化工原理课程设计苯甲苯的分离.doc

化工原理课程设计化工原理课程设计 板式精馏塔的设计 院系： 化工学院 班级： 高材 11202 老师： 石东坡 序号： 20 姓名： 刘 洋 序言序言 化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物 理化学 ， 化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实 践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。 通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的 主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析 能力，思考问题能力，计算能力等。 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作， 在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下 （有时加质量剂） ，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分 的挥发度的不同，使易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，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可 以是连续的或间歇的，按操作压力还可分为常压、加压和减压蒸馏，有些特殊 的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易 挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。 目录目录 一、板式精馏塔课程设计任务一、板式精馏塔课程设计任务 书书.4 (一一)、设计题目：、设计题目：.4 (二二)、设计参数、设计参数.4 (三三)、设计内容、设计内容.5 二、设计计算二、设计计算5 1、设计方案的选定及基础数据的搜集、设计方案的选定及基础数据的搜集5 2、精馏塔的物料衡算、精馏塔的物料衡算7 3、塔板数的确定、塔板数的确定8 4、精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算、精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算9 5、气液负荷计算、气液负荷计算13 6、精馏塔的塔体工艺尺寸计算、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (一一) 塔径的计算塔径的计算.14 7、筛板的流体力学验算、筛板的流体力学验算18 8、塔板负荷性能图、塔板负荷性能图21 三、设计结果汇总一览表三、设计结果汇总一览表28 四、精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算（略）四、精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算（略）29 五、设计心得体会五、设计心得体会29 七、参考书目七、参考书目32 八、附录八、附录32 【1】苯苯甲苯连续精馏过程板式精馏塔示意图甲苯连续精馏过程板式精馏塔示意图32 【2】苯苯甲苯精馏控制工艺流程图甲苯精馏控制工艺流程图32 【3】苯苯甲苯温度组成甲苯温度组成(T-X(Y)图图33 一、板式精馏塔课程设计任务书一、板式精馏塔课程设计任务书 ( (一一) )、设计题目：、设计题目： 苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。 ( (二二) )、设计参数、设计参数 年处理量： 25000 吨 料液初温: 35 料液组成 ： 45 苯，苯-甲苯常温混合溶液 （质量分率，下同） 塔顶产品组成苯 98 塔底釜液组成苯 2% 年实际生产天数： 330 天 精馏塔塔顶压力： 4kpa （表压） 冷却水进口温度： 30 饱和水蒸气压力： 2 2.5/kgfcm（间接水蒸气加热） 设备型式： 筛板精馏塔 厂 址： 长江大学 地区 ( (三三) )、设计内容、设计内容 1、设计方案的确定 根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定 适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对选定的工艺流程，主要设 备的形式进行简要的论述。 2、精馏过程的工艺计算 3、塔和塔板主要工艺结构尺寸计算 4、塔内流体力学性能的计算与校核 5、塔板结构简图和塔板性能图的绘制 6、塔的工艺计算结果汇总一览表 7、典型辅助设备选型与计算（略） 8、带控制点的生产工艺流程图及精馏塔设计工艺条件图的绘制 9、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论 10、编制课程设计说明书 11、参考文献 二、设计计算二、设计计算 1 1、设计方案的选定及基础数据的搜集、设计方案的选定及基础数据的搜集 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。 对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热 器加热至泡点后送人精馏塔内。