化工原理课程设计(DOC)

1、化工原理课程设计题 目：姓 名：班 级：学 号：指导老师：设计时间：序言化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践 教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容， 掌握化工单元操作设计的 主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析 能力，思考问题能力，计算能力等。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有 时加质量剂），使气液两相

2、多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的 挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转 移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以 是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法 进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精 馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯， 采用连续操作方式，需设计一板 式塔将其分离。目录一、 化工原理课程设计任书 3二、 设计计算 31. 设计方案的确定32. 精馏塔的物料衡算33. 塔板数的确定44. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 85. 精馏塔的塔体工艺尺

3、寸计算106. 塔板主要工艺尺寸的计算 117. 筛板的流体力学验算 138. 塔板负荷性能图 159. 接管尺寸确定 30二、个人总结 32三、参考书目 33(一)化工原理课程设计任务书板式精馏塔设计任务书 设计题目：设计分离苯一甲苯连续精馏筛板塔 二、设计任务及操作条件1、设计任务：物料处理量：7 万吨/年进料组成：37 %苯，苯-甲苯常温混合溶液(质量分率，下同)分离要求：塔顶产品组成苯 95%塔底产品组成苯 6%2、操作条件平均操作压力：101.3 kPa平均操作温度：94C回流比：自 选单板压降： =0.9 kPa工时：年开工时数7200小时化工原理课程设计 二、设计方法和步骤：1、

4、设计方案简介根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对选定的工艺流程，主要设备的形式进行简要的论述。2、主要设备工艺尺寸设计计算(1) 收集基础数据(2) 工艺流程的选择(3) 做全塔的物料衡算(4) 确定操作条件(5) 确定回流比(6) 理论板数与实际板数(7) 确定冷凝器与再沸器的热负荷(8) 初估冷凝器与再沸器的传热面积(9) 塔径计算及板间距确定(10) 堰及降液管的设计（11）塔板布置及筛板塔的主要结构参数（12）塔的水力学计算（13）塔板的负荷性能图（14）塔盘结构（15）塔咼（16）精馏塔接管尺寸计算3、典型辅助

5、设备选型与计算（略）包括典型辅助设备（换热器及流体输送机械）的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图6、设计评述四、参考资料化工原理课程设计天津大学化工原理教研室，柴诚敬刘国维 李阿娜 编;化工原理（第三版）化学工业出版社，谭天恩 窦梅 周明华 等编；化工容器及设备简明设计手册化学工业出版社，贺匡国编；化学工程手册上卷 化学工业出版社，化工部第六设计院编；常用化工单元设备的设计 华东理工出版社。、设计计算1. 设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常 压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连

6、续精馏流程。设计中采用泡点进料， 将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷 凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。 该物系属易分离物系，最小回流比较小， 故操作回流比取最小回流比的2倍。塔 底设置再沸器采用间接蒸汽加热， 塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过 程的原理是多次进行部分汽化和冷凝， 热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量 很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔， 孔径

7、一 般为38mm筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备， 它的主要优点有：(1 )结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的80%左右。(2 )处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015%。(3 )塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。(4 )压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30%左右。筛板塔的缺点是：(1 )塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。(2 )操作弹性较小(约23)。(3 )小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图Vn冷凝器110.6PcT塔顶产品(或冷凝衙谓出液)、/回涼罐加热水蒸汽Vn-1Ln再沸器C冷凝水s -_fcr ；- Y -

8、 一三宀- .- .- -J-JI-VvV.* 宀3牛.,T?*_厂Er畠#BpBfcfc.T-.-r.-1i项目分子式分子量M沸点(C)临界温度tc(C)(kPa)苯Aon78.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7苯和甲苯的物理性质表1温度C80.1859095100105110.60Pa，kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.20240.00Pb , kPa40.046.054.063.374.386.0表3常温下苯一甲苯气液平衡数据(2:P8 例 1 1附表2)温度0C80.185909510010

9、5液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4纯组分的表面张力(1 : 1P378附录图7)温度8090100110120苯，mN/m21.22018.817.516.2苯和甲苯的饱和蒸汽压表2甲苯，Mn/m21.720.619.518.417.3表5组分的液相密度(1 : P382 附录图 8)温度（C ）8090100110120苯,kg/ m3814805791778763甲苯,kg/ m3809801791780768表6液体粘度聽(1 :P365)温度（C）809010

10、0110120苯（mPa .s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mp .s ）0.3110.2860.2640.2540.228表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度tC液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.0

