匡超苯甲苯的分离

1、作者:日期:Wuhan Institute of I echnology化工原理课程设计学 校：武汉工程大学 专业班级：08化工工艺04班 姓 名：匡超学 号：0806010409组 号:02小组成员：匡超戴家明指导老师：方继德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。

2、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。本设计的题目是苯一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。prefacePrin

3、ciples of chemical engineering course is designed with the principles of chemical syn thesis and the releva nt course first courses (the physical chemistry , ” ” the chemistry engineering drawing, etc) knowledg, completing a unit equipme nt desig n of practice teachi ng, and mainly on etime a bridge

4、 betwee n theory and practice, in the whole teachi ng plays an importa nt role in trai ning stude nts' ability. Through the course desig n requireme nts,more familiar with thebasic content of engin eeri ng design,master chemical unit operati on proceduresand desig n of the mai n method, exercise

5、 and to improve the stude nts' in tegratedthis theory to the ability of knowledge and skill, problem analysis ability, thinking ability , computing power, etc。文档为个人收集整理，来源于网络本文为互联网收集，请勿用作商业用途Distillati on separati on is liquid mixture (in cludi ng of liquefied gas mixture) can be a kind of the m

6、ost commonly used unit operation in the chemical， oil refining, chemical and in dustry， oil has bee n widely usee。 Distillatio n process in en ergy age nt (and sometimes drive with quality age nt)， conten tious liquid two phase DuoCi direct con tact with and separati on, using liquid mixture of comp

7、 onents of the volatility for different ， make the volatile components to gas by liquid phase transfer, difficult volatile comp onents by the air at phase tran sfer，realize the mixture ofvarious comp onents of the raw materials of separati on. Accordi ng to the differe nt requirements of production，

8、operation can be continuous distillation orin termitte nt, some special thi ngs is still can use value boili ng distillati on or extract ion distillati on to separate and special methods。This desig n is the topic of benzene,toluene continuous distillation tower， namely the design of the sieve to des

9、ign a colu mn used to separate volatile benzene and not easily, the volatile tolue ne continuous operation mode，need to design a plate tower will be the separation.本文为互联网收集，请勿用作商业用途个人收集整理，勿做商业用途目录一、 序言 1二、 化工原理课程设计任书 4三、 设计计算 41。设计方案的确定 52。精馏塔的物料衡算 73。塔板数的确定 84。精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 135。精馏塔的塔体工艺尺寸计算 17

10、6。塔板主要工艺尺寸的计算 197。筛板的流体力学验算 238。塔板负荷性能图 269。接管尺寸确定 3310。冷凝器和再沸器 35四、个人总结及参考书目 36（一）化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书设计题目： 苯-甲苯连续板式精馏塔的设计任务要求1. 设计一连续板式精馏塔以分离苯和甲苯,具体工艺参数如下：原料苯含量：质量分率= （28+0 。 52） =29原料处理量：质量流量 = （10 + 0.12） =10.2t/h 产品要求： 摩尔分率： xD = 97， xW= 0。7组号为偶数 ；2。工艺操作条件：塔顶压强为4kPa（表压），单板压降0。7kPa,塔顶全凝,泡点回流，

11、R =（1.22）Rmin。主要内容1 确定全套精馏装置的流程，绘出流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制 或观测所需的主要仪表与装置；2 精馏塔的工艺计算与结构设计 :1）物料衡算确定理论板数和实际板数 ; （可采用计算机编程）2）按精馏段首、末板，提馏段首、末板计算塔径并圆整；3）确定塔板和降液管结构；4） 按精馏段和提馏段的首、末板进行流体力学校核；（可采用计算机编程）5） 进行全塔优化，要求操作弹性大于2。3 计算塔高和接管尺寸；4 估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量和再沸器换热面积。5 绘制塔板结构布置图和塔板的负荷性能图;（如果精馏段和提馏段设计结果不同，则应分别绘出

12、）6 设计结果概要或设计一览表；7 设计小结和参考文献 ;8 绘制装配图一张（可采用 CAD 绘图）二、设计计算1. 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

13、 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：(1) 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(2 )处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015%。(3 )塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。(4)压降较低，每板压力比泡罩塔约低3

14、0%左右. 筛板塔的缺点是：(1)塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。(2 )操作弹性较小(约23).(3 )小孔筛板容易堵塞。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A78.1180.1288。 56833.4甲苯BC6H5 CH92。13110.6318.574107.7表2常压下苯-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。2105.0510.0r20。8102.7915.029.4100.

