化工原理課程設計說明書-板式精餾塔設計

河南科技學院化工原理（下）課程設計處理量為7萬噸/年二硫化碳和四氯化碳體系精餾分離板式塔設計學院：化學化工學院專業(yè)：化學工程與工藝班級：化工094班姓名：呂慶寶指導教師：楊勝凱【精餾塔設計任務書］一設計題目精餾塔及其主要附屬設備設計二工藝條件生產能力：7萬噸每年（料液）年工作日：7200小時原料組成：32%的二硫化碳和68%的四氯化碳（摩爾分率，下同）產品組成：餾出液96%的二硫化碳，釜液2.4%的二硫化碳操作壓力：塔頂壓強為常壓進料溫度：泡點進料狀況：自定加熱方式：直接蒸汽加熱回流比：自選三設計內容1確定精餾裝置流程；2工藝參數(shù)的確定基礎數(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流體力學計算流體力學驗算，操作負荷性能圖及操作彈性。5主要附屬設備設計計算及選型四設計結果總匯將精餾塔的工藝設計計算的結果列在精餾塔的工藝設計計算結果總表中。五參考文獻列出在本次設計過程中所用到的文獻名稱、作者、出版社、出版日期。

回流罐流程的設計及說明m塔頂產〔或冷諼為諧出液）圖回流罐流程的設計及說明m塔頂產〔或冷諼為諧出液）圖1板式精餾塔的工藝流程簡圖工藝流程：如圖1所示。原料液由高位槽經過預熱器預熱后進入精餾塔內。操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產品（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產生上升蒸汽，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，其余部分經過冷凝器后被送出作為塔頂產品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進行，流程中還要考慮設置原料槽。產品槽和相應的泵，有時還要設置高位槽。為了便于了解操作中的情況及時發(fā)現(xiàn)問題和采取相應的措施，常在流程中的適當位置設置必要的儀表。比如流量計、溫度計和壓力表等，以測量物流的各項參數(shù)。【已知參數(shù)】:主要基礎數(shù)據(jù):表1二硫化碳和四氯化碳的物理性質項目分子式分子量沸點（°C）密度g/cm3二硫化碳CS27646.51.260四氯化碳CCl415476.81.595表2液體的表面加力c（單位:mN/m）溫度°C46.55876.5二硫化碳28.526.824.5四氯化碳23.622.220.2表3常壓下的二硫化碳和四氯化碳的氣液平衡數(shù)據(jù)液相中二硫化氣相中二硫化碳摩爾分率x碳摩爾分率y液相中二硫化碳摩爾分率x氣相中二硫化碳摩爾分率y000.39080.63400.02960.08230.53180.74700.06150.15550.66300.82900.11060.26600.75740.87900.14350.33250.86040.93200.25800.49501.01.0【設計計算】一、精餾流程的確定二硫化碳和四氯化碳的混合液體經過預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，其余的為塔頂產品經冷卻后送到貯中，塔釜采用間接蒸氣再沸器供熱，塔底產品經冷卻后送入貯槽。流程圖如圖1所示。二、塔的物料衡算（一）、料液及塔頂塔底產品含二硫化碳的質量分率xF=0.32XD=0.96七=0.024（二）、平均分子量*M=0.32x76+（1-0.32）x154=129.04M=0.96x76+（1-0.96）x154=79.12DM=0.024x76+（1-0.024）x154=152.128w（三）、物料衡算每小時處理摩爾量F=70000000=70000000=75.34血/hMf129.04*7200

總物料衡算D+W=F易揮發(fā)組分物料衡算0.96D+0.024W=0.32F聯(lián)立以上三式可得：D=23.82kmol/hW=51.52kmol/hF=75.34kmol/h三、塔板數(shù)的確定（一）理論板nt的求法用圖解法求理論板（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)q=1（3）q線方程Xf=°.32m塔內的平均溫度為,該溫度下的平均粘度R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R.及操作回流比R依公式r=二=°.96一0.5645=1.62miny一x0.5645一0.32取操作回流比R=1.5Rmin=2x1.62=3.24精餾段操作線方程RX3.240.96y=x+D=x+=0.76x+0.23R+1R+14.244.24按常規(guī)M,T，在圖（1）上作圖解得：m塔內的平均溫度為,該溫度下的平均粘度RN=（11層（不包括塔釜），其中精餾段為7層:提餾段為4層.（二）全塔效率ETEt=0.17-0.616lgR日=0.34日+0.66日=0.33x0.3+0.66x0.68=1.428故:E=0.17一0.616lg1.428=0.43（三）實際板數(shù)N

