苯-氯苯板式精馏塔工艺设计——年产998%的氯苯万吨

1、B期自理工芍吃化工原理课程设计说明书设计题目：苯-氯苯板式精储塔工艺设计设计者：日 期：组 员：指导老师：设计成绩：课程设计题目一一苯-氯苯分离过程板式精微塔设计一、设计题目试设计一座苯一氯苯连续精储塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯60000吨,塔顶储出液中含氯苯不高于2%原料液中含氯苯为 38% （以上均为质量%）。二、操作条件.塔顶压强4kPa （表压）；.进料热状况，泡点进料；.回流比，2Rmin；.塔釜加热蒸汽压力 0.5MPa （表压）；.单板压降不大于 0.7kPa ;.年工作日300天，每天24小时连续运行。三、设计内容.设计方案的确定及工艺流程的说明；.塔的工艺计算；.塔和塔

2、板主要工艺结构的设计计算；.塔内流体力学性能的设计计算；.塔板负荷性能图的绘制；.塔的工艺计算结果汇总一览表；.生产工艺流程图及精储塔工艺条件图的绘制；.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。四、基础数据1.组分的饱和蒸汽压 pi （ mmHg温度，（C）8090100110120130131.8oPi苯760102513501760225028402900氯苯1482052934005437197602.组分的液相密度 p （kg/m3）温度，(C)8090100110120130P苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密

3、度可由下式计算苯pA =912 1.187t 推荐：pA =912.13 1.1886t氯苯pb =1127 1.111t 推荐：pb =1124.41.0657t式中的t为温度，c。.组分的表面张力 er ( mN/n)温度，(C)8085110115120131(T苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力0m可按下式计算:Xa、Xb为A、B组分的摩尔分率).氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3 X 103kj/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表木:0.38 ri0.38t t lc

4、- l2tc -匕(氯苯的临界温度:tc =359.2 9) c.其他物性数据可查化工原理附录。 TOC o 1-5 h z HYPERLINK l bookmark6 o Current Document 一、前言 1二、产品与设计方案简介 2（一）产品性质、质量指标 2 HYPERLINK l bookmark11 o Current Document （二）设计方案简介 3 HYPERLINK l bookmark13 o Current Document （三）工艺流程及说明 3 HYPERLINK l bookmark15 o Current Document 三、工艺计算及主体设备

5、设计 4 HYPERLINK l bookmark17 o Current Document （一）全塔的物料衡算 41）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 42）平均摩尔质量 43）料液及塔顶底产品的摩尔流率 4 HYPERLINK l bookmark19 o Current Document （二）塔板数的确定 51）理论塔板数的求取 52）实际塔板数 7 HYPERLINK l bookmark21 o Current Document （三）塔的精微段操作工艺条件及相关物性数据的计算 71）平均压强 72）平均温度 73）平均分子量 74）平均密度 85）液体的平均表面张力 86）液体的

6、平均粘度 9 HYPERLINK l bookmark23 o Current Document （四）精储段的汽液负荷计算 9 HYPERLINK l bookmark25 o Current Document （五）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 91）塔径 92）塔板工艺结构尺寸的设计与计算 10 HYPERLINK l bookmark27 o Current Document （六）塔板上的流体力学验算 121）气体通过筛板压降和的验算 122）雾沫夹带量的验算 143）漏液的验算 144）液泛的验算 14 HYPERLINK l bookmark29 o Current Docum

7、ent （七）塔板负荷性能图 141）雾沫夹带线（1） 142）液泛线（2） 153）液相负荷上限线（3） 164）漏液线（气相负荷下限线）（4） 165）液相负荷下限线（5） 16 HYPERLINK l bookmark33 o Current Document （八）精储塔的设计计算结果汇总一览表 18 HYPERLINK l bookmark35 o Current Document （九）精储塔的附属设备与接管尺寸的计算 19 HYPERLINK l bookmark37 o Current Document （十）主要符号说明 20 HYPERLINK l bookmark39 o

