年产24万吨的苯甲苯混合液筛板精馏塔的设计

1、化工原理课程设计设计题目 年产 24万吨的苯 -甲苯混合液筛板精馏塔的设计学生指导教师 副教授年级专业学院课程设计任务书一、课题名称年产 24 万吨的苯 - 甲苯混合液筛板精馏塔的设计二、课题条件（原始数据）1、设计方案的选定原料：苯、甲苯 原料苯含量：质量分率 =55.4%原料处理量：质量流量 =30.4t/h 产品要求：苯的质量分率： xD =99% ， xW =2%2、操作条件 常压精馏，泡点进料，塔顶全凝，泡点回流，塔底间接加热。3、设备型式：筛板塔三、设计内容1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算（物料衡算、塔板数、工艺条件及物性数据、气液负荷等）3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径

2、（2）塔板（降液管、溢流堰、塔板布置等）（ 3）塔高4、流体力学验算与操作负荷性能图5、辅助设备选型（冷凝器、再沸器、泵、管道等）6、结果汇总表7、设计总结8、参考文献9、塔的设计条件图（ A2）10、工艺流程图（ A3）四、图纸要求1、带控制点的工艺流程图（ 2图纸）； 2、精馏塔条件图（ 1图纸）。摘要 ：本设计对苯甲苯分离过程筛板精馏塔装置进行了设计，主要进行了以下工作：1、对主要生产工艺流程和方案进行了选择和确定。2、对生产的主要设备筛板塔进行了工艺计算设计，其中包括：精馏塔的物料衡算；塔板数的确定；精馏塔的工艺条件及有 关物性数据的计算；精馏塔的塔体工艺尺寸计算；精馏塔塔板的主要工艺

3、尺寸的计算。3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。本设计简明、合理，能满足初步生产工艺的需要，有一定的实践指导作用。关键词 ：苯甲苯；分离过程；精馏塔目录目录 . 31 文献综述 51.1 概述 51.2 方案的确定及基础数据 52 塔物料衡算 72.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 72.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 82.3 物料衡算 83 塔板数的确定 83.1 理论板层数的求取 83.2 求精馏塔气液相负荷 93.3 操作线方程 103.4 逐板计算法求理论板层数 103.5 全塔效率估算 113.6 求实际板数 114

4、 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 114.1 操作压力计算 114.2 安托尼方程计算 124.3 平均摩尔质量计算 124.4 平均密度计算 134.5 液体平均表面张力计算 144.6 液体平均粘度计算 154.7 气液负荷计算 165 精馏塔塔体工艺尺寸的计算 175.1 塔径的计算 176 塔板主要工艺尺寸的计算 186.1 溢流装置计算 1813 本设计中符号的说明 35202021 错误！未定义书签。 错误！未定义书签。 错误！未定义书签。 错误！未定义书签。 错误！未定义书签。24 错误！未定义书签。 错误！未定义书签。 错误！未定义书签。 错误！未定义书签。 错误！未定义

5、书签。28303132323232323333346.2 塔板布置 6.3 筛孔数与开孔率的计算 7 筛板的流体力学验算 7.1 塔板的压降 7.2 液面落差 7.3 液沫夹带 7.4 漏液 7.5 液泛 8 塔板负荷性能图 8.1 漏液线 8.2 雾沫夹带线 8.3 液相负荷下限线 8.4 液相负荷上限线 8.5 液泛线 9 设备设计 9.1 塔顶全凝器的计算与选型 9.2 再沸器 10 各种管尺寸确定 10.1 进料管 10.2 出料管 10.3 塔顶蒸汽管 10.4 回流管 10.5 再沸返塔蒸汽管 11 塔高 12 设计体会 14. 参考文献 3713.1 英文字母 : 3513.2

6、下标 3613.3 希腊字母 36年产 24万吨的苯 - 甲苯混合液筛板精馏塔的设计1文献综述1.1 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。工业生产中应用最广泛的是精馏。它是连续进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，是可以让混 合液体得到较为充分分离的连续操作。精馏也可按照不同方法分类，例如按操作压力可分为常压、 加压和减压精馏，按分离混合液体中组分的数目可分为双组分和多组分精馏。塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设

