化工原理课程设计 媛

1、一 绪论精馏是一种利用回流是液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法，是工业上应用最广的液体混合物分离单元操作，广泛应用于石油、化工、轻工、食品、冶金等领域。精馏过程在能量剂驱动下，使气液两相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，按操作压力还可分为常压、加压和减压蒸馏，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。 典型的精馏设备是连续精馏装置，包括精馏塔、塔底再沸器、塔顶全凝器/冷凝器。 本设计采用筛板板式精馏塔完成指定分离任

2、务，设计书中包括物料衡算和能量横算；以及塔板数的确定，塔板工艺尺寸的确定，再沸器、全凝器的选型等内容。本设计按以下几个阶段进行：(1) 设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。(2) 蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。(3)塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。(4)管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。(5)绘制精馏塔的设备图。二设计方案的确定设计题目：分离苯甲苯混合液的常压筛板精馏塔1.原始数据：生产能力：处理量为8000kg/h原料：苯含量为40

3、%（mol,下同）的液体进料方式：泡点进料分离要求：塔顶馏出液苯含量为95%塔底釜液甲苯含量为98%操作要求：取回流比为 倍的最小回流比，总板效率为0.82.装置流程的确定装置流程包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离，热量自塔釜输出，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。次设计中采用的是用泵输送原料。塔顶冷凝器采用是全凝器，以便于准确的控制回流比。3.操作压力的选择精馏操作经常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。根据苯和甲苯的物料特性，

4、此设计采用常压操作。4.进料热状况的选择进料状态和塔板数、塔径、回流量及塔的预热负荷都有密切的联系。在实际生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。此设计采用泡点进料。5加热方式的选择精馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。由于饱和水蒸气温度与压力互为单值函数关系，其温度科通过压力调节。同时，饱和水蒸气的冷凝替热较大，价格较低廉，因此通常用饱和水蒸气作为加热剂，在苯设计中采用的就是饱和水蒸气加热。6回流比的选择回流比是精馏操作的

5、重要工艺条件，其选择原则是使设备费和操作费之和最低。在本设计中采用最小回流比的2倍作为才做回流比。三精馏塔全物料衡算F：进料量（kmol/s） xF：原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s） xD：塔顶组成W：塔底残液流量（kmol/s） xW：塔底组成笨的摩尔质量：MA=78kg/kmol甲苯的摩尔质量：MB=92kg/kmol由已知条件：xf=0.4 xD=0.95 xW=1-0.98=0.02进料量：F=8000kg/h=8000/3600(0.4*78+0.6*92)=0.0257kmol/s物料衡算式：F=D+W FxF=DxD+WxW四、精馏塔的工艺条件及有关物性

6、数据的计算附：苯甲苯气液平衡组成与温度的关系（101.3Pa）苯/%（摩尔分数）温度/液相气相0.00.0110.68.821.2106.120.037.0102.230.050.098.639.761.895.248.971.092.159.278.989.470.085.386.880.391.484.490.395.782.395.097.981.2100.0100.080.21. 温度利用表中数据用内插法计算时间tF、tD、tDtF：（95.2-92.1）/（39.7-48.9）=（tF-95.2）/（40-39.7）tF=95.10tD：tD=81.2tW：（106.1-110.6）

7、/（8.8-0）=（tW-110.6）/（2-0）tW=109.58所以精馏段平均温度:t1=（tF+tD）/2=（95.10+81.2）/2=88.15提馏平均温度： t2=(tF+tW)/2=（95.10+109.58）/ 2=102.341 密度已知：混合液密度：1/PL=aa/PA+ab/PB混合气密度：Pv=（T0PM）/22.4TP0式中：PL、Pv表示混合液、混合气的密度；PA、PB表示A、B纯组成的密度；aa、ab表示A、B纯组成的质量分数；T0、P0表示237.15k和101.3kPa；P、T代表操作压力和温度；M表示平均相对分子质量。aAF=(0.4*78)/0.4*78+