8、 Current Document 四、对设计过程的评述和感受 21苯-氯苯分离过程板式精储塔设计计算书一、前言课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际 的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性、学习化工设计基本知识的初次尝试。 通过课程设计，要求学生能综合利用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务， 从而得到化工工程设 计的初步训练。通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容， 掌握化工设 计的程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真

9、、高度责任感 的工作作风。课程设计是增强工程观念，培养提高学生独立工作能力的有益实践。本设计采用连续精储分离苯-氯苯二元混合物的方法。连续精储塔在常压下 操作，被分离的苯-氯苯二元混合物由连续精储塔中部进入塔内，以一定得回流 比由连续精储塔的塔顶采出含量合格的苯，由塔底采出氯苯。氯苯纯度不低于 99.8%,塔顶产品苯纯度不低于98% （质量分数）。高径比很大的设备称为塔器。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。 它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。 常见的、可在塔设备中完成的单元操作有：精储、吸收、解吸和萃取等。止匕外， 工业气体的冷却与回收，气体的湿法

10、净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热 的增湿、减湿等。在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量质量生产能力和 消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触，以 获得较高的传质效率。止匕外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各 项传质效率。止匕外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：（1）生产能力大.在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫火 带、拦液或液泛

11、等破坏正常操作的现象。（2）操作稳定、弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波动时， 仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作。（3）流体流动的阻力小。即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生 产中的动力消耗，以及降低经常操作费用。对于减压蒸储操作，较大的压力降还 使系统无法维持必要的真空度。1(4)结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中 的投资费用。(5)耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求， 仅是 在某些方面具有独到之处.根据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早

12、出现的一种板式塔。 五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大 20 40%塔板效率高1015%压力降低30 50%而且结构简单，塔盘造价减 少40批右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。 近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板(孔径可达20-25mm ,导向筛板等多种形式。筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分.工业塔常用的 筛孔孔径为38mm按正三角形排列.空间距与孔径的比为 2.5-5.近年来有 大孔径(10 25mm筛板的，它具有制造容易，不

13、易堵塞等优点，只是漏夜点低， 操作弹性小。筛板塔的特点如下：(1)结构简单、制造维修方便。(2)生产能力大，比浮阀塔还高。(3)塔板压力降较低，适宜于真空蒸储。(4)塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。(5)合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。(6)小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。二、产品与设计方案简介(一)产品性质、质量指标产品性质：有杏仁味的无色透明、易挥发液体。密度 1. 105g/cm3。沸点 131. 6C0 凝固点-45 C。折射率 1. 5216(25 C)o 闪点 29. 4C。燃点 637. 8C, 折射率 1. 5246,本度(

14、20C)0. 799mPa s,表面张力 33. 28X10-3N/m,溶解 度参数6=9. 5。溶于乙醇、乙醴、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。 易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限1.3 %-7. 1%(vol)。溶于大多数有机溶剂，不溶于水。常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则脱 氯。蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。有毒.在体内有积 累性，逐渐损害肝、肾和其他器官。对皮肤和粘膜有刺激性.对神经系统有麻醉 性，Ld2910mg/kg,空气中最高容许浓度 50mg/吊。遇高温、明火、氧化剂有燃烧爆炸的危险。质量指标：氯苯纯度不低于99.8%,塔顶产品苯纯度

15、不低于98%原料液中 苯38% （以上均为质量分数）（二）设计方案简介.精储方式：本设计采用连续精储方式。原料液连续加入精储塔中，并连续 收集产物和排出残液。具优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉 浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精储。.操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用 于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。. 塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板 塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分 离工艺中有很好表现。.加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通

16、过预热器加热至泡 点后送入精储塔内。.由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。.再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝 后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔 釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。（三）工艺流程及说明99.8%氯苯q储存首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后,通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度， 然后，原料从进料口 进入到精储塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合 物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精微塔中上升，而液相混合物在 精微塔中下降。

17、气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温 到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中， 停留一定的时间然后进入苯 的储罐，而其中的气态部分重新回到精储塔中， 这个过程就叫做回流。液相混合 物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被 加热到泡点温度重新回到精储塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进 料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与氯苯的分离。三、工艺计算及主体设备设计（一）全塔的物料衡算1）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.61kg/kmolXfXdxw= 0.702=0.98662/78.1

