化工原理课程设计苯和甲苯

1、题目：苯-甲苯分馏塔者：班级化工化工原理课程设计说明书设计离过程筛板式精设计2009级（1）班姓名 郑健学号 2009071976日期2012年6月26日指导教师：（签名）设计成绩：日期单位：石河子大学化学化工学院化工系目录1 设计方案的选择及流程说明 31.1 概述31.1.1 精馏原理31.1.2 精馏塔选定31.2 设计方案的确定 42 精馏塔的物料衡算 42.1 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 42.2 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 52.3 物料衡算53.1 理论板层数 Nt的求取 53.1.1 相对挥发度的求取 53.1.2 求最小回流比及操作回流比 63.1.3 求精馏塔的

2、气、液相负荷 63.1.4 求操作线方程63.1.5 采用逐板法求理论板层数 73.2实际板层数的求取 84精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 84.1 操作压力的计算 84.2 操作温度的计算 84.3 平均摩尔质量计算 84.4 平均密度计算94.4.1 气相平均密度计算 94.4.2 液相平均密度计算 104.5 液体平均表面张力的计算 114.6 液体平均黏度计算 .115 塔及塔板的工艺尺寸的设计计算 125.1 塔径的设计计算 125.1.1 精馏段：125.1.2 提馏段：135.2 塔的有效高度的计算 145.3 塔的实际高度的计算 145.4 溢流装置的计算 145.4.1

3、 精馏段：145.4.2 提馏段： 165.5 塔板布置175.5.1 精馏段：175.5.2 提馏段：186 流体力学验算196.1 塔板压强降196.1.1 精馏段：196.1.2 提馏段：206.2 液沫夹带量的校核 216.2.1 精馏段：21622提馏段：216.3 溢流液泛的校核 216.3.1 精馏段：216.3.2 提馏段：226.4 液体在降液管内停留时间的校核 226.4.1 精馏段：226.4.2 提馏段：236.5 漏液点的校核236.5.1 精馏段： 236.5.2 提馏段：237 塔板负荷性能图（以精馏段为例） 247.1 漏液线247.2 液沫夹带线257.3 液

4、相负荷下限线 257.4 液相负荷上限线 267.5 液泛线267.6 负荷性能图及操作弹性 278计算结构汇总表 289 小结291 设计方案的选择及流程说明1.1概述1.1.1 精馏原理利用从塔底部上升的含轻组分较少的蒸气，和从塔顶部回流的含重组分较少 的液体逆流接触，同时进行多次部分汽化和部分冷凝，使原料得到分离。同时进行多次部分汽化和部分冷凝是在精馏塔中实现的。塔板上有一层液体,气流经塔板被分散于其中成为气泡， 气、液两相在塔板上接触，液相吸收了气相 带入的热量。使液相中的易挥发组分汽化，由液相转移到气相；同时，气相放出 了热量，使气相中的难挥发组分冷凝，由气相转移到液相。部分汽化和部

5、分冷凝 的同时进行是汽化、冷凝潜热相互补偿。精馏就是多次而且同时进行部分汽化和 部分冷凝，使混合液得到分离的过程。1.1.2 精馏塔选定精馏是气液两相之间的传质过程，而传质过程是由能提供气液两相充分接触 的塔设备完成，并要求达到较高的传质效率。根据塔内气液接触部件的结构型式,可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量塔板，气体以鼓泡或喷射 形式穿过板上液层进行质量、热量传递，气液相组成呈阶梯变化，属于逐级接触 逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层， 液体自塔顶填料表面下流，气 体逆流而上，和液相接触进行质量、热量传递，气液相组成沿塔高连续变化，属 于微分接触操作过程。我们选择的是板