15、7520.037.298。8425。044。297。1330.050。795.5835。056。694.0940.061。992.6945.066。791.4050.071。390。1155。075.580.8060.079。187。6365.082.586。5270.085。785.4475.08& 584。4080。091.283。3385。093.682.2590。095。981.1195。098 o 080。6697。098 o 880.2199。099o 6180.01100。0100.0下图是板式塔的简略图Vn塔顶产品或冷凝为谒出液）进料V 1R-1回流罐加坯水薫汽板式精谓

16、塔 R 口 帝2精馏塔的物料衡算苯的摩尔质量 "：':八甲苯的摩尔质量(1) .原料液以及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 Ma=78 o 11 kg/kmol甲苯的摩尔质量 Mb=92.13 kg/kmolXf = (0 o 29/78.11)/(0o 29/78.11+0。 71/92。 13)=0.3252Xd=0o 97Xw=0.007(2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液的平均摩尔质量：Mf =0o 3252X 78o 11+ (1-0.3252 ) X 92o 13=87.57 kg/kmol塔顶馏出液的平均摩尔质量：Md =0.97*78.11+

17、(1-0.97 ) 92.13=78。 53 kg/kmol塔釜液体的平均摩尔质量：Mw=0o 007* 78o 11+ (1 0o 007)* 92.13=92.03 kg/kmol(3) 全塔物料衡算进料量：f=10。2* 103/87.57=116.48 Kmol/h总物料衡算F=D+W 116.48 =D+W苯的物料衡算 FX f =DX+WW 116.48*0.3252=0.97D+0 o 007W 解得:D=39.0 Kmol/hW=77.48Kmol/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(1)理论板层数NT的求取知苯和甲苯沸点分别为80o 1C、110.6

18、C查得苯、甲苯安托因列如下表ABC苯6.0231206o 35220.24甲苯6 o 0781343.94219.58安托因方程logPs=A-t C及 a=Ps1/ Ps2a2=2。399代入数据分别求得 ai=2.588a1 ?2-*100% =9.6% 30%印ax1 (a 1)x有a= ai+（ a2- ai）x代入相平衡方程 y得相平衡方程y 1x 1 求最小回流比及操作回流比r xDyq由 m -,代入数据得Rm=1.906Rm 1 XdXf当 R=1.4Rm=2。668Y1=0.727X+0。264Y2=1.542X-0。000379进料板第8块7块精馏段N t=17。 5当 R

19、=1。5Rm=2.859 丫仁0。进料板第8块7块精馏段N t=17。5当 R=1。6Rm=3.0493 丫仁0。753X+0.2395Y2=1。4906X-0。000343进料板第8块7块精馏段N t=16.5当 R=1.7Rm=3.240Y1=0.764X+0。2287Y2=1.4685X-0。000328进料板第7块6块精馏段N t=15。5当 R=1.8Rm=3。430Y1=0.774X+0。219Y2=1。448X 0。000314进料板第7块6块精馏段N t=15.5所以当 R=1.4Rm=2。668Y1=0.727X+0.264Nt（ R+1）最小为64。19进料板第8块7块精馏

20、段N t=17.5 求精馏塔的气、液相负荷L R -2.668 39.0 104.052 kmol： hV (R 1)D 3.668 39.0 143.052kmol hV (R 1)- (1 q)F (2668 1) 39.0 佃052 (泡点进料：) kmol / hL RD qF 2.668 39.0 1 116.48 220.532kmol / h 求操作线方程精馏段操作线方程为RQ7Xn R 1提馏段操作线方程为yn 1Xd0.727xn 0.264ym 1LWV ' Xmv ' Xw1.542xm 0.000379(2)逐板法求理论板又根据相平衡方程yx 10.24

21、9x21.588x 1由excel表格得Y1Xd = 0.97Xi0。 9321y2RXdX1-R 1 R 10.727 为 0.264x20.87190.9416Y30.8978X30.7860Y40.8354X40.6772Ys0.7564X50.5590Y60.6704X60.4511Y70.5919X70.3675Y80.5312X80.3109因为x8 v xf精馏段理论板n=7y90.4791x90.2672Y100.4118x100.2164y110.3339x110.1642y120.2527x120.1167y130.1723x130.0785y140.1208x140.05

