浮閥式連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)書．設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說(shuō)明設(shè)計(jì)方案的選定設(shè)計(jì)方案的選定是指確定整個(gè)精餾裝置的流程、主要設(shè)備的結(jié)構(gòu)的型式和主要操作條件。所選方案必須： （1）能滿足工藝要求，達(dá)到指定的產(chǎn)量和質(zhì)量；（2）操作平穩(wěn)、易于調(diào)節(jié)； （3）經(jīng)濟(jì)合理； （4）生產(chǎn)安全。在實(shí)際的設(shè)計(jì)問題中，上述四項(xiàng)都必須兼顧考慮。課程設(shè)計(jì)方案選定所涉及的主要容有：操作壓力進(jìn)料狀況、加熱方式及其熱能的利用。操作壓力精餾可在常壓、加壓或減壓下進(jìn)行，確定操作壓力主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)、技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來(lái)考慮。鑒于本課題，采用常壓精餾。進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料狀態(tài)有多種 ,但一般將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中 ,這樣進(jìn)料溫度就 不受季節(jié)、氣溫變化和前道工序波動(dòng)的影響 ,塔的操作就比較容易控制。此外 ,泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí) ,精餾段與提餾段的塔徑相同 ,設(shè)計(jì)制造均比較方便。鑒于此,選用泡點(diǎn)進(jìn)料 .加熱方式精餾塔通常設(shè)置再沸器 ,采用間接蒸汽加熱 ,以提供足夠的熱量。熱能的利用蒸餾過程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝 ,因此,熱效率很低 ,通常進(jìn)入再沸器的 能量?jī)H有 5%左右被有效利用 .所以,蒸餾系統(tǒng)的熱能利用問題應(yīng)值得認(rèn)真考慮。塔頂蒸汽冷凝放出的 熱量是大量的 ,但其能位較低 ,不可能直接用來(lái)作塔釜的熱源。但可用作低溫?zé)嵩?,或通入廢熱鍋爐 ,產(chǎn)生低壓蒸汽 ,供別處使用。或可采用熱泵技術(shù) ,提高溫度后再用于加熱釜液。

止匕外，通過蒸儲(chǔ)系統(tǒng)的合理設(shè)置，也可取得節(jié)能的效果。例如，可采取設(shè)置中間再沸器和中間冷凝器的流程，因?yàn)樵O(shè)置中間再沸器，可利用溫度比塔底低的熱源，而中間冷凝器則可回收溫度比塔頂高的熱量。連續(xù)精微流程冷踴器Vh冷踴器 ＞塔頂產(chǎn)品〔或冷凝為儲(chǔ)出液）Vn-l連續(xù)精儲(chǔ)裝置一般包括精儲(chǔ)塔、冷凝器、再沸器以及原料預(yù)熱器 ，如圖。除此之外，還應(yīng)確定全凝器或是分凝器，再沸器采用直接加熱還是間接加熱，另外根據(jù)熱能的利用情況決定是否采用原料預(yù)熱器。Vn-l1.3.板式塔的計(jì)算流程圖1.4 塔的工藝計(jì)算.工藝條件與數(shù)據(jù)原料液量1500kg/h,含苯40%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），乙苯60%儲(chǔ)出液含苯97%殘液含苯2%泡點(diǎn)進(jìn)料；料液可視為理想溶液。.操作條件常壓操作；回流液溫度為塔頂蒸汽的露點(diǎn)；間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為5kgf/cm2（絕對(duì)壓力）；冷卻水進(jìn)口溫度30C,出口溫度為45C；設(shè)備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5%物料衡算與能量衡算料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率設(shè)苯為A,乙苯為B,MA=78.11kg/kmol,Mb=106.17kg/kmolXfXd0.496XfXd0.4960.9850.42/78.110.58/106.170.98/78.110.98/78.110.02/106.17Xw1.4.1.20.02/78.11Xw1.4.1.20.02/78.110.027Mf 0.496 78.11 (1 0.496) 106.17 92.25Kg/KmolMd 0.985 78.11 (1 0.985) 106.17 78.53Kg/KmolMW 0.027 78.11 (1 0.027) 106.17 105.41Kg/Kmol全塔物料質(zhì)量流量1300ko/hF= =14.09/cmo//F(xF-F(xF-x\\r)

