二硫化碳_四氯化碳精馏分离板式塔的设计

1、1 绪论 11.1 设计目标 11.2 设计任务 11.3 设计条件 11.4 设计容 12 工艺设计计算 22.1 设计方案的确定 22.2 工艺流程图 22.3 精馏塔的物料衡算 22.4 塔板数的确定 42.4.1 理论板层数 Nr的求取 42.4.2 实际塔板数 N的求取 72.5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 72.5.1 操作压强的计算 72.5.2 平均摩尔质量计算 82.5.3 平均密度计算 82.5.4 液体平均表面力 m的计算 102.5.5 液体平均黏度Lm的计算 102.5.6 精馏塔气液负荷计算 113 精馏塔工艺尺寸设计 113.1 塔径的计算 113.2

2、精馏塔高度的计算 133.3 塔板主要工艺尺寸的计算 163.3.1 溢流装置计算 163.3.2 塔板布置 173.4 筛板的流体力学验算 183.4.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度 183.4.2 液面落差 213.4.3 雾沫夹带量eV的验算 213.4.4 漏液的验算 213.4.5 液泛 213.5 塔板负荷性能图 223.5.1 精馏段 223.5.2 提馏段 254 辅助设备选型与计算 284.1 接头管设计 284.2 热量衡算 294.2.1 加热介质的选择 294.2.2 冷凝剂的选择 294.2.3 热量衡算 294.3 冷凝器的选择 314.4 再沸器的选择 314

3、.5 泵的选型 324.6 贮罐的计算 335 操作说明 336 设计一览表 34结束语 35参考文献 35附表 36附图 37二硫化碳- 四氯化碳精馏分离板式塔设计1绪论1.1 设计目标分离四氯化碳-二硫化碳混合液体的筛板式精储塔的设计。1.2 设计任务生产能力：30000吨/年(料液)年工作日：300天工作地点：原料组成：32%C硫化碳，68%|氯化碳(摩尔分率，下同)产品组成：储出液96%二硫化碳,釜液2.4%二硫化碳1.3 设计条件操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：间接蒸汽加热(5 kg (f) /cm 2)回流比：自选1.4 设计容编制一份设计说明书，主要

4、容包括：1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计(1)塔径及 提 储段塔板结构尺寸的确定(2)塔板的流体力学校核(3)塔板的负荷性能图(4)总塔高、总压降及接管尺寸的确定4、塔设备机械设计计算及辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、工艺流程图及精储塔装配图7、设计评述8、参考资料2工艺设计计算2.1 设计方案的确定本设计任务书为分离四氯化碳-二硫化碳混合液体。对于二元混合物的分离，应 采用连续精储流程。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 储塔，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1,5的

5、2倍。2.2 工艺流程图简易流程见图2-1 ,具体流程见附图。逆料Vh再弗言m塔顶产品 1或净振为谭出海J回沆健力匚热水其汽增雇产品图2-1四氯化碳-二硫化碳精储工艺流程图2.3 精储塔的物料衡算1、料液、塔顶及塔底产品含二硫化碳的质量分数XfXd0.32 76.140.32 76.14 (1 0.32) 153.840.1890.96 76.140.96 76.14 (1 0.96) 153.840.922xw0.0120.024 76.140.024 76.14 (1 0.024) 153 .842、原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量M F0.3276.14( 10.32 )153.84

6、128 .98 kg / kmolM D0.9676.14(10.96)153 .8479 .2 5 kg / kmolMW 0.02476.14(10.024 )153 .84151 .9 8kg / kmol每小时处理摩尔量F3 107300 24 128.9832.3kmol /h表2-1二硫化碳和四氯化碳的物理性质3,4项目分子式分子量沸点（C）3号度(g/ cm )一硫化碳CS276.1446.51.224四氯化碳CCl4153.8476.81.4483、物料衡算原料处理量二硫化碳的摩尔分数，x, y总物料衡算D W F(2-1)xF0.32Xd0.96xW0.024易挥发组分物料衡

7、算FXfDXdWxW(2-2)联立(2-1) , (2-2)可得:D F Fx10.21 kmol / hX D XWW F D 22.09 kmol / h0.258-0.3908 0.258-0.32由上图中相对应的数据可知， tF61.70 C63.8-59.363.8-tF泡点温度61.7 C图2-2二硫化碳与四氯化碳的气液相图表2-2常压下的二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据液相中一硫化 碳摩尔分率x气相中一硫化 碳摩尔分率y温度/ C液相中一硫化 碳摩尔分率x气相中一硫化 碳摩尔分率y温度/ C0076.80.39080.63459.30.02960.082374.90.53180.

