化工原理课程设计说明书--板式精馏塔设计

1、化工原理课程设计 前言化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使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。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。板式精馏塔也是很早出现的一

2、种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有

3、较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。【精馏塔设计任务书】一 设计题目精馏塔及其主要附属设备设计二 工艺条件- 1 -化工原理课程设计生产能力：10吨每小时（料液）年工作日：自定原料组成：34%的二硫化碳和66%的四氯化碳（摩尔分率，下同） 产品组成：馏出液 97%的二硫化碳，釜液5%的二硫化碳操作压力：塔顶压强为

4、常压进料温度：58进料状况：自定加热方式：直接蒸汽加热回流比： 自选三 设计内容1 确定精馏装置流程;2 工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。3 主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4 流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5 主要附属设备设计计算及选型四 设计结果总汇将精馏塔的工艺设计计算的结果列在精馏塔的工艺设计计算结果总表中。五 参考文献列出在本次设计过程中所用到的文献名称、作者、出版社、出版日期。 - 2 -化工原理课程设计流程的设计及说明图1 板式精馏塔的工艺流程简图工艺流程：

5、如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。:- 3 -【已知参数】化工原理课程设计主

6、要基础数据:表1 二硫化碳和四氯化碳的物理性质项目 二硫化碳 四氯化碳分子式 CS2CCl4分子量 76 154沸点() 46.5 76.8g/cm31.260 1.595表2 液体的表面加力 (单位:mN/m)温度 二硫化碳 四氯化碳46.5 28.5 23.6表3 常压下的二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据液相中二硫化碳摩尔分率x 0 0.0296 0.0615 0.1106 0.1435 0.2580气相中二硫化碳摩尔分率y 0 0.0823 0.1555 0.2660 0.3325 0.4950液相中二硫化碳摩尔分率x 0.3908 0.5318 0.6630 0.7574 0.8604

7、 1.0气相中二硫化碳摩尔分率y 0.6340 0.7470 0.8290 0.8790 0.9320 1.058 26.8 22.276.5 24.5 20.2【设计计算】一、精馏流程的确定二硫化碳和四氯化碳的混合液体经过预热到一定的温度时送入到精馏塔，塔顶上升蒸气采用全凝器冷若冰霜凝后，一部分作为回流，其余的为塔顶产品经冷却后送到贮中，塔釜采用间接蒸气再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图如图1所示。二、塔的物料衡算(一)、料液及塔顶塔底产品含二硫化碳的质量分率- 4 -化工原理课程设计aF=0.34760.3476+(1-0.34)154=0.203aD=0.97760.9776+

8、(1-0.97)1540.05760.0576+(1-0.05)154=0.941aW=0.0235（二）、平均分子量MMFD=0.3476+(1-0.34)154=127.48=0.9776+(1-0.97)154=78.34MW=0.0576+(1-0.05)154=150.1（三）、物料衡算 每小时处理摩尔量F=总物料衡算易挥发组分物料衡算 +=0.97D+0.05W=0.34F 10000MF=10000127.48=78.44kmol/h联立以上三式可得：D=24.75kmol/hW=53.70kmol/hF=78.44kmol/h三、塔板数的确定（一）理论板NT的求法用图解法求理论

9、板（1） 根据二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据作出y-x图,如图2所示（2） 进料热状况参数 qq=1kmol变为饱和蒸汽所需要的能量原料液千摩尔汽化热0.661540.85(76.8-58)0.3476339+0.66154188=0.0583- 5 -化工原理课程设计（3） q线方程y=qq-1x-1q-1xF=0.05630.0583-1x-10.0583-10.34=-0.0619x+0.3610图2 二硫化碳、四氯化碳的y-x图及图解理论板（4） 最小回流比Rmin及操作回流比R 依公式Rmin=xD-yqyq-xq0.97-0.350.35-0.154=3.163 =取操作回流比R

