苯-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計

1、課程設(shè)計說明書題目:苯-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計院（系）:化學(xué)化工學(xué)院專業(yè)年級:化學(xué)2012級學(xué) 號:指導(dǎo)教師:121*李*副教授2015年10月目錄1 緒論 32 設(shè)計方案確定與說明 32.1 設(shè)計方案的選擇32.2 工藝流程說明 43 精餾塔的工藝計算 43.2 精餾塔的操作工藝條件和相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 53.2.1 精餾塔平均溫度 63.2.2 氣、液相的密度的計算 63.2.3 混合液體表面張力 83.2.4 混合物的黏度 93.2.5 相對揮發(fā)度 103.2.6 氣液相體積流量計算 103.3 塔板的計算 123.3.1 操作線方程的計算 123.3.2 實際塔板的確定 133.4

2、 塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸計算 143.4.1 塔徑的計算 143.4.2 溢流裝置 153.4.3 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 173.5 精餾塔塔板的流體力學(xué)計算 193.5.1 精餾塔塔板的壓降計算 193.5.2 淹塔 203.6 塔板負荷性能計算 213.6.1 霧沫夾帶線 213.6.2 液泛線 213.6.3 液相負荷上限 223.6.4 漏液線 223.6.5 液相負荷下限 233.6.6 塔板負荷性能圖 234 設(shè)計結(jié)果匯總表 255 工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖 266 設(shè)計評述 271 緒論精餾塔作為石油化工行業(yè)最常用的化工設(shè)備之一，在當今工業(yè)中發(fā)揮了極其重要的作 用。精餾

3、塔通過物質(zhì)的傳質(zhì)傳熱， 將塔的進料中的物質(zhì)分離， 從而在塔頂和塔底分別獲得人 們需要的高濃度物質(zhì)。 苯與氯苯的分離， 必須經(jīng)過各種加工過程， 煉制成多種在質(zhì)量上符合 使用要求的產(chǎn)品工業(yè)上最早出現(xiàn)的板式塔是篩板塔和泡罩塔。篩板塔出現(xiàn)于 1830 年，很長 一段時間內(nèi)被認為難以操作而未得到重視。泡罩塔結(jié)構(gòu)復(fù)雜，但容易操作，自 1854 年應(yīng)用 于工業(yè)生產(chǎn)以后，很快得到 推廣，直到 20世紀 50 年代初，它始終處于主導(dǎo)地位。第二次 世界大戰(zhàn)后，煉油和化學(xué)工業(yè)發(fā)展迅速， 泡罩塔結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價高的缺點日益突出，而結(jié)構(gòu) 簡單的篩板塔重新受到重視。 50 年代起，篩板塔迅速發(fā)展成為工業(yè)上廣泛應(yīng)用的塔型。與

4、 此同時，還出現(xiàn)了浮閥塔，它操作容易，結(jié)構(gòu)也比較簡單，同樣得到了廣泛應(yīng)用。而泡罩塔 的應(yīng)用則日益減少，除特殊場合外，已不再新建。 60 年代以后，石油化工的生產(chǎn)規(guī)模不斷 擴大，大型塔的直徑已超過10m。為滿足設(shè)備大型化及有關(guān)分離操作所提出的各種要求，新型塔板不斷出現(xiàn)，已有數(shù)十種。工業(yè)生產(chǎn)對塔板的要求主要是： 通過能力要大， 即單位塔截面能處理的氣液流量大。 塔 板效率要高。 塔板壓力降要低。 操作彈性要大。 結(jié)構(gòu)簡單， 易于制造。 在這些要求中， 對于要求產(chǎn)品純度高的分離操作， 首先應(yīng)考慮高效率； 對于處理量大的一般性分離 （如原油 蒸餾等），主要是考慮通過能力大。為了滿足上述要求，近 30

5、年來， 在塔板結(jié)構(gòu)方面進行了 大量研究， 從而認識到霧沫夾帶通常是限制氣體通過能力的主要因素。在泡罩塔、 篩板塔和浮閥塔中，氣體垂直向上流動，霧沫夾帶量較大，針對這種缺點，并為適應(yīng)各種特殊要求， 開發(fā)了多種新型塔板。本文的主要設(shè)計內(nèi)容可以概括如下： 1. 設(shè)計方案的選擇及流程 ；2.工藝計算； 3. 浮閥塔工 藝尺寸計算； 4.設(shè)計結(jié)果匯總； 5. 工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖2 設(shè)計方案確定與說明2.1 設(shè)計方案的選擇塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類，工業(yè) 中以錯流式為主，常用的錯流式塔板有：泡罩塔板，篩孔塔板，浮閥塔板。 泡罩塔板是工業(yè)上應(yīng)用最早的塔板，其主要的優(yōu)點是

