1、化工原理課程設計 苯 -甲苯連續精餾篩板塔的設計目錄1 序言22 板式精餾塔設計任務書五23 設計計算33.1 設計方案的選定及基礎數據的搜集33.2 精餾塔的物料衡算63.3 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算113.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算153.5 塔板主要工藝尺寸的計算173.6 篩板的流體力學驗算193.7 塔板負荷性能圖234 設計結果一覽表275 板式塔得結構與附屬設備281.1 附件的計算281.1.1 接管 281.1.2 冷凝器301.1.3 再沸器311.2 板式塔結構31.3.3.六 參考書目7 設計心得體會338 附錄 35一序言化工原理課程設計是綜合運用化工原

2、理課程和有關先修課程（物理化學，化工制圖等）所學知識，完成一個單元設備設計為主的一次性實踐教案，是理論聯系實際的橋梁，在整個教案中起著培養學生能力的重要作用。通過課程設計，要求更加熟悉工程設計的基本內容，掌握化工單元操作設計的主要程序及方法，鍛煉和提高學生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計算能力等。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑驅動下（有時加質量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發度的不同，使易揮發組分由液相向氣相轉移，難揮發組分由氣相向液相轉移

3、，實現原料混合液中各組分的分離。根據生產上的不同要求，精餾操作可以是連續的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。本設計的題目是苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計，即需設計一個精餾塔用來分離易揮發的苯和不易揮發的甲苯，采用連續操作方式，需設計一板式塔將其分離。二板式精餾塔設計任務書一、設計題目苯 - 甲苯連續精餾篩板塔的設計。二、設計任務（1）原料液中苯含量：質量分率=75%（質量），其余為甲苯。（2） 塔頂產品中苯含量不得低于98 （ 質量） 。（3） 殘液中苯含量不得高于8.5 （質量 ）。（4） 生產能力：90000 t/y 苯產品，年開工310 天。三、操作條件

4、(1) 精餾塔頂壓強：4.0kPa( 表壓 )(2) 進料熱狀態：自選 回流比：自選。(4)單板壓降壓： 0.7kPa四、設計內容及要求(1) 設計方案的確定及流程說明(2) 塔的工藝計算(3) 塔和塔板主要工藝尺寸的設計塔高、塔徑以及塔板結構尺寸的確定；塔板的流體力學驗算；塔板的負荷性能圖。(4) 編制設計結果概要或設計一覽表(5) 輔助設備選型與計算(6) 繪制塔設備結構圖：采用繪圖紙徒手繪制五、時間及地點安排(1)時間：2011.6.20 2011.7.3(第 18周第 19周)(2) 地點：明德樓A318( 1)教室六、參考書目1 譚天恩?化工原理(第二版 )下冊?北京：化學工業出版社

5、，19982 何潮洪 , 馮霄?化工原理?北京：科學出版社，20013 柴誠敬 , 劉國維?化工原理課程設計?天津：天津科學技術出版社，19944 賈紹義 , 柴敬誠?化工原理課程設計?天津：天津大學出版社，2002三設計計算1.1 設計方案的選定及基礎數據的搜集本設計任務為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓 下操作。對于二元混合物的分離，應采用連續精餾流程。設計中采用泡點進 料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝 器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最

6、小回流比的 1.8 倍。塔底設置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。其中由于蒸餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設計中設計把其熱量作為低溫熱源產生低壓蒸汽作為原料預熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質過程常用的塔設備，它的主要優點有：(1)結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60%,為浮閥塔的80左右。(2)處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 1015%。(3)塔板效

7、率高，比泡罩塔高15%左右。(4 )壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低 30%左右。篩板塔的缺點是：(1 )塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。(2 )操作彈性較小(約23)。(3 )小孔篩板容易堵塞。下圖是板式塔的簡略圖：進料回流罐塔頂產品（或冷凝為謠出液）再沸器L' m加熱水蒸汽 7t冷凝水塔底產品（或殘液圖1板式精博塔表1苯和甲苯的物理性質工程分子式分子量M沸點（C）臨界溫度t C（C）臨界壓強Pc（kPa）苯A78.1180.1288.56833.4甲苯BGH5CH92.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度0c80.1859095100105