22、06y150.0777x150.0316y160.04835x160.0193y170.02519x170.00936y180.0142x180.00865y160.00825x190.00625 xw塔板效率计算：假设檀板效率 50% 、则精流段 N 1=7/50 =14,提馏段 N2=10/50%=20塔顶压强Pd=105。 3Kpa，压降取0。 7KPa则进料板压强 PF=105。 3+140。 7=115。 1Kpa塔釜压强 PW=105。 3+340。 7=129。 1KPa由Nenton-Raphson数值法泡点温度公式，P48分离过程BF(t)=刀 xi/p* exp (A )

23、1t C分别由塔顶、进料板、塔釜组成经excel单变量求解得塔顶温度tD=81.96 C,进料板温度tf=102.53 C，塔釜温度tw=119。60 C分别查得在以上三中温度下苯、甲苯的黏度tD=81.96 C时，u1=0。31403,U2=0。31536tf=102.53 C时，U1=0.25639,U2 =0。26155tw=119.60 C时,u1=0.21887, u2=0.22334精馏段液相平均粘度计算Lg UD=x1D|gu1 +X2D |gu2 得 ud =0.3140646、Lgu f= x1F|g U1F+ x2F|g u2f 得 uf=0。2599313则精馏段液相平均

24、粘度U1 = ( ud+ uf )/2=0.286998mPa*s精馏段塔板效率 Et=0.17-0。616lg U1=50。39%与50%相差不大故取精馏段塔板效率为50%，精馏段实际塔板数 14块同理计算提馏段的塔板效率得Et=55%，经圆整取提馏段塔板效率为52.3%，提馏段实际塔板数15块。4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1)操作压力计算塔顶操作压力FD = 105.3kPa塔底操作压力FW=125。6 kPa进料板压力FF = 115.1 kPa精馏段平均压力 P m =( 105。3+115.1)/ 2= 110.2 kPa 提馏段平均压力 P m = (115。1+125

25、.6) 12 =120。4 kPa (2 )操作温度计算由以上计算知温度计算结果如下：塔顶温度td = 81。96C进料板温度tF = 102。53 E塔底温度tw =119.60 °C精馏段平均温度 tm= ( 81.96+102。53) /2 = 92.25 C提馏段平均温度 tm=(102.53+119。6) /2 =111。1C (3 )平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算由xD=y仁0。97,代入相平衡方程得x仁0.9321M L,Dm 0.97 78.11 (1 0.97) 92.13 78.53kg/kmolMV,Dm 0.9321 78.11 (1 0.9321)

26、92.13 79.06kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得 yF = 0。4791,xF = 0。2673MV,F,m 0.4791 78.11 (1 0.4791) 92.13 85.41kg/kmolM L,Fm 0.2673 78.11 (1 0.2673) 92.13 88.38kg/kmol塔底平均摩尔质量计算xw=0= 070, yw=0。 157MV,Wm 0.157 78.11 (1 0.157) 92.13 86.60kg kmolM L,wm 0.070 78.11 (1 0.070) 92.13 90.59kg/kmol精馏段平均摩尔质量78.53

27、85.412kg kmol79.06 88.382kg kmol81.97 kg kmol83.72 kg kmol提馏段平均摩尔质量M L,m86.06 85.412kg kmol85.74 kg kmol90.59 88.382kg kmol89.49 kg kmol（4）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v,mPmM v,mRTm110.2 81.978.314 (273.15 92.25)2.973kg m3提馏段的平均气相密度v,mPmMv,mRTm120.4 85.748.314 (273.15 111.1)3.231kg m3 液相平均密

28、度计算液相平均密度依下式计算，即K = %”塔顶液相平均密度的计算由t 4 81.96 C,查手册得A 813.1kg m3, B 809.6kg； m3塔顶液相的质量分率L,Dm 813.0kg/kmol进料板液相平均密度的计算由tF = 102.53 C,查手册得A 789.7kg m3, B 788.7kg m3进料板液相的质量分率L,Fm 787.4kg kmol塔底液相平均密度的计算由tw 119。6C,查手册得A 769.4kg m3, B 770.7kg m3塔底液相的质量分率L,wm 770.6kg kmol精馏段液相平均密度为L,m813.0 787.42800.2 kg k