7、备。根据塔内气液接触部件的 结构型式，主要分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形 式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有 一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进 行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁 多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、 浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。 板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔 （1813 年

8、） 、筛板塔 （1832 年） ， 其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型 塔板，如 S 型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔 板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用 尤为广泛。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计 方法和结构近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备。为减少对传质的不利影响可将塔板 的液体进入区制成突起的斜台状。这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用 不锈钢板或合金制成，使用碳

9、刚的比率较少。实际操作表明，筛板塔在一定程度的漏夜状态下操作 使其板效率明显下降其操作的负荷范围较袍罩塔窄，但良好的塔，其操作弹性仍可达到 3-4 。在常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合液，已知原料液的处理量为30.4t/h，组成为55.4%（苯的质量分率） ，要求塔顶馏出液的组成为99%（苯的质量分率）塔底釜的组成为2%。设计条件如下：操作压力4kPa （ 塔顶表压 ）进料热状况 泡点进料1.2 方案的确定及基础数据本设计任务为分离苯 -甲苯混合物。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入精馏塔内。塔顶上升的蒸汽采用 全凝器冷凝，冷

10、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贮罐。该物系 属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比是最小回流比的2倍，塔釜采用间接蒸汽加热塔顶产品经冷却后送入贮罐。表1苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点(C)临界温度tc (C)临界压强Pc(kPa)苯AGH678.1180.1288.56833.4甲苯BCH CH92.13110.6318.574107.7表2苯和甲苯的饱和蒸汽压温度C80.1859095100105110.60Pa ,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.00Pb ， kPa40.046.054.063.374.

11、386.0表3常温下苯一甲苯气液平衡数据温度C80.1859095100105110.6液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.1300汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.2620表4纯组分的表面张力温度8090100110120苯，mN/m21.22018.817.516.2甲苯，Mn/m21.720.619.518.417.3表5组分的液相密度温度(C)8090100110120苯,kg/ m3814805791778763甲苯,kg/ m3809801791780768表6液体粘度gL温度(C)8090100110120

12、苯（mP, .s ）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯(mPa .s）0.3110.2860.2640.2540.228表7常压下苯一一甲苯的气液平衡数据温度t/ c液相中苯的摩尔分率/X气相中苯的摩尔分率/y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.0

13、75.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02塔物料衡算2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量 Mb =92.13kg/kmol0.554Xf=7811- 0.594F 0.554. 0.44678.11 92.130.99二 0.992/ 78.1159. 0.0178.11 92.1

14、30.02Xw 二7811二 0.02 40.02. 0.9878.11 92.132.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量=83.80kg/kmol=78.22kg/km ol二 91.79kg/kmolMF = 0.59478.111 - 0.59492.13MD = 0.99278.111 - 0.99292.13MW 二 0.02478.111 - 0.02492.132.3物料衡算原料处理量30.4100083.80=362.77kmol /h总物料衡算 D W 362.77苯物料衡算 0.594F 二 0.992D0.024W联立解得D = 213.61kmol /hW 二 14

15、9.16kmol /h式中F-原料液流量D-塔顶产品量W-塔底产品量3塔板数的确定3.1理论板层数Nt的求取苯-甲苯属于理想物系，采用逐板计算法求理论层数由表10-2 1苯-甲苯物质在总压101.3kpa下的t-x关系x = 0.5942 二 .594 - O5。488 920.651 - 0.504t F = 89.55由表10-11苯-甲苯在某温度t下蒸汽压p0、pBP0 - 144.189.5592128.4 - 144.188 - 92P - 57.889.55 - 9250.8 - 57.888 - 92P0 二 134.5kpaP0 二 53.5kpa理想物系P0 =2-51平衡线

16、方程2.51x1x11.51x泡点进料XeXf0.594xd - yye 一 Xe2.510.59411.510.594Rmin=1.070.992 一 0.7860.786 - 0.594取操作回流比R = 2尺 = 2 1.07二2.143.2求精馏塔气液相负荷L 二 R D = 2.14213.61 二 457.1kmol/ hV =R1 D = 2.141213.61 = 670.7kmol/ h7 =7= 670.7kmol/ h3.3操作线方程精馏段方程为 y n 1Xd=0.682xn 0.316提馏段方程为y m -1L qFL qF _ wxmL qF -W 二 1.132x

