苯-乙苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)

PAGEPAGE31目錄一、任務(wù)書… 2二、設(shè)計(jì)方案… 3三、符號(hào)說明… 4四、主要物性數(shù)據(jù)… 5五、工藝計(jì)算… 61精餾塔全塔物料恒算… 62塔板數(shù)的確定… 63實(shí)際塔板數(shù)的求取… 74相關(guān)物性參數(shù)的計(jì)算… 95、塔和塔板的主要工藝尺寸計(jì)算… 156、篩板的流體力學(xué)計(jì)算… 207、塔板負(fù)荷性能圖… 26六、篩板塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總 33七、管路設(shè)計(jì) 34八、設(shè)計(jì)評述 35九、參考文獻(xiàn) 35任務(wù)書（一）設(shè)計(jì)題目苯-乙苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)（二）設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件40%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），其余為苯；2%；98%；生產(chǎn)能力為年產(chǎn) 5.5萬 噸98%的乙苯產(chǎn)品；操作條件塔頂壓力 4kPa（表壓）進(jìn)料熱狀態(tài) 泡點(diǎn)進(jìn)料回流比 2倍最小回流比加熱蒸氣壓力0.5MPa（表壓）單板壓降≤0.7kPa。（三）塔板類型篩板塔。（四）工作日每年工作日為300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。（五）廠址廠址為新鄉(xiāng)地區(qū)。（六）設(shè)計(jì)內(nèi)容1、設(shè)計(jì)說明書的內(nèi)容精餾塔的物料衡算；塔板數(shù)的確定；精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；塔板負(fù)荷性能圖；精餾塔接管尺寸計(jì)算；對設(shè)計(jì)過程的評述和有關(guān)問題的討論設(shè)計(jì)方案本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-乙苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾。精餾過程的流程設(shè)計(jì)如下：工藝流程1符號(hào)說明英文字母Ls——液體體積流量， m3/hAa——塔板開孔區(qū)面積，m2n——篩孔數(shù)目 Af——降液管截面積，m2P——操作壓力，kPa Ao——篩孔區(qū)面積，m2P——?dú)怏w通過每層篩板的壓降，kPaAT——塔的截面積，m2 T——理論板層C——負(fù)荷因子，無因次 t——篩孔的中心距，mC20——表面張力為20mN/m的負(fù)荷因子 u——空塔氣速，m/sdo——篩孔直徑，m uomin——漏液點(diǎn)氣速，m/s——塔徑m uo——液體通過降液體系的速度ev——液沫夾帶量，kg液/kg氣 Vn——?dú)怏w體積流量，m/sR——回流比 Vs——?dú)怏w體積流量，m/sRmin——最小回流比 Wc——邊緣無效區(qū)寬度，mM——平均摩爾質(zhì)量，kg/kmol Wd——弓形降液管高度Tm——平均溫度，℃ Ws——破沫區(qū)寬度，mg——重力加速度，m/s2 Z——板式塔有效高度，mFo——篩孔氣相動(dòng)觸因子hl——出口堰與沉降管距離，m 希臘字hc——與平板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m ——篩板厚度，mhd——與液體流過降液管壓強(qiáng)降 ——液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間，s相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m ——粘度，mPa·sLh——液體體積流量，m3/h ——密度，kg/m3hf——板上清液高度，m ——表面張力，mN/mhl——板上清液層高度，m ——開孔率，無因次ho——降液管的底隙高度，m ——質(zhì)量分率，無因次how——堰上液層高度，mHw——出口堰高度，m 下Hw'——進(jìn)口堰高度，m max——最大h——與克服表面張力壓強(qiáng)降相 最小當(dāng)?shù)囊褐叨?，m L——液相H——板式塔高度，m V——?dú)釮d——降液管內(nèi)清夜層高度，mHF——進(jìn)料處塔板間距，mHP——人孔處塔板間距，mHT——塔板間距，mK——穩(wěn)定系數(shù)m主要物性數(shù)據(jù)1、苯、乙苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目項(xiàng)目苯A分子式CH66CH810分子量78.11106.1680.1136.2臨界溫度℃288.5348.576833.44307.72、苯、乙苯在某些溫度下的表面張力t/℃20406080100120140(mN/m)28.826.2523.7421.2718.8516.4914.17苯苯(mN/m)乙苯29.327.1425.0122.9220.8518.8116.82t/℃t/℃020406080100120140 苯0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184（mPas)乙苯0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2264、苯、乙苯的液相密度t/℃20406080100120140 (kg/m3)苯877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1 (kg/m3)乙苯867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.7T5、不同塔徑的板間距T塔徑D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0H/mm200-300250-350300-450350-600400-600工藝計(jì)算1、精餾塔的物料衡算FDWFx DxF D

