《化工原理》课程设计甲苯乙苯精馏塔浮阀

六盘水师范学院

《化工原理》课程设计

甲苯乙苯精储塔（浮阀）

学院六盘水师范学院

专业化学工程与工艺

目录

第一部分设计任务书

一、设计相关符号说明................................5

（二）、设计参考资料.................................6

（三）、设计任务.....................................7

（四）、设计参数.....................................7

（五）、设计指标.....................................7

（六，设计项目.....................................7

第二部分精像塔的设计

一、精储塔的物料衡算................................8

（一）、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率............8

（二）、物料衡算..................................8

二、塔板数的确定....................................8

（一）、理论板层数的求取............................8

（二）、回流比的确定................................9

（三）、求精储塔的气液相负荷.........................10

（四）、操作线方程...................................10

（五）、求实际踏板数.................................11

三、塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算...........11

（一）、操作压力计算..............................11

（二）、操作温度计算..............................12

（三）、平均摩尔质量计算............................12

（四）、平均密度计算................................13

（五）、液体平均表面张力II算........................14

（六）、液体平均粘度计算...........................15

（七）提镭段液相平均粘度...........................16

四、精微塔的塔体工艺尺寸计算........................16

（一）、塔径的计算..................................17

（二）、精微塔有效高度的计算........................18

五、塔板主要工艺尺寸的计算..........................18

（一）、溢流装置计算................................18

（二）、塔板布置....................................20

六、踏板的流体力学验算..............................21

（一）、塔板压降..................................21

（-）、淹塔.......................................22

（三）、液沫夹带...................................22

（四）、液泛.......................................24

（五）、液相负荷上限................................25

（六）、漏液.......................................25

（七）、液相负荷下限................................25

七、精镭塔的设计计算结果汇总一览表..................25

八、冷凝器的设计....................................26

（一）、确定设计方案................................26

（二）、确定物性数据.................................27

（三）、热计算负荷...................................28

（四）、冷却水用量...................................29

（五）、估算传热面积.................................30

（六）、换热器的工艺结构尺寸........................30

（七）、换热器核算...................................31

（八）、换热器主要结构尺寸和计算结果.................35

九、精镭过程流程图................................37

十、结束语..........................................38

一、相关符号说明

英文字母L-涧湿速率,m3/(m•s)；

Aa-塔板开孔区面积,m2；m—相平衡系数，无因次；

A,-降液管截面积,货；n——筛孔数目；

Ao—筛孔总面积,nANT—理论板层数；

AT-塔截面积,m2;P—操作压力,Pa；

Co一流量系数，无因次；△P—压力降，Pa；

C一计算u皿时的负荷系数,m/s：气体通过每层筛板的降压,Pa；

Cs-气相负荷因子,m/s；t—筛孔的中心距,m；

d一填料直径,m；u一空塔气速,m/s；

do―筛孔直径,m；uj--泛点气速,m/s；

D一塔径,m；uo-气体通过筛孔的速度,m/s；

ev-液体夹带量,kg(液)/kg(气)；u0,5-漏液点气速,m/s；

E——液流收缩系数，无因次；u'a液体通过降液管底隙的速度,m/s；

Er—点、板效率，无因次：X一气体体积流量,m7h：

F-气相动能因子,kg"2/(s・m"2)；

Vs气体体积流量,n?/s；

F0-筛孔气相动能因子，WL一液体质量流量,kg/s：

kgl/2/(s-ml/2)；Wv-气体质量流量,kg/s；

g—重力加速度,9.81m/s2；W,一边缘无效区宽度,m：

h—填料层分段高度,叱W-弓形降液管宽度,m；

hi—进口堰与降液管间的水平距离,m；肌一泡沫区宽度,m；

he-与干板压降相当的液柱高度,m液柱；x-液相摩尔分数；

h..与液体流过降液管的压降相当的液柱X-液相摩尔比；

匕一塔板上鼓泡层高度,m；y—气相摩尔分数；

也一与板上液层阻力相当的液柱高度,叱Y—气相摩尔分比；

hi—板上清液层高度,m；Z—板式塔的有效高度,m；

h.降液管的底隙高度,m；填料层高度,m。

h吁堰上液层高度,m；

hw—出口堰高度,m；max一最大的；

h1进口堰高度,m；min最小的;

he—与阻力表面张力的压降相当的液柱高L—液相的；

度,m液柱;V--气相的。一液体在降液管内停留时

H—板式塔裔度，川；间,s；

乩―降液管内清液层高度,叱口一粘度,mPa•s；

H『—塔顶空间高度,m；中一开孔率或孔流系数，无因次；

件―进料板处塔板间距,m；。一表面张力,N/m；

HP人孔处塔板间距,m；P—密度,kg/m

%—塔板间距,m；

K-稳定系数，无因次；

L”堰长,m；

L-液体体积流量,m7h；

L一液体体积流量,m7s；

精选资料

二、参考资料：

[L董大勤.化工设备机械基础M.北京：化学工业出版社，2012.