精餾段:N精=7/Et=16.3層（取17層）提餾段:N提=4/E=9.3層（取10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=101.3恐怕取每層塔板壓降△P=0.7kPa貝則進料板壓強：Pf=101.3+17x0.7=113.2kPa塔釜壓強：Pw=101.3+10x0.7=108.3kPa精餾段平均操作壓強:2101.3+113.2=107.25=116.8kPa.2P=113-2+精餾段平均操作壓強:2101.3+113.2=107.25=116.8kPa.2提餾段平均操作壓強:P'提餾段平均操作壓強:P'（二）操作溫度的計算近似取塔頂溫度為46.5°C,進料溫度為58°C,塔釜溫度為76°C精餾段平均溫度t=^d^f=46.5+58=52.25C'"（精）22提餾段平均溫度t=W+*F=58+76.5=67.25C'"（提）22（三）平均摩爾質量計算塔頂摩爾質量的計算：由xD=y1=0.96查平衡曲線，得x1=0.927M=0.96x76+(1-0.96)x154=79.12kg/kmolM=0.927x76+(1-0.927)x154=75.07kg/kmol;進料摩爾質量的計算：由平衡曲線查的：yF=0.582xf=0.32;M=0.582x76+(1-0.582)x154=98.98kg/kmol;M=0.3276-10.32)日54k歡2km；04/塔釜摩爾質量的計算：由平衡曲線查的：xW=0.024x'=0.0796M=0.024x764+(1-0.024)x154=152.128kg/kmolM=0.0796x76+(1-0.0796)x154=147.79kg/kmol精羸段平均摩爾質量：M精=(79.12+98.98)/2=89.05kg/kmol;M精=(75.07+129.04)2=102.06kg/kmol;提彳餾段平均摩爾質量：Mv(提廣(98.98+152.128)'2=125.55@/kmol;M'曰=(147.79+129.04)'2=138.42kg/kmol;平均密度計算：Pm1、液相密度P:Lm塔頂部分依下式：aa1p+f（a為質量分率）；其中％=0.941,aB=0.059；LALB即：1匕=寄+0Hnp乙=1275.2kg/m3；Lm12601295Lm進料板處：由加料板液相組成：由xF=0.32得a=0.203；0.203-10.2033LFm1260TPLFmgm塔釜處液相組成：由x『0.024得a=0.0253；1P=空￥-10.嘩？=163螂m/LWm12601595LWm故精餾段平均液相密度：P精=（753.4+867.9）/2=810.7kg/m3；提餾段的平均液相密度：P頃提=（1636.+315,A3.=3）2kgL5m；4.8/2、氣相密度p:Vm①精餾段的平均氣相密度P=PmMvm（精）=109.軟91.97=3.78kg/m3Vm（精）RT8.314X（52.25+23.1）②提餾段的平均氣相密度P=Vm"Vm（提）=116.8X124.54=5.14kg/m3vm（提）RT8.314x（67.25+273.1）（五）液體平均表面張力am的計算液相平均表面張力依下式計算，及a=乎x四.=1①塔頂液相平均表面張力的計算由t=45.5°C查手冊得:a=28.5mN/m；a=23.mNmq=0.9X28+50x04=3.6mT28m304/進并液相平均表面張力的計算由t=58r查手冊得：Fq=26.8mN/m;q=22.mNmq=0.3X26+8-(10.x32)=22m2N2m.67/塔釜液相平均表面張力的計算由tw=97.33°C查手冊得：q=24.5mN/m;q=20.mNmABq=0.02424+5-(10.>024)=20m2Nm.則0:3/精餾段液相平均表面張力為：q精=(20.17+51.24)/2=35.71mN/m提餾段液相平均表面張力為：q提=(23.67+20.303)/2=21.99mN/m(六)液體平均粘度的計算pLm液相平均粘度依下式計算,塔頂液相平均粘度的計算,即目=￡x目;由由t=46.5r查手冊得:D7mpas旦=0.33mPa0s;旦=0.p=0.9&0.&30x0497mPa.;34進料板液相平均粘度的計算：由t=58r手冊得：Fp=0.28mPa0s;p=0.6mPa;p=0.3X0.2-80x6896mP0.52塔釜液相平均粘度的計算：由tw=76.8r查手冊得:p=0.5mpas0.-250.x976=0.5n1P00s5p=0.25mPaDs;p=0.02>4五、精餾塔氣展負荷計算精餾段：V=(R+1)D'=(3.24+1)x23.82=100.99kmol/hV=Vm(精)——s3600pVm(精)L=RD=3.2>LML=Lm(精)—s3600pLm(精)冬泡05=0.66m3/s3600x3.7823=82km.oil8h77.18x138.42=0.0021m3/s3600x1394.3Lh=3600x0.0021=7.66m3/h提餾段：V'=V=100.99kmol；V'=s（提）V'MV'=s（提）vm（提）==0.69m3/s；3600p3600x5.14Vm（提）L=L+F=77.18+75.34=15；2.52kmol/hL=叫m（提）=152.52x甌05=0.0024m3/s；s3600p3600x1574.8Lm（提）L=3600x0.0024=8.62m3/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:①精餾段：HT-hL=0.40-0.07=0.33P1,0.00231394.11。）2=（）^—）2=0.0425查圖表P1.043.78sVC20=0.078；依公式C=C（—）0.2=0,078（^6^）0.2=0.0733；202020u=Cmax=0.0