8、74755.30.06150.155573.10.6630.82952.30.11060.26670.30.75740.87950.40.14350.332568.60.86040.93248.50.2580.49563.81146.52.4 塔板数的确定2.4.1 理论板层数 附的求取1、全塔温度的求取根据二硫化碳-四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表， 用插法求全塔温度:塔顶温度0.8604 10.8604 0.96进料温度48.546.548.5 tDtD 47.07 0CtF61.7 C塔釜温度tW 75.26 C76.8 74.9 76.8 tW 0 0.0296 0 0.024精

9、储段平均温度tm殳富54.39 C2提储段平均温度tm近一匕68.48 C22、气相组成的求取根据二硫化碳-四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用插法求气相组成:(1) 塔顶处液相组成0.932 148.5 46.5yD 147.07 46.5yD0.9806(2) 进料口处汽相组成63.8 59.361.7 59.30.495 0.634yF 0.634yF 0.5599(3)塔釜处汽相组成yw 0.066710.0823 0 yw 074.9 76.8 75.26 76.83、相对挥发度的求解(1)塔顶处相对挥发度由 xi 0.96; yi0.9806得至I d0.98061 0.96

10、2.1060.96 1 0.98060.5590 1 0.32 2.6940.32 1 0.5590(2)进料处相对挥发度由xF0.32; yF 0.5590得至I F(3)塔釜处相对挥发度0.06529 1 0.024由 Xw 0.024; yw0.06529彳寸到 w2.8410.0241 0.06529(4)精储段平均相对挥发度m F 2.40 C2(5)提储段平均相对挥发度m w 2.768 C2(6)平均挥发度由于两段的相对挥发度差距有点大，所以只能使用平均相对挥发度:V""D""wF -2.106 2.694 2.8412.526 C4、直线

11、方程的求解(1)平衡线方程 xy1 (1)x2.526 xy 1 1.526 x(2) q 1q线方程x 0.32xq 0.32yq 0.5590(3)最小回流比Rmin及操作回流比R 依公式：minminXD yqyqxq"60.55901.6780.55900.32R=2Rn=3.356(4)精微段操作线方程RXdy x R 1 R 1y 0.770 x 0.220(5)提储段操作线方程y 1.493x 0.0118提储段操作线过点c (xw, x)和精微段操作线方程与q线方程的交点连接即为提储段操作线方程。5、理论塔板数操作线方程与相平衡方程对理论板数的计算即在平衡线上的点xy

12、xy精福段提福段0.91580.960.25040.47790.84770.92540.16620.36230.74600.87300.098100.23690.60830.79430.051980.13440.45970.68850.024160.065570.33460.57380.0080530.02377表2-3不同温度下CS2- CCl4的平衡曲线点图2-3精微塔塔板数绘图表2-4不同温度下CS2-CC14的气液相点精微塔板数的相关坐标点xyxyxy0.960.960.45970.68850.098100.13440.91580.960.45970.57380.051980.1344

13、0.91580.92540.33460.57380.051980.065570.84770.92540.33460.47790.024160.065570.84770.87300.25040.47790.024160.023770.74600.87300.25040.36230.0080530.023770.74600.79430.16620.3623第7块为进料板0.60830.79430.16620.2369塔板总数12块 10.60830.68850.098100.2369即：总理论板数为12 （包括蒸储釜），精储段理论板数为6,第7板为进料板2.4.2实际塔板数附的求取由奥康尔6,11

