苯与甲苯混合物精馏塔设计方案

1 苯与甲苯 混合物 精馏塔 设计方案 一、概述 化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质 . 芳香族化合物是化工生产中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，可用来制备染料，树脂，农药，合成药物，合成橡胶，合成纤维和洗涤剂等等；甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯，甲酚等化工产品，同时也可以用来制造三硝基甲苯 ，苯甲酸，对苯二甲酸，防腐剂，染料，泡沫塑料，合成纤维等。 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯 甲苯的分离。苯 甲苯体系比较容易分离，待处理料液清洁。因此用筛板塔。 筛板塔也是很早出现的一种板式塔， 20 世纪 50 年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力（ 20% 40%）塔板效率（ 10% 50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。 2 二、设计方案的确定 本设计任务为分苯 甲苯的混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续常压精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分 经产品冷凝器冷却后送至贮罐。该物系属于易分离物系，故操作回流比取为 底采用直接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。 三、精馏塔的物料衡算 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量为： 7 8 /kg 苯的摩尔质量为： 9 2 /kg . 5 5 / 7 8 . 1 1 0 . 5 90 . 5 5 / 7 8 . 1 1 0 . 4 5 / 9 2 . 1 3 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量 0 . 5 9 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 5 9 ) 9 2 . 1 3 8 3 . 8 6 /FM k g k m o l 3 0 . 9 9 5 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 9 5 ) 9 2 . 1 3 7 8 . 1 8 /DM k g k m o l 0 . 0 1 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 0 1 ) 9 2 . 1 3 9 1 . 9 9 /WM k g k m o l 物料平衡 原料处理量 6000 7 1 . 5 5 /8 3 . 8 6F k m o l h总物料衡算 W 苯物料衡算 7 1 . 5 5 0 . 5 9 0 . 9 9 5 0 . 0 1 联立解得 4 2 /D km ol h 2 9 /W km o l h 四、塔板数的确定 理论板层数 因为苯 甲苯属于理想物系，可采用图解法求解理论板层数 操作回流比 求精馏塔的气、液相负荷 1 . 8 4 2 . 1 3 7 5 . 8 3 /L R D k m o l h ( 1 ) 2 . 8 4 2 . 1 3 1 1 7 . 9 6 /V R D k m o l h 7 5 . 8 3 7 1 . 5 5 1 4 7 . 3 8 /L L q F L F k m o l h 1 1 7 . 9 6 /V V k m o l h 求操作线方程 精馏段操作线方程为 7 5 . 8 3 4 2 . 1 3 0 . 9 9 5 0 . 6 4 3 0 . 3 5 71 1 7 . 9 6 1 1 7 . 9 6x x x 提馏段操作线方程为 1 4 7 . 3 8 2 9 . 4 2 0 . 0 1 1 . 2 4 9 0 . 0 0 2 51 1 7 . 9 6 1 1 7 . 9 6x x x 图解法求理论塔板层数 采用图解法求理论板层数，求解结果为 4 总理论板层数 (包括再沸器 ) 进料板位置 10 理论板层数精馏段实际板层数 9 / 7 0 % 1 2 . 8 6 1 3N 精提馏段实际板层数 9 . 5 / 7 0 % 1 3 . 