8、110.6Pa0，kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0PB 0, kPa40.046.054.063.374.386.0表3常溫下苯一甲苯氣液平衡數據（2 :P8例1 1附表2）溫度0C80.1859095100105液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4純組分的表面張力（1 :P378附錄圖7）溫度8090100110120苯,mN/m21.22018.817.516.2甲苯，Mn/m21.720.619.518.417.3表5組

9、分的液相密度（1 : P382附錄圖8）溫度（C）8090100110120苯,kg/ m3814805791778763甲苯,kg/ m3809801791780768表6液體粘度吠（1 : P365 ）溫度（C）8090100110120苯(mPa .s )0.3080.2790.2550.2330.215甲苯(mPa .s )0.3110.2860.2640.2540.228表7常壓下苯甲苯的氣液平衡數據溫度t c液相中苯的摩爾分率 x氣相中苯的摩爾分率 y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.0

10、20.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.0P79.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.01.2精微塔的物料衡算 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率苯

11、的 摩 爾 質 量% = 7811袍/如況Xu甲苯的摩爾質量 M B =92.13kg / kmol0.75/ 78.11=0.780 0.75/78.11 0.25/92.130.98/78.110.98/78.11 - 0.02/92.13= 0.9830.085/78.110.085/78.11 0.915/92.13=0.0992 ) 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量M F =0.780 78.11 (1 -0.780) 92.13 =81.20(kg /kmol)MD =0.983 78.11 (1 -0.983) 92.13 = 78.40(kg / kmol)(3原料處理量M

12、w =0.099 78.11 (1 -0.099) 92.13 = 90.73(kg / kmol)料衡算9000000081.20 310 24-2=1.49 10 (kmol/h)_42D W =1.49 100.780F =0.983D 0.099W層數 NT 的求取作 回 流 比。總 物 料 衡 算苯 物 料 衡 算聯立解得D =1.19 102 kmol/h W =0.30 102 kmol/h式中F 原料液流量D-塔頂產品量W-塔底產品量3塔板數的確定 (1) 理論板苯一甲苯屬理想物系，可采逐板計算求理論板層數。 求 最 小 回 流 比 及 操采用恩特伍德方程求最小回流比。ai (

13、xD,i ) m二Rm 1aiai (xf ,i )ai -U解得，最小回流比Rm =0.73取操作回流比為R =1.8Rm =1.31 求 精 儲 塔 的 氣、 液 相 負 荷L= RD =1.31 119 =155.89(kmol/h)二(R 1)D =(1.31 1) 119 =274.89(kmol/h )q=1)= (R+1)D -(1-q)F = 2.31父 119 =274.89(kmol/h)(泡點進料:=RD qF =1.31 119 1 149 =304.89(kmol / h)求操作線方程 精儲段操作線方程為R xyn 1Xn - = 0.567Xn 0.426R+1R

14、+ 1提儲段操作線方程為LWxwyn 1 =fXn V =1.109Xn -0.011(2)逐板法求理論板又根據RminxD二一1 xF若¥可解得二=2.47相平衡方程X y =1 (- -1)x郎5；x2.47 xy =1 1.47 xX =變形得2.47 -1.47 y用精微段操作線和相平衡方程進行逐板計算y1 =xD = 0.983,x1 =y1=0.959y1y1二(1一%)y1 2.475(1 _y1)x2 二y二 0.959y2 =0.567x1+0.426 =0.9702.47 1.47yy3= 0.567x2 0.426 =0.953x3 -2.47 -1.47y3=

15、 0.891y4= 0.567x3 +0.426 =0.931x4 =2.47 -1.47y4= 0.845y5-0.567x4 0.426 -0.905X5 =2.47 -1.47 y5-0.795y6= 0.567x5 +0.426 =0.877x6 = 2.47 -1.47y6= 0.742因為,x6 =0.742 ：xF =0.780故精儲段理論板n=5 ,用提留段操作線和相平衡方程繼續逐板計算y7 =0.567x6 0.426 =0.811x7 =2.47 -1.47y7=0.635y8 -0.567x7 0.426 -0.693x8 =2.47 -1.47y8=0.478y =0.