xD-xW=6.B98=6.B98女0.985-0.027總的物料衡算F=D+W則有W=F-D=7.192kmol/h

塔中回收率的計(jì)算在精儲(chǔ)計(jì)算中分離程度除用產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)表示外 ，還常用回收率表示，即:以塔頂易揮發(fā)組分為主要產(chǎn)品，則回收率：(D1.4.1.5Xd)/(FX(D1.4.1.5Xd)/(FXf)6.8980.98514.090.49697.22%相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算計(jì)算相平衡線及精儲(chǔ)段是都必須直接或間接應(yīng)用到塔的平均揮發(fā)度，要知道揮發(fā)度則必須知道塔頂塔底的溫度，再由苯. *lgP道揮發(fā)度則必須知道塔頂塔底的溫度，再由苯. *lgPa6.030551211.033t220.790* *Pa* *Pa、Pb。乙苯lgPb6.08208 這兩個(gè)公式來(lái)求出塔頂塔底的溫度對(duì)應(yīng)下的t213.06利用試差法計(jì)算溫度。不同溫度下苯和乙苯的飽和蒸汽壓T(C)020406080100120140苯(KPa3.3710.0324.3752.19101.0180.0300.3480.2乙苯(KPa0.2530.9432.8657.39416.7734.2564.21112.1塔頂X=0.985假設(shè)一個(gè)溫度t=80.5C利用lgPa6.030551211.033利用lgPa6.030551211.033t220.790. *lgPb6.082081424.255t213.06* *算得pA=102.565、pB=16.996_P-代入一中與0.985相差不大，故塔頂溫度為80.5C,*此時(shí)1 -pA6.03采用同樣的方碑算得塔底溫度tw=100.5C,pA=182.5016、pB=34.6577*235.27 則塔中平均相對(duì)揮發(fā)度a一2 5.64Pb相平衡線的計(jì)算相平衡線方程為：x —y—a(a1)y代入上式中相對(duì)揮發(fā)度的值則相平衡線方程為5.644.64y