11、75.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02精馏塔的物料衡算(1)原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量二甲苯的摩尔质量1Xf0.37/ 78.110.37/78.11 0.63/92.13二 0.4090.97 78.110.9570.95 78.110.05 92.130.06/78.110.06 78.110.94 92.13=

12、 0.007(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F =0.409 78.110.591 92.13 =86.39 kg； kmolMD =0.957 78.11 0.043 92.13 = 78.71 kg. kmolMW =0.070 78.110.930 92.13 =91.96 kg.： kmol（3）物料衡算原料处理量 F = 70000000121.54kmol h86.39*7200总物料衡算121.54=D + W苯物料衡算 121.54 X 0.409 = 0.957D+ 0.070 W 联立解得 D = 42.99 kmol /hW=69.55 kmol/h式中f原

13、料液流量D塔顶产品量W-塔底产品量3塔板数的确定(1)理论板层数NT的求取苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出y图，见下图0.950.9065080753.7 065o.e0.550.50450.40.350.3025Ci.20.150 0.05 01 0.15 02 0.25 0.3 0i3S 04 a45 0.5 0.55 OlB 0.65 Oi7 0.75 Oi3 0.65 Q.9 0.95 17-:一L/X/7 1/、JF/7/r X0.050Created with 目 trial version ot Advanced Graphe

14、r - http; 求最小回流比及操作回流比。e( 0.409,0.409 )作垂线采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，自点 ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为yq = 0.567 ,Xq = 0.346故最小回流比为竺 览=0.957 一 “67 才.46y -xq0.567 0.346取操作回流比为 2Rmin =2.92 求精馏塔的气、液相负荷L=R D =2.92 42.99= 125.53 kmol,hV =(R 1)D =3.92 42.99 =168.52 kmok hV =(R 1)D -(1-q)F =(2.921) 42.99 = 168.52kmol

15、/ h (泡点进料：q=1)L = RD +qF =2.92汉42.99 +1 汉 121.53 =238.06kmol /h 求操作线方程 精馏段操作线方程为XD= 0.749x0.2442R 1提馏段操作线方程为L Wym 1-Xw =1.412Xm -0.092(2)逐板法求理论板又根据Rmin1 XD-：(1 - Xd ):-1Xf可解得:=2.475相平衡方程2.475X1 (二一1)x1 1.475xyi = Xd = 0.957X1二yiy2R X1Xd-R 1 R 1Xi0.745x10.2442 =0.915y3y4y5y6yi=0.901y1： (1 - yjy1 2.47

16、5(1 - yjX2y2y22厂 0.813= 0.745X2 0.2442 =0.850= 0.745x3 0.2442 =0.763=0.745x4=0.745X5y3X30.696y3 + 2-475(13)y4X4y4Hr)=0.5650.2442 二 0.6650.2442 =0.557y5X5 :y5xr)二 0.420X6yey6二，(1讥厂0.337X| = X6 = 0.337y2 T.412X, -0.029 =0.447x 21二 0.246y3= 1.412x2 -0.029 =0.3182 y2、- m)1X3 =y31= 0.159y4= 1.4334x3 -0.0

17、33 = 0.195y3二 - n)1X4 =y41= 0.0891y5= 1.412x4 -0.029 =0.097y5y；二：，（i_y；）=0.042 Xw所以提留段理论板n=434二 - D全塔效率的计算(查表得各组分黏度 7=0.269 ,2=0.277)% =xF 7(1-Xf)2 =0.409 0.269(1-0.409) 0.277 =0.274Et =0.17 -0.616lg S =0.17-0.616lg0.274 ： 52%捷算法求理论板数XD 1 -XwNmin =1/ln : ml(XW)( W) -1 =9.898 -1 =8.898 1 -xD由公式 Y =0.

18、545827-0.591422X0.002743/XR RminR 12.92-1.463.92二 0.374代入 Y=0.488N _N由让皿65Nmin,1 =1/ ln : 1ln(丿)(匚在) T =4.925 : 51 - XDXF= 1.141 n(1-0.240.24)一仁 4.44 ： 5精馏段实际板层数55/0.52=9.610,提馏段实际板层数=4/0.52=7.698 进料板在第11块板4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1) 操作压力计算塔顶操作压力PD = 93.2 kPa 塔底操作压力 巳=109.4 kPa每层塔板压降 P= 0.9 kPa进料板压力 PF =