16、567x8 0.426 -0.519x9 =2.47 -1.47y9=0.304y10 =0.567x9 0.426 =0.326x102.47 -1.47 y10= 0.164y11 =0.567x10 0.426 =0.171x112.47 -1.47yn= 0.077因為,x11 =0.077 ；xW =0.099所以提留段理論板n=5 (不包括塔釜)【提留段的操作線方程錯誤】(3)全塔效率的計算查溫度組成圖得到，塔頂溫度 TD=80.94C,塔釜溫度TW=105,全塔平均溫度Tm =92.97 Co分別查得苯、甲苯在平均溫度下的粘度Na =0.272(mPa s),收=0.279(mP

17、a s)平均粘度由公式，得m-0.780 0.272 0.22 0.279 -0.274(mPa s)全塔效率EtEt =0.17 -0.6161g/m =0.170.6161g 0.274 =0.516(4)求實際板數精儲段實際板層數5N 精=9.69 =10(塊)0.516提儲段實際板層數5N提= 9.69 = 10(塊)0.516進料板在第11塊板。1.3精微塔的工藝條件及有關物性數據的計算(1)操作壓力計算塔頂操作壓力P= 4+101.3 kPa每層塔板壓降 AP= 0.7 kPa進料板壓力 PF = 105.3+0.7 X 10= 112.2 kPa塔底操作壓力Pw =119.3 k

18、Pa精微段平均壓力 P m1 = ( 105.3+112.3 ) /2=108.8 kPa提儲段平均壓力 P m2 = (112.3+119.3) /2 =115.8 kPa(2)操作溫度計算依據操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結果如下：塔頂溫度tD =80.90 C進料板溫度tF =85.53 C塔底溫度tw =105.0 C精儲段平均溫度 tm= ( 80.9.+85.53 ) /2 = 83.24 C提儲段平均溫度tm= (85.53+105.0) /2 =95.27C (3)平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量計算由x

19、D=y1=0.957，代入相平衡方程得x1=0.959M L,Dm =0.95978.11+(1 -0.959)父 92.13 = 78.69(kg/kmol)M V,Dm = 0.983父 78.11+ (1 -0.983) ><92.13 = 78.35(kg / kmol)進料板平均摩爾質量計算由上面理論板的算法，得 yF =0.877, xF =0.742M V,Fm =0.877 x78.11+(1 0.877/92.13 = 79.83(kg /kmol)M L,Fm =0.742 x 78.11 +(1 -0.742)x92.13 =81.73(kg /kmol)塔底

20、平均摩爾質量計算由xw=0.077,由相平衡方程，得yw=0.171M V,Wm =0.171 m78.11 +(10.171)M92.13=89.74(kg / kmol)M LWm =0.077 父78.11 + (1 0.077)父92.13 = 91.05(kg /kmol)精微段平均摩爾質量MVm78.35 79.832-79.09(kg/kmol)MLm78.69 81.732= 80.21(kg/kmol)提儲段平均摩爾質量79.83 89.74MVm=2=84.79(kg/kmol)81.73 91.05M Lm = 86.39(kg / kmol)(4)平均密度計算氣相平均密

21、度計算由理想氣體狀態方程計算，精儲段的平均氣相密度即108.8 79.098.314 (83.24 273.15)= 2.90(kg/m3)提儲段的平均氣相密度PVmRTm115.8 84.798.314 (95027 273.15)= 3.21(kg/m3)液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即塔頂液相平均密度的計算由tD= 80.94 C,查手冊得_3_3:a =814.0(kg/m ); : b =809.1(kg/m )塔頂液相的質量分率求得 aa =0.9810.980.023、=+;信 PL Dm =813.9( kg / m ) "Dm814.0 809.1 +依

22、PL Fm =807.4( kg / m )808.86 804.36塔底液相平均密度的計算由tw/= 105.0 C,查手冊得:a -786.4(kg/m3); :b =785.3(kg/m3)塔底液相的質量分率0.077 78.11八aA = 0.0660.077 78.11 (1 -0.077) 92.13進料板液相平均密度的計算由tF= 85.53 C,查手冊得£=808.6(kg/m3); ：B =804.36(kg/m3)進料板液相的質量分率0.742 78.11- 0.711CDm0.742 78.11 (1 -0.742) 92.130.710.293、1;L,Wm0