q線方程精微段操作線和提儲(chǔ)段操作線的交點(diǎn)的軌跡是一條直線， 描述該直線的方程稱為q線方程或進(jìn)料方程。此設(shè)計(jì)中，泡點(diǎn)進(jìn)料，q線方程定為：q1回流比求解［上口卬(1—工0) 1 %55,64(1-0,985)1q=1 (Rin)q=i="L'f=町，=5.64-10496 1-0.496 =0.39取Rpt=2Rin=0.78精微段操作線因?yàn)榫珒?chǔ)過程涉及傳熱和傳質(zhì)兩種過程，為簡(jiǎn)化期間在該課程設(shè)計(jì)中假定塔為包摩爾流動(dòng)。R值定為0.78精儲(chǔ)段操作線方程為：R1 0.78 0.985yxXd x 0.438x0.553XdR1R1 0.781 1.78式中y、x——分別為精儲(chǔ)段任一截面處的氣液相易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)；xD—塔頂易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)；R-回流比，R=L/D;提儲(chǔ)段操作線塔頂?shù)幕亓鞅萊=0.78，則塔釜汽相回流比R'與R的關(guān)系式為：、R=(R+1)X^、R=(R+1)X^W=1.780.496-0.0271.7070.985-0.496(R+1)而提儲(chǔ)段操作線方程為：(R+1)X、X--=1.586X-0.0158R1.4.1.11精微塔的熱量衡算1.塔頂冷凝器中冷卻水用量和冷凝器的傳熱面積本設(shè)計(jì)中設(shè)備熱損失為加熱蒸汽提供熱量的 95%Q水=0.95Q頂氣即qmkc水(t2—11)=Vr所以式中Q水一一冷卻水吸收的熱量，WQ頂氣 塔頂蒸氣放出的熱量，Wqmk 冷卻水用量，kg/s;C水一一冷卻水的平均比熱容，J/(kg?C)；t1、t2一—冷卻水的進(jìn)、出口溫度，C；V 塔頂蒸氣量，kmol/s;r 塔頂蒸氣汽化熱，J/kmol;A冷凝器一――冷凝器的傳熱面積，m2；Q——冷凝器白熱負(fù)荷，Wk——傳熱系數(shù)，w/（m?c）,取經(jīng)驗(yàn)值；?t均一一冷凝器的傳熱平均溫度差，C。冷去水進(jìn)口溫度為：t130°C 出口t245C乙醇蒸氣進(jìn)口溫度為：t180.50C 出口t279.70Ct2t1 t1t2t均 7.90C所以 2.一一 2.1傳熱系數(shù)K800w.m.k當(dāng)塔頂溫度為80.1C時(shí)，此時(shí)苯的汽化熱為r394.0278.1130.777106J/kmol394.02KJ/Kg,則塔頂蒸氣汽化熱C水4.2103J/kg.0C6.898VR1D1.78 - 0.003411kmol/s3600泡點(diǎn)進(jìn)料0.95Vr34.210 151.58kg/sA冷凝器一 一 一 一 6QVr0.950.00341130.77710 2 15.78mktKt 8007.9Vr2.塔底再沸器中加熱蒸朋量和程沸蠲的傳熱面積塔底溫度為t=100.5C時(shí)，苯的汽化熱ri=360.4KJ/Kg乙苯的汽化熱為二353.3KJ/Kg,則塔底上升蒸汽汽化熱為r/M+七為=3543KJZKg故 再 沸 器 的 熱 流7,194X1.78x354.3KJ/Kgx3600=133.80勾/sQ(1+5%)133.80x(1+5%)則：q=' = =0.064kg/s塔底再沸器的面積加沸器-Q—133.8015%10 8.61m2kt80020.41.5理論塔板數(shù)的設(shè)計(jì)聯(lián)立精微段和提儲(chǔ)段操作線方程(Y=0.438x+0.553一精儲(chǔ)|)一L586M-0.0158-提儲(chǔ) 垢=>d=0.281用逐板計(jì)算法計(jì)算理論塔板數(shù)第一塊塔板的一項(xiàng)組成與回流蒸汽的組成一致，所以%=4=0.985 馬=v(:v)0.92y1 (y1)第二快板帆=。,43&1'。.553=0.956卜)二 米 0.794V2(1V2)第三塊板也3=°,4：椒2+°?553=0.901卜)二一壯丁0.617y3(1y3)第四塊板丫4=0.823,4=0.452第五塊板丫5=0.75x5=0.347第六塊板"=0.7054=0.298第七塊板''=0.684'=0.277X7<Xd故本題中需要六塊，第七塊為進(jìn)料板，從第八快開始，用提微段操作線求慍，用平衡方程求刀［一直到與<“w第八塊板,=…一'—=0.115第九塊板"=0.167'=0.034第十塊板為°=0.038"1。=0.007<°?027

因?yàn)楦组g接加熱，所以共需要 10-1=9層塔板，精儲(chǔ)段需要六塊，提儲(chǔ)段需要三塊1.6塔板效率和實(shí)際塔板數(shù)塔板效率在實(shí)際塔板上，氣液兩相并未達(dá)到平衡，這種氣液兩相間傳質(zhì)的不完善程度用塔板效率來(lái)表示，在設(shè)計(jì)計(jì)算中多采用總板效率求出實(shí)際塔板數(shù)。總板效率確定得是否合理，對(duì)設(shè)計(jì)的塔在建成后能否滿足生產(chǎn)的要求有重要的意義。 而總板效率與物系物性、塔板結(jié)構(gòu)和操作條件密切相關(guān)。由于影響的因素多而復(fù)雜，很難找到各種因素之間的定量關(guān)系，一般可采用下面的方法來(lái)確定總板效率。塔頂液相組成,X塔頂液相組成,Xd0.973tD80」0cn 80.1136.19 0c塔底液相組成xw 0.027,tw13619C,所以，tm—2—108.15Co查表得在此溫度下

