化工原理课程设计苯甲苯的分离07263

1、（一）化工原理课程设计任务书 板式精馏塔设计任务书设计题目：设计分离苯甲苯连续精馏筛板塔二、设计任务及操作条件1、设计任务：物料处理量：7 万吨年进料组成 ：37 苯，苯- 甲苯常温混合溶液（质量分率，下同）分离要求：塔顶产品组成苯> 95%塔底产品组成苯 < 6%2、操作条件平均操作压力 ： 101.3 kPa平均操作温度：94C回流比： 自 选单板压降： <=0.9 kPa工时： 年开工时数 7200 小时 化工原理课程设计四、参考资料化工原理课程设计天津大学化工原理教研室，柴诚敬 刘国维 李阿娜 编； 化工原理（第三版）化学工业出版社，谭天恩 窦梅 周明华 等编； 化工

2、容器及设备简明设计手册化学工业出版社，贺匡国编； 化学工程手册上卷 化学工业出版社，化工部第六设计院编； 常用化工单元设备的设计 华东理工出版社。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

3、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、4 )压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30%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。下图是板式塔的简略图Vn-1冷凝水Vn塔顶产品(或冷凝衙谓出液)T “-> 1 V ;-咛t “B宀'r I降液管-L1 JR-1Ln加热水蕪汽再沸器冷凝水回涼罐表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A78.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5 CH92.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度°C80

5、.1859095100105110.60Pa ,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.20240.0Pb , kPa40.046.054.063.374.386.0表3常温下苯一甲苯气液平衡数据（2:P8例1 1附表2)温度0C80.1859095100105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表4纯组分的表面张力（1 :P378附录图7）温度8090100110120苯，mN/m21.22018.817.516.2甲苯，Mn/m21.720.61

6、9.518.417.3表5组分的液相密度(1 : P382 附录图 8)温度（C ）8090100110120苯,kg/ m3814805791778763甲苯,kg/ m3809801791780768表6液体粘度L (1 :P365 )温度（C）8090100110120苯（mPa .s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mp .s)0.3110.2860.2640.2540.228110.600表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度tC液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.61

7、5.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02精馏塔的物料衡算(1)原

8、料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量二厂门甲苯的摩尔质量二Xf0.37/ 78.110.37/78.11 0.63/92.1374090.97 78.110.95 78.110.05 92.13= 0.9570.06/78.110.06 78.110.94 92.13= 0.007(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F =0.409 78.110.591 92.13 =86.39 kg. kmolM d =0.957 78.11 0.043 92.178.71 kg kmolMW =0.070 78.110.930 92.13 =91.96 kg：kmol(3)物料衡算原料处

9、理量 F 二 70000000 = 121.54 kmol h86.39*7200总物料衡算121.54=D + W苯物料衡算 121.54 X 0.409 = 0.957D+ 0.070 W 联立解得 D = 42.99 kmol /hW=69.55 kmol/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的求取苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出0.S50.9 065080.75J.7 0 650.8 0550.5 0450.40.350.3025Ci.20.15xy图，见下图上3/>/j.£

10、/、JF'*厶/1/y1£'0 0.05 01 0.15 C2 0.25 03 0l3S 04 0i45 0.5 0.55 0l6 0.65075 OiS C.65 0.9 0.9510.050Created with 弓 trial version of Advanced Graphef - http; 求最小回流比及操作回流比。e( 0.409,0.409 )作垂线采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，自点 ef即为进料线（q线），该线和平衡线的交点坐标为yq = 0.567 ,Xq = 0.346故最小回流比为RXd"0.957 -0.567Rmi

11、n一1.46yq Xq0.567 -0.346取操作回流比为2Rm -2.92 求精馏塔的气、液相负荷L=R D =2.92 42.99 = 125.53 kmol,hV =(R 1)D =3.92 42.99 =168.52kmol. hV =(R 1)D -(1-q)F =(2.921) 42.99 = 168.52kmol / h (泡点进料：q=1)L = RD +qF =2.92汉42.99 +1121.53 =238.06kmol /h 求操作线方程 精馏段操作线方程为XD= 0.749x0.2442R 1提馏段操作线方程为L Wym 1-Xw =1.412Xm -0.092(2)

