取板上清液層高度hL = 0.06m故 hw = 0.05043m弓形降液管寬度Wd和截面積Af :由誕=0.8 杳圖得DAfAT巾15102故 Af =0.1510.151 1.13 = 0.171m2Wd =0.202

29、D =0.202 1.2 = 0.242mLhho 二3600lwuo取 uj =0.15m/s則ho 二丄00460.0115m3600 0.96 0.15hW -h 0.05043 -0.0115 = 0.3893m0.006m故降液管底隙高度設計合理選用凹形受液盤，深度 hw = 45mm5.5塔板布置5.5.1 精餾段：5.5.1.1 塔板的分塊。因D -800mm，所以選擇采用分塊式，塔板可分為3塊5.5.1.2 邊緣區(qū)寬度確定：取 Ws 二 W's 二 0.06m，Wc 二 0.03m5.5.1.3 開孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積A計算為:A 二2(x r2 -x231 +r2

30、si nJ-)180r其中x = D 2 一(Wd Ws) = 0.6 - (0.24240.06) = 0.2976mr 二 D 2 Wc =0.6 -0.03 二 0.57mA, =2 (0.2976窗一。.29762 鬻 O.572 曲0.2976、0.57)0.646m25.5.1.4 篩孔數(shù)與開孔率篩孔計算及其排列本設計的物系沒有腐蝕性，可選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑 篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t = 3d。= 3 5=15mm篩孔的數(shù)目n為1.155Aa=3317個1.155 0.64620.0152開孔率為:Aodo 25 20 =0.907 (-0) =0.907 (

31、) -10.1%Aat15氣體通過篩孔的氣速為：Vs0.85u0s13.03m/sA00.101* 0.6465.5.2提餾段:5.5.2.1 塔板的分塊。因D -800mm，所以選擇采用分塊式，塔板可分為 3塊5.5.2.2 邊緣區(qū)寬度確定：取 Ws 二 W's 二 0.06m，Wc 二 0.03m5.5.2.3 開孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積A計算為：Aa =2(x r2x2r2 sin')180r其中 x 二 D 2 -(Wd Ws) = 0.6 - (0.24240.06) = 0.2976mr = D 2 -Wc =0.6 -0.03 二 0.57m故；223 142 丄

32、 0 29762Aa =2 (0.2976、0.57 - 0.29760.57 sin)= 0.646m1800.575.5.2.4 篩孔數(shù)與開孔率篩孔計算及其排列。本設計的物系沒有腐蝕性，可選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑 篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t = 3d。= 3 5=15mm篩孔的數(shù)目n為1.155Aa=3317個1.155 0.64620.0152開孔率為:Aodo 25 20 =0.907 (-0) =0.907 () -10.1%Aat15氣體通過篩孔的氣速為：U0VsA012.57m/s0.101* 0.6466流體力學驗算6.1塔板壓強降6.1.1 精餾段:6.1.1

33、.1 干板阻力hd計算。干板阻力由下式計算:hd£v由蟲=1.67,查篩板塔汽液負荷因子曲線圖得co =0.772O2 77故 hd =0.051 -807.91<0.772 丿1303= 0.0498m液柱6.1.1.2 氣體通過液層的阻力h計算。氣體通過液層的阻力hL由下式計算，即町=-hLVsAT - Af0.886m/sF0 二山.【=0.886 . 2.77 = 1.474kg12/(s m12) 查充氣系數(shù)關聯(lián)圖得二°6 。故 h =血 二-(hVv hOW) =0.6 (0.050510.00949) = 0.036m 液柱 <3)液體表面張力的阻

34、力h-計算液體表面張力所產生的阻力h；_由下式計算，即:4；亠Igd。4 20.516 10"807.91 9.81 0.005= 2.07 10J3m液柱hf 二 hd h+h；-0.0498 0.036+0.0021 = 0.0879m 液柱本設計系常壓操作，對板壓降本身無特殊要求。6.1.2提餾段:干板阻力hd計算。干板阻力由下式計算:干板的阻力hd按公式hd =0.051(U°)2HV)計算C。并由可蟲-1.67，查得 =0.772O12 572 87故 hd -0.051 ()20.0486m 液柱0.772798.376.1.2.2 氣體通過液層的阻力h計算。氣

35、體通過液層的阻力hl按公式hi二：九計算VS0.82,ua -1.04m/sAt -2Af1.13-2 0.171Fa =ua 可=1.042-1.76kg1/2 /(s m1/2)查得-0.56故 hihL(仏 hOW) =0.56 (0.05043 0.00957) = 0.0336m 液柱液體表面張力所產生的阻力h匚由下式計算，即:4"lgd°4 20.036 10"798.37 9.81 0.005= 2.05 10；m液柱hf =hd h+h：-； =0.0486 0.0336+0.0021 =0.0843m 液柱本設計系常壓操作，對板壓降本身無特殊要求

36、。6.2液沫夾帶量的校核6.2.1精餾段：液沫夾帶量由公式q 戶 10»(ua)3.2計算。由% 論-HfH f = 2.5hL = 2.5 0.06 =0.15m5.7 10“20.516 10”(0.886 )(0.40 -0.15)3.2=0.159kg液 / kg 氣<0.1kg液 / kg氣故本設計中液沫夾帶量6v在設計范圍之內622提餾段:液沫夾帶量由公式e5.7 10Ua)3.2計算由 Hf = 2.5hL = 2.5 0.06 = 0.15m5.7 10“20.036 10(竺)3.20.450.15=0.152kg 液 /kg 氣 <0.1kg 液 /

37、kg 氣故本設計中液沫夾帶量e；在設計范圍之內6.3溢流液泛的校核6.3.1 精餾段：為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液高度Hd應服從下式關系，即Hd L(Ht hw)苯一甲苯屬于一般物系，取=0.5，則(Ht hv )=0.5 (0.400.05051) = 0.4526m 液柱2而 Hd = hp+hL+hd=0.0879+0.06+0.1530.15 =0.1512m 液柱故降液管內的當量清液高度Hd = 0.1492m液柱則嘰乞(Ht - hj故在本設計不會發(fā)生溢流液泛。6.3.2提餾段：為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液高度Hd應服從下式關系，即Hd(Ht 仏)苯一甲苯屬于一般物系，取=0.