14、经验公式可知:ET0.4 9(塔顶和塔底的平均温度为47.07 75.26261.2 C查表1可知：二硫化碳的 仙Li=0.282mPas；四氯化碳的仙L2=0.573mPas 此时的相对粘度 .可以近似为进料口的温度下进料口的粘度：lgmXflg li (1Xf ) 1g L21gm0.32 lg 0.2820.68lg 0.573m 0.457mPa s0.2450.245Et0.49( l)0.4 9 F m) 0.49 (2.841 0.47)0.460实际塔板数：=12-1=11,精储段6块，提储段6块。精储段：N=6/Et=6/0.460=14 (层)提储段：N =6/Et=6/0

15、.460=14 (层)2.5精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.5.1 操作压强的计算(一般情况下，板式塔的每塔顶压力PD=101.33kPa取每层塔板压降 P=0.7kPa一个理论级压降约在0.41.1kPa),则:进料板压力：Pf=101.33+140.7=111.13kPa塔釜压力：Pw =111.13+140.7=120.93 kPa精微段平均操作压力:Pm提储段平均操作压力:PmPdPf2岸Pw101.33 111.132111.13 120932106.23kPa116.03kPa2.5.2平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量的计算:由Xdy10.96查平衡曲线得:x1 0.9158M

16、LDm 0.9158 76.14(10.9158) 153.84 82.682kg / kmolM VDm 0.96 76.14(10.96) 153.84 79.248kg/kmol进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查得：Xq 0.32 yq 0.5586MLFm 0.32 76.14 (1 0.32) 153.84 128.976kg / kmolMVFm 0.5586 76.14 (1 0.5586) 153.84 110.437 kg/kmol塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查得：Xw =0.024yw =0.0655M Lwm 0.024 76.14 (1 0.024) 153.84 15

17、1.975kg / kmolMVwm 0.0655精微段平均摩尔质量：MLmMVm提储段平均摩尔质量：MLm76.14 (1 0.0655)(82.682 128.976)2(79.248 110.437)2128.976 151.9752153.84 148.751kg/kmol105.829kg/kmol94.843kg/kmol140.476 kg/kmol-110.437 148.751M Vm 129.594kg / kmol22.5.3 平均密度计算1、气相平均密度由PV=nRT推出：(1)精储段平均气相密度:VmPmMVmRT106.23 94.8438.314 (273.15

18、54.39)3.670kg/m3(2)提储段的平均气相密度PmMVmRT116.03 129.5948.314 (68.48 273.15)35.294 kg/m2、液相密度Lm表2-5不同温度下CS2-CCl4的密度列表温度/ c47.0761.775.26一硫化碳液体密度p (kg/m )122312001179四氯化碳液体密度p (kg/m 3)1542151414871 Lm旦旦(X为质量分率)LA LB(1)塔顶部分其中Xd 0.922, Xbd 0.078即:1 XdXbd0.922 0.078LDm LAD LBD 122315423LDm 1243.1kg/m(2)进料板处其中

19、Xf =0.189, Xbf =0.81110.189 0.811LFm12001514_3LFm 1442.7 kg / m其中xW=0.012,Xbw =0.988LWm0.012 0.98811791487LWm 1482.4kg/m3(4)精储段平均液相密度LDm LFmLm 21243.1 1442.731342.9kg/m(5)提储段的平均液相密度LFm LWmLm 21442.7 1482.4231462.6kg/m2.5.4 液体平均表面力m的计算LmXi i i 1(1)塔顶液相平均表面力的计算LDm 0.96 28.300.0422.53 28.07mN/m的表面力表2-6

20、不同温度下CS2-CC14/47.0761.775.26一硫化碳28.3026.1724.22四氯化碳22.5320.8219.28液相平均表面力依下式计算n进料液相平均表面力的计算LFm 0.32 26.17 0.68 20.82 22.53mN /m(3)塔釜液相平均表面力的计算LWm 0.024 24.22 0.976 19.28 19.40mN/m(3)精储段液相平均表面力(28.07 22.53)25.3mN/m(4)提储段液相平均表面力22.53 19.40m 20.97mN /m22.5.5 液体平均黏度Lm的计算液相平均黏度依式计算，即lg Lm xlg Li(1 x)lg L