19、 93.2 + 0.9 X 10= 102.2kPa精馏段平均压力 P m =( 93.2 + 102.2 )/2 = 97.7 kPa提馏段平均压力 P m = (109.4+102.2 ) /2 =105.8 kPa(2) 操作温度计算甲苯的饱和蒸依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、 气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度tw = 82.7 C进料板温度tF = 94.2 C 塔底温度tw =105.1 r 精馏段平均温度 tm= ( 82.7 + 94.2 ) /2 = 88.5 C 提馏段平均温度 tm= (94.2+105.1) /2 =997

20、C(3) 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y仁0.957,代入相平衡方程得x1=0.901M L,Dm =0.901 汉78.11 +(10.901)疋92.13 =79.50kg/kmolMv,Dm =0.957 疋78.11 +(10.957)疋92.13 =78.71 kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得 yF = 0.622 , xF = 0.399M v,F,m = 0.632 X 78.11 + (1 0.368) x 92.13 = 83.27 kg/kmolM L,Fm =0.409 汉78.11 +(10.409)汉92.13 = 90.08

21、kg/kmol塔底平均摩尔质量计算由xw=0.070,由相平衡方程，得yw=0.157Mv,Wm =0.157 78.11(1 -0.157) 92.13 = 86.60 kg, kmolM L,wm =0.070X78.11 +(10.070)x92.13 =90.59 kg/kmol精馏段平均摩尔质量78 71 +83 27MV,m=:-:kg/kmol =80.99 kg/kmolM L,m = 79.50 90.08 kg/kmol = 84.79 kg/kmol提馏段平均摩尔质量M V,m86.06 83.232kg kmol =84.92 kg kmolM L,m90.59 86.

22、392kg kmo 88.49kg kmol(4) 平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即m 二込97.7 8.972.63 kg m3RTm8.314 (273.15 88.45)提馏段的平均气相密度_ PmMv,m105.8 84.92v,m 一 RTm _ 8.314 (273.1599.65)= 2.90 kg m3液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即/ Mi塔顶液相平均密度的计算由t A 82.7 C,查手册得匚=812.7 kg ； m3,订=806.7 kg ： m3塔顶液相的质量分率0.957x78.110.957 78.11 92.1

23、3 0.043 一 0.885I/Pls =0.885/812.7 +0.115/807.6, Pls= 813.01 kg. kmol进料板液相平均密度的计算 由tF = 94.2 C,查手册得匚=799.1kg .m3,订=796.0 kg.；m3进料板液相的质量分率0.409 汇 78.11八 一 0.409 78.11 92.13 0.591 一0.371/PL,Fm =0.37/799.1 +0.63/769.0, PL,Fm =781.25kg/kmol塔底液相平均密度的计算由tw 105.1 r，查手册得=786.13 kg m3,=785.2 kgm3塔底液相的质量分率-A0.

24、07 汉 78.110.07 78.11 92.13 0.93= 0.061/PL,wm =0.06/786.13 +0.94/785.2, PL,wm = 783.4 kg/kmol精馏段液相平均密度为PL,m =813.01 J81*25 =797.13kg/kmol2提馏段液相平均密度为怙=781.25 +785.54 =783侦伽012(5)液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算由tD = 82.7 C,查手册得(T A=20.94mN/m c B=21.39 mN/m(T LDm=0.957 20.94+(1-0.957) X 21.39=20

25、.98 mN/m进料板液相平均表面张力的计算由t F= 94.2 C,查手册得c A=19.36 m N/m c B=20.21 m N/mc LFm=0.409X 19.36+0.591 X 20.21=19.86 mN/m塔底液相平均表面张力的计算由tD = 105.1 r，查手册得c A=19.10 mN/m c B=19.48 mN/mc Lwm=0.07X 19.10+(1-0.07) X 19.48=19.45mN/m精馏段液相平均表面张力为(T Lm= (20.98+19.86 ) /2=20.42 mN/m提馏段液相平均表面张力为(T Lm=( 19.86+19.48 ) /2

26、=19.85 mN/m(6)液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即lg 卩 Lm=2 xi lg 卩 i 塔顶液相平均粘度的计算 由tD = 82.7 C,查手册得卩 A=0.300 mPa s 卩 B=0.304 mPa slg 卩 LDm=0.957X lg(0.300)+ (1-0.95) X lg(0.304) 解出卩 LDm=0.300 mPa s进料板液相平均粘度的计算由tF = 94.2 C,查手册得卩 A=0.269 mPa s 卩 B=0.277 mPa sIg 卩 LFm=0.409K lg(0.269)+ (1-0.409) X lg(0.277) 解出卩 LFm=