38、5，則(Ht hW0.5 (0.45 0.05043) =0.2502m 液柱2而 Hd =hP+hL+hd=0.0843+0.06+0.1530.15 =0.1477m 液柱故降液管內的當量清液高度H 0.1456m液柱則肌乞(Ht - hj故在本設計不會發(fā)生溢流液泛6.4液體在降液管內停留時間的校核6.4.1 精餾段:為避免發(fā)生嚴重的氣泡夾帶現(xiàn)象，通常規(guī)定液體在降液管的停留時間不小于35s液體在降液管內的停留時間為AfHdLS0.171 0.14920.00163=15.65s (3 5)s不會產生嚴重氣泡夾帶6.4.2提餾段:為避免發(fā)生嚴重的氣泡夾帶現(xiàn)象，通常規(guī)定液體在降液管的停留時間不

39、小于35s液體在降液管內的停留時間為AHLS0.171 0.14560.00165=15.09s （3 5）s不會產生嚴重氣泡夾帶6.5漏液點的校核6.5.1 精餾段:設漏液點的孔速u°w=6.7m/s，相應的動能因子 以AT -2Af為基準）FAOU0WAt -2Af6.7 °.101 °.6461.13 2 0.171故塔板上當量清液高度為hb -0.00610.725hWlW查得此漏液點的干板壓降hd = 0.0106 m水柱=0.013m 液柱對篩板塔，漏液點氣速可由下式計算，即UOW=6.53m/ sf 吋=0.758 . 19.01807.91:v&#

40、39;2.77因計算值與假定值接近，故計算正確 塔板的穩(wěn)定系數(shù)可由下式計算，即U0U0W13.036.53= 2.001.5故在本設計中無明顯漏液6.5.2提餾段:設漏液點的孔速U0w=6.5m/s，相應的動能因子 以At -2Af為基準）FAOU0WAt -2Af6.5 0.101 0.6461.13 2 0.1712.87 =0.912故塔板上當量清液高度為hC =0.0061 0.725仏-0.006F1.23 土 =0.0363lW查得此漏液點的干板壓降hd =0.0106m水柱=0.013m 液柱對篩板塔，漏液點氣速可由下式計算，即一 COWO2gl%二 0.75819.6 0.01

41、34 800.03 彳 287=6.49m /s因計算值與假定值接近，故計算正確 塔板的穩(wěn)定系數(shù)可由下式計算，即U0U0W12.576.49=1.94 1.5在本設計中無明顯漏液7塔板負荷性能圖 以精餾段為例）7.1漏液線由 5時=4.4C。J(0.0056 + 0.13k - QPl / PvU0,minAOhOW2E(Lh)2/3 = 2413600 Ls1000lW10000.96hL =仏 hOWV s,min“4.4CO0056 +0.13 hW +V iI 10002.84 1 e/23Lh1!-mpl/Pv<lw丿j=4.4 0.772 0.101 0.532丫<0.

42、0056+0.13 0.05051 +2.84 110003600 沃 Ls 丫3 1.0.96-0.0021 807.91/ 2.77J=0.1825.3.335+33.47L?3得 min =0.1825漢 J3.335+33.47L?3在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值計算結果列于下表LS m3 /s0.00060.00150.00300.0045VS m3 /s0.3450.3560.3660.376由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線17.2液沫夾帶線以e =OYkg液/kg氣為限,求Vs Ls關系如下:eV5.7 10"6Uag)3.2UaAt -2Af1.13-2 0

43、.107= 1.092VSH f = 2.5九-2.5( hw ' how)hw = 0.05051mh°W 3 1型410000.9623=0.685L2/3故 Hf =0.126 1.7125Ls2/31.092VSHt - Hf =0.274-1.7125Ls2/3e站)30.1S整理得Vs =1.578 -9.864Ls2/3在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值計算結果列于下表3 Ls m /s0.00060.00150.00300.0045VS m3 /s1.5081.4491.3731.309由上表即可作出液沫夾帶線27.3液相負荷下限線對于平流堰，取

44、堰上液層高度h°W = 0.006m作為最小液體負荷標準，則,2.84hoW -E(S)2/31w=0.006取E =1，則Ls,min=(0.006 100028i3/2960.000819m3/s3600據(jù)此可做出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線37.4液相負荷上限線以v -4s作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式LS,maxAfHT40.107 0.404AfHT=4Ls=0.00385m3/s據(jù)此可以作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限47.5液泛線令 Hd 二(Ht hW)Hd = hL 亠；亠 1 hf hfhf =hd hl h_h| = ： hLhL = W hOW聯(lián)立得Ht (- 1 -1)hW 二 C 1)h°W hdhf h_ 丄忽略h；、厶，將hOW與Ls、hd和Ls、' hf與V的關系代入上式，得 a Vs2 二b -cLs2 -dLS2/3式中,0.051 pva2 (aoco)bHt ( ： -1)hW0.153 (lWhO )“2號3將有關