12、逐板法求理论板又根据Rmin1 XD-：(1 - Xd ):-1Xf可解得:=2.475相平衡方程2.475X1 (二一1)x1 1.475xyi = Xd = 0.957X1二yiy2R X1Xd-R 1 R 1Xi0.745x10.2442 =0.915y3y4y5y6yi=0.901y1： (1 - yjy1 2.475(1 - yjX2y2y22厂 0.813= 0.745X2 0.2442 =0.850= 0.745x3 0.2442 =0.763= 0.745x4-0.745x5y3X30.696y3 + 2-475(13)y4X4y4Hr)=0.5650.2442 二 0.665

13、0.2442 =0.557y5X5 :y5xr)二 0.420X6yey6二，(1讥厂0.337X| = X6 = 0.337y2 T.412X, -0.029 =0.447x2 = ry22、(1-y：)二 0.246y3 =1.412x2 -0.029 =0.3181X3 ='y31= 0.159y4 =1.4334x3 -0.033 = 0.195y3二 - n)1X4 ='y41= 0.089y5 =1.412x4 -0.029 = 0.097y5y；二：、（i y；）=0.042 < Xw所以提留段理论板n=434二 - "D全塔效率的计算(查表得各组

14、分黏度 7=0.269 ,2=0.277)% =xF 7(1-Xf)2 =0.409 0.269(1-0.409) 0.277 =0.274Et =0.17 -0.616lg S =0.17-0.616lg0.274 ： 52%捷算法求理论板数XD 1 -XwNmin =1/ln : ml(XW)( W) -1 =9.898 -1 =8.898 1 -xD由公式 Y =0.545827-0.591422X0.002743/ XR RminR 13.92二 0.374代入 Y=0.488N _N由让皿65Nmin,1 =1/ ln : 1ln(丿M(匕在) _1 =4.925 : 51 - XD

15、XF= 1.141 n(1-0.240.24)一仁 4.44 ： 5精馏段实际板层数55/0.52=9.610,提馏段实际板层数=4/0.52=7.698 进料板在第11块板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PD = 93.2 kPa塔底操作压力 巳=109.4 kPa每层塔板压降 P= 0.9 kPa进料板压力 PF = 93.2 + 0.9 X 10= 102.2kPa精馏段平均压力 P m =( 93.2 + 102.2 )/2 = 97.7 kPa提馏段平均压力 P m = (109.4+102.2 ) /2 =105.8 kPa(2) 操作温度计算

16、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tw = 82.7 C进料板温度tF = 94.2 C塔底温度tw =105.1 r精馏段平均温度 tm= ( 82.7 + 94.2 ) /2 = 88.5 C提馏段平均温度 tm= (94.2+105.1) /2 =997C(3) 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y仁0.957,代入相平衡方程得x1=0.901M L,Dm =0.901 汉78.11 +(10.901)疋92.13 =79.50kg/kmolMv,Dm =0.957 汉 78.11 +

17、(10.957)疋92.13 = 78.71 kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得 yF = 0.622 ,xF = 0.399M v,F,m =0.632 X78.11 +(1 0.368) x 92.13 =83.27 kg/kmolM L,Fm =0.409 汉78.11 +(10.409)汉92.13 =90.08 kg/kmol塔底平均摩尔质量计算由xw=0.070,由相平衡方程，得yw=0.157MVWm =0.157 78.11(1 -0.157) 92.13 = 86.60kg.'kmolM L,wm =0.070X78.11 +(10.070)x

