苯-乙苯分离过程筛板精馏塔设计(有详细大数据)

学号

忒援理二人评

课程设计

题目苯-乙苯别离过程筛板精播塔设计

学院化学工程学院

专业班级__________制药0701_____________

姓名_______________________

指导教师_______________________

2010年1月

目录

一、任务书3

二、综述.................................................5

三、符号说明.............................................7

四、主要物性数据.........................................8

五、工艺计算.............................................9

1、精储塔全塔物料恒算...............................9

2、塔板数确实定......................................10

3、实际塔板数的求取..................................11

4、相关物性参数的计算................................13

5、塔和塔板的主要工艺尺寸计算........................18

6、筛板的流体力学计算...............................24

7、塔板负荷性能图...................................26

六、筛板塔工艺设计计算结果汇总..........................33

七、管路设计............................................34

八、设计评述............................................35

九、参考文献............................................35

化工原理课程设计任务书

学生某某：程立专业班级：制药0701班

指导教师：X光旭工作单位：化学工程学院

（一）设计题目

苯-乙苯连续精储塔的设计

（二）设计任务与操作条件

1）进精储塔的料液含乙苯40%（质量分数，下同），其余为苯；

2）塔顶的乙苯含量不得高于2%：

3）残液中乙苯含量不得低于98%；

4）生产能力为年产3.4万吨98%的乙苯产品；

5）操作条件

a）塔顶压力4kPa（表压）

b）进料热状态泡点进料

c）回流比2倍最小回流比

d）加热蒸气压力0.5MPa（表压）

e）单板压降WO.7kPa。

（三）塔板类型

筛板塔。

（四）工作日

每年工作日为30（）天，每天24小时连续运行。

（五）厂址

厂址为某某地区。

（六）设计内容

1、设计说明书的内容

1）精储塔的物料衡算；

2）塔板数确实定；

3）精储塔的T艺条件与有关物性数据的计算;

4）精储塔的塔体工艺尺寸计算：

5）塔板主要工艺尺寸的计算；

6）塔板的流体力学验算；

7）塔板负荷性能图；

8）精微塔接收尺寸计算；

9）对设计过程的评述和有关问题的讨论。

2、设计图纸要求：

1）绘制生产工艺流程图1A2号图纸）；

2）绘制精储塔装配图（A1号图纸）。

时间安排：2010年1月4日到2010年1月22日

指导教室签名：年月日

系主任（或责任教室签名）：年月日

综述

塔设备的化工生产中的作用和地位

塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气（或

汽）液或液液两相进展严密接触，达到相际传质与传热的目的。可在塔设备中完

成的常见操作有：精微、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、

气体的湿法静制和枯燥，以与兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。

在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，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，以与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;

它所耗用的钢材重量在各类工艺设备中也属较多。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。

设计方案

本设计任务为别离乙醇-水混合物。对于二元混合物的别离，应采用连埃精

储。精储过程的流程设计如下：

工艺流程

如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精储塔内。操作时连续

的从再沸器中取出局部液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液局部汽化，

产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或局部冷凝,

然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液

体，其余局部经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精播塔连续的稳定的进

展，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵，有时还要设置高位槽，且

在适当位置设置必要的仪表1流量计、温度计和玉力表）。以测量物流的各项参

数。

设计方案简介

设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点卜一局部回

流至塔内，其余局部经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易别离物系，最小回流比

拟小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后

送至储罐。具体如下：

塔型的选择

本设计中采用筛板塔。筛板塔的优点是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。处理能力大，比同塔径的泡罩塔