21、2表2-7不同温度下CS2 CCl4的黏度温度/ c47.0761.775.26一硫化碳液体黏度(mPa s)0.3080.2820.262四氯化碳液体黏度(mPa s)0.6840.570.494(1)塔顶液相平均黏度的计算由 tD=47.07 C查手册3,4得：a 0.308mPa s； B 0.684mPa slg LDmLDmXd lg A (1 XD)lg B 0.96 0.318mPa slg 0.308 (10.96) lg 0.684(2)进料板液相平均黏度的计算由 tF =61.7 C 查手册得： a 0.282mPa s ;B 0.57mPalg LFmLFmXf lg A

22、 (1 XF)lg 0.455mPa sB 0.32lg 0.282 (10.32)lg0.57(3)塔釜液相平均黏度的计算由tW =75.26 C查手册得：a0.262mPas; B 0.494mPa slg LWmLWmXW lg A (1 0.487mPa sXw)lgB 0.024lg 0.262(1 0.024)lg0.494(4)精储段液相平均黏度(5)提储段液相平均黏度0.318 0.45520.455 0.4870.387mPa0.471mPa2.5.6精储塔气液负荷计算1、精储段V(R 1) D(3.3561) 10.2144.475kmol /hVsVM Vm3600 Vm

23、44.475360094.8433.67003193m3/sR D 3.356 10.2134.265kmol/hLsLM Lm3600 Lm34.2653600 1342.9105.8293 . 0.000752m /s2、提储段 V V 44.475kmol/hVsV Mvm3600 vm44.475 129.5943600 5.29430.3024m /sL L F 34.265 32.3 66.565kmol/hLsLMLm3600 Lm66.565 140.4763600 1462.60.00178m3/s3精储塔工艺尺寸设计3.1塔径的计算取板间距Ht0.40m取板上液层高度儿上0

24、.06mu max C式中的C4由C a#2(3-1)1、精储段HT- hL上=0.40-0.06=0.34mVhVm0.000752 36000.3193 36001342.93.670120.045由图 3-17,9VmC20=0.072图3-1史密斯关联图0.20.2253依公式(3-1 ) C C20 0.072 0.075520201342.9 3.670Umax 0.0755. 1.442m/s3.670取安全系数为 0.7,则：u 0.7 Umax 0.7 1.442 1.0094故:4Vs4 0.3193,1.00940.635m按化工机械标准，塔径圆整为 0.7m。2、提储段

25、12LhLm0.00178 3600VhVm0.3024 36001462.6 125.2940.0978查图3-1得C20 0.0640.20.2依公式(3-1 ) CC20 0.064处970.064620201462.6 5.294umax 0.0646 1.072m/s,5.294取安全系数为0.7,则：u 0.7 Umax 0.71.072 0.7504m/s故:4Vs4 0.3024:u0.75040.716m按化工机械标准10 ,塔径圆整为0.8m, 板间距取0.4m合适。在提储段和精储段的塔径相差不大为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化, 的情况下选择相同的尺寸，故塔径取 D

26、=0.8ni 3、空塔气速塔的横截面积：AT D2 0.82 0.5024m244则空塔气速为:Vs0.3193AT 0.50240.636m/s塔的横截面积:AT D 2 0.820.5024m 170 0.8 0.128 0.544则空塔气速为：Um 士 03024 0.602m/sAT 0.50243.2精储塔高度的计算1、精储塔的有效高度精储段有效高度为Z (N 1) HT (14 1) 0.4 5.2m提储段有效高度为Z (N1) HT (14 1) 0.4 5.2m在进料板下方开一人孔，其高度为 0.45m,设人孔处的板间距HT人等于800mm 根据化工设备机械要求DK 1000m

27、m寸此塔人孔设1个。故精储塔的有效高度为Z 0=5.2+5.2+0.8=11.2 m2、精储塔总高度(1)筒体壁厚所选材质为16MnR采用单面焊对接接头局部无损检测=0.8查得 16MnRfc 100c下的许用应力为 170MPa Pc=1.1PW=1.10.11603=0.128MPatPcDi/(2 G-Pc尸0.128 800 0.377 mm 2 170 0.8 0.128又对于碳素钢和低合金钢制塔式容器的min =4mm故取 =4mmd= +C2 =4+1=5mm由 d=5mms得 C1=0.25mm d+C1=5.25mm 经圆整取 n =6mm复验n 6% 6 6% 0.36mm