18、162/78.11 38/112.6198/78.1198/78.11 2/112.61= 0.002880.2/78.110.2/78.11 99.8/112.612）平均摩尔质量M F =78.11 0.7021 -0.702112.61 = 88.39kg/kmolM D =78.11 0.9861 -0.986 112.61 78.59kg/kmolMw =78.11 0.002881 -0.00288 112.61 =112.5kg/kmol3）料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以 300天，一天以24小时计，有： W = 60000t/a =8333.3kg/h ,全塔物料

19、衡算：F = D WF =22638.88kg/h D1-14305.55kg/h W =8333.33kg/h0.38F 0.02D0.998WF =22638.88/88.39 =256.12kmol/hD =1430.55/78.59 =182.03kmol/hW =8333.33/112.5 =74.07kmol/ h（二）塔板数的确定1）理论塔板数Nt的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（ M- T法）求取Nt ,步骤如下:1,根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取x y依据x = （pt - pb y（pA 一 pb ）, y = Pax / pt,将所得

20、计算结果列表如下：温度，（C）8090100110120130131.8Pi苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据,因为操作压力偏离常压很小，所以其对x y平衡关系的影响完全可以忽略。.确定操作的回流比 R将1.表中数据作图得 x y曲线及t x y曲线。在x y图上，因q =1 ,查得xD =0.986。故有:Rmxd - yeye

21、 - xeye =0.935，而 xe = xF =0.702,0.986 -0.935 八= 0.2190.935 -0.702考虑到精微段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍，即:R =2Rm =2 0.219 =0,438.求理论塔板数精微段操作线：y = R x -= 0.30 x - 0.69R 1 R 1提储段操作线为过（0.00288,0.00288刑（0.702,0.901幽点的直线。苯-氯苯物系精微分离理论塔板数的图解苯-氯苯物系的温度组成图图解得Nt =12.51=11.5块（不含釜）。其中，精微段N=4块，提微段Nt2 = 7.5块,第5块为加料板位

22、置。2）实际塔板数N p1.全塔效率Et选用Et =0.170.61610g师公式计算。该式适用于液相粘度为0.071.4mPa s的煌类物系，式中的所为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。塔的平均温度为 0.5（80+131.8）=106 C （取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查 化工原理附录11得：丛=0.24mPa，s,砥=0.34mPa s。m =AxFB 1 -xF =0.24 0.702 0.34 1 -0.702 = 0.270Et =0.17-0.61610g % =0.17 -0.616log 0.270 =0.522.实际塔板数 N p （近似取两段效率相同）精微

23、段：Np1 =4/0.52 =7.7块，取 N p1 =8 块提福段：Np2 =7/0.52 =13.5 块，取 Np2 =14块总塔板数N p = N p1 + N p2 = 22块。（三）塔的精微段操作工艺条件及相关物性数据的计算1）平均压强pm取每层塔板压降为 0.7kPa计算。塔顶：pD =101.3 4 =105.3kPa加料板：pF =105.3 0.7 8 =110.9kPa平均压强 pm 二:105.3 110.9 /2 =108.1kPa2）平均温度tm查温度组成图得：塔顶为 80 C,加料板为89Cotm =（80 +89 V2 = 84.5 C3）平均分子量M m塔顶：y

24、1 =Xd =0.986, x1 =0.940 （查相平衡图）M VD,m = 0.986 父 78.11 + (1 -0.986 产 112.61 = 78.59kg/kmolM LD,m =0.940 x78.11 +(1 -0.940 112.61 =80.18kg/kmol加料板：yF =0.935, xf = 0.702 （查相平衡图）M VF,m =0.935x78.11 +(1 0.935112.61 = 80.35kg/kmolM LD,m =0.70278.11 +(1 -0.702 产112.61 =88.39kg/kmol精微段：MV,m =(78.59 +80.35 )