故mXf查表得在此溫度下

故mXf苯。u乙苯=0.29mPas u苯=0.22mPasXF）乙苯0.4960.2210.4960.290.255mPa.sam5.640.2551.44由奧康爾關(guān)聯(lián)圖知 ET=0.47實(shí)際塔板數(shù)精儲(chǔ)段提儲(chǔ)段6N精士精儲(chǔ)段提儲(chǔ)段6N精士12.713（塊）0.473 101.325』110.425P■（精）6.38—/（堵）0.47 2105.875kPa故實(shí)際塔板數(shù)Np13720（塊）p1.6.3塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算操作壓強(qiáng)塔頂壓強(qiáng)Pd101.325kPa,因?yàn)椴僮髟O(shè)備每層壓降與。）,故取每層板的壓降為0.7KPaPF130.7101.325110.425kPa,故精儲(chǔ)段平均操作壓強(qiáng)為：

溫度tm根據(jù)操作壓強(qiáng)，由下式計(jì)算操作溫度P P；XaP；Xb,經(jīng)試差得到塔頂tD80.50C,進(jìn)料板溫度tF136.190C,則精儲(chǔ)段的平均溫度，.3平均分子量Mm塔頂：Xd yi=0.985,Xi=0.92LMD LMF 3Lm（精） 2 720.53kg/mMVDm0.98578.11（10.985）106.1778.53Kg/KmolMLDm0.927M1m1（精（100.25J01.9981.37Kg〃Kmol進(jìn)料板： yF0.496,Xf0.149MvFm 0.49678.11 1 0.496 106.17 92.25Kg/KmolMLFm 0.14978.11 1 0.149 106.17 101.99Kg/KmolaBaBaALmDLADLBD1aA aB1.6.3.4L中均密瘦mLBF1 液相密度0.4m 10.42卞姍數(shù)據(jù)441有756.AD 815Kg/m3BD813.6Kg/m3AF744.1Kg/m3,3bf756.7Kg/m3,。LmD689.6SKg/m380.5136.19secLmD689.6SKg/m3tma為質(zhì)嶺分率）,O.35成LmF751.36Kg/mLmF751.36Kg/m3xiixii故精儲(chǔ)段平均液相密度:2氣相密度:1.6.3.513.319.21液他!面力16.27mN/m根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，查圖知AD1.6.3.513.319.21液他!面力16.27mN/m根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，查圖知AD13.3mN/mBd15.5mN/m,Af17.9mN/m,BF20.5mN/m。md0.98513.3 10.985md0.98513.3 10.98515.513.3mN/mmF0.49617.91-0.49620.519.21mN/m則精儲(chǔ)段平均表面力：1.6.3.6液體粘度根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，AF0.184,BF0.226Lm根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，AF0.184,BF0.226Lm祖2052ad0.3080.257mpasBD0.354，LDXDAD1XLDXDAD1XdBD0.9850.308(10.985)0.3540.309mPasLFXFAF1Xfaf0.4960.184(10.496)0.2260.205mPas故精儲(chǔ)段平均液相粘度1.6.37 氣液負(fù)荷計(jì)算106.87585.39VR1DM1.6.37 氣液負(fù)荷計(jì)算106.87585.39VR1DMvm精」

pVM精0.78n焦.8988R39船夕謝；^/1^%273.152.852.85kg/m3LRD30.786.89891.1778)538192/25Plm精 72gM精) 2——83.39kg/kmol塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算塔高

根據(jù)實(shí)際經(jīng)驗(yàn)取精儲(chǔ)段間距0.45m,提儲(chǔ)段HT=06塔高Z0.45130.6710.05m塔徑塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操塔徑Dr,mL1VILJ0^3+MV367.88V0022.853?B 1.6?2.4塔徑Dr,mL1VILJ0^3+MV367.88V0022.853?B 1.6?2.4?0.50.81.62.44.0板間距HT,mm200?250?300?350?400?30035045060060069系7初選板間距Ht作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)。可參照下表所示經(jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。CC20故液滴沉降高度Ht hL0.30m,取板上液層高度hL0.083m,0.2 0.216.27