WxW原料液及塔頂和塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量苯的摩爾質(zhì)量：MA

78.11kg/kmol乙苯的摩爾質(zhì)量：MB

106.16kg/kmolM 40%78.1140%106.1689.33kg/kmolFM 2%78.112%106.1678.67kg/kmolDM 98%78.1198%106.16105.6kg/kmolW原料液及塔頂和塔底的摩爾分率0.6x 78.11

0.67F 0.6 0.478.11 0.98x 78.11

0.985D 0.98 0.0278.11 0.02x 78.11

0.027W 0.02 0.9878.11 106.16x、x、

分別為原料、塔頂、產(chǎn)品中的苯的摩爾分?jǐn)?shù)F D W物料衡算5.5107W30024105.6

72.338kmol/h代入前式可得：F220.137kmol/h D147.79kmol/h2、塔板數(shù)的確定精餾塔的氣液相負(fù)荷查化工手冊得苯和乙苯的t-x-y關(guān)系T/℃xy-11840.860.974880.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.200q（x，y）為（0.67，0.91）q qx y 0.9850.91最小回流比R min

D qyxq q

0.91

0.31 R2Rmin

20.310.62精餾塔的氣液負(fù)荷精餾段：V(R(0.62147.79239.42kmol/hLRD0.62147.7991.63kmol/h提餾段：V'V239.42kmol/hL'LF8.16985.513x取操作線方程x

n1

R xR1

D 0.383xR1

0.608x1

m1

L'

x W xm

1.302xm

0.0082理論塔板數(shù)的計(jì)算：由t-x-y曲線可知：

t t tt ℃、tD

129.5℃、tF

全塔平均溫度tD W F3查手冊得，在106.25℃下，相對揮發(fā)度5.06因q=1，故兩操作線交點(diǎn)的液相值為x x 0.671D F精餾段：提餾段：所以提餾段的理論塔板數(shù)為4所以精餾塔的理論塔板數(shù)為N 817，進(jìn)料板為第4塊板。T3、實(shí)際塔板數(shù)的求取塔板效率是氣、液兩相的傳質(zhì)速率、混合和流動(dòng)狀況，以及板間反混（液沫夾帶、氣泡夾帶和漏液所致）的綜合結(jié)果。板效率為設(shè)計(jì)的重要數(shù)據(jù)。反映了實(shí)際塔板上傳質(zhì)過程進(jìn)行的程度。O'Connell對幾十個(gè)工業(yè)塔及實(shí)驗(yàn)塔板效率進(jìn)行綜合歸納，認(rèn)為蒸餾塔可用相對揮發(fā)度與液相黏度的乘積作為參數(shù)來關(guān)聯(lián)全塔效率，其經(jīng)驗(yàn)式為：E T

245L式中——相對揮發(fā)度； ——液相黏度，mPa·s。L上式中、的數(shù)據(jù)均取塔頂、塔底平均溫度下的值。L此經(jīng)驗(yàn)式的圖解見右圖用于多元系統(tǒng)時(shí)，取關(guān)鍵組分間的相對揮發(fā)度；L取液相的平均黏度?？砂创耸接?jì)算 xL i Li式中xi

——進(jìn)料中各組分的摩爾分?jǐn)?shù) Li

——i組分的液態(tài)黏度，mPa·s。查手冊得平均溫度下的液相中各組分的黏度組分組分黏度AB0.230.29則有 0.670.23(10.67)0.290.25LF同理