29、mol提馏段液相平均密度为L,m787.4 770.62779.0 kg kmol(5 )液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即戸s冋41塔顶液相平均表面张力的计算由tD = 81.96 C,查手册得(T A=20.88mN/m c B=21.35 mN/m(T LDm=0.97X 20。88+ (1-0.97) X 21.35=20.89mN/m 进料板液相平均表面张力的计算由tF= 102.53 C,查手册得c A=1 & 35m N/m c B=19= 07 m N/mc LFm=0 267X 18.35+0。733X 19.07=18.88 mN/m 塔底液相平均

30、表面张力的计算由tw = 119。6C,查手册得c A=16 29 mN/m c B=17.21 mN/mc Lwm=0 07X 16.29+ (1-0.07 ) X 17.21=17。15mN/m精馏段液相平均表面张力为(T Lm=(20。89+18.88)/2=19。88 mN/m提馏段液相平均表面张力为c Lm=( 18。88+17.15) /2=18。02 mN/m(6)液体平均粘度计算 由前面计算 精馏段液相平均粘度为1 Lm=0.2870 mPa- sc1提馏段液相平均粘度为Lm=0 2416 mPa-气液负荷计算精馏段：143.13Kmol /h提馏段:Vs14313 81.97

31、1.097m3/sVs3600 vm3600 2.97RD 104.13Kmol /hLM Lm104.13 83.723600 Lm3600 800.20.003033600 10.894m3(q 1)F143.13Kmol/hVM Vm143.13 85.74VLLs/hV' V30.00303m /sLhM Vm3600 vm31.055m / s 3600 3.23LsLM Lm3600 LmqF=220.61Kmol/h22°61 旳490.00704m3/s3600 779.0Lh0.00704 360025.34m3/h5精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1)塔径的计算

32、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塔径 DT,m0.3 0。50.5 0。80.81.61.6 2.42.4 4.0板间距 Hb,mm200 300250350300450350600400 600对精馏段：初选板间距Ht 0.40m，取板上液层咼度h.L 0.06m,故 Ht hL 0.40 0.06 0.34m ；鸟-VS12Lm0.003031800.20.0454vm1.0962.9730.2查教材P131图 得G0=0.072 ;依式C C2020校正物系表面张力为17.15mN /m时C

33、 C200.20.0720.219.880.07192020表7板间距与塔径关系max0.0719800.2 纫N 2.9731.177m/s可取安全系数为 0.7，则（安全系数 0。6 0.8）0.8 max 0.7 1.177 0.824m/ s4 1.0973.142 0.8241.302m按标准,塔径圆整为1。 4m,则空塔气速0.713m/s。 对提馏段：初选板间距Ht0.40m，取板上液层高度故 Ht hL 0.40 0.06 0.34m ； 士Vs查2: R65 图 38 得 00=0.106 ;依式 C校正物系表面张力为18.02mN /m时C12Lmvm0.007041779

34、.0 20.1041.0553.2310.2C20200.20.10618.02 0.20.1040 2020hL 0.06m,0.104779.0 3231Y 3.2311.61m/ s可取安全系数为 0.8，则(安全系数 0.6 0。8),0.8 max 0.8 1.61 1.29m/s故D4 1.0553.14 1.29根据塔径的选择规定，对于相差不1.2m1.02m按标准,塔径圆整为1.2m，则空塔气速1。29m/s。 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致， 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)精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度Zj = ( Nj -1

35、) Ht = (14-1 ) X 0。4=5。2 m 提馏段有效高度Z = ( Nt 1) Ht = (15-1) X 0.4=5。6m 在精馏塔上开1个人孔，高度为0。8m精馏塔的效高度为 Z=Zj+ Zt +0.8=5。2+5.6+0。8=11。6m6塔板主要工艺尺寸的计算(1) 溢流装置计算因塔径D-1。4m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|w：单溢流去lw= （0。60.8 ） D,取堰长lw为0。7D=0b 7X 1.4=0.98mb）出 口堰咼 hw : hwhhow由 |W / D 0.7 , Lh / |W3600 0.003030.