17、m-0.0053.4逐板计算法求理论板层数平衡方程11.51x精馏段方程=0.682x0.3162.51x总理论板数为N二14层（包括再沸器）y1=0.992平、X1二 0.980精、y=0.984平iX2二 0.961精 y3二 0.971平HX3二 0.930精、y4=0.950平iX4二 0.883精 、ys二 0.918平SX5 :=0.816精 y6-0.873平SX6 :=0.733精 s屮-0.816平、X7 :=0.693精 、y8二 0.752平SX8 :二 0.5480.548 = X8:xF 二 0.594提馏段方程y 二 1.132X0.005X8二 0.548提y9二

18、 0.615平、X9二 0.389提*y10二 0.435平$X10=0.235提yn二 0.261平*X11二 0.123提y12二 0.134平X12二 0.058提 y13-0.061平*X13-0.025提sy14-0.023平i0.009X14Y1:Xw = 0.024xD3.5全塔效率Et估算查温度组成图得到塔顶温度TD二80.49 C,塔釜温度TW二89.55 C,全塔平均温度=95.00 C分别查得苯甲苯的平均温度下的粘度iiA = 0.267mpa s yB = 0.275mpa s平均粘度公式得g 二 0.5940.2670.2751 - 0.594 二 0.2700.24

19、5全塔效率 Et = 0.49 a sT = 53.9%3.6求实际板数精馏段实际板层数8N 精14.84: 15精 0.539提馏段实际板层数60.539=11.1312进料板在第15块板4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1操作压力计算塔顶操作压力P = 101.325+4 = 105.3kPa每层塔板压降 P =0.27 kPa进料板压力Pf 二105.30.2715 二 109.35kpa塔底操作压力Pw =112.32kpa精馏段平均压力Pm二 105.3109.35 /2 二 107.3kpa提馏段平均压力P2-109.35112.32 /2 - 110.8kpa4.2安托尼

20、方程计算依据操作压力，有泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯，甲苯的饱和蒸汽压有计算结果如下塔顶温度t d = 80.49 C进料板温度t F 二 89.55 C塔底温度t w 二 109.51 C精馏段的平均温度t 円=80.4989.55 12 = 85.02 C提馏段的平均温度tm = 189.55109.51 /2 - 99.53 C4.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量就算由Xd = yi = 0.992，代入相平衡方程得 Xi = 0.980ML,Dm = 0.980 汉 78.11 十（1 0.980 ” 92.13 = 78.39kg/km olMV,Dm = 0.992

21、汉 78.11 十（1 0.992 M 92.13 = 78.22kg/km ol 进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得 y 二0.753， Xf二0.548MV,Fm=0.75378.111 - 0.75392.13=81.57kg/km olMLfm= 0.54878.111 - 0.54892.13二 84.45kg/km ol塔底平均摩尔质量计算由Xw-0.02 ，由相平衡方程，得Y w = 0.049MV,wm二 0.04978.111 - 0.04992.13二 91.44kg/km olML，w = 0.02 汉 78.11 +(1 0.02 X 92.13 = 91.8

22、5kg/km ol精馏段平均摩尔质量78.2281.57=79.90kg/km ol78.3984.4581.42kg/kmol3pA = 805.4kg/m3 pB=801.4kg/m3提馏段平均摩尔质量81.5791.4486.51kg/kmol84.4591.85288.15kg/kmol4.4平均密度计算气相平均密度计算有理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即107.379.90-RTm8.31485.02273.15二 2.89kg/m 3110.886.51提馏段的平均气相密度=3.09kg/m 3=pVmpVm 一 RTm8.31499.53273.15液相平均密度计算液相

23、平均密度依下式计算，即1/ p Lm - aA/ p LAaB/P LB塔顶液相平均密度计算由 t D 二 80.49 C ,查得3pA = 813.6kg/m=808.6kg/m3塔顶液相的质量分率已知aa二 0.990.990.01;得 pL,Dm = 813.5kg/m+Pl, Dm813.6808.6进料板液相平均密度计算 由 t F 二 89.55 C，查得进料板液相的质量分率为已知aA二0.55410.5540.446 +PL,Fm805.4801.43pL,Fm = 803.6kg/m塔底液相平均密度的计算 由 t w = 109.51 C，查得33pA = 778.6kg/m