8、(1-0.4)*92=0.3611aAD=(0.95*78)/0.95*78+(1-0.95)*92=0.941aAW=(0.02*78)/0.02*78+(1-0.02)*92=0.01701 求在各点温度处相应的气相组成如下：塔顶温度：tD=81.2 气相组成：yD=97.9%进料温度：tF=95.10气相组成：yF（用内插法计算）（92.1-95.2）/（71.0-61.8）=（95.1-95.2）/（100yF-61.8）解得：yF=62.10塔底温度：tW=109.58气相组成：yW（用内插法计算）（106.1-110.6）/（21.2-0）=（109.58-110.6）/（100y

9、W-0）解得：yW=4.8% 塔顶、进料板、塔底处的液相、气相平均摩尔质量的计算：MLD=xD*78+（1-xD）*92=78.7kg/kmolMLF=xF*78+（1-xF）*92=86.4kg/kmolMLW=xW*78+（1-xW）*92=91.72kg/kmolMVD=yD*78+（1-yD）*92=78.3kg/kmolMVF=yF*78+（1-yF）*92=83.31kg/kmolMVM=yM*78+（1-yM）*92=91.33kg/kmol所以，精馏段液相平均摩尔质量：ML1=(78.7+86.4)/2=82.55 kg/kmol提馏段液相平均摩尔质量：ML2=（86.4+91

10、.72）/2=89.06 kg/kmol精馏段气相平均摩尔质量：MV1=（78.3+83.31）/2=80.8 kg/kmol提馏段气相平均摩尔质量：MV2=（83.31+91.33）/2=87.32 kg/kmol 在不同温度下苯和甲苯的密度如下：温度/PA/kg.m-3PB/kg.m-380812.35808.1585808.15804.0690804.06800.8695797.86794.86100790.86789.86105784.86785.86110777.86779.86利用内插法可求出tD,tF,tW温度下的苯和甲苯混合液的密度（单位：kg.m-3） tF=95.10 PA

11、F=797.72 PBF=794.761/PLF=0.3611/797.72+(1-0.3611)/794.76,则PLF=759.83tD=81.2 :PAD=811.34 PBD=807.171/PLD=0.9416/811.34+(1-0.9416)/807.17,则PLD=811.10tW=109.58 :PAW=7778.45 PBW=780.361/PLW=0.01701/778.45+(1-0.01701)/780.36,则PLW=780.33所以，精馏段液相平均密度：PL1=(PLF+PLD)/2=(795.83+811.10)/2=803.47提馏段液相平均密度：PL2=(P

12、LF+PLW)/2=(795.83+780.33)/2=788.08在常压操作下，P=PD,则：PVF=(83.31*273.15)/22.4*(273.15+95.10)=2.76PVD=(78.3+273.15)/22.4*(273.15+81.2)=2.69PVW=(91.33*273.15)/22.4*(273.15+109.58)=2.91所以,精馏段气相平均密度:PV1=(PVD+PVF)/2=(2.69+2.76)/2=2.73提馏段气相平均密度:PV2=(PVF+PVW)/2=(2.76+2.91)/2=2.843. 混合液的表面张力液相平均表面张力依下式计算，即：LM=xii

13、式中：LM表示混合液的表面张力（单位：mN/m）；xi表示各组分的分子量；i表示各纯组分的表面张(单位mN/m). 塔顶液相平均表面张力的计算：tD=81.2,查手册知：A=20.72mN/m B=20.90mN/mLDm=0.95*20.72+(1-0.95)*20.90=20.73mN/m 进料板液相平均表面张力的计算：tF=95.10，查手册知：A=19.15mN/m B=19.45mN/mLFm=0.40*19.15+(1-0.40)*19.45=19.33mN/m 塔底液相平均表面张力的计算：tW=109.58,查手册知:A=17.52mN/m B=18.05mN/mLWm=0.02