6 7 1 4N 提五、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算 操作压力的计算 操作为常压操作，所以 操作温度的计算 依 据安托因方程 苯 1 2 0 6 . 3 5l o g 6 . 0 2 32 2 0 . 2 4t 甲苯 1 3 4 3 . 9 4l o g 6 . 0 7 82 1 9 . 5 8t 又 B x P x所以 塔顶温度 5 进料板温度 塔底温度 精馏段平均温度 8 0 . 3 9 1 . 0 8 5 . 6 52 提馏段平均温度 9 1 . 1 1 0 . 2 1 0 0 . 62 平均摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质量计算 由1 0 5查平衡曲线得 1 0 . 9 9 5 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 9 5 ) 9 2 . 1 3 7 8 . 1 8 /V D mM k g k m o l 0 . 9 8 5 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 8 5 ) 9 2 . 1 3 7 8 . 3 2 /L D mM k g k m o l 进料板平均摩尔质量计算 由 查平衡曲线得 0 . 7 4 2 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 7 4 2 ) 9 2 . 1 3 8 1 . 7 3 /k g k m o l 0 . 5 3 5 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 5 3 5 ) 9 2 . 1 3 8 4 . 6 3 /L F mM k g k m o l 塔底平均摩尔质量计算 由2 0 查平衡曲线得 2 0 . 0 1 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 0 1 ) 9 2 . 1 3 9 1 . 9 9 /V W mM k g k m o l 0 . 0 0 4 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 0 0 4 ) 9 2 . 1 3 9 2 . 0 7 /L W mM k g k m o l 精馏段平均摩尔质量 7 8 . 1 8 8 1 . 7 3 7 9 . 9 6 /2k g k m o l7 8 . 3 2 8 4 . 6 3 8 1 . 4 8 /2k g k m o l提馏段平均摩尔质量 8 1 . 7 3 9 1 . 9 9 8 6 . 8 6 /2k g k m o l 8 4 . 6 3 9 2 . 0 7 8 8 . 3 5 /2k g k m o l 平均密度的计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 6 精馏段气相平均密度 31 0 1 . 3 7 9 . 9 6 2 . 7 2 /8 . 3 1 4 5 ( 8 5 . 6 5 2 7 3 . 1 5 )m V k g 提馏段气相平均密度 3 1 0 1 . 3 8 6 . 8 6 2 . 8 3 / 8 . 3 1 4 (1 0 0 . 6 2 7 3 . 1 5 )m V k g 液相平 均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 1 塔顶液相平均密度的计算 由 ，查手册得 38 1 4 . 7 /A k g m 38 0 9 . 7 /B k g m 31 8 1 4 . 6 7 /( 0 . 9 9 5 / 8 1 4 . 8 0 . 0 0 5 / 8 0 9 . 7 )L D m k g m 进料板液相平均密度的计算 由 ，查手册得 38 0 2 . 8 /A k g m 37 9 9 . 2 /B k g m 进料板液相的质量分率 0 . 5 3 5 7 8 . 1 1 0 . 4 9 40 . 5 3 5 7 8 . 1 1 0 . 4 6 5 9 2 . 1 3 31 8 0 0 . 9 7 /( 0 . 4 9 4 / 8 0 2 . 8 0 . 5 0 6 / 7 9 9 . 2 )L F m k g m 塔底液相平均密度的计算 由 ， 查手册得 37 8 0 . 1 /A k g m 37 8 0 . 1 /B k g m 塔底液相的质量分率 0 . 0 0 4 7 8 . 1 1 0 . 0 0 3 40 . 0 0 4 7 8 . 1 1 0 . 9 9 6 9 2 . 1 3 31 7 8 0 . 