化工原理课程设计之甲醇水连续筛板塔设计

1、题目甲醇-水连续精馏塔的设计姓 名胡士彭学 号200907120237年 级2009级专 业化学工程与工艺 系 （院）化学化工学院指导教师杨兰2012年5月（一） 设计题目甲醇-水连续精馏塔的设计（二） 设计任务及操作条件1) 进料：甲醇含量为42 %（质量百分率，下同）的常温液体； 2) 产品的甲醇含量为90%； 3) 残液中甲醇含量为1%； 4) 年处理甲醇-水混合液：30000吨（开工率300 天/年）；5) 操作条件 a) 塔顶压力：常压b) 进料热状态：泡点进料c) 回流比：d) 加热方式：间接蒸汽 e) 单板压降：（三） 板类型筛板塔（四）厂址临沂地区（五）设计内容 1) 精馏塔的

2、物料衡算；2) 塔板数的确定； 3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5) 塔板主要工艺尺寸的计算；6) 塔板的流体力学验算； 7) 塔板负荷性能图； 8) 精馏塔接管尺寸计算； 9) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。本设计主要符号说明：英文字母Aa- 塔板的开孔区面积，m2PP-气体通过每层筛板的压降Af- 降液管的截面积, m2t-筛孔的中心距Ao- 筛孔区面积, m2uo-液体通过降液管底隙的速度AT-塔的截面积 m2Wc-边缘无效区宽度C-负荷因子 无因次Wd-弓形降液管的宽度C20-表面张力为20mN/m的负荷因子Ws-破沫区宽度do-筛孔直

3、径 Z-板式塔的有效高度D-塔径 m希腊字母ev-液沫夹带量 kg液/kg气-液体在降液管内停留时间ET-总板效率-粘度R-回流比-密度Rmin-最小回流比 -表面张力M-平均摩尔质量 kg/kmol-液体密度校正系数、开孔率tm-平均温度 下标g2max-最大的Fo-筛孔气相动能因子 kg1/21/2)min-最小的hl-进口堰与降液管间的水平距离 mL-精馏段液相的hc-与干板压降相当的液柱高度 mV-精馏段气相的、hd-与液体流过降液管的压降相当的液注高度 mL'-提馏段液相的hf-塔板上鼓层高度 mV'-提馏段气相的hL-板上清液层高度 mh1-与板上液层阻力相当的液注

4、高度 mho-降液管的义底隙高度 mhow-堰上液层高度 mhW-出口堰高度 mhW-进口堰高度 mh-与克服表面张力的压降相当的液注高度 mH-板式塔高度 mHd-降液管内清液层高度 mHD-塔顶空间高度 mHF-进料板处塔板间距 mHT-塔板间距 mK-稳定系数lW-堰长 mqv,L,h-液体体积流量 m3/hqv,v,h-气体体积流量 m3/h目 录一、设计方案的确定5二、精馏塔的物料衡算5三、塔板数的确定5四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算7五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算9六、塔板主要工艺尺寸的计算11七、筛板的流体力学验算13八、塔板负荷性能图15九、筛板塔设计计算结果19十

5、、精馏塔接管尺寸计算20十一、对设计过程的评述和有关问题的讨论.21十二、参文献考21一、设计方案的确定本设计任务为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。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入精馏塔内。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到塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。二、精馏塔的物料衡算 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇（A）的摩尔质量为：MA=kg/kmol水（B）的摩尔质量为： MB=2kg/kmolxF2/2/+0.58/2)=0.289 xD0/0/+0.10/18

6、.01)=0.835 xW=(0.01/32.04)/(0.01/+0.99/18.01)=0.00565 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量MF=×89+18.02×89)=2kg/kmolMD=×35+18.02×35)=kg/kmol MW=×0.00565+18.02×(1-0.00565)=kg/kmol(3) 物料衡算原料处理量 qn,F =30000000/(300×24×2)=kmol/h总物料衡算 qn,F =qn,D + qn,W 即 188.79= qn,D + qn,W甲醇的物料衡算 q