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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较 小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经 冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低， 但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设 计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能 量。 塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为 38mm， 筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： () 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的 60，为浮阀塔的 80左 右。 () 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。 () 压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30左右。 筛板塔的缺点是： () 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 () 操作弹性较小(约 23)。 () 小孔筛板容易堵塞。 下图是板式塔的简略图： 表表 1.11.1 苯和甲苯的物理性质苯和甲苯的物理性质(1:P289)(1:P289) 项目分子式分子量 M沸点（） 临界温度 tC（）临界压强 PC（kPa） 苯 A 甲苯 B C6H6 C7H8 78.11 92.13 80.10 110.63 288.5 318.57 6833.4 4107.7 表表 1.21.2 苯苯- -甲苯的饱和蒸汽压甲苯的饱和蒸汽压(2:P73(2:P73 表表 10-1)10-1) t/C 0 80.184889296100104108110.6 0 A P/kPa 101.3 114.1 128.4 144.1 161.3 180.0 200.3 222.4 237.7 0 B P/kPa 39.0 44.5 50.8 57.8 65.6 74.2 83.6 94.0 101.3 表表 1.31.3 常温下苯常温下苯甲苯气液平衡数据（甲苯气液平衡数据（22：P73P73 表表 10-210-2） t/80.184889296100104108110.6 x10.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570 y10.9190.8250.7170.5940.4550.30.1250 表表 1.41.4 纯组分的表面张力纯组分的表面张力(6(6： 378 P附录图附录图 7)7) t/8090100110120 苯 21.22018.817.516.2 /(mN/ 3 m) 甲苯 21.820.619.618.417.3 上表的数据关联成下式：上表的数据关联成下式： 苯：苯： A =31.24-0.125t=31.24-0.125t 甲苯：甲苯： B =30.74-0.112t=30.74-0.112t 表表 1.51.5 组分的液相密度组分的液相密度(6(6： 382 P附录图附录图 8)8) t/8090100110120 苯 817805793782770 /（kg/ 3 m）甲苯 811801791780768 上表的数据关联成下式：上表的数据关联成下式： 苯：苯： A =910.4-1.17t=910.4-1.17t 甲苯：甲苯： B =897.2-1.07t=897.2-1.07t 2 2、 精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算 (1)(1) 原料液及塔顶、塔底产品中苯的摩尔分率原料液及塔顶、塔底产品中苯的摩尔分率 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 0.45/78.11 0.491 0.45/78.110.55/92.13 F x 0.98 78.11 0.983 0.98 78.11 0.02 92.13 D x 0.02 78.11 0.024 0.02 78.11 0.92 92.13 W x （2 2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 0.45 78.11 (1 0.45) 92.1385.82FMkg kmol 0.983 78.11 (1 0.983) 92.1378.35 D Mkg kmol 0.024 78.11 (1 0.024) 92.1391.80 W Mkg kmol （3 3）物料衡算）物料衡算 原料处理量 0 25000000 3156.57 330 24 Fkg h 总物料衡算 ooo FDW 苯物料衡算0.450.980.02 ooo FDW 联立解得 3156.57/3156.57/85.8236.78/ 1413.88/1413.88/78.3518.05/ 1742.69/1742.69/91.8018.73/ o o o Fkg hFkmol h Dkg hDkmol h Wkg hWkmol h 式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量 3 3 、塔板数的确定、塔板数的确定 （1 1）理论塔板数）理论塔板数 T N的求取的求取 苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数，步骤如下。 由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出 x y 图，见下图 求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在 x-y 图上，因 q=1,查得 e y=0.760，而 e x= F x=0.491， D x=0.983.