1 /( 0 . 0 0 3 4 / 7 8 0 . 1 0 . 9 9 6 6 / 7 8 0 . 1 )L W m k g m 7 精馏段液相平均密度为 38 1 4 . 6 7 8 0 0 . 9 7 8 0 7 . 8 2 /2Lm k g m 提馏段液相平均密度为 38 0 0 . 9 7 7 8 0 . 1 7 9 0 . 5 4 /2Lm k g m 液体平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算 即 Lm i 塔顶液相平均表面张力的计算 由 ，查手册得 2 1 . 2 3 /A m N m 2 1 . 6 6 /B m N m 0 . 9 9 5 2 1 . 2 3 0 . 0 0 5 2 1 . 6 6 2 1 . 2 3 /L D m m N m 进料板液相平均表面张力的计算 由 ，查手册得 1 9 . 9 4 /A m N m 2 0 . 5 3 /B m N m 0 . 5 3 5 1 9 . 9 4 0 . 4 6 5 2 0 . 5 3 2 0 . 2 1 /L F m m N m 塔底液相平均表面张力的计算 由 ， 查手册得 1 7 . 6 5 /A m N m 1 8 B m N m 0 . 0 1 1 7 . 6 5 0 . 9 9 1 8 . 4 1 8 . 3 9 /L W m m N m 精馏段液相平均表面张力 2 1 . 2 3 2 0 . 2 1 2 0 . 7 2 /2Lm m N m 提馏段液相平均表面张力 2 0 . 2 1 1 8 . 3 9 1 9 . 3 0 /2Lm m N m 液体平均粘度的计算 液相平均粘度依下式计算 即 lg m i 塔顶液相平均粘度的计算 8 由 ，查手册得 0 . 3 0 7A m P a s 0 . 3 1 0B m P a s l g 0 . 9 9 5 l g 0 . 3 0 7 0 . 0 0 5 l g 0 . 3 1 0L D m 解出 0 . 3 0 7L D m m P a s 进料板平均粘度的计算 由 ，查手册得 0 . 2 7 7A m P a s 0 . 2 8 4B m P a s l g 0 . 4 9 4 l g 0 . 2 7 7 0 . 5 0 6 l g 0 . 2 8 4L F m 解出 0 . 2 8 0L F m m P a s 由 ， 查手册得 0 . 2 3 2A m P a s 0 . 2 5 2B m P a s l g 0 . 0 1 l g 0 . 2 3 3 0 . 9 9 l g 0 . 2 5 2L W m 解出 0 . 2 5 2L W m m P a s 精馏段平均粘度 0 . 3 0 7 0 . 2 8 0 0 . 2 9 42Lm m P a s 提馏段平均粘度 0 . 2 8 0 0 . 2 5 2 0 . 2 6 62Lm m P a s 六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 由上面可知精馏段 7 5 /L km ol h 1 1 7 /V km o l h 塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为 31 1 7 . 9 6 7 9 . 9 6 0 . 9 6 3 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 7 2m s 37 5 . 8 3 8 1 . 4 8 0 . 0 0 2 1 2 /3 6 0 0 3 6 0 0 8 0 7 . 8 2m s 9 由m a x 式中，负荷因子 0 )20 由史密斯关联图查得 20C ，图的横坐标为 1 / 2 1 / 20 . 0 0 2 1 2 3 6 0 0 8 0 7 . 8 2( ) ( ) 0 . 0 3 7 90 . 9 6 3 3 6 0 0 2 . 7 2s 取板间距 板上清液层高度取 则 0 h m 由史密斯关联图，得知 20 气体负荷因子 0 . 2 0 . 220 2 0 . 7 2( ) 0 . 0 7 2 ( ) 0 . 0 7 2 52 0 2 0 m a 7 . 8 2 2 . 7 20 . 0 7 2 5 1 . 2 5 0 /2 . 7 2u m s 取安全系数为 则空塔气速为 m a 7 0 . 7 1 . 2 5 0 0 . 8 7 5 /u u m s 4 4 0 . 9 6 3 1 . 1 8 40 . 8 7 5 按标准塔径圆整后为 塔截面积为 221 . 1 34 m实际空塔气速 为 0 . 9 6 3 0 . 8 5 2 /1 . 1 3u m s提馏段的气、液相体积流率为 31 1 7 . 