可增加10〜15%。塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。压降较低。缺点是塔板

安装的水平度要求较高，否如此气液接触不匀。

加料方式和加料热状况的选择

加料方式采用直接流入塔内。

虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和

前段工序波动的影响，塔的操作比拟容易控制；此外，饱和液体进料时精储段和

提饰段的塔径一样，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精微塔都比拟容

易，为此，本次设计中采取饱和液体进料

设计的依据与技术来源

本设计依据于精播的原理（即利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助

于屡次局部汽化和局部冷凝使轻重组分别离），并在满足工艺和操作的要求，满

足经济上的要求，保证生产安全的根底上，对设计任务进展分析并做出理论计

算。

目前，精储塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，此次设计

采用准确计算与软件验算相结合的方法。

符号说明

英文字母Ls----液体体积流量，irP/h

Aa——塔板开孔区面积，m2n一一筛孔数目

2

Af-一降液管截面积，mP——操作压力，kPa

Ao---筛孔区面积，m2AP一一气体通过每层筛板的压降，kPa

Ai——塔的截面积，m2T——理论板层数

C----负荷因子，无因次t一一筛孔的中心距，m

C20——外表X力为20mN/m的u——空塔气速，m/s

负荷因子

do---筛孔直径，mUomin漏液点气速，m/S

D——塔径，mUo1一—液体通过降液体系的速度，

m/s

ev——液沫夹带量，kg液/kg气Vn---气体体积流量，m/s

R----回流比Vs---气体体积流量，m/s

Rmin---最小回流比We——边缘无效区宽度，m

M——平均摩尔质量，kg/kmolWd——弓形降液管高度，m

Tm--平均温度，℃Ws-一破沫区宽度，m

g---重力加速度，m/s2Z——板式塔有效高度，m

Fo一一筛孔气相动触因子

hi——出口堰与沉降管距离，m希腊字母

he一一与平板压强相当的液柱高3---筛板厚度，m

度，mr——液体在降液管内停留时间，s

hd——与液体流过降液管压强降4----粘度，mPa•s

相当的液柱高度，mP---密度，kg/m3

ht——板上清液高度，m(T----外表X力，mN/m

hi——板上清液层高度，m。一一开孔率，无因次

ho一一降液管的底隙高度，ma——质量分率，无因次

how——堰上液层高度，m

Hw----出口堰高度，m下标

Hw'——进口堰高度，mmax----最大

L——与克制外表X力压强降相min----最小

当的液柱高度，mL――液相

H——板式塔高度，mV——气相

Hd一一降液管内清夜层高度，m

HF一—进料处塔板间距，m

HP——人孔处塔板间距，m

Hi——塔板间距，m

K——稳定系数

lw----堰长，m

Lh----液体体积流量，m3/h

主要物性数据

1、苯、乙苯的物理性质

项目分子式分子量沸点℃临界温度℃临界压强Pa

苯ACA.

乙苯BCsHio

2、苯、乙苯在某些温度下的外表X力

t/℃20406080100120140

%(mN/m)

b乙苯(niN/m)

3、苯、乙苯在某些温度下的粘度

t/℃C20406080100120140

〃乙笨(mPas)

4、苯、乙苯的液相密度

t/℃20406080100120140

「苯（kg/m3）

夕乙笨（kg/m3）

5、不同塔径的板间距

塔径D/m

板间距HT/mm200-300250-350300-450350-600400-600

工艺计算

1、精储塔的物料衡算

F=D+W

Fxh=DXD+Wxw

苯的摩尔质量：M八=78.\1kg/kmol

乙苯的摩尔质量：MB=106.16kg/kmol

原料液与塔顶，塔底产品的平均摩尔质量：

MF=(l-40%)x78.11+40%xl06.16=89.33必/kmol

MD=(l-2%)x78.11+2%xlO6.16=78.67^/^/

Mw=(1-98%)x78.11+98%x106.16=1056kglkmol

0.6

78.11

x=0.67

F0.60.4

-H---

78.11106.16

0.98

78.11=0.985

0980.02

78.11106.16

0.02

_____7811_______Q077

-

0.02t0.98*

78.11+106.16

/•、X/)、X”,分别为原料、塔顶、产品中的苯的摩尔分数

如此可知产物的产量

3.4xlQ7

W==44.802knx)l/h

300x24x105.6

代入前式可得：F=\36.25kmorhD=91.45kmoLh

2、塔板数确实定

查化工手册得苯和乙苯的t-x-y关系

T/℃Xy

140

—11

JL

84

AOU\

8819g

92\

A1J2U0

9G、

1is

\

100P110■

J

104Hins

108inn

11590

120

85、、

12580

13000.10.20.30.40.50.60.70.80.91x(y)