6、式塔。板式塔大致可分为两类：一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板等； 另一类是无降液管塔板，如栅板、穿流式波纹板等。工业上使用较多的是前者。 这里，我们选择的是具有降液管的筛板塔。 筛板塔是在塔板上钻有均匀分布的筛 孔，上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或 喷射的液滴群）。筛板塔的优点是结构简单，制造维修方便，造价低，相同条件下生产能力高 于浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、 脏的和带固体粒子的液料。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性， 对易阻 塞的物系可采用大孔径筛板。工业上对塔设备的主要要求：（1生产能力大；（2）传

7、质、传热效率高；（3） 气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材 料耗用量小；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀 等。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，因此，设计者应根据塔型特 点、物系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资、操作和维修费用等技术经 济评价以及设计经验等因素，依矛盾的主次，综合考虑，选择适宜的塔型。1.2设计方案的确定本设计任务为分离苯一甲苯混合物。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。 塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流

8、至塔内，其余部分 经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至 储罐。2精馏塔的物料衡算2.1原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量甲苯的摩尔质量 =92.13kg/kmol苯的摩尔质量M B =78.11kg/kmolxD 二 0.94xF = 0.6M D =0.94 78.11+(1-0.94)92.13=78.9512kg/kmol=0.94所以 D=48.02 Kmol/h2.2原料液及塔顶和塔底的摩尔分率xF =0.6xd =0.94n =0.95f f=M ff=6700kg/h=6700 =80.03Kmol/h83.718d*xd F * Xf由物料衡

9、算DXD +WXw=FXfF=D+W所以 W=32.01Kmol/h所以：xw= 0.08992.3物料衡算原料处理量 F= f一 = 6700 =80.03Kmol/h m f 83.718总物料衡算 F=D+WDXD +WXw=FXF联立解得D=48.02kmol/hW=32.01mol/h3塔数的确定3.1理论板层数Nt的求取3.1.1相对挥发度的求取有内插法可计算塔顶、塔釜的气液相组成塔顶：讨a，D - 0.94y b，D = 0.°6Xa，D =0.863Xb, D =0.137塔釜:yA , W -0.215y b, w - 0.785Xa, w - 0.0899Xb,

10、w 二 0.91°1y A , d/X a , D y B , d/X B, D=2.49y A, W/x A, W -：W -y B, w/x B, w3.1.2 求最小回流比及操作回流比泡点进料：Xq = xF = 0.6yq1 ' Cm -1风2.63 0.61 (2.63-1) 0.6= 0.798故最小回流比为也=7 = 0.94 -0.798 “71yq -Xq取操作回流比为R=1.7 Rmin =1.7 0.71=1.2073.1.3求精馏塔的气、液相负荷L = RD =1.207 48.02 = 57.96kmol/hV = (R +1)D = 2.207 4

11、8.02 = 105.98kmol/hL' = L + F = 57.96+ 80.03= 137.99kmol/hV' = V =105.98kmol/h3.1.4求操作线方程精馏段操作线方程为y n+1=R=R+1Xn +XdR+12.2072.207=0.547x+0.426(a)提馏段操作线方程l'wym 1 vtx VTxw137.99105.98Xm昱01 0.0899 二 1.30% - 0.0272105.98(b)3.1.5采用逐板法求理论板层数yq将a =2.63代入得相平衡方程(c)y _ y:_c _1)y _ 2.63 _1.63y联立（a）、

12、（b）、（c）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝则 y1 = xd 二 0.94由（c）式求得第一块板下降液体组成X1y12.63 -1.63y10.942.63 1.63 0.94= 0.856利用（a）式计算第二块板上升蒸汽组成为y2 =0.547 x1+0.426=0.547*0.856+0.426=0.894交替使用式（a）和式（c）直到Xn xf，然后改用式（b）和式（c）交替计算，直到Xn乞Xw为止,LW137.9932.01y = xm 一 - xW =xm 一X 0. 0899 = 1.302 Xm 一 0.0272VV105.98105.98计算结果见表1。表1