6、操作彈性較大，液氣比 范圍較大，不易堵塞；但由于生產(chǎn)能力及板效率底，已逐漸被篩孔塔板和浮 閥塔板所替代。篩孔塔板優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，造價低，板上液面落差小，氣體 壓強底，生產(chǎn)能力大；其缺點是篩孔易堵塞，易產(chǎn)生漏液，導(dǎo)致操作彈性減 小，傳質(zhì)效率下降。而浮閥塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來 的，它吸收了前述兩種塔板的優(yōu)點。浮閥塔板結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，造價底; 塔板開孔率大，故生產(chǎn)能力大；由于閥片可隨氣量變化自由升降，故操作彈 性大；因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時間長，故塔板效率較高。浮閥 塔應(yīng)用廣泛，對液體負荷變化敏感，不適宜處理易聚合或者含有固體懸浮物 的物料浮閥塔涉及液體均布問題在氣

7、液接觸需冷卻時會使結(jié)構(gòu)復(fù)雜板式塔的 設(shè)計資料更易得到，而且更可靠。浮閥塔更適合塔徑不很大，易氣泡物系， 腐蝕性物系，而且適合真空操作。因此，本次設(shè)計選用浮閥式板式精餾塔。2.2工藝流程說明精餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，再沸器，冷凝器，釜液冷卻器和 產(chǎn)品冷卻器等，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中用泵直接送入塔原料，苯、氯 苯混合原料液經(jīng)預(yù)熱器加熱至泡點后，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝 器冷凝后經(jīng)分配器 一部分回流，一部分經(jīng)過冷卻器后送入產(chǎn)品儲槽， 塔釜采 用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后為冷卻水循環(huán)利用。3精餾塔的工藝計算3.1全塔的物料衡算F：原料液流量(kmol/s)D：塔頂產(chǎn)品流量

8、(kmol/s)W 塔底殘液流量(kmol/s)xF :原料組成(kmol%)Xd :塔頂組成(kmol%)Xw :塔底組成(kmol%)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯的摩爾分數(shù)計算苯和氯苯的相對摩爾質(zhì)量分別為 78.11kg/mol和112.61kg/molXf0.44/112.50.35Xdxw0.44/112.5 (1 0.44)/78.11空竺 0.970.98/112.5 0.02/78.110.02/112.50.02/112.5 0.98/78.110.014平均摩爾質(zhì)量Mf78.110.65 0.35 112.6190.15kmol /hMd78.110.03 0.97 112.61

9、111.47kmol/hMW 78.11 0.986 0.014 112.61 78.60kmol/h料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率依題給條件：一年以300天。一天以24小時計，有F=.44ms-Cl-GL+4)/7E.ll全塔物料衡算:總物料衡算 苯物料衡算 聯(lián)立解得F = D + W0.44F=0.02D+0.98WF=138.51kmol/hD=78.09kmol/hW=60.59kmol/h3.2精餾塔的操作工藝條件和相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算表3-1常壓下苯一氯苯氣液平衡組成（摩爾）與溫度關(guān)系溫度/ r液相氣相溫度/ r液相氣相80.02111200.1290.378900.690.916130

10、0.01950.07231000.4470.785131.8001100.2670.61321精餾塔平均溫度利用表3-1中數(shù)據(jù)由拉格朗日插值法可求得tF、tD、tw(1)tF110 100 tF 1100.267 0.4470.35 0.267tF 95.39 C(2)tD80.02 90 tD 80.021 0.690.98 1tD 80.34 C138 130 tw 1318 tw 129.12 C0 0.01950.014 0(4) 精餾段平均溫度:(5) 提餾段平均溫度:t1t2tF2tF tw95.39 80.34287.87 C95.39 129.122112.26 C3.2.2氣

11、、液相的密度的計算已知：混合液密度:aA電(a質(zhì)量分率,M為平均相對分子質(zhì)量)，不同溫度下苯和氯苯的密度見表3-2混合氣密度:T0PM22.4TP0表3-2不同溫度下苯和氯苯的密度(kg/m3)溫度8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985(1)精餾段:t187.87 C液相組成為:90 80.0287.87 80.020.69 1x11捲 0.78氣相組成*:90 80.0287.87 80.02y10.940.9161y11所以M L10.78112.510.7878.11104.93kg / kmolM V10.