135

t-x-y图

00

由上图可得q线与平衡线的交点坐标(xq,yj为(0.67,0.91)

如此最小回流比为Rmin=-(⑼=0.31

yd0.91-0.67

取回流比R=2/?min=2x0.31=0.62

如此精馈塔的气液负荷：

精福段：

V=(/?+l)D=(0.62+1]x91.45=148.149kmd/h

L=RD=0.62x91.45=56.699kmofh

提储段：

Vt=V=148.149km(i/h

r=L4-F=56.699+136.25=192.949kmd/h

求取操作线方程

精微段操作线方程:

R+三_=0.3835)+0.608

R+lD

提偏段操作线方程:

乂川=正用”一正见=13茏”一0.0082

由x-y图，画梯级可得理论板数为8（不包含塔釜），进料板为第3块板。

3、实际塔板数的求取

塔板效率是气、液两相的传质速率、混合和流动状况，以与板间反混（液沫

夹带、气泡夹带和漏液所致）的综合结果。板效率为设计的重要数据。

板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质与流体力学性质有关，它反

映了实际塔板上传质过程进展的程度。

Connell对几十个工业塔与实验塔板效率进展综合归纳，认为蒸储塔可用

相对挥发度与液相黏度的乘积作为参数来关联全塔效率，其经验式为：

号=0.49%产

式41a---相对挥发度；

u,----液相黏度，mPa•So

上式中c、4的数据均取塔顶、塔底平均温度下的值。

此经验式的图解见右图用于多元系

统时，。取关键组分间的相对挥发度；

4取液相的平均黏度。

可按下式计算

式中七一一进料中各组分的摩尔分数；

------i组分的液态黏度，mPa•So

由t-x-y曲线可知：

/。=83℃、=129.5℃>rF=90.5℃

全塔平均温度t=/=106.25℃

3

查手册得平均温度下的液相中各组分的黏度

组分苯A乙苯B

黏度〃（mPa・s）

如此有〃匕=0.67x0.23+(1-0.67)x0.29=0.25

同理〃a=0.23、=0.288

0.25+0.23+0.288

平均黏度〃匕二=0.256

—

℃下，相对挥发度a=5.06

如此全塔效率

号=0.49(a4产4$

=0.49(5.06x0.256严5

=0.46

计算实际塔板数

精微段'西二丛=二一才7

隗ET0.46

提储段村蹴=如=2=11

破E.,.0.46

故全塔实际所需塔板数N=18块

加料板位置在第7块

4、相关物性参数的计算

操作压强

塔顶压强匕=4+101.3=1053kPa

进料板压强PF=PD+A%,x0.7=105.3+7x0.7=1102kPa

塔釜压强力=匕+N^x0.7=110.2+11x0.7=117.9AR?

精循段平均操作压强

4精="殳=M.75kPa

提储段平均操作压强

"乙/二114.05kPa

全塔平均操作压强

由十％

=111.6kPa

2

平均温度

由前a=83℃、rH,=129.5℃>心=90.5℃

精微段平均温度：1=笥上=86.75℃

提储段平均温度：，提=咛生=110℃

全塔平均温度：t=殳口=98.4℃

2

平均摩尔质量

由苯乙苯图解理论板与t-x-y图查知

Xy（图解理论板）X（平衡曲线）

XDYDXD

XfYFXf

X”八X“.

进料板平均摩尔质量

M

气相vniF=X加八+（1-），尸）Mlf=81.9kg/kmol

液相=xF'MA+(\-xF')MB=90Mkg/kinol

塔顶平均摩尔质量

M

气相v„,D=%也+（1-yD）MH=7853kglkmol

液相=X〃'MA+。一.）'）例8=80.07Zg/A〃仁/

塔底平均摩尔质量

气相^vniw=yw^A+（1一%，）MB=105Akg/kmol

液相=石JMA+（1—显'）/8=106.01/g/kmol

如此精储段平均摩尔质量

气相〃必”（精）=8L9；8.53=8022kgIkmol

90.54+80.07

液相（精）==85.31Zg/K

2

提福段平均摩尔质量

气相（提）='Ll；。”=93.652g/

90.54+106.01

液相加小（提）==98.28依/痴。/

2

全塔平均摩尔质量

80.22+93.65

气相加必”（全）==86.94&g/kind

2

85.31+98.28

液相加（全）=

5F=91.Skg/kmol

平均密度

气相密度夕侪=

RT

精耀段展（精）=黑器后3kg加

提储段Plm（精）="475x93.65=3.37kg/，/

8.314x（273+110）

「必〃（精）+（提）_2.91+3.37

全塔Pw”（精）==3.14kg//7?