23、.066786.40.934.3、+;得汽,Wm 二784.9 kg/m)785.3,813.9 807.4 八 =810.6提儲段液相平均密度為807.4 784.9= 796.l5kg/m3)(5)液進 料 板由 tF相上85.53:二 A =21.60(mN/m);；B= 21.08(mN/m)體 平均 表面均80.94二A =21.25(mN /m); ；=B =21.59(mN/m)仃L,Dm = 0.983m 21.25 + 0.017 黑 21.59 = 21.26(mN / m)仃L,Fm = 0.742 M 20.60 + 0.258 黑 21.08 = 20.72(mN /

24、 m)均 表 面105.0 C工 A =18.26(mN/m);二 B =19.18(mN/m)oL,Wm =0.07718.26 +0.923父19.18 = 21.50(mN / m)二 Lm二 Lm21.26 20.7221.50 20.72= 20.99(mN/m)= 21.11(mN/m)(6)P 均Lm=液t D =80.94下xi粘即i菅怎 行=0.305(mPa s);B =0.309(mPa s)建9=0.983父0.305+0.017父0.309 =0.311(mPa s)進 料 板 液 相tF85.53a =0.292(mPa s); 4 =0.297(mPa s)隈Dm

25、 = 0.742M0.292+0.258M0.297=0.29«mPa s)底 液tw相105.0A =0.244(mPa s); % =0.259(mPa s)",Dm = 0.077M0.244 + 0.923M0.259 = 0.258(mPa s)L ,mLL -L,m0.311 0.2940.294 0.259= 0.303(mPa s)= 0.276(mPa s)(7)氣液負荷計算 精儲段：V =(R 1)D =(1.31 1) 119 =274.89(kmol/h)V MVm 274.89 79.093600 :Vm3600 2.90= 2.08(m3/s)L

26、 = R D =1.31 119 =155.89(kmol/h)V MLm 155.89 80.213600 ：Lm 3600 810.63= 0.0043(m /s)提儲段：V =(R 1)D (q -1)F =(1.31 1) 119 = 274.89(kmol/h)VsV Mvm274.89 84.793600 1m3600 3.213= 2.02(m /s)L = R D qFW.31 119 149 =304.89(kmol/h)V MLm3600304.89 86.393600 796.15_3= 0.0092(m /s)1.4 精微塔的塔體工藝尺寸計算(1)塔徑的計算塔板間距HT

27、的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質、分離效率、塔的 操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關。可參照下表所示經驗關系選取。表7板間距與塔徑關系塔徑CT, m板間距HT, mm0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0200300250350300450350600400600對精儲段：初選板間距HT = 0.40m ,取板上液層高度hL = 0.06m,故 HT -hL =0.40_0.06 = 0.34m ；0.5LYPl、0.0043 丫810.65 丁! J = I I =0.0346Ns 人8 J 【2.08 人 2.9 )_ 0.2查史密斯關聯圖 得G&#

28、176;=0.070 ；依式c =C20三I<20 J校正物系表面張力為20.99(mN/m)時C=C20 I?1= 0.072/2098120 1I 20 )=0.0713max-入-810.6-2.90 ：0.0707. ：v.2.90= 1.180(m/s)可取安全系數為0.7,則（安全系數0.60.8）, 故；=0.7max =0.7 1.180 -0.826(m/s)D = 4Vs =4 2.08V : J *3.14 0.826= 1.791(m)按標準，塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速0.66m/s對提儲段：初選板間距HT = 0.40m ,取板上液層高度hL = 0.06m

29、,11故 HT -hL =0.400.06 = 0.34m JLH=0：0075/783.4T =0.090Vs:vm1.372.900.2查2 ： P165 圖 3 8 得 G0=0.068;依式 C=C20 =0.069<20 J校正物系表面張力為19.58mN / m時max二C:v 二。.。69: 796.3/.21 :1.08(m/s)二二0.7,max =0.7 1.08 =0.759(m/s)3.14 0.7594 2.02=1.84(m)按標準，塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速1.56m/s。將精儲段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據塔徑的選擇規 定，對于相差不大