13、板号123456789y0.900.8940.8420.7920.7420.6520.5140.3460.19X0.8560.7620.6700.591< Xf0. 5220.4160.2870.1670.0819W Xw精馏塔的理论塔板数为Nt =9 （包括再沸器）进料板位置N F =43.2实际板层数的求取全塔效率为0.545，则有3N 精5.504 1- 60.5456N 提11.009 : 120.545N =N精 N提=6 12 =18 (包括再沸器)4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1操作压力的计算塔顶的操作压力PD =101.3KPa每层塔板的压降.P = 0.7K

14、Pa进料板压力PF =101.3 0.7 6 =105.5KPa塔底操作压力PW =101.30.7 18 =113.9KPa精馏段平均压力Pm = (101 .3105 .5)/2 = 103 .4KPa提馏段平均压力P(105.5 113.S)/2 二 109.7KPa4.2操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱 和蒸汽由安托尼方程计算，计算结果如下：塔顶温度tD =81.264 C进料板温度tF =90.65 C塔底温度tW =93.27 C精馏段平均温度tm =(81.264+90.65)/2=85.957C提馏段平均温度tm =(90.65

15、93.27)/2 =91.96 C4.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，yi二Xd =0.94 , Xi=0.856MvDm =0.94 78.11(1 0.94) 92.13 = 78.95Kg /molMLDm =0.856 78.11(1 -0.856) 92.13 =80.13Kg/mol进料板平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，yF =0.792 , xF =0.591MvFm = 0.792 78.11 (1 0.792) 92.13 = 81.03Kg / kmolM LFm =0.591 78.11 (1 0.591) 92.13 = 83.

16、84Kg / kmol塔底平均摩尔质量的计算有理论版计算过程可知 心二y2二0.0899x2二0.036MVWm =0.0899 78.11(1 -0.0899) 92.13 =90.87Kg / kmolMLWm=0.036 78.11(1 -0.036) 92.13 =91.63K g / kmol精馏段的平均摩尔质量为M v沪(78.95 - 81.03)/2 二 79.99Kg /kmolM L (80.13 83.84)/2 =81.985Kg / kmol提馏段的平均摩尔质量为M V (81.0390.87)/2 =85.95Kg/kmolM L(83.84 91.63)/2 =8

17、7.735Kg/kmol4.4平均密度计算4.4.1气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即 精馏段气相平均密度5mPm M VmRTm103.4 汉 79.998.314 (85.957273.15)3=2.77Kg /m3提馏段气相平均密度；?VmRnM Vm 'RTm'101.3 汉 85.958.314 (91.96273.15)= 2.87kg/m4.4.2液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即:1LALBaB塔顶液相平均密度的计算由tD =81.264 C ,查液体在不同温度下的密度表得:3匚=813.83Kg /m3=810.305Kg /m3a0.9

18、4 78.110.94 78.110.06 92.13= 0.93认=813.59 Kg/m310.930.07=+?LDm813.83 810.305进料板液相平均密度的计算。由tF =90.65 C ,查液体在不同温度下的密度表得:3匚=803.311 Kg /m3订=800.86Kg /m=0.560.6汉78.110.6 78.110.4 92.1310.560.44?LFm803.311800.86Lm =802.23Kg/m3塔底液相平均密度的计算由tW = 93.27 C，查手册得=800.35kg / m3-'"B = 798.2kg / m33a塔底液相的质

19、量分率0.089978.110.0899 78.110.9101 92.13-0.0773(0.0773/800.35 0.9227/798.2)798.37kg /m3精馏段的平均密度为：(813.59802.23)/2 =807.91Kg/m3Lm802.23 798.372= 800.3kg /m34.5液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即：n二Lm =為冷二i丄塔顶液相平均表面张力的计算。由tD =81.264 C ,查液体表面张力共线图得：匚A =20.97mN/m cB = 21.43mN /m二 LDm =0.94 20.97.(1 0.94) 21.43 = 2