22

液相密度」-=%+&

PLPAPB

式中a为质量分率

查的在加=83℃、％,=129.5℃、心=90.5℃下苯乙苯的密度为

温度（℃）。米（kg/加）*（kg/〃P）

83

塔顶平均密度

10.980.02

-809.79+810.3809.8kg

PbnD

进料板平均密度

1

-^―+-^―pUn,=802.2Zg/

PbnF801.47803.31""

塔釜平均密度

3加，=767.皿疗

PbnW758.24767.31"""

精储段平均密度

Q”（精）=*；0二"=8。9.8：802.2=806kg/

提偏段平均密度

pljn（提）=*=802.2;767.1=784.7kg/加

全塔液相平均密度

4.（平）二“（精）了式提）=8。6+”=795.4kg//

液体平均黏度

查的在5=83℃、3=129.5℃、，尸=90.5℃温度下各组成的黏度

度

83℃C℃

温度

苯（mPa・s）

乙苯（mPa・s）

由公式〃,〃=S七日计算平均黏度

进料板〃，他=0.67x0.281+0.33x0.327=0.296mPa・s

塔顶/顶=0.985x0.301+0.015x0.35=0.302mPa-s

塔釜“釜=0.027x0.201+0.973x0.242=0.241mPa.s

精储段平均黏度（精）=""选;/顶=。296；0.302=。？99kg/

提播段平均黏度〃,,,（提）=""彼+〃"底=6296+0.241=（）269kg/加

全塔平均黏度二〃〃附;"”提二0299；0269=o284kg/加3

液体平均外表X力

由公式进展计算

M

查资料得J=83C、儿=129.5℃、心=90.5℃温度下苯乙苯的外表X力

83℃℃

温度

苯(mN/m)21

乙苯(mN/m)

进料板外表X力。“送=0.67x20.08+0.33x21.89=20.68〃WIm

塔顶外表X力er,”顶=0.985x21+0.015x22.67=21.03mA7m

塔底外表X力/底=0.027x15.33+0.973x17.85=

精饰段液体平均外表X力%(精)="极嗯=2068；21.03=20.8&nN/，n

提储段液体平均外表X力/(提)=6〃进底=2068+17.76=}gmN/m

22

全塔液体平均外表X力

5”(精)+5”(提)20.86+19.22...