14、*17.52+(1-0.02)*18.05=18.04mN/m所以，精馏段液相平均表面张力为：L1=(20.73+19.33/_2=20.03mN/m提馏段液相平均表面张力为：L2=(19.33+18.04)/2=18.68mN/m4.液相平均粘度液体混合物的粘度可用下式计算，即µLM13式中：µLM13混合液黏度，mPa.s；µii组分的液体黏度，mPa.s；纯液体黏度用下式计算，即：lgµL=A/T-A/B式中：µL液体温度为T时的黏度，mPa.s；T温度，K；A,B液体黏度常数苯和甲苯的液体黏度常数如下表：组分AB苯545.64265.3

15、4甲苯467.33255.24 塔顶液相平均黏度的计算：tD=81.2lgµADL=545.64/（273.15+81.2）-545.64/265.34,则µADL=0.3044 mPa.slgµBDL=467.33/（273.15+81.2）-476.33/255.24，则µBDL=0.3075 mPa.sµLDM1/3=0.95*0.30441/3+(1-0.95)*0.30751/3，则，µLDM=0.3006 mPa.s 进料板液相平均黏度的计算：tF=95.10lgµAFL=545.64/(273.15+95.10

16、)-545.64/265.34,则µAFL=0.2663 mPa.s lgµBFL=467.33/(273.15+95.10)-467.33/255.24,则 µBFL=0.2742 mPa.s µLFM1/3=0.40*0.26631/3+(1-0.40)*0.27421/3,则,µLFM=0.2710 mPa.s 塔底液相平均黏度的计算：tW=109.58lgµAWL=545.64/(273.15+109.58)-545.64/265.34=0.2340 mPa.slgµBWL=467.33/(273.15+109.58

17、)-467.33/255.24=0.2455 mPa.sµLWM1/3=0.02*0.23401/3+(1-0.02)*0.24551/3,则，µLWM=0.2455 mPa.s所以，精馏段液相平均黏度：µL1=(0.3046+0.2710)/2=0.2878 mPa.s提馏段液相平均黏度：µL2=(0.2710+0.2453)/2=0.2582 mPa.s五塔板数的确定1.理论塔板数NT的求取采用逐板计算法 精馏段，提馏段相对挥发度的求取；查表可知Antoine方程常数：苯：A=6.9419 B=2769.42 C=-53.26甲苯：A=7.0580

18、B=3076.65 C=-54.65Pi0=A-B/(C+T) (PiS/MPa;T/K)tD=81.2 PA0=0.1048 MPa PB0=0.0404 MPa则D= PA0/ PB0=2.5941tF=95.10PA0=0.1574 MPa PB0=0.06375 MPa则F= PA0/ PB0=2.469tW=109.58PA0= 0.2314 MPa PB0=0.0983 MPa则W= PA0/ PB0=2.354所以，精馏段的平均相对挥发度为：1=D*F=2.5941*2.469=2.5308提馏段的平均相对挥发度为：2=W*F=2.469*2.354=2.4108 最小回流比及操

19、作回流比由手册查得苯甲苯的气液平衡数据，绘出xy图苯/%（mol分率温度/苯/%（mol分率温度/液相气相液相气相00110.659.278.989.48.821.2106.17085.386.82037102.280.391.484.4305098.690.395.782.339.761.895.29597.981.248.97192.110010080.2由于泡点进料，所以xe=xf=0.40；在图中可以读出ye=0.621故，最小回流比为：Rmin=（xD-ye）/（ye-xe）=（0.95-0.2-621）/（0.621-0.040）=1.489取操作回流比为：R=2Rmin=2*1.