LD0.23、

0.288 平均黏度 L

0.250.230.2880.2563T則全塔效率ET計(jì)算實(shí)際塔板數(shù)

09

0.2450.495.060.2560.245L

0.46N 3 N 4

T 7 提餾段N T 9P精 ET

0.46

P提 ET

0.46故全塔實(shí)際所需塔板數(shù)16塊，加料板位置在第8塊。4、相關(guān)物性參數(shù)的計(jì)算操作壓強(qiáng)塔頂壓強(qiáng) PD

4101.3105.3kPa進(jìn)料板壓強(qiáng) PF

PND P

0.7105.370.7110.2kPa塔釜壓強(qiáng) PW

P NF P

0.7110.290.7116.5kPa精餾段平均操作壓強(qiáng) Pm精

PP D F2PP P提餾段平均操作壓強(qiáng) P m提

W F113.35kPa2全塔平均操作壓強(qiáng) Pm

PP D W 110.9kPa2P平均溫度由前tD

83℃、tW

129.5℃、tF

90.5℃精餾段平均溫度:t精

tD

tF86.75℃2提餾段平均溫度:t提

t tW F2t t全塔平均溫度:tD W2平均摩爾質(zhì)量進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量 x4

0.601 y4

0,884氣相M

VmF

yM4

y)M4

81.36kg/kmol液相M

LmF

x'M4

(1x4

')MB

89.30kg/kmol塔頂平均摩爾質(zhì)量 x1

0.928 y1

0,985氣相M

VmD

yM1

y)M1

78.53kg/kmol液相M

LmD

x'M1

(1x1

')MB

80.13kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量 x8

0.0128 y1

0.0641氣相M

VmW

yM8

y)M8

104.4kg/kmol液相M

LmW

x'M8

(1x8

')MB

105.8kg/kmol則精餾段平均摩爾質(zhì)量78.5381.36氣相MVm

(

79.95kg/kmol2液相M

(Lm

80.1389.3084.72kg/kmol2提餾段平均摩爾質(zhì)量氣相MVm液相MLm

(提(提

89.30105.8281.36104.42

97.55kg/kmol92.88kg/kmol全塔平均摩爾質(zhì)量氣相MVm液相MLm

(全(全

79.9597.55284.7292.882

88.75kg/kmol88.8kg/kmol平均密度氣相密度

PMm VmVm RT108.4579.95精餾段提餾段

() 2.89kg/m3Vm 8.314114.7592.88) 3.30kg/m3Lm 8.314全塔Vm

(

(Vm 2

(提)

2.893.302

3.10kg/m3液相密度1L

AA

B 式中為質(zhì)量分率B查的在tD

83℃、tW

℃、tF

下苯乙苯的密度為溫度（℃）溫度（℃）（kg/苯 （kg/乙苯8390.5129.5809.79801.47758.24810.23803.31767.31塔頂平均密度進(jìn)料板平均密度塔釜平均密度

1LmD1LmF1LmW

0.98 0.02809.79 810.3 0.6 0.4801.47 0.02 0.98758.24 767.31

LmDLmFLmW

/m3802.2kg/m3/m3精餾段平均密度

809.8802.2 ) LmD LmF 806kg/m3Lm 2 2提餾段平均密度

802.2767.1 (提) LmF LmW 784.7kg/m3Lm 2 2全塔液相平均密度 (平)Lm

(Lm 2

(提)

806784.72

795.4kg/m3液體平均黏度查的在tD

83℃、tW

129.5℃、tF

溫度下各組成的黏度溫度黏度83℃129.5℃90.5℃苯(mPas)0.3010.2810.201乙苯(mPas)0.3500.3270.242由公式 x計(jì)算平均黏度m i i進(jìn)料板 0.670.2810.330.327sm進(jìn)塔頂 0.9850.3010.0150.35sm頂塔釜 0.0270.2010.9730.242sm釜精餾段平均黏度m提餾段平均黏度m