9 6 8 6 . 8 6 1 . 0 0 6 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 8 3m s 31 4 7 . 3 8 8 8 . 3 5 0 . 0 0 4 5 8 /3 6 0 0 3 6 0 0 7 9 0 . 5 4m s 由m a x 式中，负荷因子 0 )20 由史密斯关联图查得 20C ，图的横坐标为 10 1 / 2 1 / 2 0 . 0 0 4 5 8 3 6 0 0 7 9 0 . 5 4( ) ( ) 0 . 0 7 6 1 1 . 0 0 6 3 6 0 0 2 . 8 3s 取板间距 板上清液层高度取 则 0 h m 由史密斯关联图，得知 20 气体负荷因子 0 . 2 0 . 220 1 9 . 3 0( ) 0 . 0 8 1 ( ) 0 . 0 8 0 42 0 2 0 m a 0 . 5 4 2 . 8 30 . 0 8 0 4 1 . 3 4 /2 . 8 3u m s 取安全系数为 则空塔气速为 m a 7 0 . 7 1 . 3 4 0 . 9 3 8 /u u m s 4 4 0 . 9 3 8 1 . 1 70 . 8 7 5 按标准塔径圆整后为 塔截面积为 221 . 1 34 m实际空塔气速为 1 . 0 0 6 0 . 8 9 /1 . 1 3u m s 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 ( 1 ) (1 3 1 ) 0 . 4 4 . 8 H m 精 精提馏段有效高度为 ( 1 ) (1 4 1 ) 0 . 4 5 5 . 8 5 H m 提 提在进料板上方开一个人孔，其高度为 故精馏塔有效高度为 0 . 5 5 1 1 . 2Z Z Z m 精 提七、塔板主要工艺尺寸的计算 溢流装置计算 精馏段： 因塔径 ，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 堰长1 可取 0 . 8 0 . 8 1 . 2 0 . 9 6 m 溢流堰高度 h h选用平直堰 ,堰上层液高度 32 . 8 4 ()1000 计算 近似取 ，则 2 / 32 . 8 4 0 . 0 0 2 1 2 3 6 0 01 ( ) 0 . 0 1 1 31 0 0 0 0 . 9 6 取板上清液层高度 0 8 7 弓形降液管的宽度图得 故 20 . 1 5 1 0 . 1 5 1 1 . 1 3 0 . 1 7 1 m 0 . 2 0 2 0 . 2 0 2 1 . 2 0 . 2 4 2 m 降液管底隙高度取 0 /Ou m s 则 0 . 0 0 2 1 2 3 6 0 0 0 . 0 2 7 63 6 0 0 0 . 9 6 0 . 0 80 . 0 4 8 7 0 . 0 2 7 6 0 . 0 2 1 1 0 . 0 0 6h m m 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度 45Wh 。 提馏段： 因塔径 ，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 12 堰长 . 8 0 . 8 1 . 2 0 . 9 6 m 溢流堰高度 h h选用平直堰 ,堰上层液高度 32 . 8 4 ()1000 计算 近似取 ，则 2 / 32 . 8 4 0 . 0 0 4 5 8 3 6 0 01 ( ) 0 . 0 1 8 91 0 0 0 0 . 9 6 取板上清液层高度 0 1 1 弓形降液管的宽度图得 故 20 . 1 5 1 0 . 1 5 1 1 . 1 3 0 . 1 7 1 m 0 . 2 0 2 0 . 2 0 2 1 . 2 0 . 2 4 2 m 降液管底隙高度取 0 /Ou m s 则 0 . 0 0 4 5 8 3 6 0 0 0 . 0 3 1 83 6 0 0 0 . 9 6 0 . 1 50 . 0 4 1 1 0 . 0 3 1 8 0 . 0 0 9 3 0 . 0 0 6h m m 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度 45Wh 。 塔板布置 精馏段： 13 塔板的分块 因为 800D ，所以选择采用分块式，塔板可分为 3 块。 边缘区宽度确定 取 0 m， 开孔区面积计算 开孔区面积按式 22 2 12 ( s i n )180a x r x r 计算 其中 1 . 2( ) ( 0 . 2 4 2 0 . 0 6 ) 0 . 2 9 822 W m 1 . 2 0 . 0 3 0 . 