30、的二塔徑取二者中較大的，因此在設計塔的時候塔徑取2.0m。1.5 塔板主要工藝尺寸的計算第I條溢流裝置計算精儲段因塔徑D= 2.0m,可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精儲段各項計算如下：a）溢流堰長lw :單溢流去 l斤（0.60.8） D,取堰長lw為0.60D=0.60 X 2.0=1.20m b）出口堰高 hw ： hW = hL - hOWLh0.0043 3600lw / D = 0.60, -2y = 9.81w252 q2.5lw1.2查圖可得，E =1.04,則h ow1-042/3幽4絲理史=0.0161.2故hw =0.06 -0.016 =0.044（m） c）

31、降液管的寬度Wd與降液管的面積Af :由 lw/D =0.66 查（2 : P170 圖 313）得 Wd/D =0.124,Af / AT =0.0722故 Wd =0.124D =0.124M1.6 = 0.198m ,二 23.1422Af=0.0722 D2=0.07221.62=0.1452m244利用（2 ： %0式310）計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積,AfHTLs0.1452 0.400.0037-15.70s（大于5s,符合要求）d）降液管底隙高度 ho :取液體通過降液管底隙的流速No=0.08m/s （0.07- 0.25）依(2:Pi7i 式 3 11) :

32、ho=L= 0.0037 = 0.035m 符 合lw 。1.06 0.09(h0=%0.006)e)受液盤采用平行形受液盤，不設進堰口，深度為 60mm同理可以算出提溜段相關數據如下：a)溢流堰長lw:單溢流去lw= (0.60.8) D,取堰長加為0.66D=0.8 X1.6=1.056mb)出口堰Mi hw ： hw = hi how2L巧Lhlw )由 lw/ D = 0.8 Lh /lw2.5 = 23.34m，2 84查知E=1.04,依式how =E10002可得添Llw=0.026m故 hw =0.06-0.026= 0.034mc)降液管的寬度Wd與降液管的面積Af :由lw

33、/D=0.60wd- =0.100，& =0.052查圖得，DAT故wd =0.100D =0.20(m)一一一一 2Af =0.052AT =0.052 3.14 =0.163(m )計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，一 AHt即e=二-1 =15.66 (大于5s,符合要求) Lsd)降液管底隙高度h。：取液體通過降液管底隙的流速 Ro=0).1>ms/S0.07-0.25)ho =01036mm)符合(h0 =兒-0.006)lw o(2)塔板布置精儲段塔板的分塊因D»800mm故塔板采用分塊式。塔極分為 4塊。對精儲段：a)取邊緣區寬度Wc =0.04

34、(m)(30 -50mm)安定區寬度Ws =0.07(m)b) Aa =2，x$R2 x2 +“R sin,X1計算開空區面積 180 RDD ,R =wc =1 -0.04 =0.96(m) x = - -(wd ws) = 1 -(0.2 -0.07) = 0.73(m)2 , 2解得，Aa =2.50(m)c)篩孔數n與開孔率中：取篩空的孔徑d。為5mm,正三角形排列，一般碳的板厚為3mm,取t/九=3.5 ,故孔中心距t =3.5X55=H65mm篩孔數31158 103 A 1158000n =2 Aa =2 2.50 =9453(個)t17.5則每層板上的開孔面積A0為A0 = A

35、a =0.0740 2.50 =0.185(m2)氣體通過篩孔的氣速為,VS2.08-0 =11.24(m/s)A00.1851.6篩板的流體力學驗算塔板的流體力學計算，目的在于驗算預選的塔板參數是否能維持塔的正常操作，以便決定對有關塔板參數進行必要的調整，最后還要作出塔板負荷性能 圖。(1)氣體通過篩板壓強相當的液柱高度計算精儲段：(5)干板壓降相當的液柱高度 幾：依d。/。=5/3=1.67,查干篩孔的流量系數圖得，G=0.84由式2h = 0 051 u0生 =0 051 11249° = 0 0327C .c0el.0.84810.65.U0 乙'b)氣體穿過板上液層

36、壓降相當的液柱高度hl :IIVs_2.08J a AT 萬一1 ,0.052 >3=0.70(m/ s) Fa = Ua , e =0.7 . 2.90 =1.19由與Fa關聯圖查得板上液層充氣系數% =0.66 ,依式hi = 0hL = 0 hw how >>0.66 0.044 0.016 )=0.0396c)克服液體表面張力壓降相當的液柱高度 h仃:依式h二=尚7 = 420 .9910 -3 = 0.0021144rhd = 0.002110.03960.0327 = 0.0744故p則單板壓強： =hpelg =0.0744 810.65 9.8 = 591.0