故有： min 0.9830.818 0.5046 0.8180.491 q q D q xy R yx 取操作回流比为 min 21.0092RR 求理论塔板数 精馏段操作线方程为 1 0.5020.489 11 D nnn xR yxx RR 提馏段操作线为过（0.491，0.735）和（0.024，0.024）两点的直线。 图解得 T N=15-1=14 块（不含塔釜）。其中，精馏段 1T N=7 块，提馏段 2T N=8 块，第 8 块 为加料板位置。 （2 2）实际塔板数）实际塔板数 P N 全塔效率的计算（在 95下，查表得各组分黏度 A =0.242， B =0.280） 12 (1)0.491 0.242(1 0.491) 0.2800.261 mFF xx 0.170.616lg Tm E0.170.616lg0.26153% 精馏段实际板层数 1P N6/0.53=10.3，取 1P N11 块 精馏段塔高 11 (1)(12 1) 0.44.4 PT ZNHm 提馏段实际板层数 2P N9/0.53=17.9，取 2P N18 快 提馏段塔高 11 (1)(17 1) 0.46.4 PT ZNHm 总塔板数 P N=29 块，进料板在第 13 块板。 4 4、 精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算 （1 1）操作压力计算）操作压力计算 取每层塔板压降 P0.9 kPa 塔顶操作压力 D P 101.3+4=105.3 kPa 塔底操作压力 w P=105.3+0.912 =116.1 kPa 进料板压力 F P105.30.929131.4 kPa 精馏段平均压力 P m （105.3116.1）/2110.7 kPa 提馏段平均压力 / m P = （116.1+131.4）/2 =123.8 kPa （2 2）操作温度计算）操作温度计算 查温度组成图（t-x/y）得： 塔顶温度 d t80.5 进料板温度 F t88.3 塔底温度 w t=109.5 精馏段平均温度 m t=（ 80.588.3）/2 = 84.4 提馏段平均温度 / m t=（88.3+109.5）/2 =98.9 （3 3）平均摩尔质量计算）平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.983,代入相平衡方程得x1=0.960 , 0.960 78.11 (1 0.960) 92.1378.67 L Dm Mkg kmol , 0.983 78.11 (1 0.983) 92.1378.35 V Dm Mkg kmol 进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得 F y0.735， F x0.491（查相平衡图） , 0.491 78.11 (1 0.491) 92.1385.25 L F m Mkg kmol , 0.735 78.11 (1 0.735) 92.1381.82 V Fm Mkg kmol 塔底平均摩尔质量计算 由 xw=0.0235,由相平衡方程，得 yw=0.0513 , 0.0513 78.11 (1 0.0513) 92.1391.41 V Wm Mkg kmol , 0.0235 78.11 (1 0.0235) 92.1391.80 L wm Mkg kmol 精馏段平均摩尔质量 , 78.6785.25 81.96 2 L m Mkg kmolkg kmol , 78.3581.82 80.09 2 V m Mkg kmolkg kmol 提馏段平均摩尔质量 / , 81.8291.41 86.61 2 V m Mkg kmolkg kmol / , 91.8085.25 88.53 2 L m Mkg kmolkg kmol （4 4）平均密度计算）平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算， 精馏段的平均气相密度即 ,3 , 110.7 80.09 3.01 8.314 (273.1580.5) mv m v m m P M kg m RT 提馏段的平均气相密度 ,3 , 123.8 80.09 3.30 8.314 (273.1588.3) mv m v m m P M kg m RT 液相平均密度计算 塔顶: 3 , 910.4 1.17 80.5816.2/ LD A kg m 3 , 897.21.0780.5811.1/ LD B kgm 3 , , 10.980.02 816.1/ 816.2811.1 AB LD m LD mLD ALD B kg m 进料板: 3 , 910.4 1.17 88.3807.1/ LF A kg m 3 , 897.21.0788.3802.7/ LF B kgm 3 , , 10.600.40 805.3/ 807.1802.7 AB LF m LF mLD ALD B kg m 塔底 : 3 , 910.4 1.17 109.5782.3/ LW A kg m 3 , 897.21.07109.5780.0/ LW B kgm 3 , , 10.020.98 780.0/ 782.3780.0 AB LW m LW mLW ALW B kg m 精馏段液相平均密度为 , 816.1 805.3 810.7 2 L m kg kmol 提馏段液相平均密度为 , 805.3780.0 792.7 2 L m kg kmol (5)(5) 液体平均表面张力计算液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶: 由 -t 关系计算得，A=21.18mN/m B=21.72 mN/m , 21.18 21.72 ()()21.19/ 21.18 0.01721.72 0.983 AB LD mD ABAB mN m xx 进料板：由tF88.3，计算得，A=20.20 