5 722 m 则 20 6 筛孔计算及其排列 本设计的物系没有腐蚀性，可选用 3 碳钢板，取筛孔直径 5Od 孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为 3 3 5 1 5Ot d m m 筛孔的数目 n 为 221 . 1 5 5 1 . 1 5 5 0 . 6 4 6 33170 . 0 1 5t 个 开孔率为 220 . 0 0 50 . 9 0 7 ( ) 0 . 9 0 7 ( ) 1 0 . 1 %0 . 0 1 5Od t （在 5% 15%范围内） 气体通过阀孔的气速为 0 . 9 6 3 1 4 . 7 5 /0 . 1 0 1 0 . 6 4 6Vu m 提馏段： 塔板的分块 因为 800D ，所以选择采用分块式，塔板可分为 3 块。 边缘区宽度确定 取 0 m， 开孔区面积计算 开孔区面积按式 22 2 12 ( s i n )180a x r x r 计算 14 其中 1 . 2( ) ( 0 . 2 4 2 0 . 0 6 ) 0 . 2 9 822 W m 1 . 2 0 . 0 3 0 . 5 722 m 则 20 7 筛孔计算及其排列 本设计的物系没有腐蚀性，可选用 3 碳钢板，取筛孔直径 5Od 孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为 3 3 5 1 5Ot d m m 筛孔的数目 n 为 221 . 1 5 5 1 . 1 5 5 0 . 6 4 7 33220 . 0 1 5t 个 开孔率为 220 . 0 0 50 . 9 0 7 ( ) 0 . 9 0 7 ( ) 1 0 . 1 %0 . 0 1 5Od t （在 5% 15%范围内） 气体通过阀孔的气速为 1 . 0 0 6 1 5 . 3 9 /0 . 1 0 1 0 . 6 4 7Vu m 八、筛板的流体力学验算 塔板压降的校核 精馏段： 干板的阻力干板的阻力 0 5 1 ( ) ( )c 计算 并由可 ，查得 故 21 4 . 7 5 2 . 7 20 . 0 5 1 ( ) ( ) 0 . 6 50 . 7 5 8 8 0 7 . 8 2 液柱 气体通过液层的阻力气体通过液层的阻力计算 0 . 9 6 3 1 . 0 5 /2 1 . 1 3 2 0 . 1 0 7m 15 1 / 2 1 / 21 . 0 5 2 . 7 2 1 . 7 3 2 / ( )a a VF u k g s m 查得 故 ( ) 0 . 5 9 8 ( 0 . 0 4 8 7 0 . 0 1 1 3 ) 0 . 0 3 5 9l L W O Wh h h h m 液柱 板压 降 0 . 0 6 5 0 . 0 3 5 9 0 . 1 0 0 9f d lh h h m 液柱 本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。 提馏段： 干板的阻力干板的阻力 0 5 1 ( ) ( )c 计算 并由可 ，查得 故 21 5 . 3 9 2 . 8 40 . 0 5 1 ( ) 0 . 0 7 50 . 7 5 8 7 9 0 . 5 4 液柱 气体通过液层的阻力气体通过液层的阻力计算 1 . 0 0 6 1 . 2 8 /2 1 . 1 3 2 0 . 1 7 1m 1 / 2 1 / 21 . 2 8 2 . 8 3 2 . 1 5 3 / ( )a a VF u k g s m 查得 故 ( ) 0 . 5 6 ( 0 . 0 4 1 1 0 . 0 1 8 9 ) 0 . 0 3 3 6l L W O Wh h h h m 液柱 板压降 0 . 0 7 5 0 . 0 3 3 6 0 . 1 0 8 6f d lh h h m 液柱 本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。 液沫夹带量的校核 精馏段： 16 液沫夹带量由公式 6 3 . 25 . 7 1 0 () 计算 由 2 . 5 2 . 5 0 . 0 6 0 . 1 5h m 故 6 3 . 235 . 7 1 0 1 . 0 5( ) 0 . 0 2 7 0 / 0 . 1 /2 0 . 8 2 1 0 0 . 4 0 0 . 1 5Ve k g k g k g k g 液 气 液 气 故本设计中液沫夹带量 提馏段： 液沫夹带量由公式 6 3 . 25 . 7 1 0 () 计算 由 2 . 5 2 . 5 0 . 0 6 0 . 1 5h m 故 6 3 . 235 . 7 1 0 1 . 2 8( ) 0 . 0 3 0 7 / 0 . 1 /1 9 . 3 1 0 0 . 4 5 0 . 