化工原理课程设计-苯-甲苯板式精馏塔

0 化化工工原原理理课课程程设设计计 苯苯 甲苯连续精馏筛板塔的设计甲苯连续精馏筛板塔的设计 学学 院院 生命科学学院生命科学学院 专业年级专业年级 姓姓 名名 指导老师指导老师 目目录录 1 一 序言一 序言 2 二 二 设计设计任任务务 2 三 三 设计设计条件条件 2 四 四 设计设计方案方案 2 五 工五 工艺计艺计算算 3 1 设计设计方案的方案的选选定及基定及基础础数据的搜集数据的搜集 5 2 精 精馏馏塔的物料衡算塔的物料衡算 6 3 精 精馏馏塔的工塔的工艺艺条件及有关物性数据的条件及有关物性数据的计计算算 10 4 精 精馏馏塔的塔体工塔的塔体工艺艺尺寸尺寸计计算算 15 5 塔板主要工 塔板主要工艺艺尺寸的尺寸的计计算算 16 6 筛筛板的流体力学板的流体力学验验算算 19 7 塔板塔板负负荷性能荷性能图图 22 六 六 设计结设计结果一果一览览表表 27 七 参考七 参考书书目目 28 八 心得体会八 心得体会 28 九 附九 附录录 29 一 序言一 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 2 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 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 二 设计任务二 设计任务 1 原料液中苯含量 质量分率 75 质量 其余为甲苯 2 塔顶产品中苯含量不得低于 98 质量 3 残液中苯含量不得高于 8 5 质量 4 生产能力 90000 t y 苯产品 年开工 310 天 三 设计条件三 设计条件 1 精馏塔顶压强 4 0kPa 表压 2 进料热状态 自选 3 回流比 自选 4 单板压降压 0 7kPa 四 设计方案四 设计方案 1 设计方案的确定及流程说明 2 塔的工艺计算 3 塔和塔板主要工艺尺寸的设计 4 塔高 塔径以及塔板结构尺寸的确定 塔板的流体力学验算 5 编制设计结果概要或设计一览表 6 辅助设备选型与计算 7 绘制塔设备结构图 五 工艺计算五 工艺计算 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 3 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 1 8 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 3 8mm 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 10 15 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 2 3 小孔筛板容易堵塞 下图是板式塔的简略图 4 表表 1 1 苯和甲苯的物理性质苯和甲苯的物理性质 项目分子式分子量 M沸点 临界温度 tC 临界压强 PC kPa 苯 A C6H678 1180 1288 56833 4 甲苯 B C6H5 CH392 13110 6318 574107 7 表表 2 2 苯和甲苯的饱和蒸汽压苯和甲苯的饱和蒸汽压 温度C 80 1859095100105110 6 kPa 0 A P 101 33116 9135 5155 7179 2204 2 kP 0 B P a 40 046 054 063 374 386 0 240 0 表表 3 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 2 2 例例 1 1 1 1 附表附表 2 2 8 P 温度 C 0 80 1859095100105 液相中苯的摩尔分率 1 0000 7800 5810 4120 2580 130 汽相中苯的摩尔分率 1 0000 9000 7770 6300 4560 262 5 表表 4 4 纯组分的表面张力纯组分的表面张力 1 1 附录图附录图 7 7 378 P 温度 8090100110120 苯 mN m 甲苯 Mn m 21 2 21 7 20 20 6 18 8 19 5 17 5 18 4 16 2 17 3 表表 5 5 组分的液相密度组分的液相密度 1 1 附录图附录图 8 8 382 P 温度 8090100110120 苯 kg 3 m 814805791778763 甲苯 kg 3 m 809801791780768 表表 6 6 液体粘度液体粘度 1 1 L365 P 温度 8090100110120 苯 mP s a 0 3080 2790 2550 2330 215 甲苯 mP s a 0 3110 2860 2640 2540 228 表表 7 7 常压下苯常压下苯 甲苯的气液平衡数据甲苯的气液平衡数据 温度 t 液相中苯的摩尔分率 x气相中苯的摩尔分率 y 110 560 000 00 109 911 002 50 108 793 007 11 107 615 0011 2 105 0510 020 8 102 7915 029 4 100 7520 037 2 98 8425 044 2 97 1330 050 7 95 5835 056 6 94 0940 061 9 92 6945 066 7 91 4050 071 3 90 1155 075 5 80 8060 079 1 87 6365 082 5 86 5270 085 7 85 4475 088 5 84 4080 091 2 83 3385 093 6 82 2590 095 9 81 1195 098 0 80 6697 098 