5'=—------------=------------=20.04mN/优

，n22

气液相负荷

精储段

V=(/?+l)D=(0.62+1)x91.45=148.149kmd/h

二⑦丸碗148.149x80.22

=1.135m3/5

36。0AM3600x2.91

L=RD=0.62x91.45=56.699kmorh

二56.699x85.31

L=0.0()1667m'/s

3600%精3600x806

4=6.0010?/〃

提储段

Vt=V=148.149kmd/h

V'Mvm提148.149x93.65

=L1436irf/s

36()°n碘3600x3.37

L=L+F=56.699+136.25=192.949kmd/h

L'Mg192.949x98.28

L；==0.0067In?/5

3600%碗3600x784.7

£/=24.166m3//2

塔的工艺条件与物性数据统计汇总如下

项目符号单位计算数据

精一段

平均压强提储段kPa

pm

全塔

精镭段

平均温度提储段・c110

%

全塔

精储段

液相平均摩尔

提憎段kg/kmol

质量江

全塔

精福段

气相平均摩尔

提储段kg/kmol

质量

Mvm

全塔

精储段806

液相平均密度提储段Kg/m3

Pbn

全塔

精储段

气相平均密度提福段Kg/m3

Pvm

全塔

精储段

液体平均黏度提福段mPa•s

4

全塔

精福段

液体平均外表

提储段mN/m

X力q

全塔

精储段匕

气相负荷m/s

提溜段可

精缁段

液相负荷m3/h

提储段

5、塔和塔板的主要工艺尺寸计算

塔径

塔径的计算按照下式计算：

式中。----塔径

3

Vs----塔内气体流量m/s\

u----空塔气速〃i/s。

空塔气速〃的计算方法是，先求得最大空塔气速出〃办，然后根据设计经验,

乘以一定的安全系数，即

〃=(0.6〜0.8)z/max

因此，需先计算出最大允许气速〃…。

式中U,n（.x---允许空塔气速，〃心；

P7,PL一一分别为气相和液相的密度，依加3.

c——气体负荷系数，，跖，

对于气体负荷系数C可用如下图确定；而如下图是按液体的外表X力为

。二0.02N/IU时绘制的，故气体负荷系数C应按下式校正：

^=Qo（—）02

200.02

精馀段塔径的计算

由以上的计算结果可以知道：精储段的气，液相体积流率为:

L、=0.00167m3/s、=1.134m3/5

精福段的汽，液相平均密度为：

Pi=806kg/〃z\p\,=2.9\kg/nv

板间距与塔径的关系

塔径D/mm300~500500-800800~16001600-2400

板间距Ht/mm200-300250〜350300〜450350-600

那么别离空间，初选板间距〃7-0.45/〃，取板上液层高度%-0.06/〃。

///一%=0.4—0.06=0.39机

/\0-5/0.00167](806]°'

PL=0.0245

k1.134八两,

、Ps>

/\0.2

查上图smith关联图，得。20=0.083,依式C=G0尸

20.86「

。=。20=0.084

~2(r>

取安全系数为0.7,如此

u=0.7wmax=0.7x1.395=0.98"?/s

4V4x1.134

D==1.21/77

mi3.14x0.98

调整塔径为1.4m;

提偏段塔径的计算

L；=0.00671m3/s.V；=1.144m3/.?

提储段的汽，液相平均密度为:

3

pL=7M.7kg/m\pv=3.37kg/m

查上图smith关联图,得G-=0.078,校正到物系外表X力

19.22—

=0.078

~20~>

〃"二Ch'R=0.078xj7847运=I.188〃?/S

maxVp\；V3.37

w'-O.7winllvuiX0.7x1.188—0.83/7?/.9

力存宸赛=1.32，〃

溢流装置

采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘与平行溢流堰，不设进口堰。

溢流堰长L

取堰长为0.6D,如此仁=0.6x1.4=0.84〉

出口堰高人

284(/节

由儿尸4-/u，选用平直堰,堰上液层高度how=­E

式中儿——堰上液流高度，m；

l.v----塔内平均液流量，m3/h；

lu----t鼠长，m；

E—液流收缩系数。如右图一般情况下可取斤1,对计算结果影响不大。

近似取E=l,如此

精储段

=0.0105/??

1000I0.84；

53

(24.166、

h=0.02666/〃

1000I0.84,

hj=0.06-0.02666=0.03333m

弓形降液管宽度Wd和截面Af

由4=0.66查右图得：

D

%二0.0722、%=0.124

4D

如此有

叱/=0.124x1.4=0.1736/n

A,.=0.0722x—xl.42=0.11.

J45on

计算液体在降液管中停留时间，以检/

才'

验降液管面积62/

A,%0.111x0.45gm<零<>../

，精……r=29.99s>5sfefOOH

b，L,0.00167§.oo<s

*O.OS

0.0-4/

0.03

002/

f——AL_/_丁L—_0_.1_1_1__x_0_.4_5_7…45c>=/

提L：0.00671OO1

0.4O.SC.C0.7O.K0.91.