10、=1.5Rmin=1.53.163=4.744精馏段操作线方程- 6 -化工原理课程设计RR+1XDR+14.7444.744+10.974.744+1y=x+=x+=0.826x+0.169按常规M,T，在图(1)上作图解得：，其中精馏段为5层，提馏段为3.5层. NT=(9.5-1)层（不包括塔釜）图2 二硫化碳、四氯化碳的y-x图及图解理论板(二) 全塔效率ETET=0.17-0.616lgm塔内的平均温度为,该温度下的平均粘度mm=0.34A+0.66B=0.330.3+0.660.68=1.428故:ET=0.17-0.616lg1.428=0.43 (三) 实际板数N精馏段:N精=

11、5/ET=11.6层(取12层) 提馏段:N提=3.5/ET=8.13层(取9层) 四：塔工艺条件及物性数据计算(一) 操作压强的计算Pm塔顶压强PD=4+101.3=105.3kPa取每层塔板压降P=1.0kPa 则：进料板压强：PF=105.3+101.0=113.7kPa 塔釜压强：Pw=105.3+90.7=121.3kPa 精馏段平均操作压强：Pm=105.3+113.72114.3+121.32=109.5 kPa=116.8kPa.提馏段平均操作压强：Pm =(二) 操作温度的计算近似取塔顶温度为46.5,进料温度为58,塔釜温度为76精馏段平均温度tm提馏段平均温度tm=(精)

12、tVD+tF2tW+tF2=46.5+58258+76.52=52.25 =67.25(提)=- 7 -化工原理课程设计(三) 平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量的计算：由xD=y1=0.97查平衡曲线,得x1=0.927 MVDm=0.9776+(1-0.97)154=84.96kg/kmol MLDm=0.92776+(1-0.927)154=75.07kg/kmol；进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查的： yF=0.582 xF=0.388； MVFm=0.58276+(1-0.582)154=98.98kg/kmol；MLFm=0.3887+6-(1；0.388)=154kg12k3m.7o4

13、l /塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：xW=0.05 x1'=0.127 MVWm=0.05764+(1-0.05)154=150.1kg/kmolMLWm=0.12776+(1-0.127)154=144.1kg/kmol精馏段平均摩尔质量：MVm(精)=(84.96+98.98)2=91.97kg/kmol；MLm(精)=(75.07+123.74)2=99.405kg/kmol；提馏段平均摩尔质量：MM'Vm(提)=(98.98+150.1)2=124.54kg/kmol； =(123.74+144.1)2=133.92kg/kmol； 'Lm(提)（四) 平

14、均密度计算：m1、液相密度Lm：塔顶部分 依下式：1Lm=ALA+BLB（为质量分率）；其中A=0.941,B=0.059；- 8 -化工原理课程设计0.94112600.05912953即：1Lm=+Lm=1275.2kg/m；进料板处：由加料板液相组成：由xF=0.34 得AF=0.203； 1LF=m0.203-10.203+12601595LFm=1513k.g3m/；3塔釜处液相组成：由xW=0.05 得AW=0.0253；1LW=m0.0253-10.02533+LW=m1636k.g3m/；12601595故 精馏段平均液相密度：Lm(精)=(753.4+867.9)2=810.

15、7kg/m；提馏段的平均液相密度： Lm(提3=(1636.+3)153.=3)2k1g57m4. 8；3/2、气相密度Vm： 精馏段的平均气相密度Vm(精)=pmMVm(精)RT=109.591.978.314(52.25+23.1)=3.78kg/m3 提馏段的平均气相密度Vm(提)=pmMVm(提)RT=116.8124.548.314(67.25+273.1)3=5.14kg/m（五）液体平均表面张力 m的计算n液相平均表面张力依下式计算，及Lm=xii=1i塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=45.5查手册得：6N A=28.5mN/m； B=23.m/m；- 9 -化工原理课程设计

16、LDm=0.9728.+50.03 2=3.6mN28m.；35/ 进料液相平均表面张力的计算 由tF=58查手册得： A=26.8mN/m； B=22.m2N LDm=0.3426.+8-(10.34)； /m 6=22.m2N2m3；.7/ 塔釜液相平均表面张力的计算 由tW=97.33查手册得： A=24.5mN/m； B=20.m2N LWm=0.0524.+5则：精馏段液相平均表面张力为：m(精)=mN/m -(10.05) /m； =20.m2N2m0.42/提馏段液相平均表面张力为：m(提)=(23.76+20.42)2=22.09mN/m（六）液体平均粘度的计算Lm液相平均粘度