8 80 2199 099 61 6 80 01100 0100 0 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 塔底产品的摩尔分率原料液及塔顶 塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 kmolkgMB 13 92 780 0 13 92 25 0 11 78 75 0 11 78 75 0 xF 983 0 13 92 02 0 11 78 98 0 11 78 98 0 xD 099 0 13 92 915 011 78 085 0 11 78 085 0 xW 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 kg0 2813 192 780 01 11 78780 0kmolMF kg078 43 192 983 0 1 11 78983 0 kmolMD 90 73 kg3 192 099 0 1 11 78099 0 kmolMW 3 3 物料衡算 物料衡算 原料处理量 1049 1 2431020 81 90000000 2 hkmolF 总物料衡算 2 1094 1WD 苯物料衡算 WDF099 0 983 0 780 0 联立解得 kmol h101 19D 2 kmol h100 30W 2 式中 F 原料液流量 D 塔顶产品量 W 塔底产品量 塔板数的确定塔板数的确定 1 理论板层数 NT 的求取 苯一甲苯属理想物系 可采逐板计算求理论板层数 求最小回流比及操作回流比 采用恩特伍德方程求最小回流比 7 1 1 m i miDi i iFi R a xa q a xa 解得 最小回流比 73 0 m R 取操作回流比为 31 1 8 1 m RR 求精馏塔的气 液相负荷 89 15511931 1 hkmolRDL kmol h 9 8274119 11 31 1 DRV 89 27411931 2 1 1 hkmolFqDRV 泡点进料 q 1 89 304149111931 1 hkmolqFRDL 求操作线方程 精馏段操作线方程为 426 0 567 0 11 1 n D nn x R x x R R y 提馏段操作线方程为 011 0 109 1 1 n W nn x V Wx x V L y 2 2 逐板法求理论板 逐板法求理论板 又根据 可解得 2 47 min 1 1 11 dD Ff xx R xx 相平衡方程 解得 2 475 1 1 1 1 475 xx y xx 8 x x y 47 1 1 47 2 变形得 y y x 47 147 2 用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算 0 983 0 959 1D yx 11 1 1111 1 2 475 1 yy x yyyy 970 0426 0567 0 12 xy 959 0 47 1 47 2 2 y y x 953 0 426 0 567 0 23 xy 891 0 47 1 47 2 3 3 y y x 931 0 426 0567 0 34 xy 845 0 47 1 47 2 4 4 y y x 905 0 426 0 567 0 45 xy 795 0 47 1 47 2 5 5 y y x 877 0 426 0 567 0 56 xy 742 0 47 1 47 2 6 6 y y x 因为 780 0 742 0 6 F xx 故精馏段理论板 n 5 用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算 811 0 426 0 567 0 67 xy 635 0 47 1 47 2 7 7 y y x 693 0 426 0 567 0 78 xy 478 0 47 147 2 8 8 y y x 9 519 0 426 0 567 0 89 xy 304 0 47 1 47 2 9 9 y y x 326 0 426 0 567 0 910 xy 164 0 47 147 2 10 10 y y x 171 0426 0 567 0 1011 xy 077 0 47 1 47 2 11 11 y y x 因为 099 0 077 0 11 W xx 所以提留段理论板 n 5 不包括塔釜 3 3 全塔效率的计算全塔效率的计算 查温度组成图得到 塔顶温度 TD 80 94 塔釜温度 TW 105 全塔平均温度 Tm 92 97 分别查得苯 甲苯在平均温度下的粘度 272 0smPa A 279 0 smPa B 平均粘度由公式 得 274 0 279 0 22 0 272 0 780 0 smPa m 全塔效率 ET 516 0 274 0lg616 017 0 lg616 0 17 0 mT E 4 4 求实际板数求实际板数 精馏段实际板层数 10 块 精 109 69 16 50 5 N 提馏段实际板层数 块 提 109 69 16 50 5 N 进料板在第 11 块板 3 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1 1 操作压力计算 操作压力计算 塔顶操作压力 P 4 101 3 kPa 每层塔板压降 P 0 7 kPa 进料板压力 105 3 0 7 10 112 2 kPa F P 塔底操作压力 119 3 kPa w P 精馏段平均压力 P m1 105 3 112 3 2 108 8 kPa 提馏段平均压力P m2 112 3 119 3 2 115 8 kPa 2 2 操作温度计算 操作温度计算 依据操作压力 