故符合要求。--------------------------乂一

降液管底隙高度

式中劭一降液管底隙处液体流速，m/s；（根据%=0.07〜0.25〃z/s经

验一般）

取降液管底隙处液体流速为0.08m/s,如此

L、0.00167

%（精）==0.0198m

x0.080.84x0.08

LJ0.00671

儿（提）==0.0799m

《xO.080.84x0.08

塔板布置

边缘区宽度确定

取叱=叱=0.065"2(安定区宽度)吗=0.035，"(无效区宽度)

开孔区(鼓泡区)面积计算

222

开孔区面积按4=2p/?-x+-^-/?siir,斗计算

180R.

x=y-(W/+Ws.)=^-(O.l736+0.065)=0.4614>R=^-0.035=0.665

故A〃=20.4614Jo.6652—0.46142+2().6652sin"。1=1.015机？

“1800.665

筛孔计算与其排列

选用3=3加碳钢板，取筛孔直径4=5〃z〃z,筛孔按正三角形排列，取孔中心距

t=34)=3x5=15mm

计算塔板上的筛孔数，即

〃A111^x1.015=5209

t2“0.015

计算塔板上开孔区开孔率

A/f\2/I\2

0=y=0.907组=0.907-=10.08%

AIfJ⑴

4=\(p=10.08%X1.015=0.1023m2

气体通过筛孔的气速

K1.134

〃"精==

元-0.1023=11.09/77/5

“。提为1.144

=11.18〃?/s

0.1023

塔有效高度

精储段Z1=(7-1)x045=2.7,〃

=11x0.45=4.95///

总的有效高度为Z=Z,+Z2=7.65/n

6、筛板的流体力学计算

气体通过塔板的压力降直接影响到塔低的操作压力，故此压力降数据是决定

蒸储塔塔底温度的主要依据。

气体通过每层塔板的压降为M，=

上式中液柱高度〃P可按下式计算hp=hc+hL+ha

式中hc---塔板本身的干板阻力△Pc

ht---板上充气液层的静压力、P[

ha----液体的夕卜表X力APs

干板阻力he计算

干板阻力由如下公式计算：

/\2Z\

4=0.051包在建

（。0JI提J

由4=-=1.67查干筛孔的流量系数图得

63

c0=0.772

」1.094、806、

%精=0.051年'仁=0.05lx=0.038〃?