—— 0.045 —— 0.043200.30.083200.217m；夜氣流動(dòng)參數(shù):max0.043720.532.85nCQO/0 0.682m/s2.85由液汽流動(dòng)參數(shù)降高度查Smith關(guān)聯(lián)圖《化工單兀過程及設(shè)備課程設(shè)l[?Pig]）,可得液相表面力為20mN/mM的負(fù)荷因子C20=0.045由現(xiàn)工藝條件?4VpD,S由現(xiàn)工藝條件?4VpD,S4367.88u.3.140.40936000.564m可取安全系數(shù)為0.6,則（安全系數(shù)0.6—0.8）,故u0.6umax0.600.6820.409n/s塔徑設(shè)計(jì)塔徑D與設(shè)計(jì)規(guī)值比較進(jìn)行圓整，取塔徑D=0.6m

氣相通過的塔截面積A=塔截面積At降液管及溢流堰尺寸降液管尺寸由以上設(shè)計(jì)結(jié)果得弓形降液管所占面積為=-A=0.2826-0.25=0.0326m根據(jù)以上選取的。值，由bp~D算降液管寬度=D根據(jù)以上選取的。值，由bp~D算降液管寬度=DbD1-12[iri"67----x04=0.04m選取平行受液盤，考慮降液管底部阻力和液封，選取底隙=0.040m1.8.2選取平行受液盤，考慮降液管底部阻力和液封，選取底隙=0.040m1.8.2溢流堰尺寸由以上設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)確定堰長(zhǎng)367.88，Jr:lU367.88，Jr:lU1-0;40936000.250m— 0.2826/i— 0.2826/iow=2.84xl043￡-PL產(chǎn)0.681則算出=0.006m則算出=0.006m堰高4y由選取清夜層高度既確定:=0,083-0.006=0,077mTOC\o"1-5"\h\zlh0,681 ,%=—= =2.96m/s溢流強(qiáng)度 幻0244 0.681以=' = =0.02m/5降液管底隙液體流量 “一?).：」“①浮閥數(shù)及排列方式浮閥數(shù)選取片型浮閥，重型，閥孔直徑為魅二°.039血初取閥孔尸。=",計(jì)算閥孔氣速F。11/=7=際=6?/$% 367.88TOC\o"1-5"\h\z = =137T97r q-d0Un-x0.039x6.52浮閥個(gè)數(shù)：n=4 41.9.2浮閥排列方式通過計(jì)算及實(shí)際排列確定塔盤的浮閥數(shù)n,在試排浮閥時(shí)，要參考塔盤的各區(qū)布置，例如塔盤邊緣寬度兒，液體進(jìn)出口的安全寬度與、以以及塔盤支撐梁所占的面積。I取塔板上液體進(jìn)出口安全寬度A= =°.°7sm,取邊緣寬度Q=0.05mA2x.r2x2r2sin1x有效傳質(zhì)面積 r求得