28、 0.25mm,故最后取C1=0.25mm该塔体可用6mm厚的16MnRffi板制作。(2)封头选取标准椭圆形封头，即 K=1.0所选材质为16MnR采用单面焊对接接头局部无损检测=0.80.377 mmtKPcDi/(2 b -0.5Pc)1 0.128 800又对于碳素钢和低合金钢制塔式容器的min =4mm 故取 =4mm+ C2 =4+1=5mm13.55MPau 0.1073.672.044m/s由 d=5mnfi得 Ci=0.25mm d+Ci=5.25mm 经圆整取 n =6mm复验n 6% 6 6% 0.36mm 0.25mm，故最后取Ci=0.25mm该塔体可用6mm 厚的1

29、6Mn用冈板制作。由公称直径800mm查得曲面高度 hl=150mm直边高度h0=25mm故选用封头Dg800 2, JB1154 73 g(3)校核水压试验强度：T 史色一a 0.9 os2 e式中 P=1.25PC=1.250.128=0.16MPa,e= n-C=6-1.25=4.75mm,S=345MPa0.16 (800 4.75)T =2 4.750.9 S=0.90.8345=248.4MPa可见t 0.9 s ,故水压试验强度足够(4)裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结垢性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座径为 800mm取

30、裙座壁厚316mm 则基础环径：Dib (800 2 16) (0.2 0.4) 10632 mm基础环外径： Dob (800 2 16) (0.2 0.4) 103 1032 mm圆整：Dib 700mm, Dob 1100mm ,基础环厚度，考虑到腐蚀余量取 18mm考虑到再沸器裙座高取2m地角螺栓直径取M30 o(5)除沫器空塔气速较大，塔顶带液严重以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下， 设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。这里选用丝网除沫器，其具有比表面积大，质量轻，空隙大及实用方便等优点。I设计气速选取：u kJ-L系数k 0.107V134

31、2.9 3.67取U00.10m/s除沫器直径：D . 4VS , 4 0.31930.446 m u 3.14 2.044(6)塔的总体高度塔顶部空间高度塔顶部空间高度是指塔顶第一层到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的 距离为600mm塔顶部空间高度为1200mm塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，Hb 1.6m 塔总体高度H Z0 Hb H 群 H 封 H 顶 11.2 1.6 2 0.175 1.2 16.175m3.3塔板主要工艺尺寸的计算3.3.1 溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔 的性能

32、有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，选用单溢流弓形降液管，不设 进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下：(1)溢流堰长lw取堰长lw为0.66D 即lW 0.66D 0.66 0.8 0.528m(2)溢流堰高度%计算如下：hw儿上how2依式how2.84Lh *E -10001w近似取E=1,则how2.841100020.000752 3600 号0.5280.00844 m2.84100020.00178 3600 30.5280.0150m取板上清夜高度hL 0.06mhw0.06 -0.008440.05 16 mhw0.06 -0.01 50 0.045m(3)弓形降液管宽度

33、Wd和截面积Af由 lW 0.66,查图 3-2 知： 土 0.076Wd 0.135DATDA 0.076AT 0.076 0.5024 0.0382m2Wd0.135D 0.135 0.8 0.108m液体在降液管中的停留时间，即3600AfHT Lh36000.0382 0.400.000752 36003600 0.0382 0.4020.3s 5s（合理）0.00178 36008.58s 5s（合理）图3-2弓形降液管的宽度与面积(4)降液管底隙高度忤h。36001wUoLh,0.000752 3600h0 0.0142m3600 0.528 0.10,0.00178 3600h0

34、 0.0337m3600 0.528 0.10选用凹形受7盘，深度hw 50mm3.3.2塔板布置(1)因为D 800mm故采用分塔式，塔板分为3块(2)边缘区宽度确定M Ws Ws 0.065m, Wc 0.035m。(3)开孔区面积计算开孔面积222 . -1 X2 x . r -x r sin 一 180 r其中x D Wd Ws 08 (0.108 0.065)0.227 m22r D Wc 0.4 0.0350.365m2 c220.365 21 0.2272A 2 0.227 .一 0.3652 - 0.2272sin 1 0.279 m21800.365(4)筛孔计算及其排列由于