由泡点方程通过试差法计算出泡点温度 其中苯 甲苯的饱和 蒸气压由 安托尼方程计算 计算过程略 计算结果如下 塔顶温度 0 980t D 进料板温度 85 53 F t 塔底温度 105 0 w t 精馏段平均温度 80 9 85 53 2 83 24 m t 提馏段平均温度 85 53 105 0 2 95 27 m t 3 3 平均摩尔质量计算 平均摩尔质量计算 11 塔顶平均摩尔质量计算 由xD y1 0 957 代入相平衡方程得x1 0 959 69 7813 92 959 0 1 11 78959 0 m kmolkgM DL 35 7813 92 983 01 11 78983 0 m kmolkgM DV 进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法 得 0 877 0 742 F y F x 83 7913 92 877 01 11 78877 0 m kmolkgM FV 73 8113 92 742 01 11 78742 0 m kmolkgM FL 塔底平均摩尔质量计算 由 xw 0 077 由相平衡方程 得 yw 0 171 74 8913 92 171 0 1 11 78171 0 m kmolkgM WV 05 9113 92 077 0 1 11 78077 0 m kmolkgM WL 精馏段平均摩尔质量 09 79 2 83 7935 78 m kmolkgMV 21 80 2 73 8169 78 m kmolkgML 提馏段平均摩尔质量 79 84 2 74 8983 79 m kmolkgMV 39 86 2 05 9173 81 m kmolkgML 12 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 90 2 15 27324 83 314 8 09 798 108 3 mkg RT PV m M Vm 提馏段的平均气相密度 21 3 15 27395027 314 8 79 848 115 3 mkg RT PV m M Vm 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算 即 塔顶液相平均密度的计算 由tD 80 94 查手册得 1 809 0 814 33 mkgmkg BA 塔顶液相的质量分率 98 0 a a求得 得 3 m m kg9 813 1 809 02 0 0 814 98 01 m DL DL 进料板液相平均密度的计算 由 tF 85 53 查手册得 36 804 6 808 33 mkgmkg BA 进料板液相的质量分率 71 0 13 92 742 01 11 78742 0 11 78742 0 A 得 3 m m kg 4 807 36 804 29 0 86 808 71 0 1 m FL DL 13 塔底液相平均密度的计算 由tw 105 0 查手册得 3 785 4 786 33 mkgmkg BA 塔底液相的质量分率 066 0 13 92 077 01 11 78077 0 11 78077 0 A a 得 3 m m kg 9 784 3 785 934 0 4 786 066 0 1 m WL WL 精馏段液相平均密度为 6 810 2 4 807 9 813 Lm 提馏段液相平均密度为 3 kg15 796 2 9 784 4 807 m Lm 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 塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD 80 94 查手册得 59 21 25 21mmNmmN BA 26 2159 21017 0 25 21983 0 mmN DmL 进料板液相平均表面张力的计算 由tF 85 53 查手册得 72 2008 21258 0 60 20742 0 08 21 60 21 mmN mmNmmN FmL BA 塔底液相平均表面张力的计算 由 tW 105 0 查手册得 50 2118 19923 0 26 18077 0 18 19 26 18 mmN mmNmmN WmL BA 精馏段液相平均表面张力为 99 20 2 72 2026 21 mmN Lm 提馏段液相平均表面张力为 14 11 21 2 72 2050 21 mmN Lm 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 塔顶液相平均粘度的计算 由 tD 80 94 查手册得 311 0309 0 017 0 305 0 983 0 309 0 305 0 smPa smPasmPa DmL BA 进料板液相平均粘度的计算 由 tF 85 53 查手册得 294 0 297 0 258 0 292 0 742 0 297 0 292 0 smPa smPasmPa DmL BA 塔底液相平均粘度的计算 由 tw 105 0 查手册得 258 0 259 0 923 0 244 0 077 0 259 0 244 0 smPa smPasmPa DmL BA 精馏段液相平均粘度为 303 0 2 294 0 311 0 smPa mL 提馏段液相平均粘度为 276 0 2 259 0294 0 smPa mL 7 7 气液负荷计算 气液负荷计算 精馏段 0043 0 6 8103600 21 8089 155 3600 89 15511931 1 08 2 90 2 3600 09 7989 274 3600 89 274119 131 1 1 3 3 sm