m N/m B=20.85 m N/m , 20.20 20.85 ()()20.43/ 20.20 0.36120.85 0.639 AB LF mF ABAB mN m xx 塔底：由 tD109.5，计算得， A=17.55 mN/m B=18.48 mN/m , 17.55 18.48 ()()18.46/ 17.55 0.9765 18.48 0.0235 AB LW mF ABAB mN m xx 精馏段液相平均表面张力为 Lm=（21.19+20.43）/2=20.81 mN/m 提馏段液相平均表面张力为 / Lm （20.43+18.46）/2=19.45 mN/m (6)(6) 液体平均粘度计算液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 Lm=xi:i 塔顶:查化工原理上册附录中的液体黏度共线图,在 80.5下有: A=0.273 mPas B=0.304 mPas LDm=0.9830.273+ (1-0.983)0.304=0.274mPas 同理,进料板:在 88.3下,查手册得 A=0.268mPas B=0.299 mPas LFm=0.6390.268+ (1-0.639)0.299=0.279 mPas 塔底:在 109.5下，查手册得 A=0.227 mPas B=0.265 mPas Lwm=0.02350.227+ (1-0.0235)0.265=0.264 mPas 精馏段液相平均粘度为 Lm=(0.274+0.279)/2=0.277 mPas 提馏段液相平均粘度为 / Lm (0.279+0.264)/2=0.272 mPas 5 5、气液负荷计算、气液负荷计算 精馏段： 1(1.844 1) 34.0896.92/VRDKmol h 3 96.92 79.51 0.716/ 36003600 2.99 Vm S vm VM Vms 1.844 34.0862.84/LRDKmol h 3 62.84 80.92 0.001742/ 36003600 810.7 Lm Lm LM Lsms 3 0.001742 36006.272/ h Lmh 提馏段： (1)96.92/VVqFKmol h 3 / 96.92 86.04 0.654/ 36003600 3.54 Vm S vm VM Vms / 96.92 19.06115.98/LVWKmol h / 3 / 115.98 86.36 0.003510/ 36003600 792.7 Lm Lm LM Lsms 3 0.003510 360012.635/ h Lmh 6 6、 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ( (一一) ) 塔径的计算塔径的计算 塔板间距 HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性， 以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。 表表 6.16.1 板间距与塔径关系板间距与塔径关系 塔径 DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.02.04.0 板间距 HT，mm 200300300350350450450600500800 精馏段精馏段： 初选板间距0.40 T Hm，取板上液层高度mhL06 . 0 ， 故0.400.060.34 TL Hhm； 1 1 2 2 0.00174810.7 0.040 0.7162.99 SLm Svm L V 查 Smith 通用关联图 (3(3：P158P158 图图 5-40)5-40)， 得 C20=0.072；依式 2 . 0 20 20 CC 校正物系表面张力为20.81/mN m时， 0.20.2 20 20.81 0.0720.0726 2020 CC max 810.72.99 0.07261.193/ 2.99 LV V uCm s 可取安全系数为 0.7，则 max 0.70.7 1.1930.835/uum s 故 44 0.716 1.045 3.142 0.835 S V Dm u 按标准,塔径圆整为 1.1m,则操作气速 u=0.753m/s。 提馏段提馏段： 初选板间距0.40 T Hm，取板上液层高度mhL06 . 0 ， 故0.400.060.34 TL Hhm； 1 1 2 2 0.00351792.7 0.0803 0.6543.54 SLm Svm L V 查 Smith 通用关联图 5-40， 得 C20=0.0678；依式 2 . 0 20 20 CC 校正物系表面张力为19.45/mN m时 0.20.2 20 19.45 0.06780.0674 2020 CC max 792.73.54 0.06741.006/ 3.54 LV V uCm s 可取安全系数为 0.7，则 max 0.70.7 1.0060.704/uum s 故 44 0.654 1.088 3.142 0.704 S V Dm u 按标准,塔径圆整为 1.1m,则操作气速 0.688m/s。 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径一致，为 1.1m 。 （二）（二） 、塔板主要工艺尺寸的计算、塔板主要工艺尺寸的计算 (1) 溢流装置 因塔径 D1.1m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘，且不设进口堰。 