化工原理课程设计分离苯—甲苯连续精馏筛板塔

1、实用标准文案精彩文档化工原理课程设计分离苯甲苯连续精馏筛板塔序言课程设计是“化工原理”的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识来解决某一设计任务的一次训练，在整个教学计划中它起着培养学生独立工作能力的重要作用。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，精馏过程在能量剂驱动下，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。

2、本设计的题目是苯-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。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。一、 化 工 原 理 课 程 设 计 任 务书 (6)1、设计题目 (6)2、设计任务 (6)3、设计条件 (6)二、精馏塔的物算 (6)1 、 原 料 液 及 塔 顶 、 塔 底 产 品 的 摩 尔 分率 (6)2 、 原 料 液 及 塔 顶 、 塔 底 产 品 的 平 均 摩 尔 质量 (6)3 、物料衡(7)三、塔板数的确定 (7)1 、 理 论 板 层 数N

3、T的 求取 (7)2 、实际板层数的求取 (10)四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (10)1、 操作压力计(11)2、操作温度计(11)3 、平均摩尔质量计(12)(13)5 、液体平均表面张力计(14)6、液体平均粘度计(15)五、精馏塔塔体工算 (17)1、塔径艺尺寸计(17)2、 精 馏 塔 有 效度计(19)六、塔板主要工艺尺寸计算 (19)实用标准文案1溢流置计精彩文档(19)(20)算 .(23)(23)(24)(24)(25)实用标准文案精彩文档(25).(28)(28)(29)(30)(29)(30)九、设计结果表 (37)十、录 (38)十一、主要物性数据 (40)

4、个人心得体会及改进意见 (43)实用标准文案精彩文档一、化工原理课程设计任务书1、设计题目：筛板式精储塔设计2、设计任务：试设计分离苯-甲苯混合物的筛板精储塔。已知原料液的处理量为5000kg/h , 组成为0.5 （苯的质量分数），要求塔顶储出液的组成为0.95 ,塔底釜液的组成 为 0.02。3、设计条件操作压力进料热状况回流比单板压降全塔效率4kPa （塔顶表压）自选自选0.7kPaET = 50%试根据上述工艺条件作出筛板的设计计算。二、精储塔的物算1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 M a=78.11 kg/kmol甲苯的摩尔质量 M b=92.13 kg/kmolXf

5、0. 5 / 78. 110. 5/ 78. 110.5/ 92. 13=0. 5410. 95/ 78. 110. 95/ 78. 110. 05 / 92. 13=0. 957xw0. 02 / 78. 110. 02 / 78. 110. 98 / 92. 13: 0. 0242、原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量MF = 0. 541 * 78. 11 (1 - 0. 541) * 92. 13 = 84. 55 kg/kmolMD = 0. 957 * 78. 11 (1 - 0. 957) * 92. 13 = 78. 71 kg/kmolMW = 0. 024 * 78. 11

6、 (1 - 0. 024) * 92. 13 = 91. 79 kg/kmol3、物料衡算原料处理量qF = qm = 5000 = 59. 14 kmol/hMF84.55总物料衡算qF = qD - qW 59. 14 = qD - qW苯物料衡算qFxF = qDXDcwXw59. 14 * 0.541 = qD * 0.957qW * 0.024联立解得qD = 32. 77 kmol/hqW = 26. 37 kmol/h三、塔板数确定1、理论版层数$的求取1.1、 求最小回流比及操作回流比由任务书中给出的常压下苯一甲苯的气液平衡数据利用公式Xa0P 一 Pb0Pa0Pb0PayA

7、二 xAp 得出下表:温度，C80.1859095100105110.6苯 Pa , kPa101 .33116. 9135. 5155. 7179. 2204. 2240.0甲苯田，kPa40.046. 054. 063. 374. 386. 0101 .33温度t/c80.284889296100104108110.4Xa1.00.830.6390.5080.3760.2550.1550.0580yA1.00.930.820.720.5960.4520.3040.1280由表可苯-甲苯平衡曲线图因 q=1所以 Xa = xF =0.541q采用作图法求最小回流比。如图可知xq =0.541