35、处理的物系无腐蚀，可选3mm的碳钢板，取筛孔直径d0 6mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 3d0 3 6 18mm开孔率为0.907(d0)2 0.907(006)2 10.1% (在 515%l)t0.018筛孔数目n为1.155At21.155 0.8923180个0.0182气体通过阀孔的气速为U0VsA0.31930.101 0.27911.33m/su。Vs0.30240.101 0.27910.73m/sFaua V2 0.688 3.670 1.318kg1/2/(s m1/2)3.4筛板的流体力学验算3.4.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度依式hp hehi(1)干板阻

36、力hc计算干板阻力hc =0.051(曳)2(上)C° L由 d0/6/3 2,查图 3-36 得：C00.78hc 0.051 (113)2 ( 3.670)0.0294m液柱 0.781342.910 73 95 294、，、hc 0.051 (*73)2 (&2丝)0.0349m 液柱0.781462.6图3-3孔流系数(2)气体通过液层的阻力 几由式计算的，即VsATAf0.31930.5024 0.03820.688m/shl/(hw how) 0.62 (0.0516 0.00844) 0.0372m 液柱查图3-47得0.62VsAtAf0.32040.5024

37、 0.03820.690m/sFa 0.690.5.2941.588kg1/2/(s m1/2)查图3-4得0.57故h1hL(hW hOW) 0.57 (0.045 0.0150) 0.0342m液柱图3-4充气系数3(3)液体表面力的阻力h计算液体表面力所产生的阻力h由式计算即4 LLgd。0.00128m 液柱1342.9 9.81 0.006气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即hp hc h1 hh p =0.0029+0.0372+0.00128=0.0414m 液柱气体通过每层塔板的压降为P hD Lg 0.0414 1342.9 9.81 545.4Pa 0.7kPa(

38、设计允许值) p p3h4 20.97 10 0.000974m液柱1462.6 9.81 0.006气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即hp =0.0034+0.0342+0.000974=0.0386m 液柱 p气体通过每层塔板的压降为PPhp Lg 0.0386 1462.6 9.81 553.8Pa 0.7kPa(设计允许值)3.4.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且此塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影 响。3.4.3 雾沫夹带量eV的验算液沫夹带量由式计算，即ev5.7 106 ( ua产l Ht hfhf2.5hL 上2.50.06 0.15m5.7 10 6,

39、eV 3 (25.3 100.688 产0.40 0.150.00575 液/kg 气0.1kg 液/kg 气故在本设计中液沫夹带量eV在允许围。5.7 10 6/0.690、32eV 3 ()20.97 10 30.40 0.150.007 kg 液/kg 气0.1kg 液/kg 气故在本设计中液沫夹带量eV在允许围。3.4.4 漏液的验算对筛板塔，漏液点气速U0,min可由式（3-2）计算得(3-2)u0,min 4.43C0J(0.0056 0.13hL上 h ) L/ VUo,min 4.43 0.78、；(0.0056 0.13 0.06-0.00128) 1342.9/3.670

40、7.277m/s实际孔度U0 11.33m/s U0,min稳定系数为K 生曳1.557 1.5,精储段无明显液漏。 U0,min 7.277U0,min 4.43 0.78v0.0056 0.13 0.06-0.000974) 1462.6/5.294 6.402m/s实际孔度u0 10.73m/s u0,min稳定系数为K33 1.676 1.5,提储段无明显液漏U0,min 6.4023.4.5 液泛为防止塔发生液泛，降液管液层高Hd应服从Hd (HthW)四氯化碳-二硫化碳物系属于一般物系，取0.5,则(Ht hW) 0.5(0.40 0.0516) 0.226m (HT hW) 0.