17、依下式计算，即Lm=xii； 塔顶液相平均粘度的计算，由由tD=46.5查手册得：1Pa ；s A=0.33mPa s； B=0.7mLDm=0.970.3+30.030=.71mP0a .4；s1进料板液相平均粘度的计算：由tF=58手册得：4Pa ；s A=0.28mPa s； B=0.6mLFm=0.340.2+80.660=.64m0P.a 51s7 ；- 10 -化工原理课程设计塔釜液相平均粘度的计算： 由tW=76.8查手册得：A=0.25mPa s； B=0.5m1Pa ；sLWm=0.050.2+50.950=.51mP0a .4；s9五、精馏塔气液负荷计算精馏段：V=(R+1

18、) D'=(4.744+1)24.75=142.11kmol/h Vs=VMVm(精)3600Vm(精)=142.1191.9736003.7824=.743=1.04m/s 4 L=RD= 4.741k1m7.o3l7 hLs=LMLm(精)3600Lm(精)=117.3799.40536001394.3=0.0023m/s 3Lh=36000.0023=8.28m3/h提馏段：V'=V=142.11kmol；V's(提)=VMVm(提)3600Vm(提)'=142.11124.5436005.14=0.956m/s； 3L=L+F=117.37+78.44=

19、195；. 81kmol/h L's=LM'Lm(提)'3600Lm(提)=195.81133.9236001574.8=0.00277m/s； 3'3 Lh=36000.00277=9.98m/h；六、塔和塔板的主要工艺尺寸的计算（一）塔径D 参考下表 初选板间距HT=0.40m,取板上液层高度HL=0.07m 故：精馏段：HT-hL=0.40-0.07=0.3- 11 -化工原理课程设计110.00231394.32()()2=()()=0.0425 查图表 VsV1.043.78LsLC20=0.078；依公式 C=C20(20)0.2=0.078(26.

20、0620)0.2=0.0733；um=Cax=0.0778=1.m49s6/取安全系数为0.7，则： u=0.7umax=0.72.14=1.047m/s故：D=1.265m；按标准，塔径圆整为1.m,则空塔气速为u=4Vs塔的横截面积AT= 提馏段： (LsV's'D42=241.04D=1.342=0.78m/s21.4=0.636m2)('L'V1)2=(0.002770.956)(1574.85.141)2=0.0507；查图C20=0.068；依公式：C=C20(20)0.222.09=0.068 200.2=0.0694；umax=C=1.213m/

21、s取安全系数为0.70，u=0.7umax=0.71.213=0.849m/s；'- 12 -化工原理课程设计D='=1.20m；为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化,在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸; 故:D'取1.m 塔的横截面积:A'T=空塔气速为u'=4Vs24D'2D板间距取0.4m合适=440.956=1.4=1.327m =0.720m/s221.32（二）溢流装置 采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。各计算如下：精馏段：1、溢流堰长 lw为0.7D，即：lw=0.71.4=0.91m；

22、 2、出口堰高 hw hw=hL-how 由lw/D=0.91/1.=0.7, Lhl2.5w=8.280.912.5=10.48m查手册知：E为1.03 依下式得堰上液高度：2howL=E h1000lw2.8438.28=1.03 10000.912.84=0.013m故：hw=hL-how=0.07-0.013=0.057m 3、 降液管宽度Wd与降液管面积Af有lw/D=0.7查手册得Wd/D=0.14,Af/AT=0.08 故：Wd=0.14D=0.14 1.3=0.182mAf=0.084D=0.08241.3=0.1062m22- 13 -化工原理课程设计=AfHTLs=0.10

23、620.40.0023=18.5s(>5s,符合要求)4、降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速u0=0.1m/s 依式计算降液管底隙高度h0， 即：h0=Lslwu0=0.00230.910.1=0.025m提馏段：1、 溢流堰长lw为0.7D'，即：l'w=0.71.4=0.91m； 2、 出口堰高hw h'w=hL-h'ow ； 由 l'w/D=0.91/1.4=0.7，Lhl'2.5w''=9.980.912.5=12.63m查手册知E为1.04依下式得堰上液高度：2how'2.84Lh=E '