8、yq =0.749故最小回流比为R minX D - y qyq Xq0. 957 0. 7490. 749 0. 541取操作回流比为R = 2Rmin=2 1.0 = 2.01.2、 求精储塔的气，液相负荷qL = R qD = 2.0 32.77 = 65. 54Kmoi/h卬 =(R1) qD =(2.0 1) 32.77 = 98.31 Kmol/hqL = qLqqF = 65.541 * 59.14 = 124.68Kml/hqV = qV - (1 - q)q f = qV = 98. 31Kmol/h1.3、 求操作线方程精储段操作线方程为RXdyn.1Xn R 1 R 1从

9、第一块板下降的液体组成式由Xn -y求取：一（:1）ynXiy12.53 - 1. 53y10. 9572. 53 - 1. 53 0. 957=0. 8982. 00. 957xn = 0. 667xn0. 3192.012.01提储段操作线方程 也;XLW J541 一 0.024 . 0.544qFXd - Xw0.957 - 0.024代入得ym 1 = _qJL xm 一 一q- X = 1. 268X m - 0.006 qL - qwqL - qw1.4、逐板法计算理论板数因为混合物的相平衡方程为 y=q1 G -1乂泡点进料 q=1Xq = xF = 0. 541 yq = 0

10、. 749q q所以甲苯的相对挥发度为2.53第一块板上升的蒸汽组成y1 = xD = 0.957第二块板上升的气相组成用式求取y2 = 0. 667 * 0. 898 0. 319 = 0. 918第二块板下降的液体组成X20. 9182. 53 - 1.53 * 0. 918: 0. 816如此反复计算y3=0. 8629X3 = 0. 7133N4 0 0. 7948X4 = 0. 6049V5 o 0.7225X5 = 0. 5071因X5Xq,第五块板上升的气相组成由提储段操作方程计算y6 = 1.268 * 0. 5071 - 0. 006 = 0. 637第六块板下降的液体组成0

11、. 637X62. 53 - 1.53 * 0. 637=0. 410同理:V70.5133X70. 2942y80. 3671X80. 1865y90. 2305X90. 1058y 10= 0. 1282X10 = 0. 0549ynu 0. 0637X11 - 0. 0262y 12=0. 0272X12 = 0, 0109 Xw =0.024所需总理论板数为12块,第5块加料,精储段需4块板2、实际板层数的求取全塔效率的计算（查表得各组分黏度以1=0,269 ,=0.277)L=Xf 1+ (1-Xf)以 2=0.541*0.269+0.459*0.277=0.273Et=0.49 (

12、 a * 2 -.245 =0.53精储段实际板层数N精=4/ 0. 53=7. 55 : 8提留段实际板层数N提=7 / 0, 53 = 13,21 定 14四、精储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 = 101. 34 = 105. 3kPa塔底操作压力PW = 115.1kPa每层塔板压降P=0. 7kPa进料板压力=105. 3 0. 7 * 8 110. 9kPa精储段平均压强Pm=(105. 3 110.9) / 2 = 108.1kPa提储段平均压强Pm二 (115. 1110.9 )/ 2 =113. 0kPa2、操作温度计算苯的依据操作压力，有泡

13、点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲*lgPA =6.032-1206.35/(t+220.24)IgP B=6.032-1206.35/(t+220.24)P总=Pa *0.957+Pb *0.043试差法算出 塔顶温度TD = 85.9C*lgPA =6.032-1206.35/(t+220.24)lgPB*=6.032-1206.35/(t+220.24)P总=Pa *0.541+Pb *0.459试差法算出 进料板温度Tf = 91. 29塔底温度TW = 109. 2 C精微段平均温度7 = 85. 6 C提储段平均温度Tm = 100.2 C3、平均摩尔质量计算由 Xd =

14、y =0. 957Xi2. 53 - 1. 53y10.9572. 53 - 1.530. 957MVDm = 0. 957 78. 11 (1 - 0. 957)92. 13MLDm = 0. 898 78. 11(1 - 0. 898)92. 13进料板平均摩尔质量计算Vf = 0. 723 xF = 0. 507MVFm = 0. 723 * 78. 11 (1 - 0. 723) * 92. 13MLFm = 0. 507 * 78. 11 (1 - 0. 507) * 92. 13塔底平均摩尔质量计算xw = y2 - 0. 024 X2 = 0. 816MVWm = 0. 024