bebbebd——0.050.15m20.4bs ——0.0750.040.085mAa2Aa2。.。85。52。.。852O」5"囂—27Tq Jt T n{=n-d02=13x-x0.039*=0.016m2開孔所占面積選擇排列方式，其孔口距可由以下的方法估算，如圖^184選擇排列方式，其孔口距可由以下的方法估算，如圖^1845-36由塔板開孔率:由塔板開孔率:由開孔區(qū)閥孔所占面積分?jǐn)?shù)解得0.016“%12.7%At 0.1261.10塔板流動(dòng)性能的校核液沫夾帶量校核，為控制液末夾帶量0過大，應(yīng)使汽泛v F _點(diǎn)&SQ.8?0.82,浮閥塔板泛點(diǎn)率?0.78kCrAF式中，由塔板上氣相密度及塔板間距"丁，查圖P】71圖5-26,得分?jǐn)?shù)Af=°」45,根據(jù)表P“1圖S-11所提供的數(shù)據(jù)，本物分的k值可選取1,塔板上液體流道長(zhǎng)％及液流面積%分別為7L=D-2%=0,4-2x0.04=0,32mAt-2^=0.L^-2XO,O]4=?^367.88 x36002.85720.53-2.85r =0.452故得’=。[一J：1.9.1塔板阻力勺的計(jì)算1.9.1.1平板阻力生臨界孔速1UQc~(285)1B2S=5-91m”<如因閥孔氣速"o大于其臨界閥孔氣速故應(yīng)在浮閥全開狀態(tài)計(jì)算平板阻力。P網(wǎng)2.85x6522hn=5.34 =5.34X ' 2g720.53x2x9.81=0.064m1.9.1.2塔板清夜層阻力hi與堰高，溢流強(qiáng)度，氣速有關(guān)，影響因素比較復(fù)雜，通常由以下經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算hi小.為充氣分?jǐn)?shù)，反映液層充氣的程度，無(wú)量綱，當(dāng)液相為水時(shí)，0=0.5;為油時(shí)。=0.2?0.35;為碳?xì)浠衔飼r(shí)。=0.4?0.5hi=0.5 1 111r：''克服表面力4x10%h= °■為液體表面力4x10-3x16.27720.53x0.039x9.81=2.36xIO”由以上三項(xiàng)阻力和求得塔板阻力:%=，+;+%=0.046+0.042+0.00024=0.08821.9.3降液管液泛校核PiPl9Pi,PiPl9+ +A+—+Pl9N/m"；式中“d為降液管中的清夜層高度m；P1P，為截面的壓力,N/m"；ptg為塔板阻力；△為頁(yè)面落差，一般可忽略不計(jì)；的為液體通過降液管的流動(dòng)阻力。源主要集中于底隙處，由局部阻力關(guān)系，并近似取局部阻力分?jǐn)?shù)蝠%=S—=0J53x6=3可得2g故Hd0,681 \0.24x0.04)=0.000059故Hd0,681 \0.24x0.04)=0.000059=++h=0.083+0.0882+0.000059=0.171m取降液管中泡沫層相對(duì)密度=。?6,則可求得降液管中泡沫層的高度為“壯：高度為“壯：Hd=一二D.1710-6—&=0.6+0,077=0.677>Hd而，卬 d故不會(huì)發(fā)生降液管液泛1.10.4液體在降液管停留時(shí)間校核應(yīng)保證液體在降液管的停留時(shí)間大于 3?5s,才能保證液體所夾帶的氣體的釋出

0.014x0.6&= =44>550.014x0.650,681/3600故所夾帶氣體可以釋出1.10.5嚴(yán)重漏夜校核2.96m/s當(dāng)空的動(dòng)傳因子F。低于5時(shí)，將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏夜，故漏液點(diǎn)的孔速％可取％=’的相應(yīng)孔流氣速2.96m/s均6.25——= =2.2>1.5?X0*?穩(wěn)定分?jǐn)?shù)K》。0故不會(huì)發(fā)生漏液1.10.6踏板負(fù)荷性能圖1.10.6.1過量液末夾帶線關(guān)系v? S區(qū)F_ 、在式?0.78"尸為?中，已知物系性質(zhì)及塔板結(jié)構(gòu)尺寸，同時(shí)給定泛點(diǎn)率F1時(shí)，即可表示出氣液相流量之間的關(guān)系，根據(jù)前面液沫夾帶的校核選擇帶的校核選擇vj—— L36LQ32SJ72053^2^58= 0445x0,098得出?一’‘「： 1'

上式為一線性方程，由亮點(diǎn)即可確定,當(dāng)廿。時(shí),以=684m%i4=50時(shí)，除=302.6苻那由此兩點(diǎn)作過量液末夾帶線①1.10.6.2液相下線關(guān)系式對(duì)于平直堰，其堰上液頭高度how必須大于0.006m,取how0.006m即可確定液相流量的下限線how2.84how2.84e3600Lh

1000lw取E=1.0,代入求得Lh=0.74^7^可見該直線式垂直于瓦軸的直線，該直線為Q1.10.6.3嚴(yán)重漏夜線關(guān)系因動(dòng)傳因子產(chǎn)。低于5時(shí)會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏夜，取「0=5,計(jì)算相應(yīng)流“F。%=~1=TOC\o"1-5"\h\z量，計(jì)算相應(yīng)流量?6004%,其中 卅v所以5 q\o"CurrentDocument"Vh=3600&%=36004]--=3600X0.016--=170.59耐7用^Pv "285上式為常數(shù)表達(dá)式，為一平行為軸的直線，為漏液線，也稱之為氣相下限線@1.10.6.4液相上線關(guān)系式35s降液的最大流量為小36004%5=720x0.014x0,6=6,048m9