20、489=2.978 精馏塔的气液相流率：精馏段：L=RD=0.01028*2.978=0.03061kmol/sV=(R+1)D=(2.978+1)*0.01028=0.04089 kmol/s提馏段：因泡点进料q=1L=L+qF=0.03001+0.0257=0.05631 kmol/sV=V-(1-q)F=0.04089 kmol/s 相平衡方程：精馏段气液平衡方程为：xn=yn/1-yn（1-1）=yn/（2.5308-1.5308yn）提馏段气液平衡方程为：xn=yn/2-yn（2-1）=yn/（2.4108-1.4108yn） 操作线方程精馏段操作线方程：yn+1=RR+1xn+XD

21、R+1=2.9782.978+1xn+0.950.978+1=0.7486xn+0.2388提馏段操作方程:yn+1=L'V'xn+WV'xw=0.056310.04089xn+0.015420.04089*0.02=1.137711xn+0.00754 逐板法求理论板层数由于泡点进料，所以q=1，xq=xF=0.40精馏段板层数ynxn10.95000.882520.89940.779430.82230.646540.72270.507450.61860.3906提馏段板层数ynxn60.54540.332370.46520.265180.37260.197790.2

22、7980.1388100.19880.0933110.13600.0613120.09200.0403130.06300.0271140.04490.0191有表中可以看出：总理论板层数NT=14（包括再沸器）,进料板位置NF=52 实际板层数的求取：精馏段实际板层数：N精=4/0.8=5精馏段实际板层数：N提=9/0.88=11.2512六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1塔径的计算：精馏段塔径的计算：精馏段的气液相体积流率为：VS=(VMV1)/(PV1)=(0.04089*80.8)/2.73=1.2102 m3/sLS=(LML1)/(PL1)=(0.03061*82.55)/803.47=

23、0.00314 m3/s最大空塔气速：Vmax=CPL-Pv/(Pv) ，式中C（负荷因子，m/s）由式C=C20（L/20）0.2,(其中C20有史密斯关联图查的)计算得出，图的横坐标为：（Lh/Vh）*（PL1/PV1）0.5=(0.00314/1.2102)*(803.47/2.73)0.5 =0.04451取塔板间距HT=0.50m，板上液层高度hL=0.07m，则：HT-hL=0.50-0.07=0.43m查图得:C20=0.10C=C20(L/20)0.2=0.10*（20.03/20）0.2=0.100m/svmax=0.100*（803.47-2.73）/2.73=1.7126

24、m/s去安全系数为0.6，则空塔气速v=0.6 vmax=0.6*1.7126=1.0276塔径D=4Vs/（v）=4*1.2102/（*1.1027）=1.7568m按标准塔径圆整后为：D=1.5m塔截面积为：AT=（/4）D2=（/4）1.52=1.76625m2实际空塔气速为：v=2.491/1.2102=0.4755m/s提馏段塔径的计算:提馏段的气液体积流率为：Vs，=（V，MV2）/（pv2）=（0.04089*87.32）/2.84=1.2572m3/sLs，=（L，ML2）/（pL2）=（0.05631*89.06）/788.08=0.00636 m3/s同样查史密斯关联图，其

25、横坐标为：（Lh/Vh）*（PL2/Pv2）=（0.00636/1.2572）*（7880.8/2.84）0.5=0.08472取塔板间距HT=0.50m，板上液层高度hL=0.07m，则：HT-hT=0.50-0.07=0.43m查图得：C20=0.091C=C20（L/20）0.2=0.091*（18.68/20）0.2=0.08977m/sVmax=0.08977*788.08-2.84/（2.84）=1.4927m/s取安全系数为0.6，则空塔气速为：V=0.6 Vmax=0.6*1.4927=0.8956m/s塔径D=4Vs'/（v'）=4*1.2572（*08956

26、）=1.34m按标准塔径圆整后为:D=1.5m塔截面积为：AT=（/4）D2=（/4）*1.52=1.81m2实际空塔气速为：v=2.5879/1.81=1.400m/s2 精馏塔有效高度计算：精馏段有效高度为：Z精=（N精-1）HT=（5-1）*0.50=2m提馏段有效高度为：Z提=（N提-1）HT=（12-1）*0.50=5.5m七、塔板主要工艺尺寸的计算1 溢流装置的设计因塔径是1.8m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 溢流堰（出口堰） 堰长lW 取lW=0.7D=0.7*1.5=1.05m 溢流堰高度hW由hW=hL-how，选用平直堰，堰上液层高度：how=（2.84/10