7、n,FxF =qn,DxD + qn,WxW×n,Dn,W联立解得 qn,D kmol/hqn,Wkmol/h（4） 物料衡算结果（5） 表1 物料衡算结果表塔顶出料塔底出料进料质量分数/%90142摩尔分数/%摩尔流量/(kmol/h)3、 塔板数的确定（1）平均相对挥发度 取x-y曲线上两端点温度下的平均值。 查甲醇的气液平衡关系表可得：时：1=yAxByBxA×(1005.31)(10028.34)×时：2×(10087.41)(10091.94)×所以 =(1+2）（2） 回流比的确定泡点进料：Rmin = xD/xF(1xD)/(1x

8、F)/(1) =)/(10.289)1Rmin ×（3）塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：tvD、tLD、tF、tW 查气液平衡关系表，用内插法算得： 塔顶： (83.568.49)/(85.6268.49)=(tLD70.0)/(68.070.0) tLD (84.9283.5)/(84.9281.83)=(70.0tVD)/(70.071.3) tVD 塔釜： (00.565)/(05.31)=(100tW)/(10092.9) tW 进料： (33.3328.18)/(28.928.18)=(76.778.0)/(tF78.0) tF精馏段平均温度 tm=(+)/2=提馏

9、段平均温度 t'm=()/2=（4）塔板效率ET表2 甲醇的物性数据温度()20406080100120密度(kg/m3)黏度(mPa·s)表面张力(mN/m)表3 水的物性数据温度()6567707580859095100黏度(mPa·s)表面张力(mN/m)内差法求塔顶与塔底平均温度下的液相黏度L塔顶与塔底平均温度t=( (83.7480)/(10080)=(A0.277)/(0.2280.277) A (83.7480)/(8580)=(B0.3565)/(0.33550.3565) B (83.7481.6)/(85.081.6)=(xA20.83)/(13

10、.1520.83) xA 可得： L=AxA+B(1xA ET=0.49(L)（5）理论板层数NT的求取a、精馏塔的气、液相负荷 qn,L=Rqn,D×kmol/hqn,v=qn,L+qn,Dkmol/h qn,L'=qn,L+qn,F kmol/h qn,v' = qn,v kmol/h b、精馏段、提馏段操作线方程精馏段操作线：yn+1=Rxn/(R+1)+xDn提馏段操作线：y'm+1=qn,L'x'm/qn,v'qn,WxW/qn,v''m c、气液平衡方程 x=y/y+(1y)=y/y+4.35(1y) d、逐

11、板计算法求理论塔板层数 y1=xD=0.835 x1=0.538 y2 x2=0.304 y3 x3=0.196=x'1 y'2 x'2=0.106 y'3 x'3=0.0487 y'4 x'4=0.0200 y'5 x'5=0.00725 y'6 x'6 所以精馏段所需理论板层数为2； 提馏段所需理论板层数为5；总理论塔板数NT为7，进料板位置NF为自塔顶数起第3块。（6） 实际塔板数的确定精馏段实际塔板数 N精=2/=5块提馏段实际塔板数 N提=5/=12块四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（1）

12、操作压力的计算设每层塔压降： P=0.7KPa进料板压力： PF=101.3+5×0.7=104.8 KPa精馏段平均压力：Pm=(101.3+104.8)/2=103.05KPa塔釜板压力： PW=101.3+17×0.9=113.2 KPa提馏段平均压力：P'm=(105.8+113.9)/2=109KPa （2）操作温度计算 由上可知：塔顶温度 tD= 进料板温度 tF= 塔釜温度 tW=精馏段平均温度 tm=(+)/2=提馏段平均温度 t'm=()/2= （3）平均摩尔质量的计算a. 塔顶平均摩尔质量计算由xD=y135 得 x1=0.538MVDm