可見該線為一平行于以軸的直線，記為01.10.6.5降液管泛線關(guān)系式當(dāng)塔降液管泡沫層上升至上一層塔板時(shí)， 即發(fā)生了降液管液泛，根據(jù)降液管液泛的條件，得以下降液管液泛關(guān)系式：HdHthowHdHthowhowhfhd顯然，為避免降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)HdHT限將式中how、hf、hd均表示為4唳的函數(shù)關(guān)系，整理即可獲得表示降液管泛線的關(guān)系式，在前面核算中可知，由表面力影響所致的阻力 心在行中所占比例很小，在整理中可以略去，使關(guān)系得到簡(jiǎn)化，即把hf=%+%o+hi=M+。“，件人hw how h0 hd0.5hw how) Ht how22.84 3600LhTOC\o"1-5"\h\zow E取E=1.0,式中將how取E=1.0,式中將how、h0、hd代入原式中整理可得\o"CurrentDocument"-^-+4.275x10-3+L8x10-f 1=[ndj M)將本設(shè)計(jì)中的給定條件和設(shè)計(jì)確定的數(shù)據(jù)帶入上式中，整理得2L198X 1.io7x10-2(Lj3+1953xjcj-4￡a2=0291由上式計(jì)算降液管泛線上點(diǎn)得下表Lh（疝/h）102030以中力）13610526由上表數(shù)據(jù)作出降液管的液泛線，記為。5將以上。）②③⑷⑤條線繪制在同一兒~咻直角坐標(biāo)系中，塔板的負(fù)荷性圖如圖所示，將設(shè)計(jì)點(diǎn)（與，盯）標(biāo)繪在圖中，如點(diǎn)D所示，由原點(diǎn)O及D操作線OD操作線交嚴(yán)重漏液線（3與點(diǎn)A,液沫夾帶線⑶與點(diǎn)B。由此可見，該塔板負(fù)荷操作的上下限受嚴(yán)重漏液線③及液沫夾帶線①的控制，分別從圖中AB兩點(diǎn)讀得氣相流量的下限（九）加打及上限（%）max,并求得該塔的操作彈性對(duì)浮閥塔，操作彈性一般為3~4（4）m奴810.41 = =475操作彈性=（囁）的17059

序號(hào)位號(hào)形式設(shè)備名稱主要結(jié)構(gòu)參數(shù)或性能操作條件1T-101浮閥式循環(huán)苯精儲(chǔ)塔D=600N=20H=29500操作溫度t=152C操作壓力p=0.05MPa(g)2E-101固定板式原料預(yù)熱器32m2tt=160Cts=100C p=0.4MPaps=0.1MPa(g)3E-102固定板式塔T-101頂冷凝器18m2T=80Cts=40Cp=0.05MPa4E-103固定板式塔T-101再沸器9m2tt=175Cts=150C pt=0.9MPap=0.6MPa(g)5E-104固定板式塔頂產(chǎn)品冷卻器30m2tt=80Cts=40Cp=0.4MPa6E-105固定板式塔底產(chǎn)品冷卻器32m2T=90Cts=40Cp=0.4MPa7P-101離心泵進(jìn)料泵2臺(tái)qv=20nri/hH=40m苯、乙混合液8P-102離心泵釜夜泵2臺(tái)qv=12nn/hH=21m乙苯液9P-103離心泵回流泵2臺(tái)qv=20nn/hH=48m苯液10P-104離心泵塔頂產(chǎn)品泵2臺(tái)3qv=12m/hH=15m苯液11P-105離心泵塔底產(chǎn)品泵2臺(tái)qv=10nn/hH=35m乙苯液12V-101臥式原料罐V=12m260C0.1MPa(g)13V-102臥式回流罐V=5m280c0.1MPa(g)14V-103立式塔頂產(chǎn)品罐600