15、* 78. 11(1 - 0. 024) * 92. 13MLWm = 0. 816* 78. 11 (1 - 0. 816) * 92. 13精微段平均摩尔质量0. 89878. 71 kg/kmol79. 54 kg/kmol81.99 kg/kmol84. 44 kg/kmol91.7980.69MVm = (78.7181.99)/ 2 = 80. 35 kg/kmolMLm = (79. 5484. 44) / 2 = 81. 99 kg/kmol提储段平均摩尔质量MVm =(91.7981.99) / 2 = 86.89MU =(80.6984. 44) / 2 = 82. 574

16、、平均密度计算4.1、气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，精储段的平均气相密度即:Vm =PmM/mRTT108. 1 * 80. 358. 314 * (85.6273. 15)=2. 91 kg/ m3提储段的平均气相密度即_ Pm M/mVm - RT8. 314 * (100.2273. 15)113. 0 * 86. 89=3.164.2、液相平均密度计算液相平均密度依 1/ PLm = ai / K计算塔顶液相平均密度计算由 TD = 85.9 C,表几所得的温度与密度的线性关系为苯y=-1.29x+919.2甲苯 y=-1.03x+892.8得二A 二 808.4 kg /

17、 m3:b = 804. 3 kg/ m3p - LDm0. 95 / 808.40. 05/ 804. 3=808.4 kg/ m3进料板液相平均密度计算由 Tf =91.2 0C,表几所得的温度与密度的线性关系为苯y=-1.29x+919.2甲苯 y=-1.03x+892.8得：-A = 801.6 kg/m 3:B = 798.9kg/m 3进料板液相的质量分率aA0. 5070. 507 * 78. 11* 78. 110. 493 * 92. 13: 0.4660. 466 / 801.60.534 / 798.9=800.2 kg/m3塔底液相平均密度计算由 TW = 109. 2

18、 C表几所得的温度与密度的线性关系为苯y=-1.29x+919.2甲苯 y=-1.03x+892.8得：A = 778.3 kg/m 3_3：B = 780.3 kg/m_3：Lwm = 0. 02 * 778. 30. 98 * 780. 3 = 780.3 kg/m精储段液相平均密度为3:Lm =(808.4800.2) / 2 = 804.3 kg/m提储段液相平均密度为,_ _.3：Lm =(780.3800.2 ) / 2 = 790.3 kg/m5、液体平均表面张力计算液相平均表面张力依仃Lm=xiQi计算塔顶液相平均表面张力的计算由 Td = 85.9 0c表几所得的温度与表面张

19、力的线性关系为苯y=-0.125x+31.24甲苯 y=-0.11x+30.5得:二A 20 20.50 mN/ m 二 B =21.05mN/m二LDm = 0. 957 * 20.500. 043 * 21. 05 = 20.52 mN /m进料板液相平均表面张力的计算由 Tf =91.20C,表几所得的温度与表面张力的线性关系为苯y=-0.125x+31.24甲苯 y=-0.11x+30.5得；：. A = 19. 84mN/ m 二B = 20. 47mN/ m lLJ二LFm = 0. 507 * 19. 840. 493 * 20. 47 = 20. 15 mN /m塔底液相平均表

20、面张力计算由Tw = 109.2 匕表几所得的温度与表面张力的线性关系为苯y=-0.125x+31.24甲苯 y=-0.11x+30.5得：A = 17. 59mN/ m 二B = 18. 49mN/ m二LWm = 0. 024 * 17. 59 (1 - 0. 024) * 18. 49 = 18.47 mN /m精储段液相平均表面张力为cLm =(20.5220.15)/ 2 = 20.34 mN/m提储段液相平均表面张力为仃Lm =(18.47 +20.15 ) / 2 = 19. 31 mN /m6、液相平均粘度的计算液相平均粘度依lg uLm = x u计算塔顶液相平均粘度的计算由