精馏段： 溢流堰长 w L：单溢流，取堰长 w L为 0.7D=0.71.1=0.77m 出口堰高 W h： OWLW hhh 对平直堰，有 2 3 2.84 1000 h ow w L hE l 由/0.7 W LD ， 2.5 2.5 6.272 /12.055 0.77 hW LLm 查图图 5-305-30（3:P1513:P151）得 E=1.030, 可得 2 2 3 3 2.842.846.272 1.0300.0118 100010000.77 h OW W L hEm L 0.006m 故0.060.0120.048 w hm （取 L h=60mm） 降液管的宽度 d W与降液管的面积 f A： 由/0.7 w LD ,查（22： 137 P图图 11-1611-16）得/0.14 d WD ，/0.09 fT AA 故0.140.154 d WDm， 222 3.14 0.090.091.10.0855 44 f ADm 液体在降液管中停留时间为 0.0701 0.40 16.115 ( 0.00174 fT s A H ss L 满足要求） 降液管底隙高度 o h：取液体通过降液管底隙的流速0.08/ o um s 底 （0.070.25） 则 0.00174 0.0283 0.77 0.08 s o wo L hm Lu （ 0 0.020.025hm:不宜小于，满足要求） 因, Wo hh故进口处不设堰，满足。 提溜段： 溢流堰长 w L：取堰长 w L为 0.7D=0.71.1=0.77m 出口堰高 W h： OWLW hhh 对平直堰，有 2 3 2.84 1000 h ow w L hE l 由/0.7 W LD ， 2.5 2.5 12.635 /24.286 0.77 hW Llm 查图图 5-30(35-30(3：P151)P151)得 E=1.042, 可得 2 2 3 3 / 2.842.8412.635 1.0420.0191 100010000.77 h OW W L hEm L 0.006m 故 / 0.060.0190.041 w hm 取 / 0.050 60,.0 WL hmhm则 降液管的宽度 d W与降液管的面积 f A： 由/0.7 w LD ,查（22： 137 P图图 11-1611-16）得/0.14 d WD ，/0.09 fT AA 故0.140.154 d WDm， 222 3.14 0.090.091.10.0855 44 f ADm 液体在降液管中停留时间为 / 0.0701 0.40 7.995 ( 0.00351 fT s A H ss L 满足要求） 降液管底隙高度 o h：取液体通过降液管底隙的流速0.08/ o um s 底 （0.070.25） 则 / / 0.00351 0.0570 0.77 0.08 s o wo L hm Lu （ 0 0.020.025hm:不宜小于，满足要求） 因,0.060 WoW hhm 进 故进口处应设堰，h (2)塔板布置 塔板的分块 因 D=1100mm，查表表 5-6(3:P140)5-6(3:P140)得，塔极分为 3 块。 精馏段： 取边缘区宽度0.055 c Wm(5060mm),安定区宽度0.075 s Wm， （当 D1.5m 时， Ws=70100mm 开孔区面积 2 22122212 0.321 2sin2 0.3210.4950.3210.495 sin0.588 1801800.495 a Rx Ax Rxm R 式中 1.1 0.0550.495 22 C D RWm， 1.1 0.1540.0750.321 22 ds D xWW 提馏段： 取边缘区宽度0.055 c Wm(5060mm),安定区宽度0.075 s Wm， （当 D1.5m 时， Ws=70100mm 开孔区面积 2 2212 2sin0.588 180 a Rx Ax Rxm R 式中 0.495 2 C D RWm， 0.321 2 ds D xWW （3）筛孔数n与开孔率： 精馏段： 取筛空的孔径 0 d为mm5，正三角形排列，筛板采用碳钢，其板厚为mm3,且取 0 /2.8t d ，故孔中心距2.8 514.0tmm 每层塔板的开孔数 33 22 1158 101158 10 0.4702777 14.0 a nA t 个， 则 0 2 0 0.907 0.116 () a A t A d （在 5%15%范围内,满足要求） 每层板上的开孔面积为 2 0 0.116 0.4070.0472 a AAm 气体通过筛孔的气速为 0 0.716 15.17/ 0.0472 S o V um s A 提馏段： 筛孔数n与开孔率：取筛空的孔径 0 d为mm5，正三角形排列，筛板采用碳钢，其板厚 为mm3,且取 0 /2.8t d ，故孔中心距2.8 514.0tmm 每层塔板的开孔数 33 22 1158 101158 10 0.4702777 14.0 a nA t 个， 则 0 2 0 0.907 0.116 () a A t A d （在 5%15%范围内,满足要求） 每层板上的开孔面积为 2 0 0.116 0.4070.0472 a AAm 气体通过筛孔的气速为 / / 0 0.654 13.86/ 0.0472 S o V um s A 7 7、 筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算 精馏段：精馏段： (1)(1) 塔板压降塔板压降 干板压降 c h：依67. 13/5/ 0 d，查干筛孔的流量系数图(3(3：P152P152 图图 5-34)5-34) 得，C0=0.78 由式 2 2 0 0 15.172.99 0.0510.0510.0711 0.78810.7 V c L u hm C 气体穿过板上液层压降 e h： 0.716 0.919/ 20.9502 0.0855 S a Tf V um s AA ， 0.9192.991.59 aaV Fu 由 与 a F关联图(3:P153(3:P153 图图 5-35)5-35)，得板上液层充气系数 =0.59，依式 0.59 0.060.0354 eL hhm 单板压降P fp h和 0.0711 0.03540.1065 fce hhhm 则0.1065 810.7 9.818470.9( PfL PhgPakpa设计允许值） (2)(2) 液面落差液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 (3)(3) 雾沫夹带雾沫夹带 3.2 3.2 66 3 5.7 105.7 100.828 0.0127/ 20.81 100.402.5 0.060 n v Tf u ekgkg HH 液气0. 