24、pB = 780.5kg/m塔底液相的质量分率已知a A = 0.0210.020.98 = + pL,州778.6780.5pL,w = 780.5kg/m3精馏段液相平均密度为PLm813.5803.6808.6kg/m提馏段液相平均密度为PLm780.5803.6792.1kg/m4.5液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即nLm = X2Z2l占塔顶液相平均表面张力的计算由 t D = 80.49 C，查得21.14mN/mZa -21.14mN/m Zb - 21.65mN/mZL,Dm = 0.992 汇 21.14 + 0.008 汉 21.65进料板液相平均表面张力

25、的计算由 t f = 89.55 C，查得=20.05mN/mZb = 20.64mN/mZlf = 0.594 x 20.05 + 0.406 x 20.64 = 20.29mN/mm塔底液相平均表面张力的计算由 t w 二 109.51 C，查得Za 二 17.56mN/m Zb 二 18.45mN/mZL,w = 0.024 汉 17.56 + 0.976 疋 18.45 = 18.43mN/m精馏段液相平均表面张力为Zl21.2921.142=20.72mN/m提馏段液相平均表面张力为Zl20.2918.43219.36mN/m4.6液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即卩 Lm

26、Xi (li塔顶液相平均粘度的计算由 t D 二 80.49 C ,查得1a = 0.307mpa sib = 0.310mpa slL,Dm = 0.992 汉 0.3070.0080.310 = 0.307mpa s进料板液相平均粘度的计算由 t F = 89.55 C，查得1a = 0.280mpa sib = 0.287mpa sT = 0.594 汇 0.2800.4060.287 二 0.283mpa s塔底液相平均粘度计算由 t w = 109.51 r，查得iiA = 0.233mpa s = 0.254mpa sUFm二 0.0240.2330.9760.254=：0.253

27、mpa s精馏段液相平均粘度为0.3070.283口 Lm =2= 0.295mpa，s提馏段液相平均粘度为0.2530.2830.268mpa s4.7气液负荷计算精馏段:1213.61=670.74kmol/hV MVm670.7479.903600 p v36002.89=5.15m3/s213.61 工 457.13kmol /hLsV MLum3600p L457138142 = 0.0128m3/s3600808.6提馏段:=R 1 D q - 1 F = 2141213.61 = 670.74kmol /hLsV MVvm3600p v* wn670.7486.1536003.0

28、9二 RD qF 二 2.14213.611V MLum819.9088.15X：5.216m3/s362.77 = 819.90kmol/h0.0253m3/s3600p L3600792.15精馏塔塔体工艺尺寸的计算5.1塔径的计算塔板间距Hb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8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, mm200 -300250 -350300450350600400-600对精馏段:初选板间距Ht = 0.4

29、0m，取板上液层高度hi. = 0.06m故 Ht - hL0.40 - 0.06 = 0.34m0.5PlF、.50.0128 丫808.6 I5.152.89=0.0416查史密斯关联图得C20 = 0.072 ；依式 C校正物系表面张力为 20.72mN/m时，C =0.07220.72肓丿=0.0725UmaC PL V-0.0725808.6 - 2.89=1.2112.89可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6-0.8）故 u 二 0.7u max 二 0.71.206 二 0.847m/s45.15- 2.783mn 0.847按标准塔径圆整为 2800mm则空塔气速0.84m

30、/s对提馏段:初选板间距Ht二0.40m，取板上液层高度 hL二0.06m故 Ht - hL0.40 - 0.06 - 0.34m0.5LsPLm0.0026-、0.5793.25.216 八 3.09 丿-0.0777（z y查图得 C2o = 0.068 依式 C = Go = 0.066I20丿校正物系表面张力为 19.36mN/m时卩vPV.0.066 792.1 - 3.09二 1.055m/s3.09hw 二 0.06 -0.022 = 0.03845. 216 n 0.739u 二 0.7u max 二 0.7 ； 1.055 二 0.739m/s2.98m按标准塔径圆整为 30