27、00）E（Lh/lw）（2/3）精馏段：近似取E=1，则：how=（2.84/1000）*（0.00314*3600）/1.26（2/3）=0.01226取板上清液高度hL=70mm故hw=0.07-0.01226=0.05774提馏段：近似取E=1则：how=（2.84/1000）*（0.00636*3600）/1.26（2/3）=0.01963取板上清液高度为hL=70mm 故：hw=0.07-0.01963=0.05037m降液管 弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lw/D=0.7 查图得Af/AT=0.0946 Wd/D=0.1520故：Af=0.0946AT=0.0946*2.5447

28、=0.2407m2Wd=0.1520*1.8=0.2736m精馏段：用下式验算降液管中停留时间，即：=（3600AfHT）/（Lh）=（3600*0.2407*0.5）/（0.00314*3600）=38.34s5s提馏段：其停留时间为：=（3600AfHT）/（Lh）=（3600*0.2407*0.5）/（0.00636*3600）=18.92s5s故降液管设计合理。 降液管底隙高度ho精馏段：取降液管底隙的流速Vo=0.06m/sho=Lh/（3600*lwVo）=（0.00314*3600）/（3600*0.06）=0.04153hw-ho=0.05774-0.04153=0.01621

29、0.006m提馏段：取将液管底隙的流速Vo=0.12m/sho=Lh/（3600lwVo）=（0.00636*3600）/（3600*0.12）=0.0421hw-ho=0.0503-0.0421=0.008270.006m受液盘：选用凹形受液盘，深度hw=50mm2塔板设计塔板布置 塔板的分块：因D800mm，所以塔板采用分块式，以便通过人孔装拆塔板，查表得塔板分为5块 边缘区宽度的设定：取Ws=200mm Ws=70mm Wc=50mm 看空区面积计算：Aa=2xr2-x2 +【（r2）/180】arcsinxrx=D/2-（Wd-Ws）=1.8/2-（0.2736+0.2）=0.4264

30、r=D/2-Wc=108/2-0.05=0.85m故Aa=2*0.55640.852-b0.55642+【（*0.852）/180）】arcsin0.55640.85=1.201m2筛孔计算及排列：本设计要求处理的物系无腐蚀性，可选用4mm碳钢板，取筛孔直径do=6mm。筛孔按正三角排列，取孔中心距：t=3do=3*6=18mm筛孔数目：n=（1.155Aa）/t2=（1.155*1.746）/0.0182=6224个开孔率为：=0.907（do/t）2=0.907*（0.006/0.018）2=10.1%精馏段气体通过筛孔的气速为：Vo=Vs/Aa=1.2102/（1.201*10.1%）=

31、10.415m/s提馏段气体通过筛孔的气速为：Vo=1.2572/（1.201*10.1%）=10.47m/s八、筛板的流体力学验算1塔板压降干板阻力的计算 精馏段干板阻力hc=0.051（Vo/Co）2（Pv/PL）1-（Ao/Aa）2式中：Vo气体通过筛孔的速度m/s Co孔流速度由于筛板的开孔率=10.1%15%，故上式可化简为：hc=0.015(Uo/Co)2(PV1/PL1)由do/=6/4=1.5.查图知Co=0.780故hc=0.051（10.415/0.780）2（2.73/803.47）=0.0310m液柱 提馏段：hc=0.051*（10.47/0.780）2（2.84/7

32、88.08）=0.0331m液柱气体通过液层阻力的计算： 精馏段气体通过液层的阻力hl由下式计算：hl=hL其中为充气系数，反应板上液层的充气程度，其值可查图得到，图中Fo为气相动能因子，其定义式为：Fo=Ua(v1)（1/2）Ua=Vs/（AT-Af）=1.2102/（2.5447-0.2407）=0.5253m/s所以Fo=0.5253*2.73=0.8680kg0.5/（s.m0.5）查图可知=0.691 故hl=hL=0.691*0.070=0.048液柱 提馏段气相动能因子Fo：Ua=Vs/（AT-Af）=1.2572/（2.5447-0.2407）=0.5457m/sFo=UaPv