[2]全国化工设备技术中心站.《化工设备图样技术要求》2000版[S].

[3]GB150.r4-2011.压力容器容].

[4]郑晓梅.化工工程制图化工制图[M].北京：化学工业出版社，2002.

[5]JB/T4710-2005.钢制塔式容器容].

[6]天津大学化工原理教研组，化工原理课程设计，天津科学技术出版社，1994

[7]《化学工程手册》编辑委员会，化学工程手册（第13篇）汽液传质设备.化学工业出版社,

1987

[8]路秀林，王者相等.塔设备.北京：化学工业出版社，2004

[9]陈敏恒，丛德兹等.化工原理（上、下册）（第二版）.北京：化学工业出版社，2000

[10]柴诚敬、王军等《化工原理课程设计》，天津科学技术出版社2006年.

[11]王存文、孙伟《化工原理实验与数据处理》，化工工业出版社2008年

[12]陈英南、刘玉兰《常用化工单元设备的设计》，华东理工大学出版社2005年

[13]王明辉《化工原理单元过程课程设计》，化学工'也出版社2002年

[14]任晓光主编化工原理课程设计指导化学工业出版社2009.2

[15]中华人民共和国行业标准，HG20583-98《钢制化工容器结构设计规定》，1998

[16]中华人民共和国行业标准,IIG20593-97《钢制管法兰、垫片、紧固件》，1997

[17]《化工工艺制图》周大军、揭嘉化工工业出版社，2006

[18.《化工工艺设计手册.中国石化集团上海工程有限公司，化学工业出版社2003.8

[19]《化学工程师手朋》机械工业出版社，2001.1

[20]刘光启，马连湘，刘杰.化学化工物性数据手册（有机卷）.北京:化学工业出版社,2002

[21]张受谦.化工手册（上卷）.济南：山东科学技术出版社，1986

[22]张受谦.化工手册[下卷）.济南:山东科学技术出版社,1984

[23]路秀林，王者相.塔设备.北京：化学工业出版社,2004

[24]贺匡国.化工容器及设备简明设计手册.北京：化学工业出版社,2002

[25]北京化工研究院“板式塔”专题组,浮阀塔[M].北京：燃料化学工业出版社，1975.

[26]王松汉主编：《石油化工设计手册》，化学工业出版社，2002

[27]卢焕章主编.石油化工基础数据手册.化学工业出版社，2006.

[28]时钧，汪家鼎，余国琮，陈敏恒主编.化学工程手册（上卷）.北京：化学工业出版社

2002.1

[29]刘光启，马连湘,刘杰.化学化工物性数据手册（无机卷）.北京:化学工业出版社,2002

可修改编辑

精选资料

设计条件：

（三”设计任务：设计一分离甲苯-乙苯混合物的连续精馆塔

（四）、设计参数：

⑴原料液的处理量：8.0万t/a

⑵：0.35（甲苯质量分数）

⑶塔板形式：浮阀原料液组成

⑷设计条件:

操作压力4kPa（塔顶产品出料管表压）；4kPa（釜液出料管表压）；4kPa

（进料管表压）

进料热状况泡点

回流比自选

单板压降WO.7kPa

年工作时间300天（24小时连续生产）

建厂地址六盘水地区

（五）、设计指标:

塔顶微出液组成（质量分数）：工0.96

塔底釜液组成（质量分数）：至0.02

1.（六）、设计项目：

2.设计方案简介：对确定的工艺流程、塔及塔板类型进行简要论述;

3.精僧塔塔径、塔高及塔板主要工艺尺寸的计算；

4.辅助设备的计算及选型；

5.绘制精偶工艺流程图（2号）及精储塔工艺条件图（2号）；

6.对本设计的评述。

第二章精储塔的工艺计算

一、精储塔的物料衡算

（一）、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

甲苯的摩尔质量比二92.13kg/kmol

乙苯的摩尔质量MB=106.16kg/kmol

0.35/92.13

XF==0.383

0.35/92.13+0.65/106.16

0.96/92.13

XD=0.964

-0.96/92.13+0.04/106.16

0.02/92.13

X\v=0.02298

0.02/92.13+0.98/106.16

（二）、物料衡算

对于甲苯-乙笨双组分的连续精储塔，根据总物料衡算及甲苯的物料衡算可求

得偏出液流率D及残液流率肌

80000x103(0.35/92.134-0.65/106.16)