20、1.00mN /m进料板液相平均表面张力的计算。由tF =90.65 C，查液体表面张力共线图得：二 A = 19.8mN/mc B = 20.38mN / m二LFm =0.6 19.8(1 0.6) 20.38 =20.032mN /m由tW = 93.27C，查手册得-A = 19.48mN / m二 B = 20.09mN / m；LWm =0.0899 19.48 0.9101 20.09 = 20.04mN / m精馏段平均表面张力为：二Lm =(21.0020.032 |)/2 =20.516mN/m提馏段平均表面张力为：匚Lm =(20.03220.04 |)/2 =20.03

21、6mN/m4.6液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即：lg %m =薦 Xi lg Ji塔顶液相平均黏度的计算：由tD =81.264 C，查气体黏度共线图得：=0.316mPa s"B =0.317mPa s进料液相平均黏度的计算：由tF =90.65 C ,查气体黏度共线图得：a = 0.288mPa s-b = 0.291mPa sIg JLFm =0.6 Ig 0.2880.4 Ig 0.291 JLFm = 0.289mPa s塔底液相平均黏度的计算：由tw =93.27 C，查气体黏度共线图得：.-a =0.28mPa sLb =0.285mPa sIg £

22、;wm = 0.0899 lg 0.28 0.9101 lg 0.285-lw = 0.285mPa s精馏段液相平均黏度为：% =(0.3090.291)/2 =0.3mPa s1提馏段液相平均黏度为：JLm =(0.2890.285)/2 =0.287mPa s15 塔及塔板的工艺尺寸的设计计算5.1塔径的设计计算5.1.1精馏段:精馏段的气、液相体积流率为:VsJ05.9879.99 “.85m3/s3600vm 3600 2.77LsLMLm3600 订57.96 81.9853600 807.91= 0.00163m3/s由Umax =C I 5V，式中C由C=C20)02求取，其中

23、C20由筛板塔汽液 :v20负荷因子曲线图查取，图横坐标为乩，(生”2O.。0163"600(gQZj!" =0 033Vh 匚0.85 36002.77取板间距Ht =0.4m ,，板上液层高度h_ = 0.06m，贝UHt -hL =0.4 -0.06 =0.34m查筛板塔汽液负荷因子曲线图得 C20 = 0.074= 0.07420)02"074 (警严20= 0.074U max=0.074807.9仁 2.77277-1.262m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为:u =0.7 u max = 0.7 1.262 = 0.8834 m / s4 0.8

24、5.3.14 0.8834= 1.107m按标准塔径圆整后为D =1.2m塔截面积为：2 2 2At =0.785D2 =0.785 1.22 =1.13m2Vsu =AT0.851.13=0.752m/ s5.1.2提馏段:提馏段的气、液相体积流率为Vs'VM vm3600 ?Vm105.98 79.993600 2.87= 0.82m3/sLs'57.96 81.9853600 798.37=0.00165m3/sLM Lm3600，Lm式中，负荷因子C©討2由史密斯关联图查得C20 ，图的横坐标为-0.0336£厶)1/2丿00165 3600 (79

25、8)1/2Vs'匚0.82 36002.87取板间距Ht = 0.45m，板上清液层高度取hL = 0.06m，则HThL 二 0.39m气体负荷因子c =C20(d)0.2 = 0.85 (20.036)0.2 二 0.8520 20Umax=0.85798.37 -2.87v217=1.41 m/ sD 二4 0.82二 0.987按标准塔径圆整后为 塔截面积为实际空塔气速为D = 1.2m： 2 2Ar D2 =1.13m240.82u0.726m/ s1.13取安全系数为0.7，则空塔气速为u =0.7umax =0.7 1.41 = 0.987m/s= 1.102m5.2塔的

26、有效高度的计算精馏段有效高度为：Z精（N精-1） H T （6-1） 0.4 = 2m提馏段有效高度为:Z 提=（N 提-1） H t （12-1） 0.4 = 4.4m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，5.3塔的实际高度的计算精馏塔的有效高度为：Z =Z 精 Z 提 0.8 = 24.40.8 二 7.2m5.4溢流装置的计算5.4.1 精馏段：各项计算如因塔径D =1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘 下：541.1 堰长 lw取 lw =0.8D =0.8 1.2 = o.96m541.2 溢流堰咼度hw由how二h_ -仏，选用平直堰，堰上液层高度h°w由下