()(提)

m進(jìn) m2 m進(jìn) m2

0.2960.30220.2960.2412

0.299kg/m30.269kg/m3全塔平均黏度m

mm2

0.2990.2692

0.284kg/m3液體平均表面張力由公式m

nxi ii1

進(jìn)行計(jì)算查資料得tD

83℃、tW

129.5℃、tF

溫度下苯乙苯的表面張力表面張力表面張力83℃90.5℃129.5℃溫度溫度苯(mN/m)乙苯(mN/m)2122.6720.0821.8915.3317.83進(jìn)料板表面張力 0.6720.080.3321.8920.68mN/mm進(jìn)塔頂表面張力 0.985210.01522.6721.03mN/mm頂塔底表面張力 0.02715.330.97317.8517.76mN/mm底精餾段液體平均表面張力m提餾段液體平均表面張力m

()m進(jìn)m頂2(提)m進(jìn)m2

20.6821.03220.6817.762

20.86mN/m19.22mN/m全塔液體平均表面張力

(（提）20.8619.22 mm m 2 2

20.04mN/m精餾段V(R(0.62147.79239.42kmol/hVM 1239.4280.22V Vm精 1.833m3/ss 3600

36002.91LRD0.62x147.79LM 91.6384.72L Lm精 0.002675m3/ss 3600

3600806L 9.63m3/hh提餾段V'VV'

V'

Vm提

239.42

1.848m3/ss 3600

36003.37L'LF91.63220.137L'ML Lm

311.767

0.008824m3/ss 3600

3600784.7Lh'31.7664m3/h項(xiàng)目符號(hào)項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)氣相負(fù)荷精餾段Vsm3/s1.833精餾段107.75平均壓強(qiáng)提餾段PkPa113.35全塔m110.9精餾段86.75平均溫度提餾段t℃110全塔m98.4精餾段84.72液相平均摩爾質(zhì)量提餾段全塔MLmkg/kmol92.8888.8精餾段79.95氣相平均摩爾質(zhì)量提餾段全塔MVmkg/kmol97.5588.75精餾段806液相平均密度提餾段Kg/m3784.7全塔Lm795.4精餾段2.91氣相平均密度提餾段Kg/m33.37全塔Vm3.14精餾段0.299液體平均黏度提餾段mPa·s0.269全塔m0.284精餾段20.86液體平均表面張力提餾段全塔mmN/m19.2220.04提餾段提餾段V's1.848精餾段LhL'h9.63液相負(fù)荷提餾段41.76645、塔和塔板的主要工藝尺寸計(jì)算5.1塔徑塔徑的計(jì)算按照下式計(jì)算：uS式中 D——塔徑m；Vs——塔內(nèi)氣體流量m3/s；u m/s?？账馑賣的計(jì)算方法是先求得最大空塔氣速然后根據(jù)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)乘以一定的安全系數(shù)，即 u(0.6~0.8)umax因此，需先計(jì)算出最大允許氣速

C LVV式中 umax——允許空塔氣速，m/s；ρV，ρL——分別為氣相和液相的密度，kg/m3；C——?dú)怏w負(fù)荷系數(shù)，m/s，對于氣體負(fù)荷系數(shù)C可用下圖確定；而下圖是按液體的表面張力為=0.02N/m時(shí)繪制的，故氣體負(fù)荷系數(shù)C應(yīng)按下式校正：CC20

(0.02

)0.2精餾段塔徑的計(jì)算由以上的計(jì)算結(jié)果可以知道：精餾段的氣，液相體積流率為：L 0.002675m3/s、V 1.833m3/ss s精餾段的汽，液相平均密度為： 806kg/、L

2.91kg/m3板間距與塔徑的關(guān)系塔徑D/mm300~500500~800800~16001600~2400200~300250~350300~450350~600那么分離空間，初選板間距HT