P

V取安全系數(shù)為0.7,則：：1394.—33.78】1.i49s6/3.78u=0.7xu=0.7x2.14=1.047m/s,,八'~4V~:'故：D=尸=.「4x1.04=1.265m;兀x1.047按標準，塔徑圓整為1.4m,則空塔氣速為u=^匕=4x'.°4=0.78m/s

兀Du=Cmax=0.0

P

V取安全系數(shù)為0.7,則：：1394.—33.78】1.i49s6/3.78u=0.7xu=0.7x2.14=1.047m/s,,八'~4V~:'故：D=尸=.「4x1.04=1.265m;兀x1.047按標準，塔徑圓整為1.4m,則空塔氣速為u=^匕=4x'.°4=0.78m/s

兀D2兀x1.32兀兀.一一一一塔的橫截面積A=—D2=—1.42=0.636m2

t44②提餾段:,L、o'1,0.00277、,1574.8、1寸）（苛）2=（^5r）（22sV=0.0507;查圖C20=0.068;依公式：C=C20（|o）0.2=0.068x（22.09V2I20）=0.0694;u=Cmax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1.4m兀兀塔的橫截面積:A=—D'2=—1.42=1.327m2t44空塔氣速為u'==4X°?956=0.720m/s兀D2兀X1.32板間距取0.4m合適（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，不設進流堰。各計算如下：①精餾段：1、溢流堰長l為0.7D,即：l=0.7X1.4=0.91m;2、出口堰高hwhw=hL-how■828由lw/D=0.91/1.4=0.7,Ljl2.5=房產=10.48m查手冊知：.一一一一284（LV3284，828\2；E為1.03依下式得堰上液高度：h=Ef=—X1.038—3=0.013mow1000"l）1000^0.91）故：h=h-h=0.07-0.013=0.057m3、降液管寬度吧與降液管面積Af有l(wèi)/D=0.7查手冊得W/D=0.14,A/A=0.08故：W=0.14D=0.14x1.3=0.182mA=0.08-D2=0.08x—x1.32=0.1062m2f44=嘩"=18.5sG5s,符合要求）L0.0023s4、降液管底隙高度h0取液體通過降液管底隙的流速u=0.1m/s依式計算降液管底隙高度h0即:依式計算降液管底隙高度h0即:,L0.0023h=——==0.025m0lu0.91x0.1w0②提餾段:1、2、溢流堰長l'為0.7D'1、2、溢流堰長l'為0.7D',出口堰高h即:=0.7x1.4=0.91m；l/D=0.91/1.4=0.7，h'=h-h'；wLow998=12.63m查手冊知0.912.5L/l'2.5E為1.04依下式得堰上液高度：(LVE寸降液管寬度W?與降液管面積(LVE寸降液管寬度W?