18、92.13 =90.59 kg/kmol 精馏段平均摩尔质量78 71 +83 27MV,m=:-:kg/kmol =80.99 kg/kmolM L,m79.50 90.082kg kmol = 84.79kg； kmol提馏段平均摩尔质量M V,m86.06 83.232kg- kmol =84.92 kg kmolM L,m90.59 86.392kg kmol = 88.49kg； 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m 二込97.7 8°.972.63kg. m3RTm8.314 (273.15 88.45)提馏段的平均

19、气相密度<_ PmMv,m105.8 84.92v,m 一 RTm - 8.314 (273.1599.65)= 2.90 kg m3液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即/ Mi塔顶液相平均密度的计算由t A 82.7 C,查手册得匚=812.7 kg ； m3,订=806.7 kg ： m3塔顶液相的质量分率'0.957 78.11 92.13 0.043 一 0.885I/Pls =0.885/812.7 +0.115/807.6, Ple= 813.01 kg kmol进料板液相平均密度的计算 由tF = 94.2 C,查手册得匚=799.1kg .m3,订=796.

20、0 kg.；m3进料板液相的质量分率0.409 汇 78.11八 一 0.409 78.11 92.13 0.591 一0.371/PL,Fm =0.37/799.1 +0.63/769.0, PL,Fm =781.25kg/kmol塔底液相平均密度的计算由tw 105.1 r，查手册得=786.13 kg m3,=785.2 kg'm3塔底液相的质量分率-A0.07 汉 78.110.07 78.11 92.13 0.93= 0.061/PL,wm =0.06/786.13 +0.94/785.2, PL,wm = 783.4kg/kmol精馏段液相平均密度为PL,m =813.01

21、 J81*25 =797.13kg/kmol2提馏段液相平均密度为怙=781.25 +785.54 =783侦伽012(5)液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算由tD = 82.7 C,查手册得(T A=20.94mN/m c B=21.39 mN/m(T LDm=0.957< 20.94+(1-0.957) X 21.39=20.98 mN/m进料板液相平均表面张力的计算由t F= 94.2 C,查手册得c A=19.36 m N/m c B=20.21 m N/mc LFm=0.409X 19.36+0.591 X 20.21=19.86 m

22、N/m塔底液相平均表面张力的计算由tD = 105.1 r，查手册得c A=19.10 mN/m c B=19.48 mN/mc Lwm=0.07X 19.10+(1-0.07) X 19.48=19.45mN/m精馏段液相平均表面张力为(T Lm= (20.98+19.86 ) /2=20.42 mN/m提馏段液相平均表面张力为(T 'Lm=( 19.86+19.48 ) /2=19.85 mN/m(6)液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即lg 卩 Lm=2 xi lg 卩 i 塔顶液相平均粘度的计算 由tD = 82.7 C,查手册得卩 A=0.300 mPa s 卩 B=

23、0.304 mPa slg 卩 LDm=0.957X lg(0.300)+ (1-0.95) X lg(0.304) 解出卩 LDm=0.300 mPa s进料板液相平均粘度的计算由tF = 94.2 C,查手册得卩 A=0.269 mPa s 卩 B=0.277 mPa sIg 卩 LFm=0.409K lg(0.269)+ (1-0.409) X lg(0.277) 解出卩 LFm=0.274 mPa- s塔底液相平均粘度的计算由tw = 105.1 r，查手册得卩 A=0.244 mPa - s 卩 B=0.213 mPa - slg 卩 Lwm=0.07X lg(0.244)+ (1-

24、0.07) X lg(0.213) 解出卩 Lwm=0.215 mPa s精馏段液相平均粘度为卩 Lm=(0.300+0.27)/2=0.287 mPa s提馏段液相平均粘度为卩 Lm=(0.300+0.215)/2=0.258 mPa s(7) 气液负荷计算精馏段：V hR 1 D =(2.92 1) 42.99 =168.52Kmol/hVS 土3600 6mV MVm16&52 也97 =1.606m3/s3600 2.36L 二 RD =2.92 42.99 = 125.53Kmol/hLsLM Lm3600 ；m12553 834.79 =0.0037m3/s3600 797