21、TD = 85.9 0c ,表几所得的温度与粘度的线性关系为苯y=-0.0023x+0.49甲苯 y=-0.002x+0.4666得A = 0. 292 mPa。s B = 0.295 mPa- slgLDm = 0. 957lg( 0.292)0. 043lg( 0.295)解出 m = 0. 292 mPa s进料板液相平均粘度的计算有 T =91.2 C,表几所得的温度与粘度的线性关系为苯y=-0.0023x+0.49甲苯 y=-0.002x+0.4666,A = 0. 280 mPa sLB = 0. 284 mPa slg -km = 0. 507 * lg( 0.280)0. 49

22、3lg( 0. 284)解出口LFm = 0. 282 mPa s塔底液相平均粘度计算0-由 Tw = 109. 2 C ,表几所得的温度与粘度的线性关系为苯y=-0.0023x+0.49甲苯 y=-0.002x+0.4666得A = 0.239 mPa- s-B = 0. 248 mPa- slg -Dm = 0. 024 lg( 0. 239)十(1 - 0. 024) lg( 0. 248)解出 口LDm = 0. 248 mPa s精储段液相平均表面粘度为Lm =(0.2920. 282) / 2 - 0. 287 mPa s提储段液相平均表面粘度为Lm =(0. 2480. 282)

23、 1 2 = 0. 265 mPa s五、精微塔的塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算精储段的气、液相体积流量为VsqVM/m98. 31 * 80. 353600 ：Vm = 3600 * 2. 913= 0. 754 rm/sLs.回端. 65.54 * 81.99 . 0. 00i86m3/s 3600 PLm 3600 * 804.3提储段的气、液相体积流量为VsqvM/m3600 ：Vm98. 31 * 86. 89二 0. 7513600 * 3.16L，= qJMlm= 124.68 * 82.57 = 0. 003623600 ：Lm3600 * 790. 3精微段:式中C由C计算，

24、其中的C20由图查取查取图的横坐标为1/ 21/ 2=0. 0409Lh 1PL _ 0. 00186 * 3600 804. 65Vh- 0.757 * 3600 、2. 90 ,取板间距 HT = 0. 41m,板上液层高度 hL= 0.06m 则HT - HL - 0.41 - 0. 06 - 0.35m查手册得C20 = 0. 074C二C20(城2二曾严0. 0742Umax = 0. 0742804. 3 - 2.911. 231m/ s2. 91取安全系数为0.8 ,则空塔气速为u = 0. 8umax = 0. 8 * 1.231 = 0.985 m/s4 * 0.754 0.

25、987 m3. 14 * 0.985按标准塔径圆整后为D -1.0m塔截面积为AT = D22一 2* 1. 0 = 0.785m实际空塔气速为0. 754 八 =0. 961 m/s0. 785提储段:由 U max = C, ：L八0.2式中C,由20 J计算，其中的C,20由图查取查取图的横坐标为f1/2VhV0. 00352 * 3600 790.30. 751 * 36003. 161/ 2=0. 0741取板间距Ht,=0.41m,板上液层高度hL, = 0. 06m 则Ht0. 41 - 0. 06 = 0. 35m查手册得C20,=0. 072C, =C20(200 2_ _

26、_)=0.072；19. 31200 2_ _)=0. 071u max790.3 3. 163.16=0. 071.= 1. 120m/ s取安全系数为0.8 ,则空塔气速为u = 0. 8umax = 0. 8 * 1., 120 = 0. 896 m/s防 I 4 * 0. 7510 808D = 0.808 mnu 3. 14*1.465按标准塔径圆整后为D, =1.0m塔截面积为 A=三D =* 1.02 = 0. 785m2 44实际空塔气速为u = 0. 751 = 0. 957 m/s 0. 7852、精储塔有效高度的计算精储塔有效高度为Z精=(N -1) HT = (8 -1