33、2=0.54572.84=0.9196 kg0.5/（s.m0.5）查图=0.680，故hl=hL=0.680*0.070=0.0476m液柱液体表面张力的阻力 精馏段液体表面张力所产生的阻力hh=（4lim）/（PL1gdo）=（4*20.03*10-3）/（803.47*9.81*0.006）=0.0017m液柱 提馏段液体表面张力产生的阻力h：h=（4lim）/（PL2gdo）=（4*18.68*10-3）/（788.08*9.81*0.006）=0.0016m气体通过每层塔板的液柱高度： 精馏段：hp=hc+hl+h=0.0310+0.048+0.0017=0.0807m液柱 提馏段：

34、hp=hc'+hl'+ h=0.0331+0.0476+0.0016=0.0823液柱塔板压降：精馏段：Pp=hpPL1g=0.0807*803.47*9.81=636.08提馏段：Pp=hpPL2g=00823*788.08*9.81=636.27所以精馏段和提馏段的塔板压降对于筛板的操作压力P=101.325kpa来说很小，因此在本设计中全塔按p=101.325kpa操作，并可忽略压降。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. 液沫夹带精馏段液沫夹带量常用下式计算：ev=（5.7*10-6）/lim【ua/（HT-h

35、f）】3.2，hf塔板上鼓泡层高度m一般取hf=2.5hL=2.5*0.070=0.175m故ev=【（5.7*10-6）/（20.3*10-3）】【0.5253/（0.50-0.175）】3.2=0.01323kg液/kg气0.1kg液/kg气 提馏段同样取hf=2.5hL=2.5*0.070=0.175m液沫夹带量：ev=【（5.7*10-6）/（18.68*10-3）】【0.5457/（0.50-0.175）】3.2=0.001602kg液/kg气0.1kg液/kg气4. 漏液精馏段：漏液点气速uo.min可按下式计算：uo.min=4.4Co0.0056+0.13h1-h（Pl1/Pv

36、1）=4.4*0.780*0.0056+0.13*0.0017-0.0017*（803.47/2.73）=6.713m/s实际孔速uo=10.415uo.min稳定系数K=uo/ uo.min=10.415/6.713=1.5521.5 提馏段漏液点气速uo.min=4.4Co0.0056+0.13h1-h（Pl2/Pv2） =4.4*0.780*0.0056+0.13*0.0017-0.0016*（788.08/2.84）=6.543m/s实际孔速uo=10.47uo.min稳定系数K= uo/uo.min=10.47/6.543=1.60011.5故在本设计中无明显漏液。5. 液泛为防止塔

37、内发生液泛，将液管内夜层高度Hd应该满足下式关系即：Hdp（HT+hw）且Hd=hp+hL+hd式中：Hd降液管中液层高度，m液柱： hd与液体流过降压管的压降相当的液柱高度m液柱 精馏段板上没有设进口堰，故可用下式计算：hd=0.153（uo）2=0.153*.0.122=0.0022m液柱Hd=hp+hL+hd=0.0807+0.070+0.0022=0.1529m液柱取p=0.5，则p（HT+hw）=0.5*（0.50+0.5774）=0.27887m所以Hdp（HT+hw） 提馏段hd=0.153（uo）2=0.153*.0.252=0.0096m液柱Hd =hp+hL+hd=0.08

38、32+0.070+0.0096=0.1619m液柱取p=0.5，则p（HT+hw）=0.5*（0.50+0.05037）=0.2752m所以Hdp（HT+hw）故在本设计中不会发生液泛现象。九、塔板负荷性能图1. 漏液线精馏段由uo.min=4.4Co0.0056+0.13h1-h（Pl1/Pv1）uo.min=Vs.min/AD, hL=hw+how， how=（2.84/1000）E（Ln/Lw）2/3得：Vs.min=4.4CoAo0.0056+0.13【hw+（2.84/1000）E（Ln/Lw）2/3】-h（Pl1/Pv1）=4.4*0.780*10.1%*1.746*0.0056+