24、1000lw9.98=1.04 10000.912.842=0.0146mhw=0.07-0.0146=0.0554m。3、 降液管宽度W有lwd与降液管面积Afd/D=0.7查手册得Wd/D=0.14,Af/AT=0.08故：WAf=0.14D=0.14 1.=0.182m 4=0.08AfHTLsD'=0.080.10620.40.0023241.4=0.1062m22=18.5s(>5s,符合要求)降液管底隙高- 14 -化工原理课程设计度h'取液体通过降液管底隙的流速u0=0.008m/s依式计算降液管底隙高度h'0 ：即h0='Lslwu0

25、9;'=0.00142=0.031m7 0.560.08（三）塔板布置1、取边缘区宽度Wc=0.035m ,安定区宽度Ws=0.065m 精馏段：依下式计算开孔区面积A=2 180Rsin2-1x R其中x=R=故:D2D2-(Wd+Ws)=-Wc=1.32-(0.182+0.065)=0.403m 0.m61 51.3-0.03=52A=2 1800.615sin2-10.403 0.615=0.915m 2提馏段：依下式计算开孔区面积A'=2 x180Rsin'2-1'x 'R=2 0.2.18023-01.220.s in0.365 =0.304

26、m 2- 15 -化工原理课程设计其中x='D2D2'-(W'd+W's)=0.82-(0.112+0.065)=0.223m'R='-Wc=0.8-0.03=5250.m36（四）筛孔数n与开孔率取筛孔的孔径d0为5mm正三角形排列，一般碳钢的板厚为4mm,取t/d0=3.5 故孔中心距t=3.5 5.0=17.5mm依下式计算塔板上筛孔数n ,即11581031158103n= A= 22t17.50.915=3460孔 依下式计算塔板上开孔区的开孔率，即： =A0A%=0.907(t/d)02（在515%范围内） =7.5%精馏段每层板上的

27、开孔面积Ao为Ao=A=0.0750.915=0.0686mVsAo1.040.60862气孔通过筛孔的气速u0=15.16m/s提馏段每层板上的开孔面积Ao为Ao=A=0.1010.304=0.0307m''''2气孔通过筛孔的气速u0=（五）塔有效高度V's'Ao=0.6270.0307=20.42m/s（12-1）0.4=4.4m； 精馏段Z精=- 16 -化工原理课程设计（6-1）0.4=2.0m； 提馏段有效高度Z提=在进料板上方开一人孔，其高为0.8m，一般每68层塔板设一人孔（安装、检修用），需经常清洗时每隔34层块塔板处设一人孔。

28、设人孔处的板间距等于或大于600m。根据此塔人孔设3个。故：精馏塔有效高度Z=Z精+Z提+30.8=8.0+2.0+2.4=12.4m七筛板的流体力学验算(一) 气体通过筛板压降相当的液柱高度hp1、根据 hp=hc+hl+h干板压降相当的液柱高度hc2、根据d0/=5/4=1.25，查干筛孔的流量系数图c0=0.89精馏段由下式得u15.163.78hc=0.051 0 v=0.051 =0.0301m C0.891394.30l22提馏段由下式得u15.165.14hc'=0.051 0 v=0.051 =0.0483m C0.891574.80l223、精馏段气流穿过板上液层压降

29、相当的液柱高度hlu=vsAt-Af=1.041.327-0.1062=0.20m/sF=u=0.389由图充气系数0与Fa的关联图查取板上液层充气系数0为0.57- 17 -化工原理课程设计则hl=0hL=0(hw+how)=0.570.07=0.0399m提馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl'u'=vsAt-Af=0.9561.327-0.1062=0.783m/sF'=ua=1.775由图充气系数0与Fa的关联图查取板上液层充气系数0为0.58 则hl'=0hL=0(hw+how)=0.580.07=0.0406m3、精馏段克服液体表面张力压降相当