41、5(0.40 0.045) 0.223mHdhp7 上hd板上不设进口堰,hd 可由%0.153(u0)2 0.153 0.120.00153m(H ThW)(H t hw)H d 0.0414 0.06 0.00153 0.1029mHd 0.0386 0.06 0.00153 0.1001m故在本设计中不会发生液泛现象。3.5塔板负荷性能图3.5.1 精微段漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象, 气、液不能充分接触，使塔板效率下降。1、漏液线由u0,min 4.43Co，（0.0056 0.13儿上 h ） l/ v,minU0,minA2,2.84Lh 3ho

42、wE1000 lwhw hL how2Vs,min4.43C0A0, 0.0056 0.13hw 2c84E(Lh)' h l/ V1000 lwVs, min4.43 0.78 0.101 0.2792.843600 Ls 飞0.0056 0.13 0.0516 1S 0.0012810000.5281342.93.670整理得Vs,min1.862 0.01103 0.133Ls：2、液体夹带线0.1kg液/ kg气为限,求Vs-Ls关系如下:整理得UahfhwhOWhfHteV5.7 10 6VsATAf2.5hL0.0516m2.8410000.129( ua )3.2Ht h

43、jVs0.5024 0.03822.5 (hw how)2.154 Vs一 2一3600LsX3 . er.(s)31.021 Ls30.52822.553Ls3hf 0.2715.7 10 625.3 10 322.553Ls号2.154V s 32(s-) .0.10.271 2.553Ls320.845 7.963Ls3、液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how 0.006m作为最小液体符合标准。得-2.843600Ls、2/3howE ()0.0061000lw取E=1,则,0.006 1000 x3/2 ,0.5283 .Ls.min ()()0.00045m /s2.8436

44、00据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。4、液相负荷上限线5s作为液体在降液管中停留时间的下限，由式（3-3）得(3-3)AfHT 5LsAfHTLs, max50.0382 0.40530.00306m /s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。5、液泛线Hd(Hthw)Hd hp 7上 hd； hphchih ； h17上；儿上hwhowHt (1)howhchdh忽略h ,将how与Ls, hd与Ls,儿与Vs的关系式代入（3 4）式，并整理得式(3-5)中a Vs2b cLs d Ls/30.051(AoCo)2(-)LHt (1)hw0.153(lwh°)

45、232.84 10E(1)(3600)2/3lw(3-4)(3-5)(3-6)(3-7)(3-8)(3-9)将有关的数据代入，得0.051普 0.289 (0.101 0.279 0.78)2 1342.9b 精 0.5 0.40 (0.5 0.62 1) 0.0516 0.1990.153(0.528 0.0142)2_32.84 101 (12721.70.62)(3600)2/3 0.528，1.6540.289Vs2 0.199 2721.7LS 1.654L：3Vs2 0.689 9417.6Ls 5.723Ls/3Lm3/s图3-5精微段负荷性能图查图 3-5,可知：Vs,max

46、0.5972m3/sVs, 0.202m3/s故精储段弹性操作为Vsmx ”972 2.956Vs,min 0.2023.5.2提储段： 1、漏液线由U0,min4.43C。J(0.0056 0.13位上 h ) l/ vhW hL上 hOWVs,min u0,min A02.841000I ElwVs,min 4.43C0A)10.0056 0.13 hw2.841000E(Lh2)3 h l/ VVs,min4.43 0.78 0.101 0.27922.843600 L s 30.0056 0.13 0.0451s 0.00097410000.5281462.65.294整理得2Vs,m

47、in1.618V 0.010476 0.133Ls石2、液体夹带线以ev 0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下:ev5.7 10 6 扇 3.2L(出 hjUaVsVsAt Af0.5024 0.03822.154Vshf2.572.5(hw how)hw0.045mhOW2.8410003600 Ls 2/32/31 ( s)1.021Ls0.5282 /3hf 0.1125 2.553Ls2/3Ht hf 0.2875 2.553Ls整理得5.7 10 6eV“ cr/c 3 (20.97 102.154V s2/30.2875 2.553Ls)320.12 /3Vs0.846

48、 7.508Ls3、液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 卜所 0.006m作为最小液体符合标准how2.8410003600Ls 2/3E (s)2/3lw0.006取E=1,则:,0.006 1000,3/2 ,0.5283 .Ls,min ()() 0.00045m /s2.843600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。4、液相负荷上限线5s作为液体在降液管中停留时间的下限，由式（3-3）AfHi5LsLs,maxAfHT0.0382 0.4030.003056m /s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。5、液泛线(3-10)(3-11)令Hd （Ht hW）由Hd hp 儿 hd； hp % ' h ;几 人；hLhW hW联立得（3-10）、（3-11）得 Ht （1）hW（1）hOW hc hd h忽略h