进料流量F==72.22kmol/h

3(X)*24

F=D+W[D+W=12.22

=>V

FXF=DXD+%[0.964xD+0.02298W=27.66

联立解得D=35.55kmol/h,W=37.67kmol/h

二、塔板数的确定

（一）、理论板层数川的求取

表1按托尼方程常数

Antoine方程常数①

物质ABC温度范围℃

甲苯6.079541344.8219.4826-137

乙苯6.082081424.255213.0626〜163

表2甲茉乙茉气液平衡

精选资料

相对挥发度

相对挥发度由文献⑴中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出心=1师”乱算出

t/℃110.62113116119122

p;101.3089108.3452117.7550127.7931138.4878

p;48.071251.761156.731862.077067.8163

X1.00000.87550.73030.59690.4738

y1.00000.93640.84900.75300.6477

t/℃125128131134136.324

P；149.8675161.9614174.7988188.4096199.5043

PB73.970080.559087.604495.1280101.2991

X0.36010.25480.15710.06620.0000

y0.53270.40740.27100.12310.0000

a二号可得

P；

Q]a2%%%06%%。10

2.10742.09322.07562.05862.04212.02612.01051.99531.98061.9695

从而推出％“=2.035

(二)、确定操作的回流比R

因q=l.xe=xf=0.383=0.5581故有：

R二XD,二0.964-0.5581.2312

min

-ye-xe~0.5581-0.383-,

而一般情况下R=(L1〜2)Rm,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：即2Rm=4.636

可修改编辑

2.305x

所以平衡线方程），=

1+(«-l)x1+1.305x

(三).求精储塔的气液相负荷

L=RxD=4.636x35.55=164.8\kmol/h

V=(R+1)。=(4.636+l)x35.55=200.366〃。〃h

r=L+F=164.81+72.22=237.03kmol/h

V=V=200.36kmol/h

(四)、操作线方程

精镭段操作线方程为:

)，.=0.823+0.171

提储段操作线方程为:

—­—x0.02298=1.183A-

2.035A:,0.964

y.=-----------=-----------=>X.=------:-------=---------------------

l+(a—l居1+1.035芯a-(a-\)xD2.035-1.035x0.964

%=0.823x0.929+0.171=0.936

0.936

=0.878

a-(a-\)y22.035-1.035x0.936

同理可算出如下值:

y3=0.894x3=0.805

y4=0.833;x4=0.711

y5=0.756;/=0.603

y6=0.667;x6=0.495

%=().578;匕=0.402

y8=0.501X8=0.330<XZ=0.383

所以第8块板上进料，以后将数据代入提镯段方程中。

%=1.183x0.330-0.0043=0.386;4=-----------------=0.235

2.035-1.035x0.386

Mo=0.273;20=0.155

=0.179;XH=0.096

y12=0.109;X12=0.056

yl3=0.06l;x13=0.030

y,4=0.031,；xl4=0.0154<xw=0.02298

(五)、所以总理论板数为14块(包括再沸器)，第8块板上进料。

求实际踏板数

查的=0.6精储段:Npl=NTl/O.6=14,取Npl=14块；

提留段：NP2=NT2/0.6=10；取Np2=10块;

总塔板数：NP=Npl+Np2=24块

三、塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算

（一）、操作压力计算

塔顶操作压力PD=101.325+4=105.325kPa

每层塔板压降®AP=0.7kPa

进料板压力PF=101.325+4+0.7X14=115.325kPa

塔底操作压力PW=105.325+0.7X24=122.12kPa

精僧段平均压力Pml=(105.325+115.325)/2=110.325kPa

提馈段平均压力Pm2=(115.325+122.325)/2=118.825kPa

（二）、操作温度计算

查温度-组成图可得相应温度如下:

塔顶温度：TD=112.4℃

进料板温度：TF=122.5℃

塔底温度：TW=134.83℃

精僧段平均温度：Tml=（112.4+122.5）/2=117.45℃

・..提馅段平均温.：Tm2=（122.4+134.83）/..128.6.℃

（三）、平均摩尔质量计算

精储段摩尔质量：

由拉格朗日插入法得：

气相组成：

液相组成：

MvDm=0.6862x92.13+(1-0.6862)x106.16=95.544kg/kmol

MLDm=0.8173x92.13+(1-0.8173)x106.16=94.692kg/kiral

提福段平均摩尔质量：

气相组成：

液相组成：

MVm2=0.188*92.13+(1-0.188)*106.16=103.5534kg/kmol

MLm2=0.313*92.13+(1-0.313)*106.16=101.7753kg/knnl

(四)、平均密度计算

由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度(如表3),

液相平均密度用工二幺十组计算(式中。表示质量分数)。

PmPA夕B

T°PM

气相平均密度用A=计算

22.477J

表3液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度②

液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度②

温度T/℃60708090100

甲苯829.3819.7810800.2790.3

Pkg/m

乙苯831.8822.8813.6804.5795.2

温度T/℃110120130140150

甲苯780.3770759.5748.8737.8

Pkg/m"

乙苯785.8776.2766.6756.7746.6

求得在平均温度下甲苯和乙苯的密度

Tml=117.45℃,,kg/m3

,kg/m3

同理：Tm2=128.61℃,kg/m3

。乙策=764.25kg/m:，

精微段液相平均密度:

273.15*95.544

气相平均密度计算A==2.7846kg/m3

22.4*(273.15+116.9915)

液相平均密度计算

1_0.8173*92.13/[0.8173*92.13+106.16(1—0.8173)]1—0.795176

~p^~773.19779.08816

加=775.34kg/m3

提储段液相平均密度:

273.15*103.54078

气相平均密度计算2==2.89

22.4*(273.15+130.0915)

液相平均密度计算

1-0.-31=3-*-92-.-13-/-[0-.-31-3-*-92-.-13-+-1-0-6.-1-6(-1--0-.-31-3-)]---1-0-.21-8-3-09-6----

Pc755.36764.25

3

pL2=762.33kg/m

（五）、液体平均表面张力计算

由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（如表4）,将其以T为

x轴、。为y轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-表面张力曲线图（如图4）。故甲苯、

乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的表面张力可用下式求得：甲苯。

A=-0.1053T+30.095

乙苯。十-0.1016T+31.046

而液相平均表面张力用"=计算

/=1

表4甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力

甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（。）③

温度T℃60708090100

甲苯23.9422.8121.6920.5919.49

表面张力（iiiN/n

乙苯25.0123.9622.9221.8820.85

温度T℃110120130140150

甲苯18.4117.3416.2715.2314.19

表面张力（mN/

乙苯19.8318.8117.8116.8215.83

1.塔顶液相平均表面张力的计算

由TD=112.4C得：

oDA=-O.1053X112.4+30.095=18.229mN/m

<7ZB=-0.1016X112.4+31.046=18.676mN/m

oDm=0.9945X18.229+(1~O.9945)X19.7904=17.42mN/m

2.进料板液和平均表面张力的计算

由TF=122.5V得:

^/.A=-0.1053X122.5+30.095=17.23mN/m

。十一0.1016X122.5+31.046=18.74mN/m

厂0.4344X17.23+(1-0.4344)X18.5289=17.71mN/m

3.塔底液相平均表面张力的计算

由TW=134.83℃得：

。WA=-0.1053X134.83+30.095=15.47mN/m

1016X134.83+31.046=17.035mN/m

olVm=O.02298X15.6707+(1-O.02298)X17.0355=17.103mN/m

4.精储段液相平均表面张力

oLml=(oDm-boFm)/2=(17.42+17.71/2=17.56m^/m

5.提馄段液相平均表面张力

oLm2=(oFm+oWm)/2=(17.42+17.103)/2=17.26mN/m

(六)、液体平均粘度计算

表5甲苯、乙苯在某些温度下的粘度

甲苯、乙苯在某些温度下的粘度（H）

温度T/r60708090100

甲苯0.3730.340.3110.2860.264

粘度（mPa・

乙苯0.4260.3880.3540.3250.3

温度T/℃110120130140150

甲苯0.2450.2280.2130.20.188

粘度（mPa・

乙苯0.2780.2590.2420.2260.213

Tml=117.45℃,,mPa,s

120-110117.45-110

,以B=0.2662mPa-s

().259-0.278一人-0-278

同理；Tm2=138.61℃时，mPa•s,mPa・s

精储段液相平均粘度：

mPa・s

(七)提馈段液相平均粘度：

〃2=4%+4(1一％)=021288*0.312725+0.24185*0.687275=0.23279mPa•s

精储段

质量流量：kg/s

匕=M，F=95.544*200.36=5.31kg/s

体积流量：LS1=-^=-^-=0.00553m，s

PLX775.34

K，,2L5-^_I.906y/s

Sl===m

pVi2.7846

提镭段

质量流量：kg/s

V2=MV2V=103.55*200.36=5.67kg/s

体积流量：^=-=-^|-=0.0099而Is

pi、762.33

匕=5.31

=1.93〃/Is

A7-2^89

四.精福塔的塔体工艺尺寸计算

0.020.030.040.060.080.100.200.300.400.600.801.00

史密斯图

1.精储段塔径的计算

取板间距HT=0.45m,取板上清液层高度=0.07m。

液气动能参数：

查Smith通用关联图得go=0-08100

负荷因子：

最大允空塔气速:

=C,=0.()886j2Zlj7-2.344=1476”逐

VPvmIV2.784

M=().7/5=1.033m/s

估算塔径：，

圆整取，上下塔径一致

塔截面积：AT1=O.785D2=0.785X2.22=3.7994m2

空塔气速：m/s

2.提谯段塔径的计算

取板间距HT=0.45m,取板上清液层高度=0.07m。

液气动能参数：

查Smith通用关联图得Go”=0073

负荷因子：

最大允空塔气速：

C1*・即2=。（）645盾空亘=1.029m/s

小m2V2.98

取适宜空塔气速:U2=0.7uF=0.7203m/s

估算塔径：，为加工方便，圆整取.

塔截面积：AT2=0.785D2=0.785X2.22=3.7994m2

空塔气

300-500500-800800-16001600-2400

速：

m/s

表6板

间距与塔径

的关系⑤

塔径D/mm

板间距200,250,250,300,300,350,400,450,

Hr/mm300350400,450,500,550,

500600

（二）、精储塔有效高度的计算

精储段有效高度：Z精二（Npl-1）HT=（14T）X0.45=6m

精选资料

提储段有效高度：Z提二（Np2T）HT=（10T）X0.45=4m

在进料板上方开一人孔H'T,其高度为0.5m

故精微塔的有效高度Z二Z精+Z提+0.5=6+44-0.5=10.5m

五、塔板主要工艺尺寸的计算

（一）、溢流装置计算

1.精储段溢流装置计算

因塔径D=2.2m,可选用单溢流弓形降液管平直堰。

各项计算如下：

①、堰长：取

②、溢流堰高度h“

根据液流收缩系数图可杳得液流收缩票数El=l.031,对于平凡矮，物上液层制度hmn可由Francis经验公式计算得：

精微段：

hw=hL-h()w=4536nvn

提留段：

hw=hf-how=3.725nun

③、弓形降液管宽度Wdl和截面积Afi

由查弓形降液管的参数图得：

常=0.124=>Wdl=2.2x0.124=0.2718m

验算液体在降液管中停留时间：

精馀段：

提留段：

故降液管设计合理。

④、降液管底隙高度

精储段：取则

提留段：取则

（不宜小于0.02〜0.025m,满足要求）

故降液管底隙高度设计合理。

（二）、塔板布置及浮阀数目与排列

（1）塔板分布

（2）本设计塔径2.2m,采用分块式塔板，以便通过人工装拆塔板。

（3）浮阀数目与排列

精储段：取阀孔动能因子，则孔速m/s

每层塔板上浮阀数目：块

可修改编辑

取边缘区宽度上=0.07〃z,破沫区宽度1%=0.12〃？

计算塔板上的鼓泡区面积，即：

其中R=?—唯=ll-0.07=1.03〃z

x=2-（Wd+^）=1.1-（0.2728+0.12）=0.7172m

所以人〃=2[A：V/？2-X2+—/?2arcsin-]=2.503，/

“180R

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=72mni

则排间距：mm

因塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓

泡区面积，因此排间距应小些，取mm,按473mm,mm,以等腰三角形叉排方式

作图，得排阀数380个。

按N=380重新计算：in/s

益=4.23x-2.784=7.05

塔板开孔率：

提留段：取阀孔动能因子，则孔速m/s

每层塔板上浮阀数目：块

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm

则排间距：mm

六、塔板的流体力学计算

（一）、气相通过浮阀塔板的压降可根据〃〃=4+"+么计算

精微段：干板阻力：m/s

因，故

板上充气液层阻力：

取d=0.5,hlA=sQhL=0.5x0.07=0.035m

液面表面张力及所造成的阻力：

此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为：

%=0.035654+0.035=0.070654m

\PP[=/?/„p/l^=0.071554x774.318x9.8=542.974Pa

提留段：干板阻力：m/s

因，故

板上充气液层阻力：

取4=0.5,hL]==0.5x0.07=0.035m

液面表面张力及所造成的阻力：

此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为：

泛点率=—包二区---------xlOO%=——

=0.0625+0.035=0.0975〃?