37、 p <700 p(2)液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液 面落差的影響。(3) 霧沫夾帶=5.7>10' ( ua3.2 = 57兇0. m (073.2 = 7 32M 10-3kr£w / knzk < 0 1k/ k00Ht-hf2019910aQ4-2.5 0.06九3210kg%/ kgU.IKg*KgN故在設計負荷下不會發生過量霧沫夾帶。 漏液820905 = 6.57 m/s由式ow =4.4c。. e / e 0.0056 0.13hL -h二Now = 4.4 X 0.84 X0.0056 + 0.1

38、3 父 0.06 - 0.00211 1篩板的穩定性系數K U0K 二U OW11.246.57= 1.71 1.5,故在設計負荷下不會產生過量漏液。(5)液泛為防止降液管液泛的發生，應使降液管中清液層高度Hd <*(HT +hw)依式 Hd =hp +hl +hd ,而22hd =0.153父 LS =0.153/ 0.00431=1.52710皿 h0oJ<1.2x0.036 )H =0.0593 0.06 0.00152 = 0.121m取4=0.5 ,則中佃 +hw )=0.5 -(0.4 + 1.17 >0.785故Hd <*(Ht +hw )在設計負荷下不會

39、發生液泛。根據以上塔板的各項液體力學驗算，可認為精儲段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。同精儲段公式計算，提溜段各參數計算如下：(1)氣體通過篩板壓強相當的液柱高度計算a)干板壓降相當的液柱高度：h； =0.051 109 I1 父 且21= 0.0346(m )10.84 ；<796.4)'b)氣體穿過板上液層壓降相當的液柱高度：VS2.02ua - 0.679.-AT -Af3.14-0.163Fa = u；、問= 0.67973.21 =1.22由與52關聯圖查得板上液層充氣系數% =0.65 ,依式% =0.65 0.06 =0.0 3 9 c)克服液體表面張力壓降相當的液柱高

40、度:404 21.11 10“h3 = 0.00216 m：lgd0796.4 9.8 5 10故 hp = 0.0346 0.039 0.00216 = 0.0758(m)則單板壓降:p =0.0758 796.4 9.8 = 0.591 ：二 0.7(kPa)對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。(3) 液沫夾帶5.7 10-6ev =J21.11 103 2。679、,.一I = 0.0066( kg* / kg氣)< 0.1( kg* / kg氣)<0.25 )故在設計負荷下不會發生過量霧沫夾帶。(4)漏液do5=1.673查得:Co

41、 =0.84uow =4.4c0 , 0.0056 0.13hL - hFL / < -4.4 o.84 . 0.0056 0.13 0.06 - 0.0021810.6-2.9u011.24K J =1.71 1.5篩板的穩定性系數uow 6.57,故在設計負荷下不會產生過量漏液。(5)液泛為防止降液管液泛的發生，應使降液管中清液層高度 Hd eMht十hw )依式 Hd =hp +hl +hd ,而hd =0.153LsLw *ho j=0.153父0 0.0043 S二I =1.52 父 10<1.20.036 JH =0.0593 0.06 0.00152 = 0.121m

42、取* =0.5 ,則+hw )=0.5父(0.4 + 1.17 )=0.785故Hd <*(Ht+hw )在設計負荷下不會發生液泛。根據以上塔板的各項液體力學驗算，可認為提儲段塔徑及各項工藝尺寸是適合 的。1.7塔板負荷性能圖精儲段：(1)霧沫夾帶線5.7 10-6。2ev霧沫夾帶量Uaht -%Ua2At -Af0.25二D -0.163= 0.336Vshf= 2.5(hw how) =2.5® 2.84 10 歲E3600 LSl w2)32=0.11 +1.54L's取ev=0.1(kg液/kg氣)，前面求得精= 20.99mN/mev代入5.7 10.UaHt