與降液管面積A-f有‘/D=0.7查手冊得W，/D=0.14,AlA=0.08dfT故：W，=0.14D=0.14X1.4=0.182mA=0.08^D'2=0.08xKx1.42=0.1062m2f442.84h'ow10003、2.84x1.041000(9.98V；t—=0.0146mh=0.07-0.0146=0.0554m。10.91JT=AH=0.1062x0.4=18.5s（＞5s,符合要求）降液管底隙高度hL0.00230s取液體通過降液管底隙的流速u=0.008m/s依式計算降液管底隙高度h0:即03m7h二土=0.0014罰0lu0.5%0.08塔板布置03m71、取邊緣區(qū)寬度W=0.035m,安定區(qū)寬度W=0.065m①精餾段：依下式計算開孔區(qū)面積S(兀X\=2[xWR2-X2+麗R2sm-iR/其中x=D-(W+W)=13-(0.182+0.065)=0.403m2ds2R=D-W=L3_0.03=)0.m152。2故:

=2f0.40^0.6152-0.4032+—0.6152sin-10403"1800.615)=0.915m2②提餾段：依下式計算開孔區(qū)面積f，兀.*)A=2xdR'2一x'2hR'2sin-1—180R)kf

=20.k2230.2-65~2住Jh31803sin20%3)f，兀.*)A=2xdR'2一x'2hR'2sin-1—180R)kf

=20.k2230.2-65~2住Jh31803sin20%3)65（四）篩孔數(shù)n與開孔率甲取篩孔的孔徑d0為5mm正三角形排列，一般碳鋼的板厚8為4mm,取t/d=3.5故孔中心距t=3.5x5.0=17.5mm依下式計算塔板上篩孔數(shù)n,即f1158x103、f1158x103）睥n=l—-—IAa=l1752lx0.915=3460孔依下式計算塔板上開孔區(qū)的開孔率甲，即：中=A0%=0.907=7.5（在5?15%范圍內）A（t/d）精餾段每層板上的開孔面積A為A=9xAa=0.075x0.915=0.0686m2氣孔通過篩孔的氣速u=匕=1.04=15.16m/s0A0.60860提餾段每層板上的開孔面積A'為A=9xAa=0.101x0.304=0.0307m2氣孔通過篩孔的氣速u'=^s=°.627=20.42m/s040.0307

塔有效高度精餾段Z=(12-1)X0.4=4.4m；精提餾段有效高度Z=(6-1)x0.4=2.0m；提在進料板上方開一人孔，其高為0.8m,—般每6?8層塔板設一人孔(安裝、檢修用)，需經常清洗時每隔3~4層塊塔板處設一人孔。設人孔處的板間距等于或大于600m。根據(jù)此塔人孔設3個。故：精餾塔有效高度Z=Z精+Z提+3X0.8=8.0+2.0+2.4=12.4m七.篩板的流體力學驗算氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨萟p1、根據(jù)h=h+h+hpclb干板壓降相當?shù)囊褐叨萮c2、根據(jù)d0/8=5/4=1.25，查干篩孔的流量系數(shù)圖c0=0.89①精餾段由下式得h=0.051］寫f［匕］=0.051］也6Tf3.78］=0.0301m