1 5Ve k g k g k g k g 液 气 液 气 故本设计中液沫夹带量 溢流液泛条件的校核 精馏段： 为 防 止 塔 内 发 生 液 泛 ， 降 液 管 内 液 高 度 从 下 式 关 系 ， 即 ()d T h 苯 甲苯属于一般物系，取 ，则 ( ) 0 . 5 ( 0 . 4 0 0 . 0 4 8 7 ) 0 . 2 2 4 3h m 液柱 而 d W O W f fH h h h h 22 0 . 0 0 2 1 20 . 1 5 3 ( ) 0 . 1 5 3 ( ) 0 . 0 0 0 7 50 . 9 6 0 . 0 3 1 5 液柱 故降液管内的当量清液高度 0 1 6柱 则 ()d T h故在本设计不会发生溢流液泛。 提馏段： 17 为 防 止 塔 内 发 生 液 泛 ， 降 液 管 内 液 高 度 从 下 式 关 系 ， 即 ()d T h 苯 甲苯属于一般物系，取 ，则 ( ) 0 . 5 ( 0 . 4 5 0 . 0 4 1 1 ) 0 . 2 4 5 6h m 液柱 而 d W O W f fH h h h h 22 0 . 0 0 4 5 80 . 1 5 3 ( ) 0 . 1 5 3 ( ) 0 . 0 0 3 4 40 . 9 6 0 . 0 3 1 8 液柱 故降液管内的当量清液高度 柱 则 ()d T h故在本设计不会发生溢流液泛。 液体在 降液管内停留时间的校核 精馏段： 为避免发生严重的气泡夹带现象，通常规定液体在降液管的停留时间不小于35s 液体在降液管内的停留时间为 0 . 1 7 1 0 . 1 6 1 6 1 3 . 0 9 ( 3 5 )0 . 0 0 2 1 1 不会产生严重气泡夹带。 提馏段： 为避免发生严重的气泡夹带现象，通常规定液体在降液管的停留时间不小于35s 液体在降液管内的停留时间为 0 . 1 7 1 0 . 2 0 3 7 . 6 ( 3 5 )0 . 0 0 4 5 8 不会产生严重气泡夹带。 漏液点的校核 精馏段： 设漏液点的孔速0 相应的动能因子 （以 2基准） 0 6 . 7 0 . 1 0 1 0 . 7 6 2 . 7 2 1 . 0 7 62 1 . 1 3 2 0 . 1 7 1 18 故塔板上当量清液高度为 0 . 0 0 6 1 0 . 7 2 5 0 . 0 0 6 1 . 2 3 0 . 0 3 8 2h F l 查得此漏液点的干板压降 0 . 0 1 0 6 = 0 . 0 1 3 水 柱 液 柱 对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即 2 1 9 . 6 0 . 0 1 3 8 0 7 . 8 20 . 7 5 8 6 . 7 1 /2 . 7 2 O m s 因计算值与假定值接近，故计算正确 塔板的稳定系数可由下式计算，即 001 4 . 7 5 2 . 2 0 1 . 56 . 7 1u 故在本设计中无明显漏液。 提馏段： 设漏液点的孔速0 相应的动能因子 （以 2基 准） 0 6 . 5 0 . 1 0 1 0 . 6 4 7 2 . 8 3 0 . 9 0 72 1 . 1 3 2 0 . 1 7 1 故塔板上当量清液高度为 0 . 0 0 6 1 0 . 7 2 5 0 . 0 0 6 1 . 2 3 0 . 0 3 6 3h F l 查得此漏液点的干板压降 0 . 0 1 0 6 = 0 . 0 1 3 4 水 柱 液 柱 对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即 2 1 9 . 6 0 . 0 1 3 4 7 9 0 . 5 40 . 7 5 8 6 . 5 /2 . 8 3 O m s 因计算值与假定值接近，故计算正确 塔板的稳定系数可由下式计算，即 001 5 . 3 9 2 . 3 7 1 . 56 . 5u 在 本设计中无明显漏液。 九、塔板负荷性能图 漏液线 19 精馏段： 由 0 , m i n 4 . 4 ( 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 ) /O L L h h ,m m W h h2 / 32 . 8 4 ()1000 得 2 / 3, m i n 4 . 4 1 2 0 . 0 0 9 6 1 0 . 0 9 7 4在操作范围内，任取几个上式计算出果列于下表 由上表数据即可作出漏液线 1。 提馏段： 由 0 , m i n 4 . 4 ( 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 ) /O L L h h ,m m W h h2 / 32 . 