27、0.274 mPa- s塔底液相平均粘度的计算由tw = 105.1 r，查手册得卩 A=0.244 mPa - s 卩 B=0.213 mPa - slg 卩 Lwm=0.07X lg(0.244)+ (1-0.07) X lg(0.213) 解出卩 Lwm=0.215 mPa s精馏段液相平均粘度为卩 Lm=(0.300+0.27)/2=0.287 mPa s提馏段液相平均粘度为卩 Lm=(0.300+0.215)/2=0.258 mPa s(7) 气液负荷计算精馏段：V =R 1 D =(2.92 1) 42.99 =168.52Kmol/hVS 土3600 6mV MVm 16&52

28、8.97 =1.606m3/s3600 2.36L 二 RD =2.92 42.99 =125.53Kmol/hLsLM Lm3600 ；m12553 834.79 =0.0037m3/s3600 797.13Lh= 0.0037 3600 =13.353m/h提馏段:V =V +(q 1)F =168.52Kmol / hS 一 3600 V MVm 16&92 氓E/s3600 2.90二 L qF =125.321 112.53 = 238.06Kmol / hLsLM Lm3600 ?Lm23806 摯=0.0075m3/s3600 783.43Lh =0.0075 汉 3600 =

29、27.00m / h5精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1) 塔径的计算塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性, 以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表7板间距与塔径关系塔径 DT, m 0.3 0.5板间距 f, mm200300对精馏段：0.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0250350300450350600400 600初选板间距Ht = 0.40m，取板上液层高度=0.06m ,故 Ht -hL =0.40 -0.06 = 0.34m ；(P 习1 Lm吐）P1 vm丿hL10.00371.6061摯二 0.04232

30、.36查教材 P131图得C20=0.071 ;依式C =C20 J2120丿校正物系表面张力为 20.42mN/m时C = C20气20丿= 0Q72 瞬= 0.0713max =C=0.0713804.09 一 2.63 =1.239m/s2.63可取安全系数为 0.8，则（安全系数 0.6 0.8 ）,卩=0 鶴0勸1 /4Vs4 1.606= 1.44m3.142 0.991按标准,塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.820m/s。 对提馏段：初选板间距Ht = 0.40m，取板上液层高度hL = 0.06m ,故 Ht -hL =0.40 -0.06 = 0.34m ；(P 迄1 Lm

31、M丿p vm J1-1.37 800mm故塔板采用分块式。查表3-7得，塔极分为4块。对精馏段：a）取边缘区宽度 w=0.05m（3050mm）,安定区宽度 ws = 0.075m ,（当D 1.5m时，w=6075mm；221RX Ib）依（2 : P173式 318）:代=2|xJr -x +sin 计算开空区面积180R一D1.6 ,RwC0.05 = 0.75m,22x 二牛Wd Ws 严岁0.185 0.075 严0.542二2_1 0.542Aa4 275 -0.54面 0.75sin 丽.467m3mm,c）筛孔数n与开孔率：取筛空的孔径d为5mm，正三角形排列，一般碳的板厚为取

32、 t/ d 0 =3.0，故孔中心距t =3.0 5 = 15.0mm1158 103 八 1158 103孔 数 n2Aa21.467 = 7551t15.0则 $ = A% = % =10.08% (在 5 15 范围内)A ( td )2d0则每层板上的开孔面积A0为 人=：八4 =0.1008 1.467 =0.148气体通过筛孔的气速为 = 1606 = 10.85m/ sA 0.148提馏段:a）取边缘区宽度 W=0.05m（3050mm）,安定区宽度Ws =0.075m ,(当 D 1.5m 时,W=60 75mmb)依(2 : % 式 318) : Aa=2.R+竺sin詔18

33、0 R计算开空区面积R = D -Wc = 0.75m，-Wd Ws = 0.525Aa =1.113m23mm,c）筛孔数n与开孔率：取筛空的孔径d为5mm，正三角形排列，一般碳的板厚为取 t/d0 = 3.0，故孔中心距t =3.0 5 = 15.0mm1 1 5 8 10九=57 2个，筛孔数n281t2二 A0%A0.907% =10.08%（在5 15范围内）则每层板上的开孔面积Ao为Ao =0.1124气体通过筛孔的气速为 九 -=12.189m/sA7筛板的流体力学验算塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后