0.45m，取板上液層高度hL

0.06m。H hT L

0.40.060.39mL 0.5 0.0026758060.5sVss

L

1.134

2.91

0.0389S S

0.2查上圖smith關(guān)聯(lián)圖得C200.083依式CC2020 校正到物系表面張力為 20.86mN/m時(shí)的CCC

20.860.2 8062.912.91208062.912.91

0.084L VVmax

0.084 1.395m/s取安全系數(shù)為0.7，則u0.7u 0.71.3950.98m/smax4Vsu41.8333.144Vsu41.8333.140.98調(diào)整塔徑為1.6m;提餾段塔徑的計(jì)算L0.008824m3/s、V1.848m3/ss s提餾段的汽，液相平均密度為： 784.7kg/、L

3.37kg/m3L''0.5 0.008824784.70.5 sL

0.0729sSV' sS

1.848 3.37smith

0.083，依式C20C

0.2校正到物系表面張力C C 為19.22mN/m時(shí)的CC'C

'19.220.20.08320 20 784.73.37784.73.373.37umax

'C'

0.083 1.264m/s''LV'Vu'0.7u '0.7''LV'Vmax4V'u's41.8483.144V'u's41.8483.140.89調(diào)整塔徑為1.6m，綜上，則取塔徑為1.6m，空塔氣速為0.75m/s溢流裝置采用單溢流，弓形降液管，平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。

，取堰長為0.6D，則L 0.61.60.96m 出口堰高h(yuǎn)w W ， w由h hw l

h ,選用平直堰,堰上液層高度how

2.84 l 321000Els2w式中h──堰上液流高度，m； 塔內(nèi)平均液流量，m3/h；owlw──堰長，m； E──液流收縮系數(shù)。一般情況下可取E=1，對計(jì)算結(jié)果影響不大。近似取E=1,則精餾段 2.84 h 1000 E 0.84

0.0144mow h 0.060.01440.0456mw提餾段h '

2.84

24.1660.50.02666mow 1000E 0.84 h'0.060.026660.03333mwWdAf由lw0.66查下圖得：DA Wf0.0722A

d0.124D

系數(shù)T則有W 0.1241.60.1984md3.14A 0.0722f

4 1.620.134m2t t 精Af TLs0.1340.00267522.54s5st 提AHf TL'0.1340.008827.35s5ss故符合要求。5.4降液管底隙高度h olsluw0式中──降液管底隙處液體流速，m/s；(根據(jù)經(jīng)驗(yàn)一般)取降液管底隙處液體流速為0.08m/s，則精oLl 0.08ws0.0026750.840.080.0353m提oL'l ws0.0088240.840.080.0398m塔板布置邊緣區(qū)寬度確定取w w'0.065m（安定區(qū)寬度）w0.035m（無效區(qū)寬度）s s c開孔區(qū)（鼓泡區(qū)）面積計(jì)算 x開孔區(qū)面積按Aa

2x R2x2180R2n

R

u'0.07~0.25m/s0Dx2Dd

W1.60.065、R1.60.0350.765S 2 2 0.5718a故A 20.5718 0.76520.571821800.7652sina

0.665

1.282m2篩孔計(jì)算及其排列選用3mm碳鋼板,取篩孔直徑d0

5mm,篩孔按正三角形排列,取孔中心距t3d03515mm計(jì)算塔板上的篩孔數(shù)，即 n A 1.015 3290t2 a 0.015計(jì)算塔板上開孔區(qū)開孔率 A d 2

12o0.907o 0.907 10.08%A ta

3A Ao a

10.08%12820.129m2氣體通過篩孔的氣速V 1.833 V' 1.848u精 s 14.2m/s u提 s 14.33m/so A 0.129o

o A 0.129o塔有效高度精餾段Z 0.453.15m 提餾段Z 90.454.05m1 2總的有效高度為ZZ Z 7.2m1 26、篩板的流體力學(xué)計(jì)算蒸餾塔塔底溫度的主要依據(jù)。氣體通過每層塔板的壓降為Pp

h gp L上式中液柱高度h

可按下式計(jì)算hp

hh hc L 式中hchlh

塔板本身的干板阻力ΔPC板上充氣液層的靜壓力ΔPL液體的表面張力ΔPδ干板阻力hc計(jì)算干板阻力由如下公式計(jì)算：C0u 2 h0.051 0 c c 0