27、) * 0.41 = 2.9 m提储段有效高度为Z提=(N是-1)巾=(14 -1) * 0.41 = 5.3m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精储塔的有效高度为Z = 4 + Z提+ 0.8 = 2.9 + 5.3 +0.8 = 9. 0 m六、塔板主要工艺尺寸的计算1、溢流装置计算因塔径D =1.0 m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：精储段1.1、 堰长1W取 1W =0.66D =0.66*1.0 =0.66 m1.2、 溢流堰高度hW取 hW = h - hoW2/3选用平直堰，堰上液层高度、2.84 Lhhow=El h10001w由 lW/D=0.6

28、6, Lh/l2. 5W0. 00186 * 36000. 662.5=18,915查手册，得E=1.035hoW*4*1,03510000. 00186 * 3600产30766=0. 0138 m塔板上清液层高度hL = 60 mm故 hW = 0. 06 - 0. 0138 = 0. 0462 m1.3、弓形降液管宽度Wd和截面积Af由 =0.66,查表，得 A = 0.0752,四DATD=0. 136 ,故A = 0. 0752AT = 0. 07520. 785 = 0. 0590m2W 0 0. 136D = 0.1361.0 = 0,136m依式验算液体在降液管中停留时间，即3

29、60% HT3600 0. 0590 0.41=Lh0.00186 3600=13.01s 5s故降液管设计合理。1.4、降液管底隙高度Lh 一h0 = ,取36001wuU0 = 0.08m/s,贝ho0. 00186 36003600 0. 660-08=0. 035mhw - h0 = 0. 0462 - 0. 035 = 0. 011m 0. 006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受7盘，深度hw=50mm。提储段1.1、 堰长l W取 lW = 0. 8D, = 0. 8 * 1. 0 = 0. 8m1.2、 溢流堰高度hw取 hw = hj - howh _ 2. 84 1=7

30、 Lh 3,、h 0W =E()选用平直堰，堰上液层高度1000 lw2. 5由 lw/D, =0.8, Hl w0. 00352 * 36000. 82.5=22. 14查手册，得E，_ 1.210hOW二 0. 0217 m2. 840. 00352 * 3600 2/3* 1.210 * ()10000. 8塔板上清液层高度hL = 60 mm故 hW = 0. 06 - 0. 0217 : 0. 0383 m1.3、 弓形降液管宽度Wd和截面积AflAW由上=0. 8,查表，得=0. 153, = 0. 210 故D,AT,D,，驮A = 0. 153A, = 0. 153 0.785

31、 = 0. 120m2W 0 0. 210D, =0.210 1.0=0. 210m依式验算液体在降液管中停留时间，即3600AH0 =36000.1200.41二 13.98s . 5s 0. 003523600故降液管设计合理。1.4、 降液管底隙高度h0取h。Lh36001 wu0，取 u。=0. 20m/s ,则h00. 00352 360036000-80720=0. 022mhw - h0 = 0. 0383 - 0. 022 = 0. 0163m0. 006m2、塔板布置2.1、塔板的分块因D 800 mm ,故塔板米用分块式，查表得，塔板分为 3块精储段(1)边缘区宽度确定取

32、WS = 0. 06, W =0.03(2)开孔区面积计算f , 2)开孑L区面积 Aa =2 xJr2 x2sin-1 -、180r D , 、八 、其中 x -(WdW) = 0. 5 - ( 0. 1360. 06) = 0.304 m2r = D -W = 0. 5 - 0.03 = 0.47 m2Aa = 2 (0. 304 .0.472 - 0. 3042_23. 140.472 . -1 0.3042sin 1) = 0. 528nf1800.47(3)筛孔计算及其排列本题所处理的物系无腐蚀性，可选用 6 =3 mm碳钢板，取筛孔板直径d0 =5 mm。筛孔板按正三角形排列，取孔

33、中心距 t为t =3d0 = 3*5 =15 mm筛孔数目为1. 155 A1. 1550.5280. 0152=2710个开孔率=0.907d01=0.907J )器5)；。1%气体通过阀孔的气速为U0Vs A0. 7540. 1010. 528=14.14m/ s提储段(1)边缘区宽度确定取WS, = 0. 06 , W = 0. 03(2)开孔区面积计算, 2开孔区面积A= 2x72 - x 2 + sin 二 x其中 x = 5 - (Wd180 rWS) = 0. 5 - (0. 1360. 06) = 0.304 mL = VC = 0. 5 - 0.03 = 0.47 mA =