34、还要作出塔板负荷性能图。（1）气体通过筛板压强相当的液柱高度计算精馏段：a）干板压降相当的液柱高度 山：依d0/；5/3 =1.67，查干筛孔的流量系数图得,G=0.78 由式札=0.051IC0 Jx2 (a| V丸丿= 0.051 空La】0.78797.13=0.033 mb）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hi :16060.86m/s，2.01-0.145Fa= ua、可=0.86 .263 = 1.395由；。与Fa关联图查得板上层充气系数；。=0.61hi = ;ohL =0.61 0.06 = 0.037 mc）克服液体表面张力压降相当的液柱高度h-:,0hp =0则单板压强

35、:PP 二hp：g=0.073 797.13 9.8仁 571.5Pa ： 0.9kPa（2）液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落 差的影响。(3)雾沫夹带ev 戶 103.25.7 冷 0860.022kgJ/kg ：: 0.1kg /kg20.46 10- 0.402.5 0.06在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(4)漏液由式 =4.4C . 0.0056 0.13%； / ?v=4.4 0.78 . 0.0056 0.13 0.06-0.002=6.87m/ s卩 12 189筛板的稳定性系数 K 01.777 1.5 ，故在设计负荷下不会产生

36、过量%W 6.38漏液。(5)液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度Hd乞 Ht hw依式Hd = hp hi hdhd =0.153 (is1 w h02)=0.153 (0.00371.056 0.04152)=0.001Hd=0.073+0.037+0.001=0.11m取 =0.5，则Ht 1=0.5 0.40 0.0433=0.223m故H d H t hw在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。提溜段：a)干板压降相当的液柱高度 hc :依d0/；丁 =5/3 =1.67，查干筛孔的流量系数图得,Cc=0.78

37、由式 hc= 0.05140lC0 J二 0.046mb) 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl :-0.735m/ s，Ar _AfFa 二 ua= 1.252c) 克服液体表面张力压降相当的液柱高度h.-:依式h 一 =Cj4Igd。=0.002m，故 hp 二 0.052m则单板压强：.PP = hpLg = 399.6Pa ： 0.9kPa(2) 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落 差的影响。(3) 液沫夹带”、3.25.7汉10上(巴 a(Ht -hf=0.0092kg/ kg ： 0.1kg / kg故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(

38、4) 漏液由式 % =4.4C0.00560.13九二=6.023m/ s筛板的稳定性系数 K二丄=1.991.5 ，故在设计负荷下不会产生过量漏液。ow液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度Hd乞 Ht hwi 2依式 Hd 二 hp 0hd， 而 hd =0.153 ( ) 0.0075i hiw h0Hd =0.098m取 =0.5，则，Ht hw =0.217m故H d ： J H t hw在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。8塔板负荷性能图精馏段：(1)漏液线由匚门匚匕；一r -C CC C 2.84 L0.0

39、056 + 0.13 hw +x E 汉I10002/3I 3土hb0.0021 PJPvJ 丿Jw得=4.4 x 0.78 汉！0.0056 + 0.13 D.0433 + 0.672LS2/31 0.002)7；3Vo,min 0.416 6.467LS2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-19 o 表 3-19Ls /(m 3/s)0.0010.0020.030.004W /(m 3/s)0.690.720.740.76由上表数据即可作出漏液线。(2)雾沫夹带线ev = 0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:hw空11000器皿hf(3600

40、LsI.1.056-0.1110.676Ls2/3Ua _ A -AfVsVs2.010.145=0.536Vs联立以上几式，整理得2/3Vs =2.978 -6.963Ls在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-20 表 3-20Ls /(m 3/s)0.0010.0020.0030.0043Vs /(m /s)13.1111.849.458.88由上表数据即可作出液沫夹带线2。(3) 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hO辟0.006m作为最小液体负荷标准。由式 3-21得F、2/3Ls,min =1.035 如0m3/su 2.843600Ls,minh

41、w =E 1000 I lw 丿3。据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线(4) 液相负荷上限线以9 = 4s作为液体在降液管中停留时间的下限=4Ls,max0.4 0.474=0.0146ml s据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线0.0474液泛线令_ 一 I片=他入+咕r联立得 +-_ -+； _：.： _，2忽略h，将hOW与 Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式，并整理得式中：how=2.84 103600Ls=0.672LS2/32.04将有关的数据代入整理，得 Vs2 =11.4146815.113Ls2 -80.751Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-22表 3-22Ls /(m 3/s)0.0010.0020.030.0043Vs /(m /s)3.263.