cIC)［p)"0.89)"1394.3)②提餾段由下式得h'=0.051c=h'=0.051c=0.051=0.0483m[0.89k[C0)3、①精餾段氣流穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨萮I[0.89u=—-s—=1""=0.20m/saA-A1.327-0.1062tfF=u妃=?？椌?0.389由圖充氣系數(shù)￡0與F的關聯(lián)圖查取板上液層充氣系數(shù)％為0.57貝M廣￡0h=￡0(h+h)=0.57x0.07=0.0399m②提餾段氣流穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨?u'=—=——竺6——=0.783m/saA-A1.327-0.1062tfF；=u\/P"=0.783VH4=1.775由圖充氣系數(shù)￡0與F的關聯(lián)圖查取板上液層充氣系數(shù)e0為0.58則h'=￡h=￡(h+h)=0.58x0.07=0.0406ml0L0wow

3、①精餾段克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨萮b4b4x26.06x10-3由h===0.00152mb?渣《1384.3x9.81x0.005②提餾段克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨萮'4b4x22.09x10-3由h===0.00144mbPLgd01574.8x9.81x0.005值）值）故①精餾段h=0.0301+0.0399+0.00152=0.07152m單板壓降AP=hpLg=0.07152x1394.3x9.81=971pa=0.971kpa(<1.0kpa)(設計允許值）值）故②提餾段h'=0.00483+0.0406+0.00144（二）①精餾段霧沫夾帶量e的驗算（一.

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由式e=5.7x10-6

b、3.25.7x10-6IH—h.kTf7（0.226.06x10-3[0.4-2.5x0.07）故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶②提餾段霧沫夾帶量e的驗算

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H—h

'T"（0.7835.7x10-6由式e=vb5.7x10-63.23.2=1.5x10-4kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣22.09x10-310.4-2.5x0.07；故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶、3.2=0.0239kg液/kg氣<0.1kg液/kg（二）①精餾段霧沫夾帶量e的驗算（一.

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由式e=5.7x10-6

b、3.25.7x10-6IH—h.kTf7（0.226.06x10-3[0.4-2.5x0.07）故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶②提餾段霧沫夾帶量e的驗算

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H—h

'T"（0.7835.7x10-6由式e=vb5.7x10-63.23.2=1.5x10-4kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣22.09x10-310.4-2.5x0.07；故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶、3.2=0.0239kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣=4.4x0.$(90.04056x0.1歹0.0)7>0.001441574.8/5.14=8.6m/s篩板的穩(wěn)定性系數(shù)k=%=1^項1.98(1.5)u7.89故在設計負荷下不會產生過量漏液(四)①精餾段液泛驗算為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液層高度HdM(H+h)由H=h+h+h計算HdpLddh=0.1/=0.侶*002}2d\lh)"0.9乂0.025、w0/1.5613(=0.0m156H=0.082+0.06+0.00098=0.143m取①=0.5，則o(H+h)=0.5(0.4+0.057)=0.229m故H<O(H+h)，在設計負荷下不會發(fā)生液泛②提餾段液泛驗算可為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液層高度H〈①(H+h)由H=h+h+h計算HdpLdd=0.153(0.00277y0.91x0.0304"L￥hd如53［浦Jw01.534x10-3=0.00153m故Hd<O(Ht+h)，Hd==0.0903+0.07+0.=0.153(0.00277y0.91x0.0304故Hd<O(Ht+h)，在設計負荷下不會發(fā)生液泛八.塔板負荷性能圖①提餾段（一）霧沫夾帶線（1）e5"0-6Vu