Lm提d0

51.67查干篩孔的流量系數(shù)圖3c 0

u 2

14.22 806

/δd塔板孔流系數(shù) 0dh精0.051

o

L0.051

0.062m c C

0.772

2.91h提0.051uo

'2

0.05114.332

784.70.075mc C o V

0.772

3.37氣體通過液層的阻力h計(jì)算l V

1.833 u精

S

1.06m/sa A A

1.860.134 T f

2.9112 12.9112F精u精 1.06

1.812

sm2a a V 根據(jù)右圖查的β0.58

Fu

1/2

kgmm

1/2 h精hL l

hw

h 0.0348mow

a a V sm3 V'

1.848 u提

S

1.07m/sa A A 3.37T f3.37

1.860.134

12 112 'F提 '

1.07

1.96

sm2查的β'為0.56a a V h提'hL l

''w

'how

'0.0336m液體表面張力的阻力h計(jì)算由公式 h

4gd 計(jì)算L oh精

420.86103

0.00211m gdL o

8069.810.005h提

'

419.22103

0.001997m 'gdL o

784.79.810.005h精0.0380.03720.002110.0773mph提0.0460.03480.0019970.08276mp氣體通過每層塔板的壓降用公式Pp

hp

g計(jì)算LP精0.07738069.81611.5Pa700PapP0.08276784.79.81637.1Pa700Pap單板壓強(qiáng)降符合設(shè)計(jì)要求。液面落差對于篩板塔液面落差很小,液沫夾帶是指板上液體被上升氣流帶入上一層塔板的現(xiàn)象。液沫夾帶由下式計(jì)算,即5.7106

3.2Hae Hav hL T f式中hf

2.5hL

2.50.060.15me精Ve提

5.710620.861035.7106

0.795 0.006kg液/kg氣液/kg氣 0.452.50.06 0.801 0.006kg液/kg氣液/kg V 19.22103 0.452.50.06故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量e在允許范圍內(nèi)，設(shè)計(jì)合理。v漏液對于篩板塔，漏液點(diǎn)氣速u

(0.0056(0.00560.13h h)L/Lv

可由式uo,min

4.4c 計(jì)算0u 精4.40.772owu 提4.40.772ow

5.16m/s(0.00560.130.372(0.00560.130.3720.00211)8062.91(0.00560.130.3483.37K

uo Kuo

14.22.75、K'uo'14.333.07u uow

5.16 uow

' 4.67故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏夜。液泛頂之后，便漫但上層塔板上去，這種現(xiàn)象，稱為液泛（淹塔）如氣速過大，便有大量液滴從泡沫層中噴出，被氣體帶到上一層塔板，或有大量泡沫生成。如當(dāng)液體流量過大時(shí)，降液管的截面便不足以使液體及時(shí)通過，于是管內(nèi)液面即行升高。HdHd

HT

hw而H h hh由于板上不設(shè)進(jìn)口堰，d p L dL 2h 可由式d

0.153 s 計(jì)算d lhwo0.924 h精0.1530.924 d

0.00103m、hd

提0.153 0.008824 20.9240.924

0.00881mH0.0770.03720.001030.116m(Hd

h)0.225mwH提0.0830.03480.08810.126m(H h')0.217md因H Hdd T

T whw故在本設(shè)計(jì)中不發(fā)生液泛現(xiàn)象7、塔板負(fù)荷性能圖（液線、過量霧沫夾帶線、液相負(fù)荷下限線、液相負(fù)荷上限線和液泛線五條線組成。精餾段漏液線0.13h h/LL v由u0,min

4.4c0v

2.84 L233u0,min.00560.13h02.841000ELlh23hLw w V

s,minA04.43CA

h 1000Elhowwowsmin o o整理得Vsmin

5.820.0096080.09590.0096080.0959L2s3sLsVs0.00030.5830.0010.598s0.0030.62690.0060.65780.0090.6826

值，依上試計(jì)算出v

值，計(jì)算結(jié)果列于下表霧沫夾帶線當(dāng)氣相負(fù)荷超過此線時(shí)，霧沫夾帶量過大，使塔板效率大為降低。對于精餾，eV≤0.1kg/kge=0.1kg/kgV-Lv s s5.7106