MV L hkmolDRL sm MV V hkmolDRV Lm Lm S Vm Vm s 提馏段 15 0092 0 15 7963600 39 8689 304 3600 89 30414911931 1 02 2 21 3 3600 79 8489 274 3600 89 274119 131 1 1 1 3 3 sm MV L hkmolqFDRL sm MV V hkmolFqDRV Lm Lm S Vm Vm s 4 4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1 1 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 7 7 板间距与塔径关系板间距与塔径关系 塔径 DT m0 3 0 50 5 0 80 8 1 61 6 2 42 4 4 0 板间距 HT mm 200 300250 350300 450350 600400 600 对精馏段 对精馏段 初选板间距 取板上液层高度 0 40 T Hm mhL06 0 故 0 400 060 34 TL Hhm 0346 0 9 2 65 810 08 2 0043 0 5 0 5 0 VS LS V L 查史密斯关联图 得 C20 0 070 依式 2 0 20 20 CC 校正物系表面张力为 m 99 20mN 时0 0707 20 20 98 0 0720 0713 2020 CC 180 1 90 2 90 2 6 810 0707 0 max smC V V L 可取安全系数为 0 7 则 安全系数 0 6 0 8 故 791 1 826 014 3 08 2 44 826 0 180 1 7 07 0 max m V D sm S 按标准 塔径圆整为 2 0m 则空塔气速 0 66m s 对提馏段 对提馏段 初选板间距 取板上液层高度 0 40 T Hm mhL06 0 16 故 0 07170 400 060 34 TL Hhm 1 1 2 2 0 0075783 4 0 090 1 372 90 SLm Svm L V 查 2 图 3 8 得 C20 0 068 依式 0 069 165 P 2 0 20 20 CC 校正物系表面张力为时19 58 mN m 84 1 759 014 3 02 2 44 759 008 1 7 07 0 08 1 21 3 21 3 15 796 069 0 max max m V D sm smC S V V L 按标准 塔径圆整为 2 0m 则空塔气速 1 56m s 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致 根据塔径的选择规 定 对于相差不大的二塔径取二者中较大的 因此在设计塔的时候塔径取 2 0m 5 5 塔板主要工艺尺寸的计算 塔板主要工艺尺寸的计算 1 1 溢流装置计算溢流装置计算 精馏段 因塔径 D 2 0m 可选用单溢流弓形降液管 采用平行受液盘 对精馏段各项 计算如下 a 溢流堰长 单溢流去 lW 0 6 0 8 D 取堰长为 w l w l 0 60D 0 60 2 0 1 20m b 出口堰高 W h OWLW hhh 016 0 2 1 36000043 0 04 1 1000 84 2 h 04 1 81 9 2 1 36000043 0 60 0 3 2 5 25 2 ow W h W E l L Dl 则查图可得 故 044 0 016 006 0 hm w c 降液管的宽度与降液管的面积 d W f A 由查 2 图 3 13 得 66 0 Dlw 170 P124 0 DWd 17 0722 0 Tf AA 故 0 1240 124 1 60 198 d WDm 222 3 14 0 07220 07221 60 1452 44 f ADm 利用 2 式 3 10 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积 170 P 即 大于 5s 符合要求 0 1452 0 40 15 70 0 0037 fT s A H s L d 降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速 0 07 o h 0 08 o m s 0 25 依 2 式 3 11 符合 171 P 0 0037 0 035 1 06 0 09 s o wo L hm l 0 0 006 w hh e 受液盘 采用平行形受液盘 不设进堰口 深度为 60mm 同理可以算出提溜段相关数据如下 a 溢流堰长 单溢流去 lW 0 6 0 8 D 取堰长为 w l w l 0 66D 0 8 1 6 1 056m b 出口堰高 W h OWLW hhh 由 0 8 W lD 2 5 23 34 hW Llm 查知 E 1 04 依式 2 3 2 84 1000 h ow w L hE l 可得 2 3 2 84 0 026 1000 h OW W L hEm l 故0 060 0260 034 w hm c 降液管的宽度与降液管的面积 d W f A 由 60 0 DlW 查图得 052 0 100 0 T f d A A D w 18 故 163 014 3 052 0 052 0 20 0100 0 2 mAA mDw Tf d 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积 即15 16 大于 5s 符合要求 11 6 fT s A H s L d 降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速0 