30、的液柱高度h由 h=4426.0610-3Lgd0=1384.39.810.005=0.00152m提馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h' 由 h'=故精馏段 hp=0.0301+0.0399+0.00152 =0.07152m单板压降P=hpLg=0.071521394.39.81=971pa=0.971kpa(<1.0kpa)（设4=422.0910-3Lgd01574.89.810.005=0.00144m 计允许值）故提馏段 hp'=0.00483+0.0406+0.00144 =单板压降P'=hpLg=0.09031574.89.81=98

31、9pa=0.989kpa(<1.0kpa)（设计允许值）- 18 -化工原理课程设计（二）精馏段雾沫夹带量ev的验算 由式ev=5.710-65.710uH-hfT-6-33.2=<0.1kg液/kg气26.06100.20.4-2.50.073.2=1.510-4kg液/kg气故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 提馏段雾沫夹带量ev的验算5.710-6由式ev=5.710uH-hfT-6-33.23.2=<0.1kg液/kg气22.09100.783 0.4-2.50.07=0.0239kg液/kg气故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带（三）精馏段漏液的验算uow=4.4C=

32、4.4xVu0uow=15.16=1.76>(8.91 .5)=8.6 m/s 筛板的稳定性系数 k=故在设计负荷下不会产生过量漏液提馏段漏液的验算uow=4.4C=4.40. =8.6 m/s- 19 -V1574.8/5.14化工原理课程设计6筛板的稳定性系数 k=u0=15.1=1.92>(1 .5)uow7.89故在设计负荷下不会产生过量漏液（四）精馏段液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度Hd(HT+hw)由Hd=hp+hL+hd计算Lhd=0.15 S=lwh01.5610=-32Hd0.00230.1 10.025 0.920.00m156Hd=0.0

33、82+0.06+0.00098=0.143m取=0.5，则(HT+hw)=0.5（0.4+0.057）=0.229m 故Hd(HT+hw)，在设计负荷下不会发生液泛提馏段液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度Hd(HT+hw)由Hd=hp+hL+hd计算Lhd=0.15 S=lwh01.534-32Hd0.002770.1 10.030.904210=0.0m0153Hd=0.0903+0.07+0.00153 =.5 取=0.5，则(HT+hw)=0(0.4+0.05 5 4 ) = 0.227故Hd(HT+hw)，在设计负荷下不会发生液泛 八塔板负荷性能图- 20 -化工原

34、理课程设计提馏段(一) 雾沫夹带线（1） ev=5.7x10-6uH-hfT3.2式中u=vsAT-Af=vs1.327-0.1062=0.819vs （a）hf=2.5(hw+how)2/33600Ls-3=2.5hw+2.8410E lw近似取E1.0，hw=0.057m，lw=0.91m2/33600LS故hf=2.50.057+2.84x10-3 0.912/3=0.1425+1.776LS（b）取雾沫夹带极限值ev为0.1Kg液/Kg气，已知=20.06mN/m， HT=0.4m，并将（a），（b）式代入ev=-6-35.710-63.2u H-hfT3.2得1.0=5.71026.

35、06100.819vs2/30.4-0.1425-1.776LS整理得 vs=2.132-14.70LS2/3 （1） 此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。列于表中 表 （二）液泛线令Hd=(HT+hw) Hd=hp+hL+h d hp=hc+hL+h- 21 -化工原理课程设计hL=hw+ho w联立得 (HT+hw)=hp+hw+how+hd 近似的取E=1.0, lw=0.91how=2.8410(=2.8410(-3-33600lslw)2/3)2/33600ls0.91整理得how=0.7104ls2/3 (c)hc=0.51(=0.51(u0C0

36、)(Vs0.890.068622vl)=0.51()(2VsC0A0)(2vl)3.781394.3=0.0371Vs取0=0.6,近似的有hc=0(hw+how)=0.6(0.057+0.7104Ls=0.3042+0.426Lsh=0.001522/32/3)故: hp=0.3071Vs+0.3042+0.426Ls由式hd=0.153(Lslw-h0)=0.153(222/3+0.00152 (d)2Ls0.910.025)=296.6Ls2(e)将HT=0.4m,hw=0.057,=0.5,及(c),(d),(e)代入得0.5(0.4+0.057)=0.0357+0.0371Vs+0.