36、982.511.473m22.84 E Lh '1000TWc）降液管的宽度 Wd与降液管的面积Af :22"曰2.84S 32.8410.908 3可得h°WE1.0050.0142m1000lW10000.98查2 ： R69 图 311,知 E=1.005,依式 how故 hw 0.06 0.0142 0.0458m由 lW/D 0.7 查（2： P170 图 3 13）得 Wd /D 0.148, Af/厲 0.0852故Wd 0.148D0.148 1.4 0.207m231422Af0.0852 D 0.08521.40.1312m44利用（2: : P

37、170式3-10）计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，AfHT0.1312 0.40Ls0.0030317.32s （大于5s，符合要求）d） 降液管底隙高度 h°：取液体通过降液管底隙的流速° 0.08m/s （0。 07 - 0.25）依（2 ： R71 式 311）: h°0.003030.039m符合（h。 hw 0.006）l w °0.98 0.08e）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a）溢流堰长|w :单溢流去|w=（0.60.8 ）D,取堰长lw为0。8D=0。8X 1.2=0.96mb） 出

38、口堰高 hW : hwhL hOW由 Lh / lW2.528.07m22 84 l 3查2: P169 图 3 11,知 E=1.04,依式 howE h1000lw22 84 I"3可得 hOWE 丄 0.026m1000lw故 hw 0.06 0.026 0.034mc） 降液管的宽度 Wd与降液管的面积 Af :由 lw / D0.8 查（2: P70 图 3-13 ）得 Wd /D 0.198 , Af/厲 0.145故 Wd 0.198D 0.238m,Af 0.145 D20.1639m24利用（2 ： P170式3 10）计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,A

39、fHT9.3s （大于5s,符合要求）d）降液管底隙高度 ho :取液体通过降液管底隙的流速°0.2m/S （0。07-0。 25）依（2 ： P71 式 3-11 ）: ho L 0.044m 符合（h0 hw 0.006）lwo（2）塔板布置精馏段塔板的分块因D>800mm故塔板采用分块式.查表3-7得，塔极分为4块。对精馏 段：W=60 a）取边缘区宽度 W=0。05m（3050mm ,安定区宽度 WS 0.075m ,（当D<1。5m时,75mmb)依（2:R73 式 3 18): Aa2 X；R R2xx2sin 1 计算开空区面积180 R口 0.050.65

40、m2Aa2 0.418筛孔数n与开孔率取 t/d03.0，X 0.207 0.0752.0.6520.4182:取筛空的孔径1800.4180.652si n 1凶81.006m20.65do为5mm，正三角形排列，一般碳的板厚为3mm，故孔中心距t3.0515.0mm31158 10t23Aa1158 !01.006 517815.02IT：2% 10.08%（在5 15范围内）则每层板上的开孔面积 A0为AA 0.1008 1.006 0.1014气体通过筛孔的气速为1.0960.101410.81m/ s提馏段：a）取边缘区宽度W=0。05m（3050mm）安定区宽度WS0.075m ,

41、(当 D<1.5m 时，W=6075mmR2b)依(2 上 R73式 3 18): Aa2 x R2 x2sin计算开空区面积180RR D WC 0.55m21.20.075 0.2380.287Aa2 22 0.287. 0.550.28718020.55 sini 0.2870.550.6013mc）筛孔数n与开孔率:取筛空的孔径d。为5mm，正三角形排列，一般碳的板厚为3mm,取 t/d。3.0，故孔中心距t 3.0 515.0mm331158 10 A 1158 10师 孔 数 n2 Aa20.60133093 个 ，t215.02贝VA0%0.90% 10.08% （在 51

42、5 范围内）"aJ）2则每层板上的开孔面积 A0为A A 0.1008 0.6013 0.0606气体通过筛孔的气速为。 追 1.055 17.41m/sA 0.06067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 ）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hc:依d0 /G=0.78 由式 hc0.051C0210.81H nc: 42.9730.05 10.78U.0364 m800.25/31.67,查干筛孔的流量系数图得,VL精馏段：b）气体