39、0.13【0.05014+2.8410003600Ls1.2623】+-0.0017（803.47/2.73）整理得Vs.min=10.383*0.01042+0.07434Ls2/3 提馏段uo.min=4.4Co0.0056+0.13h1-h（Pl2/Pv2）uo.min=Vs.min/AD hL=hw+how， how=（2.84/1000）E（Lh/Lw）2/3得Vs.min=4.4CoAo0.0056+0.13【hw+2.841000ELnLw23】-h（Pl2/Pv2）=4.4*0.780*10.1%*1.746*0.0056+0.13【0.04843+2.8410003600Ls

40、1.2623】-0.0016（788.08/2.84）=10.082*0.0103+0.07434Ls2/3即取Vs.min=10.082*0.0103+0.07434Ls2/3在操作范围内认取几个值按上式计算，计算结果如下表示：精馏段Ls/（m3/s）Vs.min（m3/s）0.0011.09700.0031.13580.0051.1652提馏段Ls/（m3/s）Vs.min（m3/s）0.0011.05950.0031.09730.0051.1260由此表数据可坐出漏液线1.12. 液沫夹带线精馏段以ev=0.1kg液kg气为限，求VS-LS关系如下：ev=【（5.7*10-6）/lim】

41、【ua/（HT-hF）】3.2ua=Vs/（AT-Af）=0.4340VshF=2.5hL=2.5（hw+how） hw=0.5774how=（2.84/1000）*1*（3600Ls/1.26）2/3=0.5718Ls2/3hf=2.5*（0.05774+0.5718Ls2/3）=0.14435+1.4295Ls2/3ev=（5.7*10-6）/（20.03*10-3）（0.4340Vs）/【0.50-（0.14435+1.4295Ls2/3）】=0.1整理得：Vs=5.319-20.571Ls2/3提馏段同样以ev=0.1kg液kg气为限，求VS-LS关系如下：ev=【（5.7*10-6）

42、/l2m】【ua/（HT-hF）】3.2ua=Vs/（AT-Af）=0.4340Vshf=2.5hL=2.5（hw+how） hw=0.05037how=（2.84/1000）*1*（3600Ls/1.26）2/3=0.5718Ls2/3hf=2.5*（0.05037+0.5718Ls2/3）=0.1259+1.4295Ls2/3ev=（5.7*10-6）/（18.68*10-3）（0.4340Vs）/【0.50-（0.1259+1.4295Ls2/3）】=0.1整理得：Vs=5.335-20.1276Ls2/3在操作范围内认取几个值按上式计算，计算结果如下表示：精馏段Ls/（m3/s）Vs（

43、m3/s）0.0015.18530.0034.96310.0054.7859提馏段Ls/（m3/s）Vs（m3/s）0.0015.13370.0034.91630.0054.7465由此表数据即可做出液沫夹带线2.23. 液相负荷下限线精馏段对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。how=（2.84/1000）E（3600Ls/Lw）2/3=0.006m取E=1则Ls.min=【（1000*0.006）/2.84】3/2*（1.26/3600）=0.001075m3/s据此做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3提馏段同样取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体

44、负荷标准。how=（2.84/1000）E（3600Ls/Lw）2/3=0.006m取E=1则Ls.min=【（1000*0.006）/2.84】3/2*（1.26/3600）=0.001075m3/s据此做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3，3 4.液相负荷上限线以=5s作为液体在降液管中停留的时间下限。精馏段：=(Af*HT)/Ls=5s Ls.max=(Af*HT)/5=0.02407 m3/s提馏段：=(Af*HT)/ Ls=5s Ls.max=(Af*HT)/5=0.02407 m3/s据此作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线线4，,4 5.液泛线精馏段令Hd=(HT+hw), H