3.2

V 1.134 e a

u S

0.795m/sHv h HL T f

a A AT f

1.540.111h f L

2.5hw

h how

0.060.01050.0495m222.84 3600L22

2.84 3600L3 2ss3 2 h

1000E

0.84

0.749L3sh 1000Es

0.84

0.749L3 ow sow s3hh 0.620.04950.749L20.030690.46438L23l w ow s s2 2故h 0.1241.87Lf

3 H hT f3.2

0.2761.87L3s5.7106 e

s

0.1V 20.86103

0.2761.87L23s3整理得VLsLsVs0.00032.41830.0012.3250.0032.142460.0061.935970.0091.76278

22.49416.9L3液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷低于此線，就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下降。對于平直堰,取上液層高度how

0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)由下式得22.84 32h E s0.005ow 1000 Lw

0.0061000

0.84E=1,

3

0.000384smin

2.84 3600據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直負(fù)荷下限線。液相負(fù)荷上限線降液管內(nèi)停留時(shí)間過短，進(jìn)入降液管的氣泡來不及與液相分離而被帶入下層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。以t=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限,由式5-9得AH AHt f TLs

5s Lsmin

f 5

0.00888據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直負(fù)荷上限線。液泛線若操作的氣液負(fù)荷超過此線時(shí)，塔內(nèi)將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作。液泛可分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況，在浮閥塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算中通常對降液管液泛進(jìn)行驗(yàn)算。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管內(nèi)須維持一定的液層高度Hd。令H Hd T

hhw

hhhc l Lh

0.153 20.842

2 550.32L2dh h

lhw ohh

0.01985 sp c l 0.0295V

20.030690.46438L

20.00211

0.45m、

0.0495m、0.5s s3 T w0.0328

20.46438L

2 代 入3得：V

sLSVss30.00032.154990.001LSVss30.00032.154990.0012.0976s0.0031.95100.0061.67340.0091.2407s

s218655L

(HT

h)hw

h h hw ow d提餾段漏液線由u0,min

4.4c0.13h h/LL vv

22.84 L233u 0,min

s,minA0

、h ow

1000Elhw得V0.0079320.0079320.0974Ls23

A0.00560.13h2.841000El L2h3hLw wV整理得VLsVLsVs0.00030.487590.0010.50300.0030.53180.0060.56270.0090.5874

5.33霧沫夾帶線當(dāng)氣相負(fù)荷超過此線時(shí)，霧沫夾帶量過大，使塔板效率大為降低。對于精餾，eV≤0.1kg/kge=0.1kg/kgV-L5.7106

v s s3.2Hae Hav hL T f V 1.144 u S /sa A AT f

1.540.111h f L

2.5hw

h owh 0.060.02670.0333mw2s2.84 3600L3 22sh 1000E

0.84

0.749L3ow s3故h 0.083331.87L23f sH hT f

0.31671.87L3s3

3.2e 5.7106 e

0.7Vs

0.1V 19.22103

0.31671.87L23s3整理得VLsLsVs0.00032.71600.0012.6250.0032.44670.0062.24520.0092.0761

22.7916.5L3液相負(fù)荷下限線取上液層高度how

0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)0.00610002 0.84取E=1,則 L 3 0.000384smin

2.84

3600據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直負(fù)荷下限線。7.2.4液相負(fù)荷上限線以t=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限,得AHt f T

5s

AfHT

0.00888L smin 5s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直負(fù)荷上限線。7.2.6液泛線h l w

h ow

L 23h 30.620.03330.749L2 s

d lhw o L 20.020660.46438L

0.153 s 0.84s3 33.97L2s

0.0799將H 0.4m、hT

0.0333m、0.5代入(HT

h)hw

h h hw ow d得：V24.5834.57L2967.8L2S s3 sLLsVs0.00032.10350.0012.05750.0031.96270.0061.84490.0091.73372.84 3600L 23 232h E s 0.749L3ow 1000 0.84 soh 0.051uo

2 Lc C