12、94112.510.9478.11110.44kg/kmol(2)提餾段:t2112.26 C液相組成x2 :氣相組成y :所以Ml2M V 2120 1100.129 0.267120 1100.378 0.610.24 112.510.56 112.51112.26 110x20.267112.26 110y20.610.2478.110.5678.11x20.24y20.5686.36kg/ kmol97.37kg/ kmol求得在t1和t2溫度下苯和氯苯的密度。t1 87.87 C3苯 808.34kg /m3氯苯 1030.34kg /m90 8087.87801028 1039 苯

13、 81790 8087.87 801028 1039 氯苯 1039同理可得:3t2112.26 C,苯 779.51kg /m3氯苯 1005.51kg/m在精餾段，液相密度L1 :1 0.78 112.5/0.78 112.5 78.111 0.781 0.16L1808.341030.34L1 833.33kg/m3氣相密度V1 :V1110.44 273.1522.4273.15 87.8733.73kg / m在提餾段，液相密度L2 -o10.24 112.5/0.24 112.51 0.2478.111 0.687二779.511005.513L2 925.93kg/m氣相密度V2

14、 :3.29kg/m397.37 273.15V222.4273.15 112.263.2.3混合液體表面張力不同溫度下苯和氯苯的表面張力見下表。表3-3苯和氯苯不同溫度下的表面張力（mN/m ）溫度C）8085110115120131CT苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4精餾段t187.87 C苯的表面張力：110 8517.3 20.6110 87.8717.3 苯苯 20.1 Vmmw3|97.64cm /mol833.3氯苯的表面張力;110 85110 87.8722.7 25.722.7 氯苯氯苯25.36112.

15、53.73130.16m3 / molxVXo Vwx 0 V 0 x w V w X 0V 0XwV10.7893.730.7830 .160.2293 .730.7830 .160 .41b lglg 0.410.387Q 0.441oVo2/3wV2/3m0.441287.87 273.1520.1 30.162/322/325.36 93.731.04A B Q 0.387 1.041.432聯(lián)立方程組A Ig , sw so 1 so代入求得：sw 0.375, so 0.6251/4m0.375 25.361/40.625 20.11/42.16521.37提餾段t2112.26

16、C苯的表面張力；115 110115 112.2616.8 17.316.8 苯苯 17.07,Vm.84.36cm3/mol925.93氯苯的表面張力:115 11022.2 22.7115 112.2622.2 氯苯氯苯 22.47,Vom。112.53.29334.19m /mol1 0.2484.360.24 38.140.76 84.360.24 34.196.932B Ig Ig 6.93 0.84o2 /32 17.07 34.192/3Q 0.44122.47 84.360.783112.26 273.152A B Q 0.84 0.783 0.0572聯(lián)立方程組A Ig ,

17、sw so 1so代入求得： sw 0.63, si 0.37求得m 19.453.2.4混合物的黏度查化工原理附錄11可得t1 87.87 C,苯 0.27mPa s,氯苯 0.35mPa st2112.26 C,苯 0.19mPa s,氯苯 0.26mPa s精餾段黏度：1苯x1氯苯1X10.27 0.780.3510.780.2875mPa s提餾段黏度：2苯X2氯苯1X20.19 0.240.2610.240.2432mPa s3.2.5相對揮發(fā)度精餾段揮發(fā)度：由xA0.78,yA 0.94 得Xb 0.22, yB 0.06所以相對揮發(fā)度 坐坐0.94 0.22 4.12YbXa0.