1m s 0 07 o h 0 08 o m s 0 25 0 036 m 符合 0 032 s o wo L hm l 0 0 006 w hh 2 2 塔板布置塔板布置 精馏段精馏段 塔板的分块 因 D 800mm 故塔板采用分块式 塔极分为 4 块 对精馏段 a 取边缘区宽度 5030 04 0 mmmwc 安定区宽度 07 0 mws b 计算开空区面积 R xR xRxAa 1 2 22 sin 180 2 96 0 04 0 1 2 mw D R c 73 0 07 0 2 0 1 2 mww D x sd 解得 50 2 mAa c 筛孔数与开孔率 取筛空的孔径为 正三角形排列 一般碳的板n 0 dmm5 厚为 取3 5 mm3 0 3 0 dt 故孔中心距5 5 17 5mmmmt0 1550 3 筛孔数 945350 2 5 17 1158000101158 22 3 个 a A t n 19 则每层板上的开孔面积为 0 A 185 0 50 2 0740 0 2 0 mAA a 气体通过筛孔的气速为 24 11 185 0 08 2 0 0 sm A VS 6 6 筛板的流体力学验算 筛板的流体力学验算 塔板的流体力学计算 目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常 操作 以便决定对有关塔板参数进行必要的调整 最后还要作出塔板负荷性能 图 1 1 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算气体通过筛板压强相当的液柱高度计算 精馏段 a 干板压降相当的液柱高度 依 查 干筛孔的流量系数 c h67 13 5 0 d 图得 C0 0 84 由式 0327 0 051 0 051 0 65 810 90 2 2 84 0 24 11 2 0 0 l v e e c u c h b 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 l h sm fT s AA V a 70 0 14 3 052 0 1 08 2 19 1 90 2 7 0 vaa euF 由与关联图查得板上液层充气系数 0 66 依式 o a F o 0396 0016 0 044 066 0 00 owwLl hhhh c 克服液体表面张力压降相当的液柱高度 h 依式 00211 01099 204 3 4 0 gdel h 故 0744 00327 00396 000211 0 p h 则单板压强 ppgehp lpp 700 0 5918 965 8100744 0 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 20 水液水液kgkgkgkge fT a hH u v 1 0 1032 7 3 2 3 06 0 5 24 0 7 0 1099 20 107 5 2 3 107 5 3 66 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 4 4 漏液漏液 由式 hheec Lvloow 13 00056 0 4 4 84 0 4 4 ow sm 57 6 00211 0 06 0 13 0 0056 0 90 2 65 810 筛板的稳定性系数 5 171 1 57 6 24 11 0 OW U U K 故在设计负荷下不会产生过 量漏液 5 5 液泛液泛 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 而 dlpd hhhH 3 2 2 0 1052 1 036 0 2 1 0043 0 153 0 153 0 hL L h W S d 0 121m0 001520 060 0593H 取 则 785 0 17 1 4 05 0 wT hH 5 0 故在设计负荷下不会发生液泛 wTd hHH 根据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 同精馏段公式计算 提溜段各参数计算如下 1 1 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算气体通过筛板压强相当的液柱高度计算 a 干板压降相当的液柱高度 mhc0346 0 4 796 21 3 84 0 9 10 051 0 2 b 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 679 0 163 0 14 3 02 2 fT S a AA V u 22 1 21 3 679 0 Vaa uF 由与关联图查得板上液层充气系数 0 65 依式 o a F o 21 039 0 06 0 65 0 1 h c 克服液体表面张力压降相当的液柱高度 m gd h L 00216 0 1058 9 4 796 1011 2144 3 3 0 故 0758 0 00216 0 039 0 0346 0 mhp 则单板压降 7 0591 08 94 7960758 0 kPap 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 液沫夹带液沫夹带 气 液气 液kgkgkgkgev 1 0 0066 0 25 0 679 0 1011 21 107 5 2 3 3 6 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 4 4 漏液漏液 67 1 3 5 0 d 查得 84 0 0 c 57 6 9 2 6 8100021 