25、= 79.47 kg/kmolM L,m = (80.18+88.39 y 2 =84.29kg/kmol4)平均密度所1.液相平均密度pL,m塔顶：pld,a =912.13 1.1886t =912.13 1.1886x80 = 817.0kg/m3 _ _ _._ _ _ _ _ _3PLd , b =1124.4 1.0657t = 1124.4 -1.0657 父 80 = 1039.1 kg/mfLD ,maAaBP-D,AP-D ,B0.980.02+=817.0 1039.13PLD ,m 二 820.5kg/m进料板：PLF A =912.131.1886t =912.13

26、1.1886M89 = 806.34kg/m3PLF,B =1124.4-1.0657t =1124.4-1.0657 m 89= 1029.55kg/m31aAaB0.620.38=+ = +=：LF,m：LF,A：LF ,B806.34 1029.55=878.7 kg/m3精微段：PL,m =(820.5+878.7 2 =849.6kg/m32.汽相平均密度pV,mPm M V,mRTm108.1 79.478.314 273 84.5=2.890kg/m5)液体的平均表面张力Om塔顶：(td,a =21.08mN/m ； td,b = 26.02mN/m (80C)以CB心,m 一工

27、 oaXbobXa jd21.08 26.02产 21.14mN/m121.080.014 + 26.02 0.986J进料板：仃F A =20.21mN/m ；仃F B =25.26mN/m (89C) F , AF , BF ,mAxB +仃 BXA f20.21 25.2620.21 0.298 25.26 0.702=21.49mN/m精微段：c m = 21.14 21.49 /2 = 21.32mN/m6）液体的平均粘度Lm塔顶：查化工原理附录 11,在80c下有：比D,m =(maxa b +(%xB b =0.315M0.986+0.445M0.014 = 0.317mPa s

28、加料板：Nlf m = 0.28m0.702 +0.41 m0.298 = 0.390mPa s精微段：L,m =：O317 0.319 /2 =0.318mPa s（四）精储段的汽液负荷计算汽相摩尔流率 V = R 1 D =1.438 182.03 =261.76kmol/h汽相体积流量VMV,m3600 ：1,m261.76 79.473600 2.890= 1.999m3/s汽相体积流量 Vh =1.999m3/s =7196.4m3/h液相回流摩尔流率 L = RD = 0.438 182.03 = 79.73kmol/hLM Lm 79 73 84 293液相体积流量Ls = 0.

29、00220m3/s3600 PL,m3600 M 849.6液相体积流量 Lh = 0.00220 m3/s = 7.920m 3/h冷凝器的热负荷 Q =Vr = 261.76 78.59 310 /3600 = 1771.45kW（五）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算1）塔径.初选塔板间距HT =550mm及板上液层高度hL =70mm ,则：Ht -hL =0.55 -0.07 = 0.48m.按Smith法求取允许的空塔气速 umax （即泛点气速uF）Ls0.5050.00220 : 849.6 ;=I I1.999 ,2.890.= 0.01887查Smith通用关联图得C20 =

30、0.09250.20.2负荷因子 C = C20 Hl = 0.0925,2132 I1 = 0.0937 皿I 20 J泛点气速：Umax =c . ：L - ：V / ：v =0.0937. 849.6 - 2.890 / 2.890 = 1.604m/s.操作气速取 u =0.7umax =1.12m/s.精福段的塔径D = 4乂/3 = 4 1.999/ 3.14 1.12 = 1.508m圆整取D =1600mm ,此时的操作气速 u = 0.995m/s。2）塔板工艺结构尺寸的设计与计算.溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。溢流堰长（出口堰

31、长）lw取 lw U0.7D =0.7 1.6 =1.12m堰上溢流强度 Lh /lw =7.920/1.12 =7.701m3/（m h ）0.006m （满足要求）hw =hL -how =0.07 -0.0106 -0.0594m降液管的宽度 Wd和降液管的面积 Af由 lw / D =0.7 ,查化原下 P112图 5-7 得Wd / D =0.14, Af / AT =0.09,即:10222Wd = 0.224m , AT =0.785D2 =2.01m2, Af= 0.181m2。液体在降液管内的停留时间t = AfHT / Ls =0.181 X0.55/0.00220 = 4