18、06 0.78提餾段揮發(fā)度：由Xa0.24, yA 0.56得xB0.76, yB 0.44所以 相對揮發(fā)度 坐生 0.56 0.764.03YbXa0.44 0.243.2.6氣液相體積流量計算在 x y 圖上，因 q 1，查得 ye 0.74，而 xe xF 0.35， xD 0.97故有：Rmin匯上 0.97 0.74 0.59ye xe0.74 0.35取 R 2Rmin2 0.59 1.18精餾段：L=R=1. 1 八-一V=(F+1)D= 一. =0.0473kg/sM L1 104.93kg/kmol, M V1 110.44kg / kmol 已知： L1 833.33kg/

19、m33V1 3.73kg / m則有質(zhì)量流量：= Ml1L = 104.93 M 92.15 - 96M.30kg/k% = 110.44 X 170,24 = 18801.31fc/t體積流量： - -11.60m3/h=0.0032m3/s-.-1.40 J了上誦丄pyi監(jiān)7Bf提餾段：因本設(shè)計為飽和液體進料，所以q 1。 - = L- : - - - J:- - ： - / 廠 一0.0473kmol/sM L2 86.36kg / kmol, Mv2 97.37kg / kmol已知： L2 925.93kg/m3V2 3.29kg / m3則有質(zhì)量流量：_ _r -： -1 ： ：-

20、V2 = MVr = 97.37 X C,0473 = 4.6kg/sW =鳥一嶺=Q.92kgfsLs2L2體積流量:L25.530.00597m3/s925.93Vs2V2空 1.4m3/s3.293.3塔板的計算3.3.1操作線方程的計算精餾段操作線方程：yn 1Xn0.54Xn 44R 1R 1提餾段操作線方程：ym 1XmXW0.0739Xm 匸074L WL W表3-4相關(guān)數(shù)據(jù)表溫度，C)8090100110120130131.8兩相摩爾分率X10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710全塔所需實際塔板數(shù)：NpNP提

21、8 12 20塊0.80.4D.2U圖3-1苯-氯苯精餾塔理論塔板數(shù)圖解3.3.2實際塔板的確定作圖得精餾段理論板數(shù)為3.7塊提餾段理論板數(shù)為5.8塊(1)精餾段Et0.494.120.2450.2875所以：N p精Nt3.77.87Et0.47(2)提餾段已知：4.03,L2 0.2432mPa s0 245Et0.494.030.2432 .所以：N p提Nt5.8-11.72 塊Et0.495已知： 4.12, li 0.2875mPa s0.47塊，取實際板數(shù)為8塊0.495取實際板數(shù)為12塊全塔效率Et 吐100% 45%NP20加料板位置在第10塊板。3.4塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺

22、寸計算3.4.1塔徑的計算(1)精餾段0.6 0.8 Umax, Umax，式中C可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出:橫坐標數(shù)值:Ls1Vs11/2L1V111.585031.391/2833蘭0.03443.73初取板間距:通常板間距取0.45 0.60m，則取Ht 0.45m，板上液層高度hL 0.06m，II. lit;則昉 h 0.45 0.06 0.39m1.1 IP查史密斯關(guān)聯(lián)圖可得：0.20.221 37C200.088,C C200.0880.08920 20圖3-2史密斯關(guān)聯(lián)圖Umax0.089833.33 3.733.731.31m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u 0.7umax

23、0.7 1.310.917m/siiiaxD41.41.47m按標準塔徑圓整為:3.140.917D420.785 1.622.01m2:u1.42.010.70m/sLs2L21/221.491/2925.930 0715Vs2V250403.29橫截面積：At(2)提餾段橫坐標數(shù)值:0.45m,hL0.06m，1.6m實際空塔氣速則有Hr取板間距Hrhr0.45 0.06 0.39m查圖可知C20UmaxC20 200.0840.082,U20.7Umax0.20.0840.219.450.08420925.93 3.29.1.37m/sV 3.290.7 1.37 0.96m/sD24

24、1.4.3.14 0.961.36m根據(jù)頂標準圓整為1.60m。橫截面積：Ar 0.785 1.62 2.01m21 4空塔氣速：U2 丄40.70m/s2.013.4.2溢流裝置(1)堰長lw當溢流堰為單流程并無輔堰時，堰長和塔徑比一般為0.6 0.8取 lw 0.65 D 0.65 1.61.12m(2)出口堰高采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盤，且不設(shè)進口內(nèi)堰2/3堰上液高度how按公式how1000近似取E 1精餾段：how2.8411.582/30.0131mhw提餾段：how10002.8410001.120.0621.491.170.060.0131 0.046

25、9m2/30.0204m0.0204 0.0396mhwhLhw(3)弓形降液管的寬度和橫截面積圖 3-3 Iw/D與Wd/D、Af / At關(guān)系圖13.64s停留時間5s，所以降液管可使用1 1 12由屯0.7D 1.8查上圖得 A0.09, Wl 0.15,AtD2則：Af 0.09 2.01 0.181m ,Wd 0.15 1.6 0.24m驗算降液管內(nèi)停留時間：精餾段:Af%Ls10.181 0.450.0032225.30s提餾段:AHLs20.181 0.450.00597（4）降液管底隙高度精餾段：取降液管底隙的流速u00.08m/s，則有h0Lsiwu00.003221.12