1(满足要求） 0.716 0.828/ 0.9500.0855 s n Tf V um s AA 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 (4)(4) 漏液的验算漏液的验算 依式 3 0 44 20.81 10 0.0021 810.7 9.81 0.005 L hm gd （清液柱） 由式 0 4.40.00560.13/ owLLV uChh 810.7 4.4 0.780.00560.13 0.0600.00216.007/ 2.99 ow um s 筛板的稳定性系数 0 17.42 2.901.52.0 6.007 OW u K u :，故在设计负荷下不会产生过 量漏液。 (5)(5) 液泛的验算液泛的验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 wTd hHH 依式 dfLd Hhhh 22 0 0.00174 0.153 ()0.153 ()0.00098 0.77 0.0283 s d w L hm Lh Hd=0.1065+0.060+0.00098=0.167 m 取5 . 0，则0.50.400.0480.224 Tw Hhm 故 wTd hHH，在设计负荷下不会发生液泛。 通过以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。 提溜段：提溜段： (1)(1) 塔板压降塔板压降 干板压降 c h：依67. 13/5/ 0 d，查干筛孔的流量系数图(3(3：P152P152 图图 5-34)5-34) 得，C0=0.78 由式 2 2 / 0 0 13.863.54 0.0510.0510.0719 0.78792.7 V c L u hm C 气体穿过板上液层压降 e h： / / 0.654 0.840/ 20.9502 0.0855 S a Tf V um s AA ， / 0.8403.541.580 aaV Fu 由 与 a F关联图(3:P153(3:P153 图图 5-35)5-35)，得板上液层充气系数 =0.58，依式 / 0.58 0.0600.0348 eL hhm 单板压降P fp h和 / 0.07190.03480.1067 fce hhhm 则 / 0.1067 792.7 9.818300.9( PfL PhgPakpa设计允许值） (2)(2) 液面落差液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落 差的影响。 (3)(3) 雾沫夹带雾沫夹带 3.2 3.2 /66 / /3 5.7 105.7 100.7565 0.0101/ 19.45 100.402.5 0.060 n v Tf u ekgkg HH 液气0. 1(满足要求） / / 0.654 0.7565/ 0.9500.0855 s n Tf V um s AA 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 (4)(4) 漏液的验算漏液的验算 依式 /3 / 0 44 19.45 10 0.002 792.7 9.81 0.005 L hm gd （清液柱） 由式 0 4.40.00560.13/ owLLV uChh / 792.7 4.4 0.780.00560.13 0.0600.0025.483/ 3.54 ow um s 筛板的稳定性系数 / 0 / 13.86 2.531.52.0 5.483 OW u K u :，故在设计负荷下不会产生过 量漏液。 (5)(5) 液泛的验算液泛的验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 wTd hHH 依式 dfLd Hhhh / /22 / 0 0.00351 0.153 ()0.153 ()0.00098 0.77 0.0570 s d w L hm Lh Hd=0.1067+0.060+0.00098=0.168 m 取5 . 0，则0.50.400.050.225 Tw Hhm 故 wTd hHH，在设计负荷下不会发生液泛。 通过以上塔板的各项液体力学验算，可认为提馏段塔径及各项工艺尺寸也是适合的 8 8、 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 精馏段：精馏段： (1)(1) 漏液线漏液线 由 ,min,min /4.4(0.00560.13)/ osooLLV uVAChh 2/32/32/3 36002.842.84 ()1 ()0.7941 100010000.77 hs ows W LL hEL L 2/3 0.0480.7941 LWows hhhL 2/3 ,min 810.7 4.4 0.78(0.00560.130.0480.79410.002) 2.99 oS L 则，u ,min,minsoo VA u， 2 0.0472 o Am，整理得 22/3 ,min0.07000.734 s V sL 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 值，计算结果列于表 8.1。 