45、d=hp+Hl+hd,Hp=hc+h1+h, h1=hL, hL=hw+how联立得：HT+(-1)hw=(+1) how+ hc+h1+h忽略h将how=（2.84/1000）E（3600Ls/Lw）2/3, Hd=0.153*(LsLw*1h0)2, hc=0.051*(VsA0*1C0)2*pv1/pv2代入上式中，并整理得：aVS2=b-cLs2-d*Ls2/3式中：a=0.051/(Ao*Co)2*(pv1/pl1) b=HT+(-1)hw c=0.153/(Lw*ho)2 d=2.84/1000E(1+)*（3600Lw)2/3将有关数据代入得:a=0.01936 b=0.1812

46、c=55.8762 d=0.9670所以0.01936Vs2=0.1812-55.8762Ls2-0.9670Ls2/3即Vs2=9.3595-2886.167Ls2-49.9483Ls2/3 提馏段令Hd=(HT+hw), Hd=hp+Hl+hd,Hp=hc+h1+h, h1=hL, hL=hw+how联立得：HT+(-1)hw=('+1) how+ hc+h1+h忽略h将how=（2.84/1000）E（3600Ls/Lw）2/3, Hd=0.153*(LsLw*1h0)2, hc=0.051*(VsA0*1C0)2*pv1/pv2代入上式中，并整理得：a'VS2=b-c&

47、#39;Ls2-d*Ls2/3式中：a=0.051/(Ao*Co)2*(pv1/pl1) b=HT+(-1)hw c=0.153/(Lw*ho)2 d=2.84/1000E(1+)*（3600Lw)2/3将有关数据代入得:a= 0.0205 b=0.1906c=54.3733 d=0.9607所以0.0205Vs'2=0.1906-54.3733Ls'2-0.9670Ls'2/3即Vs'2=9.2976-2652.3561Ls'2-46.8634Ls'2/3在操作范围内任取几个Ls(Ls)值，按上式计算Vs(Vs)值，计算结果如下表所示：精馏段提

48、馏段Ls/ (m3/s)Vs/ (m3/s)Ls/(m3/s)Ls/(m3/s)0.0013.97610.0013.95610.0033.87920.0033.8810.0053.79820.0053.8063由此表数据即可作出液泛线5,5根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图：精馏段负荷性能图提馏段负荷性能图在负荷性能图上，作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛线，下限为漏液线。查图得：精馏段：Vs,max=3.7012 m3/s Vs,min=1.0801 m3/s故操作弹性为Vs,max/ Vs,min=3.4267提馏段：Vs,max=3.4708 m3/s Vs,min=

49、1.1515 m3/s故操作弹性为Vs,max/ Vs,min=3.04142十所设计筛板的主要结果汇总表序号项目精馏段数值提馏段数值1平均温度t,88.15102.342操作压力P,KPa101.325101.3253液相平均密度PL,Kg/m3803.47788.084气相平均密度PV,Kg/m32.732.845液相平均摩尔质量ML,Kg/mol82.5589.066气相平均摩尔质量ML,Kg/mol80.887.327液相平均表面张力L,mN/m20.0318.688液相平均黏度µLm,mPa.s0.28780.25829气相流率Vs,m3/s1.21021257210液相流

50、率Ls, m3/s0.003140.0063611实际塔板数N51212有效高度Z,m25.513塔径D,m1.51.514板间距HT,m0.50.515溢流形式单溢流单溢流16降液管形式弓形弓形17堰长Lw,m1.051.0518堰高hw,m0.057740.0503719板上液层高度Hl,m0.0700.07020堰上液层高度how,m0.012260.0106321降液管低隙高度ho,m0.041530.042122降液管宽度wd,m0.27360.273623降液管截面积Af,m20.24070.240724受液盘形式凹形凹形25受液盘深度hw,m0.0500.05026安定区宽度Ws(Ws),m0.20.227边缘区宽度Wc,m0.0500.0502