——?—

H-e5"0-6Vu

——?—

H-h'Tf3.2V-t=0.819vAt-Af1.327-0.1062t（a）氣=2.5(h+h)=2.5h+2.84x10-3E(3600LA2/3近似取Ea1.0，h=0.057m，l=0.91m(3600L\2/30.057+2.84婦0-3S[k0.91J故hf=2.5=0.1425+1.776L2/3已知a=20.06mN/m，取霧沫夾帶極限值e為0.1Kg液/Kg已知a=20.06mN/m，H=0.4m，并將（a），（b）式代入e5.7x10-6(一.U——aH—h,'Tf、3.2得1.0=5」x10-60.819vT整理得(1)V=2.132-14.70L2/3此為霧沫夾帶線的關系式，在操作控制范圍內去幾個得1.0=5」x10-60.819vT整理得(1)V=2.132-14.70L2/3此為霧沫夾帶線的關系式，在操作控制范圍內去幾個Ls,計算出相應的Vs值。列于表4Ls.m3/s0.6x10-31.5x10-33.0x10-34.5x10-3Vs.m3/s2.1272.0391.9261.831（二）液泛線令H=中(H+h)H=h+h+hh=h+h+hdTwdpLdpcLbhL=hw+七聯(lián)立得①(H+h)=h+h+h+hTwpwowd近似的取E=1.0,l=0.91h=h=2.84X10-3(360Q/s)2/3=2.84x10-3(36001,)2/30.91整理得h=0.7104/2/3h=0.51婦2(已)=0.51(-^)2(斗)cCpCApV、,3.78、=0.51(s)2()0.89x0.06861394.3(c)(d)(e)=0.0371V2s取￡0=0.6,近似的有h=￡(h+h)=0.6x(0.057+0.7104L2/3)c0wows=0.3042+0.426L2/3sh^=0.00152故：h=0.3071V2+0.3042+0.426乙2/3+0.00152pss由式h=0.153(—^)2=0.153(——L)2dl-h00.91x0.025=296.6L2將Ht=0.4m,hw=0.057,①=0.5，及(c),(d),(e)代入得0.5(0.4+0.057)=0.0357+0.0371V2+0.426L2/3+0.057+0.7104L2/3+296.6L2整理得：ssV2=3.66-0.7104L2/3-7794.6L2ssS此為液泛線的關系式，在操作控制范圍內去幾個Ls,計算出相應的Vs值。列于表5中表5Ls.m3/s0.6x10-31.5x10-33.0x10-34.5x10-3Vs.m3/s1.8551.8001.7181.633（三）液相負荷上限線以9=5s作為液體在降液管中停留時間的下限0=AL=5Ls貝寸L=土生=0.4X0.1062=0.008496m3/ss.max55化工原理課程設計據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限（四）漏液線（氣相負荷下限線）由umin=4.4CJ(0.0056+0.13h-h_)u=—su=—s,min

o,minAohL=hw-howhQow1000(L\E-hkwJ]1394.3整理」3.78=4.4x0.893、I]1394.3整理」3.78=4.4x0.893、I0.0056+0.13x(0.057+0.7104L2/3-0.001520.686"h號eow1000'3600L)2/3Cw=0.006即:0.006=0.006=284'3600L1000A2/3*^k0.91J則L=7.76x10-4m3,ss,min得:V.=2.69^0.424+0.341L2/3此為液相負荷上限線的關系式，在操作控制范圍內去幾個Ls,計算出相應的Vs值。列于表6表6Ls.m3/s0.6x10-31.5x10-33.0x10-34.5x10-3Vs.m3/s2.1272.0391.9261.831（五）液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層告訴h=0.006m,化為最小液體負荷標準，取Ea1.0。由5S.max:S.min圖3精餾段負荷性能圖L?10-3m3/sS據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線可知設計供板上限有霧沫夾帶線控制，下限由漏夜線控制精餾段操作彈性=匕g二淄=2372Vi0.5245S.max:S.min圖3精餾段負荷性能圖L?10-3m3/sS據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線可知設計供板上限有霧沫夾帶線控制，下限由漏夜線控制精餾段操作彈性=匕g二淄=2372Vi0.524②提餾段g（一）霧沫夾帶線（1）5.7%10-63.2V-s=0.812VA-A1.327-0.1062sTf（a）=2.5(h+h)=2.5how+2.84x10-3Ew故h=2.50.0544+2.84x10-3f〔0.91)=0.136+1.776L2/3(b)取霧沫夾帶極限值e為0.1Kg液/Kg氣，已知c=22.09mN/m，V中。H廣0.4m，并將（a），（b）式代入e中。H廣0.4m，并將（a），（b）式代入e5,7xl°-6得1.0二5."10-6整理得0.812vs3.222.09x10-310.4-0.136-1.776L$2/3)(u——^7