27、式计算，即:2.841000E (S 23'w近似取E=1,则h°w2.8410000.960.00163 3600=0.00949m取板上清液层高度hL =60mm故 hw =hL -how =0.06 -0.00949 = 0.05051m5.4.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af :由訴0.8，查弓形降液管参数图得：= 0.151WdD= 0.202贝U: Af =0.151 1.13=0.1706m，0.202 1.2 =0.2424m验算液体在降液管中停留时间，即:3600AHLh3600 0.1706 0.40.00163 3600=41.865s 5s故降液

28、管设计合理。5.4.1.4 降液管底隙的流速h00.00163 36003600l w u '03600 0.96 0.15二 0.0113mhw _ ho = 0.05051- 0.0 113 二 0.0 3921 m . 0.006 m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度h'w=：45mm。提馏段：因塔径D =1.2m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计 算如下：堰长lw可取1w二 0.8D 二 0.8 1.2 二 0.96m溢流堰咼度hw由= hL - hoW选用平直堰，堰上层液高度how由式how二空4 E(b)2/3计算1000 lw近似取E

29、 =1.0，则how-0.00957m2841(°.001653600)2/310000.96取板上清液层高度hL = 0.06m故 hw = 0.05043m弓形降液管宽度Wd和截面积Af :由诞=0.8 杳图得DA =0.151A詈二 °.2。2故 Af =0.1510.151 1.13 = 0.171m2Wd =0.202 D =0.202 1.2 = 0.242m542.4 降液管底隙的流速Lhho 二3600lwuo取 uj =0.15m/s则ho=0.0115m0.00165 36003600 0.96 0.15hW -h 0.05043 -0.0115 = 0

30、.3893m0.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度 hw = 45mm5.5塔板布置5.5.1 精馏段：5.5.1.1 塔板的分块。因D -800mm，所以选择采用分块式，塔板可分为3块5.5.1.2 边缘区宽度确定：取 Ws 二 W's 二 0.06m，Wc 二 0.03m开孔区面积计算。开孔区面积代计算为:22-2二 XAa=2(X X 面sin ；)180其中D 2 -阿 Ws) = 0.6 - (0.24240.06) = 0.2976mr 二 D 2 Wc =0.6 -0.03 二 0.57m£ =2 (0.2976.0.572 - 0.29762

31、314 0.572 sin ' °2976)=1800.570.646m2本设计的物系没有腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔直径 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t = 3d。= 3 5=15mm筛孔的数目n为1.155Aa=3317个1.155 0.64620.0152开孔率为:Aodo 25 20 =0.907 (-0) =0.907 () -10.1%Aat15气体通过筛孔的气速为：Vs0.85u0s13.03m/sA00.101* 0.6465.5.2提馏段:5.5.2.1 塔板的分块。因D -800mm，所以选择采用分块式，塔板可分为3块5.5.2.2 边缘区宽

32、度确定：取 Ws 二 W's 二 0.06m，Wc 二 0.03m5.5.2.3 开孔区面积计算。开孔区面积A计算为:r2sin J-)180r其中x = D 2 -阿 Ws) = 0.6 - (0.24240.06) = 0.2976mr= 0.6 0.03 =0.57m故:223 1421 0 29760.646mAa =2 (0.2976、0.57 - 0.29760.57 sin)1800.57本设计的物系没有腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔直径 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t = 3d。= 3 5=15mm筛孔的数目n为1.155Aa=3317个1.155 0.64