43、穿过板上液层压降相当的液柱高度hl :人Af1.0973.14/4*1.4*1.40.13120.80m/ sFa Uav 0.802.973 1.379由o与Fa关联图查得板上液层充气系数 。=0.625 ,依式hlohL 0.625 0.06 0.0375mc) 克服液体表面张力压降相当的液柱高度h4Lgdo4 19.88 10800.2 9.81 0.0050.00203mhp 0.0364 0.0375 0.00203 0.0759m则单板压强：PP hp Lg 0.0759 800.2 9.81 596Pa 0.7kPa(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

44、不大，故可忽略液面落差 的影响。(3) 雾沫夹带3.25.7 106 aeHt hf5.7 10 619.88 10 30.800.40 2.5 0.063.20.0119kg/kg 停 0.1kg 陳g 誠在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(4) 漏液由式OW4.4C0 . 0.0056 0.13hL h L/ VOW4.4 0.78 . 0.0056 0.13800 20.06 0.002032.976.015m / s筛板的稳定性系数 K10 811.801.5 ，故在设计负荷下不会产生过量漏ow6.015液。(5)液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度Hd Ht hw依式H

45、dhp hlhd，而ls 20.00372hd0.153 ( )0.153 ()0.001lw h01.056 0.0415Hd =0.0598+0。0375+0。001=0.0983m取 0.5，贝UHt hw0.5 0.40 0.04580.223m故H d Ht hw在设计负荷下不会发生液泛根据以上塔板的各项液体力学验算,提溜段：可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。a)干板压降相当的液柱高度d。/5/3 1.67,查干筛孔的流量系数图得,C0=0.78 由式 hc0.051 C。0.1054 mb)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hi :AtAf1.0916m/s，F auaV 1

46、.962由O与Fa关联图查得板上液层充气系数0=0。585，依式 hOhL 0.0351mc)克服液体表面张力压降相当的液柱高度依式hLgd00.0019m，故 hp 0.1424m则单板压强:Pphp Lg693.3Pa 0.7kPa(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.(3) 液沫夹带3.2Htahf0.0354kg / kg 0.1kg / kg故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带.(4) 漏液由式OW4.4C。0.0056 0.13hL h l/ v5.715m/s筛板的稳定性系数K2.093 1.5 ,故在设计负荷下不会产生过量漏

47、液OW(5) 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 Hd Ht hwl 2依式 Hd hp hihd， 而 hd 0.153 （ ）2 0.0075lw h0Hd=0.129m取 0.5,则 Ht hw0.217m故H d Ht hw在设计负荷下不会发生液泛 .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。8塔板负荷性能图精馏段：（1）漏液线由亠心二 丄"工r10000.13 hw2.841000hc 0.0021Vs,min 5.709 0.009450.111LS 2/3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319

48、.表 3-193Ls /(m/s )0.0010。0020.0030。0043Vs /(m /s)0.58680。 60470。 61930.6321由上表数据即可作出漏液线。（2）雾沫夹带线以ev = 0.1kg液/kg气为限,求Vs Ls关系如下:叫-由"-2/3匚2.84彳hw110003600Ls1.056$%山叫1.653Ls2/3hf2.5 hw2.84 10 3E2/33600 Ls1.0562/30.1145 1.607 LsVsAtAf行39而2 0.7讥联立以上几式，整理得Vs 2.502 14.08Ls2/33 20.在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出V

49、s值，计算结果列于表 表 3-203Ls /(m/s )0.0010.0020.0030.0043Vs /(m/s )2.36112.27842。 20902。 1471由上表数据即可作出液沫夹带线 2。(3) 液相负荷下限线321对于平直堰,取堰上液层高度hO辟0.006m作为最小液体负荷标准 得空4 E型亠 s,min1000lw2/3,Ls,min33 /1.035 10 m.s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3(4) 液相负荷上限线以8= 4s作为液体在降液管中停留时间的下限Af%l-S,max0.4 0.13120.01312m3 s据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷

50、上限线0。01312(5) 液泛线令 齐-：门-F 1-1由丄.- - 亠I - 亠"1 + 卜用1.鬲+民扌忽略he ,将hOW与 Ls, hd与Ls, he与VS的关系式代人上式，并整理得式中：h0W2.84 10 33600LS2/32.040.672Ls2/3将有关的数据代入整理，得 VS2 11.414 6815.113U2 80.751Ls2/33-22。在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表表 3223Ls /(m/s)0。0010.0020。030.004Vs / ( m/s)3。263.183。113。04由上表数据即可作出液泛线 5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所