006 0 13 0 0056 0 84 4 4 13 0 0056 04 4 0 ohhLcu vLow 筛板的稳定性系数 5 171 1 57 6 24 11 ow o u u K 故在设计负荷下不会产生过量 漏液 5 5 液泛液泛 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 而 dlpd hhhH 3 2 2 0 1052 1 036 0 2 1 0043 0 153 0 153 0 hL L h W S d 0 121m0 001520 060 0593H 取 则 785 0 17 1 4 05 0 wT hH 5 0 22 故在设计负荷下不会发生液泛 wTd hHH 根据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是适合 的 7 7 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 精馏段 1 1 雾沫夹带线雾沫夹带线 雾沫夹带量 2 3 6 107 5 fT a v hH u e s S fT s a V D V AA V u336 0 163 0 25 0 2 S w S wowwf L l L Ehhh 3 2 3 2 3 54 1 11 0 3600 1084 2 5 2 h5 2 取 气 液 kgkgev 1 0 前面求得 mmN m 99 20 精 代入 2 3 6 107 5 fT a v hH u e 整理得 s s LV 3 2 05 2911 5 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 3 19 表 8 Ls m3 s 0 0030 0040 0050 006 Vs m3 s 4 5064 3784 2614 151 由上表数据即可作出雾沫夹带线 2 2 液泛线液泛线 由 E 1 04 lW 1 2 得 s w s w s ow L l L l L Eh 3 2 3 2 3 2 614 0 3600 04 1 1000 84 23600 1000 84 2 23 S 23 2 S 2 0 S 2 0 V10555 7 7 810 90 2 0 18584 0 V 051 0 V 051 0 051 0 L v L v o c cc u h ss oww LLhhh 3 2 3 2 01 405 0029 0 614 0044 0 66 0 已算出 1011 2 3 mh 3 3 2 23 1 1011 2405 0 029 0 10555 7 sscp LVhhhh 2 2 2 0 983 81 036 0 2 1 153 0 153 0 s S w S d L L hl L h mHT4 0 mhw044 0 5 0 代入 dowwpwT hhhhhH 整理得 24 3 2 2 10085 1 878 134443 19 sss LLV 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 3 20 表 10 Ls m3 s 0 0030 0040 0050 006 Vs m3 s 4 0673 9843 9023 821 由上表数据即可作出液泛线 2 3 3 液相负荷上限线液相负荷上限线 以 4s 作为液体在降液管中停留时间的下限 0163 0 4 163 0 4 0 3 max sm AH L fT s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 0 0163 m3 s 4 4 漏液线漏液线 由 3 2 614 0 044 0 sowwL Lhhh 和 0 min A V u s ow 24 代入 V L Low hhCU 13 0 0056 0 4 4 0 得 90 2 7 810 1011 20 614L0 0440 130 00560 844 4 U 3 3 2 0 s A 整理得 3 2 min 314 22574 2684 0 ss LV 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 3 21 表 11 Ls m3 s 0 0030 0040 0050 006 Vs m3 s 1 1921 2111 2291 245 由上表数据即可作出液泛线 4 5 5 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hOW 0 006m 作为最小液体负荷标准 E 1 04 3 2 min 3600 1000 84 2 w s ow l L Eh smLs 10167 3 34 min 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 5 sm AH L fT s 013 0 5 163 04 0 3 max 根据以上各线方程 可作出筛板塔的负荷性能图 如图所示 图图 1 1 精馏段筛板负荷性能图精馏段筛板负荷性能图 25 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 同精馏段 得出提馏段的各曲线为 1 雾沫夹带线雾沫夹带线 2 3 6 107 5 e fT a L v hH u 整理得 3 2 07 1352 5 ss LV 2 液泛线液泛线 dowwpwT hhhhhH 已知 E 1 06 lw 1 2 同理精馏段得 sm AH L fT s 013 0 5 163 04 0 3 max 84 0 0 c 由此可作出精馏段液泛线 2 3 3 漏液线漏液线 3 2 628 00325