IH-h,

'T"、3.2（1）V=4.303—28.94L2/3此為霧沫夾帶線的關系式，在操作控制范圍內去幾個Ls,計算出相應的Vs值。列于表8Ls.m3/s0.6x10-31.5x10-33.0x10-34.5x10-3Vs.m3/s4.0973.9243.7013.514（二）液泛線令H=中(H+h)H=h+h+hdTwdpLdhL=hw+how聯(lián)立得①(H+h)=h+h+h+hTwpwowd近似的取E=1.0,lw=0.91h=2.84x10-3(琴改)2/3w=2.84x10-3(3600ls)2/30.91(c)整理得h=0.710412/3h=0.5餌)2(已)=0.51(-^)2(斗)cCpCAp(c)V、,5.14、=0.51(s)2()0.89x0.06861574.8=0.0501V2s取￡0=0.6,近似的有h=￡(h+h)=0.6x(0.0554+0.7104L2/3)10wows=0.0332+0.426L2/3shc=0.00141

(d)故：h=0.0501V2+0.0332+0.426L2/3+0.00144i(d)由式h=0.153(—^)2=0.153(土)2dl-h00.91x0.0304=1999.9L2將Ht=0.4m,hw=0.057,①=0.5，及(c),(d),(e)代入得0.5(0.4+0.0554)=0.0346+0.0501V2+0.426L疆+0.0544+0.7104L2/3+199.9L2整理得：''(e)V2=2.75-22.68農-3990.0L2ssS(e)此為液泛線的關系式，在操作控制范圍內去幾個Ls,計算出相應的Vs值。列表9表9Ls.m3/s0.6x10-31.5x10-33.0x10-34.5x10-3Vs.m3/s1.6041.5371.3851.151（三）液相負荷上限線以0=5s作為液體在降液管中停留時間的下限9=aHt=5Ls貝寸L=A^r=0.4x0.1062=0.008496m3/ss.max55據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限（四）漏液線（氣相負荷下限線）0.0056+0.13h-hpu=s,min

o0.0056+0.13h-hpu=s,min

o,minAohL=hw-howh=ow理列表A=0.686m20得X^=4.4x0.893、「0.0056+0.13x(0.0554+0.7104L2/3-0.00144]157480.686s」5.14得:V.=2.686J3.493+28.295L理列表此為液相負荷上限線的關系式，在操作控制范圍內去幾個Ls,計算出相應的Vs值。10中。表10

Ls.m3/s0.6x10-31.5x10-33.0x10-34.5x10-3Vs.m3/s0.5160.5280.5430.555（五）液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層告訴h=0.006m,化為最小液體負荷標準，取Ea1.0。由h由h=空』址『

ow1000Il)=0.0062/3/可知設計供板上限有霧沫夾帶線控h下即：2/3/可知設計供板上限有霧沫夾帶線控h下即：0.006=s^man1000"0.91則L=7.76x10-4m3；ss,min據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線限由漏夜線控制精餾段操作彈性=匕g=1252=2385V.0.525,九、精館塔的工藝設另計算結果總表表11精餾塔的工藝設計計算結果總表項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段

各段平均壓強PmkPa109.5116.8各段平均溫度tm°C52.2567.25平均流量氣相Vsm3/s1.040.956液相LSm3/s0.00230.0028實際塔板數(shù)N塊129板間距htm0.40.4塔的有效高度zm4.43.2塔徑Dm1.41.4空塔氣速um/s0.780.72塔板溢流形式單流型單流型溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長lwm0.910.91堰高hwm0.0570.054溢流堰寬度wdm0.1820.182管底與受液盤距離hom0.0250.030板上清液層高度hLm0.070.07孔徑domm5.05.0孔間距tmm17.517.5孔數(shù)n個34603460開孔面積m20.06860.066篩孔氣速uom/s15.1615.16塔板壓降hPkPa0.970.99液體在降液管中停留時間s18.518.5降液管內清液層高度Hdm0.1430.162霧沫夾帶