26、0.080.036m取 h00.04m提餾段：取降液管底隙的流速u00.08m/s，則有h0丄空 0.005970.067mlwU01.120.08取 h00.07m因為h不小于20mm故h滿足要求。3.4.3塔板布置及浮閥數(shù)目與排列（1）塔板分布本塔塔徑為D 1.6m，采用分塊式塔板，查下表得。塔板為 4塊 表3-5不同塔徑的分塊式塔板數(shù)塔徑mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù)3456（2）浮閥數(shù)目與排列精餾段：取閥孔動能因子F。 12，則孔速U01為:F012U01/V16.22m/s3.73取浮閥塔盤的閥徑dv 50mm，一般取閥孔的直徑與閥徑的比

27、值為 d/dv 0.75 0.85，所以取閥孔孔徑 d。50 0.8 40mm每層塔板上浮閥數(shù)目為：N -Vs1*180塊（采用F1型浮閥）.20.785 0.046.22dU04取邊緣區(qū)寬度WC 0.06m，破沫區(qū)寬度ws 0.10m計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即:2 x R2x2R2 arcsin -180RRDWc160.060.74m其中22xWdWs竺0.24 0.102 20.46m所以 A 20.46、0.7420.4623.1418020.84 arcsin0.460.741.04m23.29 5.472浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距t 75mm排間距t 一般

28、取65 110mm則排間距：tAa1.04Nt 180 0.0750.077m 77mm考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板。而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分豉泡面積，因此排間距不宜采用77mm而應(yīng)小些，故取t 70mm按t 75mm,t 70mm，以等腰三角形叉排方式作圖，取塔盤外圍浮閥的閥孔中心 到塔壁的距離為80mm與進口堰、溢流堰的距離為 90m m剛開孔部分的長邊為 h 1.6 2 0.08 1.64m，短邊為丨2 1.6 2Wd 2 0.09 0.94m所以作圖可得浮閥數(shù)為205個。按N 205重新計算孔速和閥孔動能因數(shù)。1.4u0125.44m/ s0.785 0.04205

29、F05.443.7310.50閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在 913范圍內(nèi)。塔板開孔效率07 100%12.87%U05.44提餾段取閥孔動能因數(shù)F。12，則U02123.296.63m/ s每層塔板上浮閥數(shù)目為：NVs2168 塊d20.785 0.046.63dU024按t 75mm，估算排間距為t 1.0482.5mm168 0.075取t 80mm，排得閥數(shù)為179個。按N 179重新計算孔速和閥孔動能因數(shù)u0226.23m/s0.785 0.04179F026.41.3.2911.28閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在 913范圍內(nèi)塔板開孔效率07 100%11.24%u06.233.5精餾塔塔

30、板的流體力學(xué)計算3.5.1精餾塔塔板的壓降計算氣相通過浮閥塔板的壓降可根據(jù)hp入h| h計算 精餾段干板阻力：警:空！僥哲7315.11m/s V1 勺 3.73因為 U01 U0C1，故：hV1U；13.73 5.442C15.345.340.036m2 L1g2 833.33 9.8板上充氣液層阻力:取 0 0.5, hL10hL 0.5 0.06 0.03m液體表面張力所造成的阻力：此阻力很小，楞忽略不計，因此氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)母叨葹?hP1 0.036 0.03 0.066mpP1 hP1 L1g 0.066 833.33 9.8 539.00Pa提餾段干板阻力：U0c21.82

31、5V V21.825r73.13.295.47m/s因 u02U0c2，故：hc2 5.342V2U022 L2g5.342 925.93 9.80.029m/ s板上充氣液層阻力：取 0 0.5,hL20hL 0.5 0.06 0.03m液體表面張力所造成的阻力：此阻力很小，可以忽略不計，因此與單板的壓降相當?shù)囊褐叨葹?hP2 0.029 0.03 0.059mPp2 hP2 L2g 0.065 925.93 9.8 535.37Pa3.5.2淹塔為了防止發(fā)生淹塔的現(xiàn)象，要求控制降液管中清液的高度。Hd Ht Hw ,即Hd hp hL hd精餾段單層氣體通過塔板降液管所相當?shù)囊褐叨龋篽