8 4 ()1000 得 2 / 3, m i n 3 . 6 4 3 0 . 0 0 8 8 4 0 . 0 8 9 在操作范围内，任取几个上式计算出由上表数据即可作出漏液线 1。 液沫夹带线 精馏段： 以 0 . 1 /Ve k g k g 液 气为限，求系如下： 20 6 3 . 25 . 7 1 0 () 1 . 0 9 22 1 . 1 3 2 0 . 1 0 7 2 . 5 2 . 5 ( )f L W O WH h h h 0 7 6 2 / 3 2 / 336002 . 8 4 1 ( ) 0 . 7 51 0 0 0 0 . 8 4 故 2 / 30 . 1 1 9 1 . 8 7 52 / 30 . 2 8 1 1 . 8 7 5T f L 6 3 . 23 2 / 31 . 0 9 25 . 7 1 0 ( ) 0 . 12 0 . 7 2 1 0 0 . 2 8 1 1 . 8 7 5 整理得 2 / 31 . 6 2 4 1 0 . 8 4在操作范围内，任取几个上式计算出由上表即可作出液沫夹带线 2。 提馏段： 以 0 . 1 /Ve k g k g 液 气为限，求系如下： 6 3 . 25 . 7 1 0 () 1 . 2 6 92 1 . 1 3 2 0 . 1 0 7 2 . 5 2 . 5 ( )f L W O WH h h h 0 1 1 2 / 3 2 / 336002 . 8 4 1 ( ) 0 . 6 8 51 0 0 0 0 . 8 4 21 故 2 / 30 . 1 0 3 1 . 7 1 32 / 30 . 3 4 7 1 . 7 1 3T f L 6 3 . 23 2 / 31 . 2 6 95 . 7 1 0 ( ) 0 . 11 9 . 3 1 0 0 . 3 4 7 1 . 7 1 3 整理得 2 / 31 . 6 9 8 . 3 3在操作范围内，任取几个上式计算出由上表即可作出液沫夹带线 2。 液相负荷下限线 精馏段： 对于平流堰，取堰上液层高度 0 6为最小液体负荷标准，则 2 / 32 . 8 4 ( ) 0 . 0 0 61000 l 取 1E ，则 3 / 2 3, m i n 0 . 0 0 6 1 0 0 0 0 . 8 4( ) 0 . 0 0 0 7 1 7 /2 . 8 4 3 6 0 0SL m s 据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3。 提馏段： 对于平流堰，取堰上液层高度 0 6为最小液体负荷标准，则 2 / 32 . 8 4 ( ) 0 . 0 0 61000 l 取 1E ，则 3 / 2 3, m i n 0 . 0 0 6 1 0 0 0 0 . 9 6( ) 0 . 0 0 0 8 1 9 /2 . 8 4 3 6 0 0SL m s 据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3。 液相负荷上限线 精馏段： 以 4s 作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式 22 4故 3, m a 1 0 7 0 . 4 0 0 . 0 0 3 8 5 /44m s 据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 4。 提馏段： 以 4s 作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式 4故 3, m a 1 7 1 0 . 2 0 3 0 . 0 0 8 6 8 /44m s 据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 4。 液泛线 精馏段： 令 ()d T hd L f fH h h h f d lh h h h L W h h联立得 ( 1 ) ( 1 )T W O W d fH h h h h h 忽略 h、 ，将 2 2 2 / 3S S b c L d L 式中 20 1() c ( 1 ) h 23 2 / 32 . 8 4 3 6 0 0(1 ) ( )1000l 将有关数据代入 ,得 20 . 0 5 1 2 . 7 2( ) 0 . 0 5 1( 0 . 1 0 1 0 . 7 6 0 0 . 7 5 8 ) 8 0 7 . 8 2a 0 . 5 0 . 4 0 ( 0 . 5 0 . 5 9 8 1 ) 0 . 0 4 7 6 0 . 1 9 5b 20 . 1 5 3 2 1 8 . 5 3( 0 . 8 4 0 . 0 3 1 5 )c 3 2 / 336002 . 8 4 1 0 1 ( 1 0 . 5