25、.13提馏段:Lh= 0.0037 3600 =13.353m'/hV =V+(q1)F =168.52Kmol / hV M VmS 3600 dm16&92 验九37m3/s3600 2.90二 L qF =125.321 112.53 = 238.06Kmol / hLsLM Lm3600，Lm23806 摯=0.0075m3/s3600 783.4'3Lh =0.0075 汉 3600 = 27.00m / h5精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1) 塔径的计算塔板间距HT的选定很重要，它和塔高、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

26、照下表所示经验关系选取。表7板间距和塔径关系塔径 Dr, m0.3 0.50.5 0.80.8 1.6板间距 f, mm 200 300250350300 450对精馏段：1.6 2.43506002.4 4.0400 600故 Ht -hL = 0.40 -0.06 = 0.34m ；i0.0037797.13 三=x ' I1.6062.36=0.0423查教材P131图得G°=0.071 ;依式C =C20校正物系表面张力为 20.42mN/m时C = C20气20丿= 0Q72 瞬= 0.0713"max =C：L ：V =0.0713804.09 一 2.

27、63 = 1.239m/s2.63初选板间距Ht = 0.40m，取板上液层高度hL = 0.06m ,可取安全系数为 0.8，则（安全系数 0.6 0.8），卩=8）比n029 1 X=1.44m4Vs _4 1.606按标准，塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.820m/s。对提馏段:初选板间距Ht = 0.40m，取板上液层高度hL = 0.06m，故 Ht -hL =0.40 -0.06 = 0.34m ；1 1Is ¥ pLm 迄0.0075迸 <783.4 心人可丿-1.37 迁药j二 0.090查2P65图 38 得 6=0.106 ;依式 C = C200.219

28、58mN/m时CP。20O。6 罟 “103校正物系表面张力为= 0.103 . 7834-2.90Y 2.90= 1.69m/ s4 1.373.142 1.69可取安全系数为 0.8，则（安全系数 0.6 0.8），卩=80 匕8）1 3/汉= m s二 1.02m按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.820m/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1.6m6塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装置计算因塔径D- 1.6m,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

29、 l w :单溢流去 lw （0.6 0.8 ） D,取堰长 lw 为 0.66D=0.66 x 1.6=1.056mb）出 口堰咼 hw : hw - hL _ hOW2.53600 0.0037由 lW / D = 0.66 , Lh / lW2513.353m1.056.22 84（L 运查2 ： P169 图 3 11，知 E=1.042,依式 h°w E 1000 Jw 丿芒2可得 h°W“ "二24 1.042I3353" -0.017m1000Iw10001.056故 hw =0.06-0.017 =0.043mc）降液管的宽度 Wd和降液

30、管的面积 Af :由 lw/D -0.66查(2： R70 图 313)得Wd /D -0.124 , Af/A0.0722故Wd "124D =0.124 1.6=0.198m兀 23 1422A =0.0722 D2 =0.07221.6 0.1452m244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,即.AH0.1452 0.400.0037-15.70s （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0.08m/s ()依(2 : R71 式 311) : ho 匕 0.00370.035m 符合(h h - 0

31、.006 )lw 沢卩。1.06 汉 0.09e) 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l w :单溢流去I w （0.60.8 ） D,取堰长|w为0.66D=0.8 x 1.6=1.056m b）出 口堰咼 hw : hw = hL - how由 lw / D =0.8 Lh / lw2.5 二 23.34m2 84查2 ： Pi69 图 3 11，知 E=1.02,依式 h°wE2（L弋LhJw丿2 可得忘E J2.84 E=0.026m1000故 hw = 0.06 -0.026 = 0.034mc)降液管的宽度 Wd和降液管的面积

32、Af :由 lw / D =0.8查（：P170 图 313）得 Wd / D =0.124， Af / 州=0.0722：:. 2 2故 Wd =0.124D =0.20m，Af “。722 -D “145m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,刚Af Ht即=11.6s (大于5s，符合要求)Lsd)降液管底隙高度h。：取液体通过降液管底隙的流速0.08m/s( )依(2 : p71 式 311) : ho-0.032 m符合(hh -0.006)Iw。(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