32、5.25s 5s （满足要求）降液管的底隙高度ho液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s ,取液体通过降液管底隙的流速uO =0.08m/s ,则有：, Ls 0.00220ho =0.0246m （ ho不宜小于0.020.025m ,本结果满足要求）lwUo1.12 0.08.塔板布置边缘区宽度Wc与安定区宽度Ws边缘区宽度 Wc ： 一般为5075mm D2m时，Wc可达100mm安定区宽度 Ws：规定 D 1.5m 时 Ws =100 mm本设计取 Wc =60 mm Ws =100 mm开孔区面积AaA c T22 , 冗 02 .jxAa = 2 x . R - xR

33、 sin 一_180R22 冗20.476=2 0.476.0.742 -0.4762 0.742 sin -_1800.740,一 2=1.304m式中：x=D/2 Wd Ws =0.8 - 0.224 0.100 = 0.476mR = D/2 -Wc =0.8 -0.060 = 0.740m3.开孑L数n和开孑L率（|）取筛孔的孔径 do =5mm ,正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度 6= 3mm ,且取t/do =3.0。故孔心距 t=3M5=15mm。/3 A /3 A1158M103 :1158M103每层塔板的开孔数 n=58Aa = 父1.304=6711 （孔）0.7kPa

34、 （不满足工艺要求，需重新调整参数）。现对塔板结构参数作重新调整如下：取Wc =50mm Ws =75mm开孔区面积AaAa=2x . R2 -x2 R2 sin 1 _180R=2 0.501 .0.7502 -0.5012 0.7502sin0501_1800.750-1.382m2式中：x=D/2 Wd Ws =0.8 0.224 0.075 = 0.501mR = D/2 -Wc =0.8 -0.050 -0.750m开孔数n和开孔率小取筛孔的孔径 do =5mm ,正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度 6= 3mm ,且取t/do =3.0。故孔心距 t=3M5 = 15mm。一化钻五

35、力拓1158父1031A1158父103 . eg 仆 力每层塔板的开孔数 n= ； A = ； 父1.382=7113 （孔） TOC o 1-5 h z t2 a 1 152j每层塔板的开孔率 人 0.907 = 0907 =0.101（小应在515%故满足要求）t/do 232每层塔板的开孔面积 Ao =（|Aa = 0.101 1.382 = 0.140m2气体通过筛孔的孔速 uo -Vs/Ao =1.999/0.140 -14.28m/s气体通过筛板压降hp和 中p的重新验算22uo 】PV14.28 2.890hc =0.051 - *=0.051 =0.0396mIC。J Pl

36、0.8 8 849.6气体通过筛板的压降（单板压降）h和 川。p php =hc hl h,：, =0.0396 0.040 0.00205 =0.0816mpP = PLghp =849.6M9.81M0.0816 =681Pa=0.681kPa0.7kPa （满足工艺要13求）2)雾沫夹带量e5.7 10e/ 二仃v的验算6_ Ua1Ht -hf3.25.7 10*1.09321.26 10 110.55-2.5 0.073.2=0.00822kg液/kg气 0.1kg液/kg气（满足要求）式中：hf =2.5hL,验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。3)漏液的验算漏液点的气速uomUom

37、 = 4.4Co0.00560.13%二八7yL /二v= 4.4 0.8 0.0056 0.13 0.07 -0.00205 849.6/2.890=6.788m/su014.28筛板的稳定性系数（不会产生过量液漏）K 二二二 2.1 ? 1.5Uom6.7884)液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度Hd 0(Ht +hw)H d = hp hLhdhd =0.153353,l w ho0.002202I1.12 M 0.0246 J=0.00098mHd =0.0816 0.07 0.00098 = 0.153m。Ht hw =0.5 0.55 0.0594 = 0.3

38、05mHd W6（Ht +hw ）成立，故不会产生液泛。通过流体力学验算，可认为精微段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理 的设计，还需重选 H t及hL,进行优化设计。（七）塔板负荷性能图1）雾沫夹带线（1）5.7 10ua3.2:Ht -2.5九一式中:UaAt -Af 2.01-0.181=0.5467Vs14hf =2.5% =2.5 hw 抽2/3I.3600Ls、 TOC o 1-5 h z = 2.5 0.0594 + 0.00284E sI1 w J3（3600Lsf/31= 2.5 0.0594 +0.00284x1.01 s I-L12 -2/3= 0.149 1.