33、620.015hd由虫=1.67,查筛板塔汽液负荷因子曲线图得co =0.772O 77 故 hd =0.051 -807.91开孔率为:Aodo 25 20 =0.907 (-0) =0.907 () -10.1%Aat15气体通过筛孔的气速为：U0VsA012.57m/s0.101* 0.6466 流体力学验算6.1塔板压强降6.1.1 精馏段：£v6.1.1.1 干板阻力hd计算。干板阻力由下式计算:1303= 0.0498m液柱10.772 丿6.1.1.2 气体通过液层的阻力 h计算。气体通过液层的阻力hL由下式计算，即0 = - hLVs0.85uas0.886m/sAr

34、 -AfF0 二 ua .二 二 0.886 . 2.77 二 1.475 kg12 /(s m12)查充气系数关联图得二°6。故 h 八九二 如 hOW) =0.6 (0.050510.00949) = 0.036m 液柱(3)液体表 面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力h；_由下式计算，即:4；亠Igd。4 20.516 10"807.91 9.81 0.005= 2.07 10”m液柱hf = hd h+h.一一 = 0.0498 0.036+0.0021 = 0.0879m 液柱本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。6.1.2提馏段:干板阻力hd计算。干板阻

35、力由下式计算:干板的阻力hd按公式hd =0.051(U°)2HV)计算C。并由可虫-1.67，查得 =0.772O12 572 87故 hd -0.051 ()20.0486m 液柱0.772798.376.1.2.2 气体通过液层的阻力 h计算。气体通过液层的阻力hl按公式hi二：九计算VS0.82,ua -1.04m/sAt -2Af1.13-2 0.171Fa =ua 可=1.042-1.76kg1/2 /(s m1/2)查得-0.56故 hihL(仏 hOW) =0.56 (0.05043 0.00957) = 0.0336m 液柱液体表面张力所产生的阻力h匚由下式计算，即

36、:4"lgd°4 20.036 10"798.37 9.81 0.005= 2.05 10；m液柱hf = hd h +h.一一 = 0.0486 - 0.0336+0.0021 = 0.0843m 液柱本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。6.2液沫夹带量的校核 6.2.1 精馏段：液沫夹带量由公式q 戶 10»(ua)3.2计算。由% 论-HfH f = 2.5hL = 2.5 0.06 =0.15m5.7 10“20.516 10”(0.886 )(0.40 -0.15)3.2=0.159kg液 / kg 气<0.1kg液 / kg气故本

37、设计中液沫夹带量6v在设计范围之内622 提馏段:液沫夹带量由公式e5.7 10Ua)3.2计算由 Hf = 2.5hL = 2.5 0.06 = 0.15m5.7 10“20.036 10(竺)3.20.450.15=0.152kg 液 /kg 气 <0.1kg 液 / kg 气故本设计中液沫夹带量e；在设计范围之内6.3溢流液泛的校核6.3.1精馏段：为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从下式关系，即Hd L(Ht hw)苯一甲苯属于一般物系，取=0.5，则(Ht hv )=0.5 (0.400.05051) = 0.4526m 液柱2而 Hd = hp+hL+hd=0.087

38、9+0.06+0.1530.15 =0.1512m 液柱故降液管内的当量清液高度Hd = 0.1492m液柱则叽乞(Ht - hj故在本设计不会发生溢流液泛。6.3.2 提馏段：为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从下式关系，即Hd(Ht 仏)苯一甲苯属于一般物系，取=0.5，则(Ht hW0.5 (0.45 0.05043) =0.2502m 液柱2而 Hd =hP+hL+hd=0.0843+0.06+0.1530.15 =0.1477m 液柱故降液管内的当量清液高度H 0.1456m液柱则肌乞(Ht - hj故在本设计不会发生溢流液泛6.4液体在降液管内停留时间的校核6.4.1精馏段

39、:为避免发生严重的气泡夹带现象， 通常规定液体在降液管的停留时间不小于35s液体在降液管内的停留时间为AfHdLS0.171 0.14920.00163=15.65s (3 5)s不会产生严重气泡夹带6.4.2提馏段:为避免发生严重的气泡夹带现象，通常规定液体在降液管的停留时间不小于35s液体在降液管内的停留时间为AHLS0.171 0.14560.00165=15.09s （3 5）s不会产生严重气泡夹带6.5漏液点的校核6.5.1精馏段：设漏液点的孔速u°w=6.7m/s，相应的动能因子（以Ar-2Af为基准）FAOU0WAt -2Af6.7 °.101 °.