31、00mm则空塔气速0.74m/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3.0m6塔板主要工艺尺寸的计算6.1溢流装置计算6.1.1精馏段因塔径D=3.0m,可选用双溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下:2.101）溢流堰长 l w:双溢流 I w = 10.5 0.7 D，取堰长 I w = 0.70D = 0.73.02）出口堰高hw :双溢流hw = hL - hOWLh 0.012836002.1 2.5=7 212.5l wOW2.841000.2/3.128 600=0.0222

32、.13）降液管的宽度W与降液管的面积A :故孔中心距t 35工15mmAf/AT=0.088由、=0.7 ,查图得 VW/D = 0.144 D故 W 二 0.1493.0 二 0.447Af 二 0.088 n 32 二 0.622m24计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,AfHTLs062204 二 19.44s 5s0.0128（符合要求）4）降液管底隙高度ho ：取液体通过降液管底隙的流速uo = 0.25m/shoLsl wU02.10.25hw - h。二 0.038 - 0.024 二 0.0140.006（符合）5）受液盘采用平行受液盘，不设进口堰，深度为50mm6.1

33、.2提馏段:1）溢流堰长l w:双溢流I w =】0.5 0.7 D,取堰长 l w 为 0.70D=0.703.0=2.10m2）出口堰高hw:双溢流hw = hL -hOWLw0.7Lh0.0253owhw2.841000-0.06 -3）降液管的宽度I 2.5w2.1 2.5輕二 14.250.025336002.10.025 二 0.035W与降液管的面积A:由*7,查图得柳“2142/3=0.025Am = 0.145n 22Af = 0.1453- 1.025m4计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,AH叶二一Ls伍54二16.21 s 5 s （符合要求）0.02534）降

34、液管底隙高度ho :取液体通过降液管底隙的流速uo 二 0.5m/shoLs.253= 0.024m2.10.5（符合）hw 一 h。二 0.035 - 0.024 二 0.011. 0.0066.2塔板布置6.2.1精馏段一）塔板的分块因D _ 800mm故塔板采用分块式。查表得，塔板分为4块。对精馏段：1）取边缘宽度 W = 0.035m安定区宽度 W二0.065mn R2x2）Aa = 2 |xr2 X2 + n一 sin 计算开孔区面积180R一R=D_W=1.5 - 0.035 = 1.465m2D_vdVy =1. - 0.4470.065 = 0.988m6.3筛孔数n与开孔率;

35、：:取筛孔的孔径do为5mm正三角形排列，一般碳的板厚为3mm取t/d 0=3t2开孔率 =0.907二 10.1%每层板上的开孔面积 aA = 0.61m2气体通过筛孔的气速为 u0Ao空二 8.44m/s0.611155 疋 103筛孔数nAa = 309037筛板的流体力学验算塔板的流体力学验算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，一边决定对有 关塔的参数进行必要的调整，最后还要做出塔板负荷性能图。7.1塔板的压降精馏段:2）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度1）干板压降相当的液柱高度 hc :依d0/ Z = 5/3 =1.67，查干筛孔的流量系数图得,Ua5.15VSA

36、t - Af7.069 - 0.3674=0.768m/sFa = ua . p V = 0.768 2.88 =1.30由o与R关联图查得板上液层充气系数；。=0.51，依式 hl=hL 0=0.59 X 0.06=0.0354m3）克服液体表面张力压降相当的液柱高度hz:依式hz =4Zl420.72100.002mPLgd0808.6 x 9.81 疋 0.005/YU0p V=0.051zV28.442.89 丿lPL丿,0.772 /,808.6/二 0.022hi :由式 hc 二 0.051hp 二 0.0220.03540.002 二 0.0594则单板压降： Pp = hpp

37、Lg = 0.0594 汇 808.6 汉 9.81 = 471.2pa c 0.9kp a提馏段：1）干板压降相当的液柱高度hc :依d0/ Z = 5/3 =1.67，查干筛孔的流量系数图得,G =0.772由式 he 二 0.051Uq=0.0518.44it 3.330.772 丿792.1 丿二 0.0256m2）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hi :Ua0.499AT - Af7.07 - 0.08730.721m/sFa = ua p v = Q.721 ： 13.331.316由讥与E关联图查得板上液层充气系数；o =0.62，依式 hi=hL o=Q.Q37m3）克服液体