37、426Ls+0.7104Ls2/322/3+0.057+296.6Ls2整理得:- 22 -化工原理课程设计Vs=3.66-0.7104Ls22/32-7794.6LS此为液泛线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。列于表中表 （三）液相负荷上限线以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限=AfHTLs=5则 Ls.max=AfHT5=0.40.10625=0.008496m/s 3据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限(四)漏液线（气相负荷下限线）由uo,min=4.4Co2uo,min=Vs,minAo2Lh3hL=hw-how how=E 1000lw2.84A0=

38、0.686m得=4.40.686Vs,min整理得:Vs,min=此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。列于表表 (五)液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层告诉how=0.006m，化为最小液体负荷标准, 取- 23 -化工原理课程设计E1.0。由3600Lshow=E 1000lw2.842/3=0.0062.843600Ls,min即:0.006=0.006= 10000.912/3则Ls,min=7.7610-4m3sVS.maxVSLS10m/s-33图3 精馏段负荷性能图据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线可知设计供板上限有雾沫夹带线控

39、制，下限由漏夜线控制 精馏段操作弹性=Vs,maxVs,min=1.2430.524=2.372- 24 -化工原理课程设计提馏段(一) 雾沫夹带线（1） ev=5.7x10-63.2uH-hfT式中u=vsAT-Af=vs1.327-0.1062=0.812vs （a）hf=2.5(hw+how)2/33600Ls-3=2.5hw+2.8410E lw近似取E1.0，hw=0.057m，lw=0.91m2/33600LS故hf=2.50.0544+2.8410-3 0.912/3=0.136+1.776LS（b）取雾沫夹带极限值ev为0.1Kg液/Kg气，已知=22.09mN/m， HT=0

40、.4m，并将（a），（b）式代入ev=-6-35.710-63.2u H-hfT3.2得1.0=5.71022.09100.812vs2/30.4-0.136-1.776LS整理得 vs=4.303-28.94LS2/3 （1） 此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。列于表中。 表 Ls. m3/s0.610-31.510-33.010-34.510-3Vs. m3/s 4.097 （二）液泛线3.924 3.701 3.514令Hd=(HT+hw) Hd=hp+hL+h d hp=hc+hL+h- 25 -化工原理课程设计hL=hw+ho w联立得 (HT+

41、hw)=hp+hw+how+hd 近似的取E=1.0, lw=0.91how=2.8410(=2.8410(-3-33600lslw)2/3)2/33600ls0.91整理得how=0.7104ls2/3 (c)hc=0.51(=0.51(u0C0)(Vs0.890.068622vl)=0.51()(2VsC0A0)(2vl)5.141574.8=0.0501Vs取0=0.6,近似的有hl=0(hw+how)=0.6(0.0554+0.7104Ls=0.0332+0.426Lsh=0.001412/32/3)故: hp=0.0501Vs+0.0332+0.426Ls由式hd=0.153(Lsl

42、w-h0)=0.153(222/3+0.00144 (d)2Ls0.910.0304)=1999.9Ls2(e)将HT=0.4m,hw=0.057,=0.5,及(c),(d),(e)代入得0.5(0.4+0.0554)=0.0346+0.0501Vs+0.426Ls+0.7104Ls2/322/3+0.0544+199.9Ls2整理得:- 26 -化工原理课程设计Vs=2.75-22.68Ls22/32-3990.0LS此为液泛线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。列表表 （三）液相负荷上限线以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限=AfHTLs=5则 Ls.max=Af

43、HT5=0.40.10625=0.008496m/s 3据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限(四)漏液线（气相负荷下限线）由uo,min=4.4Co2uo,min=Vs,minAo2Lh3hL=hw-how how=E 1000lw2.84A0=0.686m得=4.40.686Vs,min整理得:Vs,min=此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。列表10中。表 10- 27 -化工原理课程设计对于平直堰，取堰上液层告诉how=0.006m，化为最小液体负荷标准, 取E1.0。2.843600Ls由how=E 1000lw2/3=0.0062.843600Ls,min即:0.006= 10000.912/3 则Ls,min=7.7610-4m3s VS.minVS.minLS10-3m3/s图4 提馏段负荷性能图据此可作出与气体流量无关