40、6461.13 2 0.171故塔板上当量清液高度为hb -0.00610.725hWlW查得此漏液点的干板压降hd = 0.0106 m水柱=0.013m 液柱对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即UOW=6.53m/ sf 吋.0.758 . 19.01807.91:v'2.77因计算值和假定值接近，故计算正确 塔板的稳定系数可由下式计算，即U0U0W13.036.53= 2.001.5故在本设计中无明显漏液6.5.2提馏段:设漏液点的孔速u°w = 6.5m/s，相应的动能因子（以At - 2Af为基准）FAOU0WAt -2Af6.5 0.101 0.6461.13 2

41、 0.1712.87 =0.912故塔板上当量清液高度为hC =0.0061 0.725仏-0.006F1.23 土 =0.0363lW查得此漏液点的干板压降hd =0.0106m水柱=0.013m 液柱对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即一 COWO2gl%二 0.75819.6 0.0134 800.03 彳 287=6.49m /s因计算值和假定值接近，故计算正确 塔板的稳定系数可由下式计算，即U0U0W12.576.49=1.94 1.5在本设计中无明显漏液7 塔板负荷性能图（以精馏段为例）7.1漏液线由 5时=4.4C。J(0.0056 + 0.13k - QPl / PvU0,mi

42、nAOhOW2E(Lh)2/3 = 2413600 Ls1000lW10000.96hL =仏 hOWV s,min“4.4CO0056 +0.13 hW +V iI 10002.84 1 e/23Lh1!-mpl/Pv<lw丿j=4.4 0.772 0.101 0.532丫<0.0056+0.13 0.05051 +2.84 110003600 沃 Ls 丫3 1.0.96-0.0021 807.91/ 2.77J=0.1825.3.335+33.47L?3得 min =0.1825汉 J3.335+33.47L?3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表

43、Ls m3 / s0.00060.00150.00300.0045Vs m3 / s0.3450.3560.3660.376由上表数据即可作出漏液线17.2液沫夹带线以-0.1kg液/kg气为限，求Vs Ls关系如下:5.7 10j -a 、6 一（Ht _Hf）Ua 、3.2VsVsUaAt -2Af1.13-2 0.107= 1.092VsHf =2.5九=2.5（仏-how）hw = 0.05051m空4 1型°土10000.962 3=0.685L2/3故 Hf =0.126 1.7125LS2/3Ht -Hf S2/3"爲烽（曲w1.092VS整理得2/3Vs =

44、1.578 -9.864Ls在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表Ls m3 / s0.00060.00150.00300.0045Vs m3 / s1.5081.4491.3731.309由上表即可作出液沫夹带线27.3液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度h°W = 0.006m作为最小液体负荷标准，则hOW2.84 E(Lh)2/31000 lw二 0.006取E =1，则Ls,min=(0.006 10002843/2- 0.000819m3/s 3600据此可做出和气体流量无关的垂直液相负荷下限线37.4液相负荷上限线以v -4s作为液体在降液管

45、中停留时间的下限，由下式AHtf T =4LSAHLs,max40.107 0.4043=0.00385m / s据此可以作出和气体流量无关的垂直液相负荷上限47.5液泛线令 出一(Ht hv)Hd 二 hL 亠 '亠 1 hf hfhf =hd hi h.-hi - - hLhL - hw how联立得Ht (- - -1)hw =C 1)how hdhf hc -:忽略h._、厶，将how和Ls、hd和Ls、' hf和Vs的关系代入上式，得 a Vs2 二b -cLs2 -dLs2/3式中,0.051 PVa2 (Aoco)°LbHT (-1)hw0.153(lwho)卷将有关数据代入，得2.77()=0.0689807.910.0512(0.101 0.646