39、547 LSS将已知数据代入式（1） TOC o 1-5 h z c3.25.7 1060.5467Vsev = _ _3 -2/3= 0.121.32x100.55-0.149-1.547LsVs =4.671 -18.02L：3（1-1 ）在操作范围内，任取几个 Ls值，依式（1-1 ）算出对应的Vs值列于下表:Ls, m3/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs, m3/s4.4964.1443.8353.5753.429依据表中数据作出雾沫夹带线（1） TOC o 1-5 h z 2）液泛线（2）i Ht hw =hp - hwhowhd（2）how=0.002

40、84E2/33600Ls ； I=0.00284 1.012/33600Ls、 1.12 J l w /= 0.6186L；315Uy 程）= 0.01556Vs2h = ： hw how = 0.57 0.0594 0.6186L，3=0.03386 0.3526L：3h =0.0020522/3hp 二hc hih,；=0.01556Vs0.3526Ls0.03591hd =0.153 -Ls=0.153 I =201.6L；who 0.12x0.0246 0.5 0.55 0.0594 = 0.01556V； 0.3526L2/3 0.0359 0.05942 /320.6186L；20

41、1.6L；22/32Vs =13.46 62.42Ls -12956 Ls （2-2）在操作范围内，任取几个 Ls值，依式（2-2）算出对应的Vs值列于卜表：, 一 3Ls,m /s0.0009550.0050.010.0150.01813Vs,m /s3.5843.3633.0442.5912.217依据表中数据作出液泛线（2）3）液相负荷上限线（3）,HyAf 0.55x0.181 八3,Lsmax =0.0199m /ss,i maxT5（3-3）4）漏液线（气相负荷下限线）（4）小 儿卬=0.0594 0.6186 L-/3漏液点气速Uom =4.4 0.8 0.0056 0.13 0

42、.0594 0.6186L-/3 -0.00205849.6/2.890Vs,min =AUm，整理得:.2_ _,.2/3vS2min =5.741L； +0.804（4-4）s, i mins在操作范围内，任取几个Ls值，依式（4-4）算出对应的Vs值列于下表：Ls,m3/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs ,m3/s0.9270.9861.0351.0741.095依据表中数据作出漏液线（4）5）液相负荷卜限线（5）取平堰堰上液层高度 how = 0.006 m E 1.0o/、2/33600Ls,minhow -0.00284E1-0.002841.01k

43、lwJLs,min =9.55 黑10“m3/s（5-5）、2/33600Ls ! |= 0.006.1.12 ）16操作气?比 Vs / Ls= 1.999/0.00220 =908.6气相体积流量Vs(m3/s)量流积体相液Vs,max与气相允许最小负荷Vs,min之操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷比，即：操作弹性=Vm艾=344 = 3.74Vs,min0.9217（八）精储塔的设计计算结果汇总一览表精储塔的设计计算结果汇总一览表项目符 号单 位计算结 果精储段提储段平均压强PmkPa108.1平均温度tmC84.5平均流量气相Vsn3/s1.999液相Lsn3/s0.00220实际塔板数Npi块8板间距Htm0.55塔段的有效高度zm3.85塔径Dm1.6空塔气速um/s0.995塔板液流型式单流型溢流壮溢流管型式弓形堰长lwm1.12堰高hwm0.0594装置溢流堰宽度Wdm0.224底隙高度hom0.0246板上清液层高度hLm0.070孔径domm5孔间距tmm15孔数n个7113开孔面积Am0.140筛孔气速uom/s14.28塔板压降PpkPa0.681液体在降液管中的停留时间TS45.25降液管内清液层高度Hdm0.153雾沫夹带eVkg液/kg气0.00822负荷上限Ls,max雾沫夹带控制负荷下限Ls,min漏液控制气相最大负