\Pv>、0.772）

Vs'1.144、

〃“提==O80bn/s

4•一A/,1.54-0.111；

iA

工提=（提向=0.801xV337=1.471kgs-m2查的B

儿提=p'h；=夕（〃」+〃/）=0.0348m

液体外表X力的阻力小计算

4a

由公式%=计算

p“

4x20.86x10-3

=0.00211m

806x9.81x0.005

4h4x19.22xIQ-3

“提==0.001997m

PL^O784.7x9.81x0.005

々，精=0.038+0.0372+0.00211=0.0773m

%提=0.046+0.0348+0.001997=0.08276ni

气体通过每层塔板的压降用公式计算

△丹精=0.0773x806x9.81=611.5Pa<700Pa

△与提=0.08276x784.7x9.81=637.lPtz<700Pa

单板压强降符合设计要求。

液面落差

对于筛板塔液面落差很小，塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

液沫夹带

是指板上液体被上升气流带入上一层塔板的现象。

液沫夹带由下式计算，即

e_5.7x10"4广

式中%=2.5%=2.5x0.06=0.15m

57X1G-6(()795、

小精二—_——x-----：--------=0.006函夜液必汽

v20.86x107r^0.45-2.5x0.06；

5.7xlO-6(0.8011八加〃―八i-与

0提fcH=---------x---------------=0.006kg液/必气<0.1kg液/必气

19.22x1010.45—2.5x0.06J

故在本设计中液沫夹带量.在允许X围内，设计合理。

漏液

对于筛板塔，漏液点气速〃，疝n可由式

%,min=4.4C07(0.0056+0.13/2,-/7jA/A,计算

以精=4.4X0.772X7(0.0056+0.13x().372-0.(X)211)80^2.91=5.16m/5

%提=4.4x0.772xJ(0.0056+0.13x().348-0.(5)1997)784.7/3.37=4.67m/s

筛板稳定系数K=

U

OW

T瞿”心占号=239

故在本设计中无明显漏夜。

液泛

汽液量相中之一的流量增大到某一数值，上、下两层板间的压力降便会增大

到使降液管内的液体不能畅顺地下流。当降液管内的液体满到上一层塔板溢流堰

顶之后，便漫但上层塔板上去，这种现象，称为液泛（淹塔）

如气速过大，便有大量液滴从泡沫层中喷出，被气体带到上一层塔板，或有

大量泡沫生成。如当液体流量过大时，降液管的截面便不足以使液体与时通过，

于是管内液面即行升高。

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从式W°（H7+4）

而由于板上不设进口堰，

砥可由式4=0.15/，-］计算

即

0.001667\0.00671A

均精=0.153x=0.00153m、砥提=0.153x=0.00153m

0.84x0.0198；0.84x0.0799；

"d精=0.077+0.0372+0.00153=0.116w<<D（77r+hw）=0.225m

为提=0.083+0.0348+0.00153=0.119/«<+hH：）=0.217/n

因兄<W%+儿）

故在本设计中不发生液泛现象

7、塔板负荷性能图

塔板结构参数确定后，该塔板在不同的气液负荷内有一稳定的操作x围。

越出稳定区，塔的效率显著下降，甚至不能正常操作。将出现各种不正常的流体

力学的界限用曲线表示出来，便为操作负荷性能图。它由气相负荷下限线［又称

漏液线）、过量雾沫夹带线、液相负荷下限线、液相负荷上限线和液泛线五条线

组成。

精馆段

漏液线

漏液线，乂称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，

气、液不能充分接触，使塔板效率下降。

由=4.4c，oJ（0.0056+。。3hL—%）pjp、

匕,min

4

.2.84(4F

一而n

得Lin=4.43C/〃，0.0056+0.13加3/3,£L

1000Pv

整理得Kmin=5.82VO.(X)96O8+0.0959LJ

111illV•>

在操作x围内，任取几个4值，依上试计算出匕值，计算结果列于下表

Ls

Vs

雾沫夹带线

当气相负荷超过此线时.，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精保,

一般控制eVWO.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg气为限,求关系如下：

5.7x10-6«/\3-2

e=--------------——

4yHT-ht）

'Vs]_11.134、

=().795〃〃$

~<1.54-0.111>

%=2.5%=2.5(儿+&)

hw=0.06-0.0105=0.0495m

2.84/3600小

2

=0.749LJ

1000\0.84)

2

故为=0.124+1.87小

2

Hr-hf=0.276-1.87L5

z、3.2

5.7x10-60.7R

=0.1

20.86x10-3

,0.276-1.87

XL»L/

2

整壬里得K=2.494-16.9ZJ

Ls

vs

液相负荷下限线

液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下

降。对于平直堰,取上液层高度％,=0006机作为最小液体负荷标准

由下式得

2

,2⑼「36004F

h=-----E丁J=0.005

ow1000

取E=l,如此

O.(X)6xl(XX)V().84

Avmin=x-=--0-.000384

2.843600

据此可作出与气体流量无关的垂直负荷下限线。

液相负荷上限线

该线乂称降液管超负荷线。液体流量超过此线，明确液体流量过大，液体在

降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不与与液相别离而被带入下层塔

板，造成气相返混，降低塔板效率。

以t=5s作为液体在降液管中停留时间的下限由式5-9得

A.H

t=-^-T=5s

L,

故4mM=4^=0•期88

据此可作出与气体流量无关的垂直负荷上限线。

液泛线

假如操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。

液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中

通常对降液管液泛进展验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液

管内须维持一定的液层高度Hd。

令兄=0(%+4)hp=hc+%+%

2

2.84厂(3600L、5

------E\---------=0.749LJ

100010.84)

/7/=.+%)=O.62X0.0495+0.749LJ=0.03069+0.46438LJ

=0.0295V；+0.03069+0.46438LJ+0.00211

,2

=0.0328+0.0295V-4-0.46438LV3

22

/?,=0.153=O.153x=550.32L/

0.84x0.01985

=0.45m0.04950.5

将HT、hw=机、中=代入①(%+儿,)=%+hw+how+hd

2

得：V$=4.83-41.13Ll-18655L/

Ls

vs

精储段负荷性能图

提储段

漏液线

由%“而=4.4M(0.0056+0.13%-初0J4

s,min,_2.84Lh

丁、…而[口

2"

3

]0.00