33、块。对精馏段：a) 取边缘区宽度 W=0.05m(3050mm),安定区宽度 Ws = 0.075m ,(当D 1.5m时，W=6075mmb) 依(2 : p173式318):代=2 X： R2 -x2 巳sin'仝 计算开空区面积180 R一-0.00.75m,2 2x 二牛Wd Ws 严岁0.185 0.075 严0.542二2_1 0.542Aa"4 心5 -。54 面 0.75sin 丽 “.467m3mm,c）筛孔数n和开孔率：取筛空的孔径d°为5mm，正三角形排列，一般碳的板厚为取 t/ d 0 =3.0，故孔中心距t =3.0 5 = 15.0mm1

34、158 103 八 1158 103孔 数 n2Aa21.467 = 7551t15.0则 $ = A% = % =10.08% (在 5 15 范围内)A ( td )2d0则每层板上的开孔面积A0为 人=：八4 =0.1008 1.467 =0.148气体通过筛孔的气速为 = 1606二10.85m/sA 0.148提馏段:a）取边缘区宽度 W=0.05m（3050mm）,安定区宽度Ws =0.075m ,(当 D 1.5m 时,W=60 75mmb)依(2 : % 式 318) : Aa=2.R+竺sin詔180 R计算开空区面积R = D -Wc = 0.75m，-Wd Ws = 0.

35、525Aa =1.113m23mm,c）筛孔数n和开孔率：取筛空的孔径d0为5mm，正三角形排列，一般碳的板厚为取 t/d0 = 3.0，故孔中心距t =3.0 5 = 15.0mm31158 汉103筛孔数n二 * 代二5729个,二 A0%A0.907% =10.08%（在5 15范围内）则每层板上的开孔面积Ao为Ao =0.1124气体通过筛孔的气速为 九 -=12.189m/sA7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精馏段：a）干

36、板压降相当的液柱高度九：依d0 /；- 5/3 =1.67，查干筛孔的流量系数图得,G=0.78 由式札=0.051IC0 Jx2 (a| V丸丿= 0.051 空La】0.78797.13=0.033 mb）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hi :16060.86m/s，Fa= ua、可=0.86 .263 = 1.395由；0和Fa关联图查得板上层充气系数；。=0.61hi = ;ohL =0.61 0.06 = 0.037 mc）克服液体表面张力压降相当的液柱高度h-:,0hp =0则单板压强:PP 二 hp ：g=0.073 797.13 9.8仁571.5Pa ： 0.9kPa（2

37、）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)雾沫夹带ev 少7 10'3.25.7 10-0.8620.46 10- 0.402.5 0.063.2! =0.022kgL|/kg0.1kgL|/kg_|在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(4)漏液由式 =4.4C0. 0.0056 0.13hL - h；_ ： / ；% =4.4 0.78=6.87m/ s卩 12 189筛板的稳定性系数 K 01.777 1.5 ，故在设计负荷下不会产生过量%W 6.38漏液。(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乞'

38、 Ht hw依式Hd = hp hihdls 20.00372hd =0.153 ( s )2 =0.153 ()= 0.001lw h01.056 0.0415Hd=0.073+0.037+0.001=0.11m取 =0.5，则Ht 1=0.5 0.40 0.0433=0.223m故H d H t ' 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。提溜段：a)干板压降相当的液柱高度九：依d0 /；丁 = 5/3二1.67，查干筛孔的流量系数图得,Cc=0.78 由式 hc= 0.05140lC0 Jb) 气体穿过板上液层压降相当

39、的液柱高度hl :-0.735m/ s，Ar _AfFa 二 ua= 1.252c) 克服液体表面张力压降相当的液柱高度h.-:依式h 一 =Cj4Igd。二 0.002m，故 hp 二 0.052m则单板压强：.PP = hpLg = 399.6Pa ： 0.9kPa(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”、3.25.7汉10上(巴 a(Ht -hf=0.0092kg/ 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 % =4.4Co0.00560.13IV二hTL/V=6.023m/