43、 -hf。22，整理得：Vs=5.1129.°5L3s在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3-19。表8Ls /(m 3/s)0.0030.0040.0050.006Vs /(m 3/s)4.5064.3784.2614.151由上表數據即可作出霧沫夾帶線。液泛線由 E=1.04,l v=1.2 得：2.84howE100023600Ls 3lw2.841.0410003600Lslw232=0.614L3sp 1vhc =0.051 c= 0.051£ =0.0512Vs2.90S0.84 0.185 810.7= 7.555 10V2s已算出

44、hL2.11M10rm),2hp =hc h1 h一 二7.555 10歲V： 0.029 0.405L1 2.11 10- hd =0.153j =0.153 JLSf =81.983L：wh。J2M0.036 )HT =0.4m hw = 0.044m=0.5代入中 Hthw )=hphwhow hd2Vs2 =19.443 -134.878LI -1.085 104L：在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3-20表10Ls /(m 3/s)0.0030.0040.0050.006Vs /(m 3/s)4.0673.9843.9023.821由上表數據即可作出液

45、泛線 2。(3)液相負荷上限線以9 =4s作為液體在降液管中停留時間的下限,Ls,maxHTAf0.4 0.1634-0.0163(m3/s)據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線0.0163(m/s)。Vs,minA漏液線2,- 八-一 3 uow由 hL = hw +how = 0.044 *0.614Ls 和Uow =4.4C0 0.0056 0.13hL -h代入'V得:UA050.8410.0056 +0.13 0.044 +0-2.1儼 10810.7力2.90整理得：Vs,min =0.684 ,2.574 22.314L3在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出

46、Vs值，計算結果列于表3-21表11Ls /(m 3/s)0.0030.0040.0050.006Vs /(m 3/s)1.1921.2111.2291.245由上表數據即可作出液泛線 4 (5)液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度 hOW 0.006m作為最小液體負荷標準。E=1.04hhow2.84 E 10003600Ls,minl wLs,min43 ,= 3167 10 m /s據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線5Ls,maxHTAf 0.4 0.163 八3,一;一=5 =0.013m /s根據以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。圖1精微段篩板負荷性能圖

47、Li&iVs?在負荷性能圖上，作出操作點 P,連接OP,即作出操作線。由圖可看出，該篩 板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。同精儲段，得出提儲段的各曲線為:(1)霧沫夾帶線_6 (、3.25.7X10 人 ev =-3(Ht +hfX.J整理得:2Vs =5.52 -13.07L3液泛線：，Hthw)二 hphwhowhd已知E=1.06 lw=1.2 ,同理精儲段得:, HrAf 0.4 0.1633,Ls,max =0- 0.013m /s5c0 =0.84由此可作出精儲段液泛線2。(3)漏液線2hL =hw how =0.0325 0.628l；u owVsmin =4.43

48、 0.84A0.0056+ 0.628L3 -0.00216786.4i父3.21整理得：Vs,min =0.688由.90+20.251據此可作出漏液線3。液相負荷上限線=5s作為液體在降液管中停留時間的下限,L s,maxHrAf0.4 0.163= 0.013(m3/s)0.013。據此可作出與氣體流量元關的垂直液相負荷上限線 (5)液相負荷下限線以how= 5s作為液體在降液管中停留時間的下限,22.84 -c r3600M Ls,min 與Ml.06M ,100011.2 J整理得：L5min =9.73>d0N(m3/s)由此可作出液相負荷下限線 5。根據以上各線方程，可作出

49、篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。四設計結果一覽表工程符號單位計算數據精福段提留段各段平均壓強PmkPa108.8115.8各段平均溫度t mC83.2495.27平均流量氣相VS3Z m/s2.082.02液相Lsm/s0.00430.0092實際塔板數N塊1010板間距HTm0.400.40塔的有效高度Zm3.63.6塔徑Dm22空塔氣速um/s0.660.643塔板液流形式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長l wm1.21.2堰局hwm0.0440.044溢流堰寬度wm0.20.2管底與受業盤 距離hom0.0360.0767板上清液層高度m0.060.06孔徑domm5.05.0孔間距tmm17.517.5孔數n個96609660開孔面積2 m0.1850.185篩孔氣速Uom/s11.2610.92塔板壓降hPkPa0.5910.591液體在降液管中停留時間Ts7.097.09降液管內清液層高度Hdm0.121