\PP2=h/12pL2g=0.0975x755.36x9.8=721.4Pa

（二）、淹塔

为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清夜高度。

凡W次”/十%），即〃d-%十为十也

（1）精饰段：

单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：

液体通过液体降液管的压头损失：

20.005532

hdx=0.153(-=^-)=0.153()=0.01i6/z?

1.43x0.02

板上液层高度：，则

取，已选定

则认心+hw\=0.5x(0.45+0.42162)=0.4358m

可见，所以符合要求。

⑵提留段：

单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度:

液体通过液体降液管的压头损失：

0.014

%=0.153=0.153()2=0.005866m

l\V421.43x0.05

板上液层高度：，则

取，已选定

则+hw)2=0.5x(0.45+0.38524)=0.41762m

可见，所以符合要求。

（三）、物沫夹带

精储段：泛点率

Pv\

P,APvx

泛点率=-r~xl()()%

0.78KG4

板上液体流经长度：

板上液流面积：

查物性系数K=L0,泛点负荷因数图，得

匕iJ―§—+1.36%42.839-22^.—+|.36x0.008143x1,6564

775.34-2.784-----------------------------------x100%=46.24%

0.127x3.2512

2.784

1.906

泛点率=x100%=775.34-2.784x100%=46.40%

0.78KC,.A,0.78x0.127x3.7994

对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%。由以上计算可知，物

沫夹带能满足（kg液/kg气）的要求。

（2）提留段：

查物性系数K=L0,泛点负荷因数图，得qe

2.98

193—+1.36x0.0099*/xl,6544

•Y762.33-2.84

泛点率=x100%=49.735%

0.128x3.2516

2.98

1.93

泛点率=x100%=762.33-2.784x100%=47.36%

0.78KCFAT0.78x0.128x3.7994

对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%。由以上计算可知，物

沫夹带能满足（kg液/kg气）的要求。

物沫夹带线

+1.36L$Z/

泛点率=

KCA

据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算：

精储段:

整理得：

由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值算出

提留段：

整理得：

表6物沫夹3线上的气液体积流量

Ls/画/s)0.0020.01

精储段

5.4145.1150

Vs/(m^/s)

L/(/H3Is)0.0020.01

提留段s

匕/(〃?3/s)5.13274.8514

（四）、液泛线

0(%+鼠)=hp+%+hd=he+%+ha+%+hd

由此确定液泛线，忽略式中

2

0(%+熊,)=5.34x普+0.153(合了+(1+4)瓦+焉产3]

/汝)

24gI。。。lw

精选资料

精储段:

整理得：

提留段：

整理得：

在操作范围内任取若干个值，算出的值。

表7液泛值

L/(m3/s)0.0010.0030.0040.007

精储段SI

8.8487918.7380258.69066€8.559268

Vsl/s)

Ai/(〃?'/s)0.0010.0030.0040.007

提留段

38.25717i8.150088.11244f7.998738

VSi/(m/s)

（五）、液相负荷上限

液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3〜5s。

液体降液管内停留时间0=〃上=3〜5s

As

以作为液体在降液管内停留时间的下限，则:

AfHT_0.2734x0.45=0.02447，〃3/s

55

（六、漏液线

对于F1型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则

精储段：

提留段：

（七）、液相负荷下限

取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量

无关的竖直线。

2j436(X)(Lj

mi2/3=0.005

1000

取E=L0,则

由以上⑴〜（5）作出塔板负荷性能图

七、精饵塔的设计计算结果汇总一览表

表9

计算结果

项目符-单位

精锚段提馆段

平均压强PkPa110.325118.825

平均温度T117.45128.61

铝辑

精选资料

气相2.7842.89

平均密度Pkg/m3

液相775.36764.25

气相Vskg/s1.9062.7476

平均流量

液相Lskg/s0.0081430.014

实际塔板数31块1113

板间距Hrm0.450.45

塔径Dm2.22.2

塔板液流型式单流型单流型