34、2 (0. 304. 0. 472 - 0. 30423_14 -4 sin -1 304) - 0. 528m21800. 47(3)筛孔计算及其排列本题所处理的物系无腐蚀性，可选用S=3 mm碳钢板，取筛孔板直径d0 =5 mm。筛孔板按正三角形排列，取孔中心距t =3d0 =3*5=15mm筛孔数目为1.155 At21. 155 0. 5280. 01522 2710个开孔率,fd24=0.907 曳 I =0.907r):鬻卜0.1%气体通过阀孔的气速为, V0. 751u0 =工=14.08m / sA 0.101m 0.528七、筛板的流体力学验算精储段1、塔板压降1.1、 干板

35、阻力hc计算干板阻力hc 由式 hc =0.051U0c0由 d0/c= 5/3 = 1.67,查图得，c=0. 80故hc0. 051 *14. 140. 80,22. 91i804. 3=0. 0576 m 液柱1.2、气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力h1由式hi=P，计算,VS0. 754ua =s = = 1.039 m/sAT 一 A 0. 785 - 0. 059 1/21/2、F0 = 1.039 * 2.91 = 1.779 kg /(s m)查图得 0 = 0. 57。故 h = PhL = P( hW + hOW) = 0.57 * (0. 0462 + 0. 01

36、38) = 0. 0341 m 液柱1.3液体表面张力的阻力h仃计算液体表面张力所产生的阻力h二4二 L：Lgd。4 * 20.34 * 10-804. 3 * 9. 81 * 0. 005=0. 00341 m 液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp p故hp = hc + h1 + h仃=0. 0576 + 0. 0341 + 0. 00344 = 0. 0577 m 液柱气体通过每层塔板的压降为Pp = hp PLg = 0. 0577 * 804. 3 * 9. 81 = 455. 26 0.7kPa(设计允许)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

37、落差的影响。3、液沫夹带液沫夹带量计算炉25.7 10ev =-LUaHT -hf .hf=2.5hL=2.5 0.06 = 0.15m工心5. 7 * 10故eV二三20. 34 * 101.039 ! 。41 - 0. 15 J3. 2=0. 0236kg 液/kg 气 u0,min稳定系数为 K = -u14/4 = 2. 421. 5U0,min 5. 85故在本设计中无明显漏液。5、液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从Hd 工中(HT + hw)苯一甲苯物系属一般物系，取中=0.5,则Hthw = 0. 5(0. 410. 0462) = 0. 228 m而 Hd =hP

38、 + hL + hd板上不设进口堰，hd可 2屋2c ”丹0, 00186_0 153S)20. 153 = 0. 000992hd= .wh0)=2.66 * 0.0351m 液柱Hd = 0. 0577 0. 060. 000992 = 0. 119m液柱Hd式Ht +hw )即 0.1190.224故在本设计中不会发生液泛现象提储段1、塔板压降1.1、干板阻力hc计算2f ，( rJ c uc u u 0V干板阻力hc由式hc =O.51 c& 八 Pl由 d0/8 =5/3=1.67,查图得，c0 =0.80故 hc = 0.051 *14.08口 3.160. 80 ,790.3=0

39、. 0524 m 液柱1.2、气体通过液层的阻力hi,计算气体通过液层的阻力,由式hi=P h计算，-UaVs0. 751A, _ A,0. 785 0. 12=1. 129 m/s,1/21/2、F0 = 1. 129 * ,3.16 = 2.007 kg /(s m )查图得 ：, =0. 56故h1, 二 B,hL, = B,(hW,hOW,) = 0.56 *(0.03830. 0217)1.3液体表面张力的阻力h仃计算=0. 0336 m 液柱液体表面张力所产生的阻力h二4二 Lgd。4 * 19. 31 * 10*790. 3 * 9. 81 * 0. 005=0. 00199m液