38、表面张力压降相当的液柱高度hz：依式hz -4 19.36100.002mpLgdQ792.1 x 9.81 x 0.005hp = 0.02560.0370.002 = 0.0646则单板压降： Pp = hppLg = 0.0646 汉 792.1 x 9.81 = 501.97pa c 0.9kp a7.2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。7.3雾沫夹带5.7汉10厘Ua今25.7汉10/0.7683.2ev2.882/3=2.065 .1.3214.85Ls表9漏液线3Ls /(m /s)0.001790.023460.045720.

39、06223V /(m /s)2.563.293.703.95提馏段:由 Uo,min - Wmin/A。= 4.4Co . (0.00560.13(h w how _ hc) p L/ p Vhw 二 2.84/1000V WJVs, min4.4C 0A0J0.0056 + 0.13-hw2.84+1000二 4.40.7720.1016.020.00560.130.038 +2.8410002/3Ls 汉 36002.1-0.0021】IJJ792.13.092/3二 2.065 2.6313.56Lev5.710-6ZlUaHt hf5.710-620.7210：VS1.13 - 0.0

40、873Ls /(m 3/s)0.001790.019780.040420.06223Vs /(m /s)3.473.934.254.50s表9漏液线8.2雾沫夹带线精馏段:3.2Ht - HfUaVSAT _ Af7.07 - 0.622二 0.155VsHthf = 0.4-2.5 hwI. 2 84 血二 4 - 25 .38倔 1、2/33600LsJ44丿2/30.305 - 1.31Lsev5.71020.7210 ”0.155V s230.305 - 1.31L s=0.1VS2/312.42 - 53.35Lsev5.710-UaUaHtZl乂at - Afhf = 0.41Ht

41、 hf7.07 - 0.622-2.5 hw5.710-20.7210=0.155Vshow = 0.4VS1.13 - 0.0873-2.5 0.035竺110003600Ls 1.442/3表10雾沫夹带线Ls /(m3/s)0.001790.023460.045720.0622Vs /(m3/s)10.6137.0534.3242.978提馏段:3.22/30.3125 - 1.31LSev5.710-619.36100.155V s2/30.3125 - 1.31L s ,s /、3.2二 0.12/312.46 - 52.23Ls表10雾沫夹带线3Ls /(m /s)0.001790

42、.019780.040420.06223Vs /(m /s)10.7267.0454.0212.8768.3液相负荷下限线精馏段:对于平直堰，取堰上液层高度hw = 0.006mm作为最小液体负荷标准how2.841000Ls iin-x3/20.006 10002.842.10.001793600提馏段：对于平直堰，取堰上液层高度h ow=0.006mm作为最小液体负荷标准how2.84 3600J 2/3=E取E=110001 Lw丿Ls.0.006x 10003/22.1=0.001791 Xmin 2.84 )36008.4液相负荷上限线精馏段:以B二4s作为液体在降液管中停留时间的下

43、限AfHTLsLsmax0.622.4 = 0.0622提馏段:以9 = 4s作为液体在降液管中停留时间的下限AfHTLsLsmax622O4 二 0.06228.5液泛线提馏段:令HdKHthw由HdhPhihdhp二 hchlhzhihLhLhw how联立得二 B T howhchdcdhz忽略h，将hw与L, , LC与VS的关系代入上式al 二 b -c Ls2 - d Ls2/3/ 、pV_0.051*2.88 PL J(0.101 X 6.02 x 2.1 2(808.6丿=0.00012”0.051a = 2Aol Ob =KHrK - B- 1hw 二 0.220.40.22 - 0.59 - 0.1 0.038 二 0.03592 2c 二 0.153/ l oho 二 0.153/2.1 0.220.089 二 4.38，/03、2/3d - 2.8410-E1 B3600= 2.8310一3110.59 60 二 0.645I Lw 丿V 2.1 丿代数得 0.00012Vs2 二 0.0359 - 4.38LS 2 - 0.645Ls2/3222/3VS 二 299.177 - 36500LS2 - 5