表表 8.18.1 Ls /(m3/s)0.0006570.0010.0030.0040.0050.00684 Vs /(m3/s)0.275 0.278 0.292 0.297 0.302 0.311 由上表数据即可作出漏液线漏液线 1 1 (2)(2) 雾沫夹带线雾沫夹带线 以 ev0.1kg 液/kg 气为限，求 Vs-Ls 关系如下： 由 3.2 6 5.7 10 n v Tf u e HH （=20.81） 1.157 0.9500.0855 ss ns Tf VV uV AA 2.52.5() fLwow Hhhh 2/3 0.0480.7941 wows hhL 故， 2/3 0.12 1.9853 fs HL 将已知数据代入 ev 式中，令 ev=0.1，整理得 2/3 1.530 10.844 ss VL 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 值，计算结果列于表 8.2。 表表 8.28.2 Ls /(m3/s)0.0006570.0010.0030.0040.0050.00684 Vs /(m3/s)1.448 1.422 1.304 1.257 1.213 1.139 由上表数据即可作出雾沫夹带线雾沫夹带线 2 2 (3)(3) 液相负荷下限线液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度0.006 ,1.0 ow hm E作为最小液体负荷标准。 2/3 ,min,min2/3 43 ,min 36003600 2.842.84 1 ()0.006 100010000.77 6.57 10 ss ow w s LL hE L Lms 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线液相负荷下限线 3 3 (4)(4) 液相负荷上限线液相负荷上限线 以 5s 作为液体在降液管中停留时间的下限 3 ,max 0.40.0855 0.00684 5 Tf S H A Lms 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线液相负荷上限线 4 4 (5)(5) 液泛线液泛线 由() Twdfwowd HhHhhhh 2/3 0.7941 ows hL 2 2 2 0 0 2.99 0.0510.0510.1388 0.78 0.0472810.7 Vs cs L uV hV C 2/32/3 0.59 (0.0400.7941)0.02360.4685 eLss hhLL 22/3 0.13880.02360.4685 fcess hhhVL 222 0 0.153 ()0.153 ()322.21 0.77 0.0283 ss ds w LL hL Lh 联立上式，整理得 222/3 1.102321.49.10 Sss VLL 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 值，计算结果列于表 8.3。 表表 8.38.3 Ls /(m3/s)0.0006570.0010.0030.0040.0050.00684 Vs /(m3/s)1.015 1.003 0.943 0.913 0.881 0.815 由上表数据即可作出液泛线液泛线 5 5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图 8.4 所示： 图图 8.48.4 精馏段筛板负荷性能图精馏段筛板负荷性能图 （6 6）操作线与操作弹性）操作线与操作弹性 操作气液比/0.716/0.00174411.5 ss VL 在负荷性能图上，作出操作点 P，连接 OP，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上 图查得 Vs,max=0.962m3/s Vs,min=0.274 m3/s 故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=3.51 提馏段：提馏段： (1)(1) 漏液线漏液线 由 ,min,min /4.4(0.00560.13)/ osooLLV uVAChh / /2/32/32/3 36002.842.84 ()1 ()0.7941 100010000.7 hs ows W LL hEL L 2/3 0.0400.7941 LWows hhhL 2/3 ,min 792.7 4.4 0.78(0.00560.130.0400.79410.002) 3.54 oS L 则，u ,min,minsoo VA u，整理得， 2 0.0472 o Am 22/3 ,min0.05170.607 s V sL 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 值，计算结果列于表 8.1.2。 表表 8.1.28.1.2 Ls /(m3/s)0.0006570.0010.0030.0040.0050.00684 Vs /(m3/s)0.237 0.240 0.254 0.259 0.264 0.271 由上表数据即可作出漏液线漏液线 1 1 (2)(2) 雾沫夹带线雾沫夹带线 以 ev0.1kg 液/kg 气为限，求 Vs-Ls 关系如下： 由 3.2 6 5.7 10 n v Tf u e HH （=19.45） 1.1567 0.9500.0855 ss ns Tf VV uV AA 2.52.5() fLwow Hhhh 2/3 0.0500.7941 wows hhL 故， 2/3 0.125 1.9853 fs HL 将已知数据代入 ev 式中，令 ev=0.1，整理得 2/3 1.471 10.621 ss VL 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 值，计算结果列于表 8.2.2。 表表 8.2.28.2.2 Ls /(m3/s)0.0006570.0010.0030.0040.0050.00684 Vs /(m3/s)1.391 1.365 1.250 1.203 1.160 1.088 由上表数据即可作出雾沫夹带线雾沫夹带线 2 2 (3)(3) 液相负荷下限线液相负荷