40、柱=0. 0880 m 液柱kPa（设计允许）故可忽略液面气体通过每层塔板的液柱高度hp php = hch1 h - = 0. 05240.03360. 00199p气体通过每层塔板的压降为Pp = hpig = 0. 0880 * 790. 3 * 9. 81 = 620. 230.72、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, 落差的影响。3、液沫夹带液沫夹带量计算,=5.7黑10 下 uaeJEt -hfhf =2.5 hL , =2. 50.060. 15m故eV5. 7 * 1019. 31 * 10-1. 12941 0. 15 ,3.2=0.0324kg

41、液/kg 气 u0,min,、，八u0,14. 08-稳JE系数为K = 2 37-7 2 2. 37 , 1. 5u0,min, 5. 947故在本设计中无明显漏液。5、液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从Hd P (Ht +hw )苯一甲苯物系属一般物系，取=0.5,则RHT + hW)= 0. 5(0.41 + 0. 0383) = 0. 224 m而 Hd =hP +7 +hd板上不设进口堰，hd可有0. 153(21_)2 o. 153 hd =iW,ho=0. 003620. 8 * 0. 022，2=0. 00647、m液柱匕 鹏+hw )即 0.1540.224故在

42、本设计中不会发生液泛现象八、塔板负荷性能图精储段1、漏液线由 U0,min =4.4 Co 7(0.0056 +0.13hL -)Pl/Pv_ Vs,minU0,min =八A 0hL = hw . howhow2.84 E1000lw2/3得 Vs,min=4.4CA0.0.0056+0.13MhW +84 E-丁/：、10001w4. 4 * 0.8 * 0. 101 * 0. 528J0. 0056 + 0. 13 0. 0462 十2. 84 * 1. 035 * 10003600 * Ls 0. 66/2/31- 0. 00341 804. 3 / 2.J91Hd = 0. 088

43、+ 0. 06 + 0. 00647 = 0. 154 m液柱0. 188,：2. 266 + 32. 614LS23在操作范围内，任取几个Ls值，计算出Vs值，计算结果列如表Ls,m3/s0.00050.00260.00450.0060Vs,m3/s0.2960.3190.3340.344由上表数据即可作出漏液线12、液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求VsLs关系如下:5.7 10 ev=二 L , = 3=a AT -Af 0. 785 一 0. 059二 1. 37乂hf=2.5hL=2.5 (hw+how)hW =0.04622. 84h =1. 035hOW = 1000

44、2/ 33600Ls0. 662/ 3=0. 91Ls2/ 3故 hf=0.116+2.275Ls_ 2/ 3= 0.1HT-hf =0.294- 2. 275Ls5. 710 -6=20. 3410，-1.37%2/ 30. 294 - 2. 275L整理得Vs=1. 34 - 10. 37Ls23在操作范围内，任取几个Ls值，计算出Vs值，计算结果如表Ls,m3/s0.00050.00260.00450.0060Vs,m3/s1.2751.1441.0570.998由上表数据即可作出液沫夹带线 23、液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how =0.006m作为最小液体负荷标准，由公式

45、得2. 84 匚 hoW =E10003600Lsm.、l W /2/ 3=0. 006取 E=1.035, WJ0. 006L smin =3/ 210002. 84 * 1.0350. 6620. 00053m / s3600据此可作出与液体流量无关的垂直液相负荷下限线34、液相负荷上限线以e=4s作为液体在降液管中停留时间的下限,户型=4Ls田AfHT0. 0590. 412故 Ls max=0. 00605m2 / ss, i max44据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线45、液泛线令 Hd= ( H t + hw )由 Hd=hP + hL + hd； hP = hc +

46、hl+h。；。= P hL ； hL = hw+hOW联立彳H 中Ht+ (中-p-1) hW= ( + +1) hOW+hc + hd+hcr忽略h将hW与Ls, hd与Ls, hc与Vs的关系式代入上式，并整理得0. 051a=2(AoCo)2PlJb= HT (I -1)hW.2c = 0.153/(lWhO)d = 2.84 10-E(1 -2/3将有关的数据代入，得0. 051a=2(0. 101 0. 528 0. 8)22 2. 91804.3= 0.101b=0. 5 0.41 (0. 5 - 0. 57 - 1) 0. 0462 =0.156=286.730. 153c =2(0. 66