40、s筛板的稳定性系数 K二丄=1.991.5 ，故在设计负荷下不会产生过量漏液。"ow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乞' Ht hwl 2依式 Hd 二 hp 0hd， 而 hd =0.153 ( ) 0.0075l hlw h0Hd =0.098m取=0.5，则，Hthw = 0.217m故H d ： J H t 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：漏液线2 £410000.0056 + 0.13 h +Z84I1000I,2/3Lw'-h -0

41、.0021 PJPvJ 丿=4.4 X 0.78 J 10.0050.131.0433 + 0.672LS2/3-0.002)797.132.63Vo,min 二 0.416 6.467LS 2/33-19。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 3-19Ls /(m 3/s)0.0010.0020.030.004W /(m 3/s)0.690.720.740.76由上表数据即可作出漏液线。(2)雾沫夹带线ev = 0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:hw空11000器hf2.5hw+2.84E(3600 Ls |2/3 I.1.056-0.111 0.

42、676Ls2/3VsVs2.010.145=0.536Vs联立以上几式，整理得2/3Vs =2.978 -6.963Ls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 3-203Ls /(m /s)0.0010.0020.0030.0043Vs /(m /s)13.1111.849.458.88由上表数据即可作出液沫夹带线 2(3) 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hO辟0.006m作为最小液体负荷标准。由式 3-21得hwS10003600Ls,minlw2/333 /丄s,min =1.035X10 m /s据此可作出和气体流量无关的垂直液相负荷下限线

43、3(4) 液相负荷上限线以9 = 4s作为液体在降液管中停留时间的下限AH=4Ls,max0.4 0.474=0.0146m s据此可作出和气体流量元关的垂直液相负荷上限线0.0474液泛线令工 一J联立得二 +' - + ； _,'2忽略h c,将hOW和Ls，hd和Ls，hc和Vs的关系式代人上式，并整理得式中：how=2.84 10 亠 1 3600Ls=0.672Ls2/32.04将有关的数据代入整理，得 VS2 =s2 -80.751Ls2/3 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3-22 表 3-223Ls /(m /s)0.0010.0

44、020.030.0043Vs /(m /s)3.24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，如图所示£> X申昇内图3-23精馏段筛板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点 P,连接0P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。由上图查得33Vs,max=1.064 m /s Vs,min=0.324 m /s故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=3.381所设计筛板的主要结果汇总于表3-23。提馏段 漏液线2 84由畑叫皿冷4镐卿齐咏，处面亡得 Vo,mi n0.10672.209L

45、S 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3-19表 3-19Ls /(m 3/s)0.0010.0020.0030.004Vs /(m 3/s)0.360.380.390.40由上表数据即可作出漏液线(2)液沫夹带线以ev = 0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:Vs =1.956 -18.593Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表表 3-20Ls /(m 3/s)0.0010.0020.0030.004Vs /(m 3/s)1.771 . 661.571.49由上表数据即可作出液沫夹带线 2。(3) 液相负荷

46、下限线2.84 E 勺600Ls,min1000 Ilw2/3Ls,min=9.0 10*m3 s3-20。3-21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 得据此可作出和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9 = 4s作为液体在降液管中停留时间的下限AHl=4LsLs,max = 0.0145m3； s0.0474据此可作出和气体流量元关的垂直液相负荷上限线 液泛线片他联立得+ 二-+ ' _ _冷忽略h c,将hOW和Ls, hd和Ls, he和VS的关系式代人上式，并整理得将有关的数据代入整理，得 Vs? =6.36 -5319.2Ls2 -42.36Ls2/3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3-22表 3-22Ls /(m 3/s)0.0010.0020.0030.0043Vs /(m /s)5.935.675.435.13由上表数据即可作出液泛线