32、pi 0.066m液體通過液體降液管的壓頭損失：2 2Ls10.00322hd1 0.153 丄 0.1530.00080mlwhi1.12 0.04板上液層高度：hL 0.06m,則 Hd1 0.066 0.0008 0.06 0.127m取 0.5，已選定 Ht 0.45m, hw1 0.0469m貝 U Ht hw10.5 0.45 0.04690.248m可見Hd1 Ht hw1，所以符合防止淹塔的要求提餾段單板壓降所相當?shù)囊褐叨龋篽P2 0.059m液體通過液體降液管的壓頭損失：hd20.153 丄旦l wh022 20.005970.1530.00089m1.12 0.07板上液

33、層咼度：hL0.06m，貝U Hd2 0.059 0.000890.06 0.12m取0.5，則 Hthw20.5 0.45 0.03960.245m可見Hd2 Ht hw2，所以符合防止淹塔的要求3.6塔板負荷性能計算361 霧沫夾帶線泛點率1.36LsZL4由此可作出負荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率 80%+算: 精餾段：Vs.：一2.711.36 Ls 1.121.0 0.103 1.64808 訓(xùn) 800 2.71s整理得：0.136 0.067Vs 1.52 Ls，即 Vs 2.03 22.69Ls由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個Ls值算出Vs。提餾段:3 29Vs

34、1.36 Ls 1.12s 925.93 3.29s1.0 0.101 1.6480.8 整理得：0.133 0.0597Vs 1.52Ls，得 V 2.23 25.46Ls精餾段Ls / m3 / s3Vs/m /s0.011.80.021.58提餾段Ls / m3 / s0.010.023Vs/m /s1.981.723.6.2液泛線H thwhp hLhdhchlhhLhdH t hw5.342如 0.153L2g2亙 1l wh02/32.843600Ls0 hwE1000lwU0doN精餾段:0.2485.3422 3.73 4Vs1124.19L11 1.5 0.0469 0.61

35、86L?30.7852050.04833.33 2 9.8整理得Vs222/39.67 4142.93 Ls1 50.43Ls1提餾段:0.2455.343 29 v 224 s222.81L? 1.5 0.0396 0.6186 L?30.7852 1792 0.044 925.93 2 9.8整理得Vs；/ 39.67 1296.35Ls2 48.33Ls2在操作范圍內(nèi)任取若干個Ls值，算出相應(yīng)的Vs值精餾段Ls1 / m3 / s0.010.020.03Vsi / m3 / s6.924.311.11提餾段Ls2/ m3 /s0.010.020.03Vs2/ m / s7.35.593.

36、83363液相負荷上限液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時間不低于 35s。A h液體降液管內(nèi)停留時間一35sLs以 5s作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，貝U:LsmaxAf Ht50.181 0.45530.0163m /s3.6.4漏液線根據(jù)Uow紐，其中:A0uw 4.4C。. 0.0056 0.13hL L1/ L2hL hw how, Co 0.772, AoAa 0.12187 1.040.1342/3how0.00284ELh精餾段Vs min4.4C。代0.0056 0.130.0469 0.00284 1LslwL1 / V2Vs minL20.455 ：2.61 0.076

37、L32同理可得，提餾段 Vsmin 0.4553.01 0.096LSLs0.010.020.03精餾段Vs min0.7360.7360.740精餾段Vs min0.7900.79007913.6.5液相負荷下限取堰上液層高度為how0.006作為液相負荷下限條件作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線2/32.843600 Ls minE1000lw0.0061.0，則 Ls min3/20.006 10001.122.84 1360030.000952 m3/s由以上15作出塔板負荷性能圖3.6.6塔板負荷性能圖Vsio.0. U1k 02圖3-4精餾段塔板負荷性能圖Vs10420D.D1 0.020.03L$圖3-5提餾段塔板負荷性能圖由塔板負荷性能圖可以看出：在任務(wù)規(guī)定的氣液負荷下的操作點P處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置塔板的氣相負荷上限完全由物沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。 按固定的液氣比，由圖可以查出塔板的氣相負荷上限Vs max 7.01(3.72m3/s)，氣相負荷下限 Vs min 0.88(0.41m3/s)。0.410.88所以：精餾段操作彈性701 7.97;提餾段操作彈性372 9.07 。浮閥