13、35×35)×2=kg/kmolMLDm=0.538×32.04+(1-0.538)×2=kg/kmolb. 进料板平均摩尔质量计算由yF=0.514 得 x3=0.196MVFm=0.514×32.04+(1-0.514)×2=23kg/kmolMLFm=0.196×32.04+(1-0.196)×2=2kg/kmolc. 塔釜平均摩尔质量计算由y'5308 得 x'5725MV'Wm308×308)×2=18.45kg/kmolML'Wm725×72

14、5)×2=18.12kg/kmold. 精馏段平均摩尔质量MVm=(+23)/2=2kg/kmolMLm=(+2)/2=26kg/kmole. 提馏段平均摩尔质量MV'm=(23+18.45)/2=2kg/kmolML'm=(2+18.12)/2=19.44kg/kmol （4）平均密度的计算a.精馏段平均密度的计算气相由理想气体状态方程得Vm=PmMvw/Rtm=(103.05×2×(273.15+7)=kg/m3液相查表2、表3并用内差法可得：tLD=6时：(68.2560)/(8060)=(A)/(737.4761.1) 解之得 LAkg/m

15、3 (68.2560)/(7060)=(LB)/(977.8)解之得LB=kg/m3tF=时： (77.8260)/(8060)=(FA)/(737.4761.1) 解之得 FA=kg/m3(77.8270)/(8070)=(FB)/(971.8) 解之得 FB=kg/m3LDm0/75+0.10/97)=76kg/m3LFm=1/(0.1/740.0+0.3/9)=kg/m3精馏段液相平均密度为Lm=(76+)/2= kg/m3b.提馏段平均密度的计算气相由理想气体状态方程得'Vm=P'mM'vw/Rt'm=(109××(273.15+9)

16、=0.65kg/m3 液相查表2、表3并用内差法可得：tw=时: (99.2480)/(10080)=(WA737.4)/(712737.4) 解之得 WA3 (99.2490)/(10090)=(WB965.3)/(958.4965.3) 解之得 WB3L'Wm1/7133提馏段平均密度L'm=(+)/2=877 kg/m3平均粘度的计算a塔顶液相平均粘度的计算 查表2、表3并用内差法可得：tD=6 (68.2560)/(8060)=(DA)/(0.2770.344)解之得DAmPa·s(68.2565)/(7065)=(DB)/(0.40610.4355) 解之得

17、 DBmPa·s(68.2568)/(7068)=(xA)/(68.4985.62) 解之得 xALDm=DAxA+DB(1xAmPa·sb进料板平均粘度的计算查表2、表3并用内差法可得：tF=77.82 (77.8260)/(8060)=(FA)/(0.2770.344) 解之得 FA=0.284mPa·s(77.8275)/(8075)=(FB)/(0.35650.3799) 解之得 FB=0.367mPa·s (77.8276.7)/(7876.7)=(xA)/(28.1833.33) 解之得 xALFm=FAxA+FB(1xAmPa·s

18、精馏段平均粘度Lm32438mPa·sc塔底液相平均粘度的计算查表2、表3并用内差法可得：tW= (99.2480)/(10080)=(WA)/(0.2280.277) 解之得 WA=0.230mPa·s(99.2495)/(10095)=(WB)/(0.28380.2994)解之得WB86mPa·s(99.2492.9)/(10092.9)=(xA)/(0) 解之得 xALWm=WAxA+WB(1xA)=86mPa·s提馏段平均粘度L'm=(0.343+0.286)/2=0.314mPa·s平均表面张力的计算a. 塔顶液相平均表面张力

19、的计算 查表2、表3并用内差法可得：tD= (68.2560)/(8060)=(DA)/(15.0417.33)解之得DA(68.2567)/(7067)=(DB)/(64.364.91) 解之得 DB/mLDm=DAxA+DB(1xA)=2 mN/mb. 进料板液相平均表面张力的计算 查表2、表3并用内差法可得：tF= (77.8260)/(8060)=(FA)/(15.0417.33) 解之得 FA=mN/m (77.8270)/(8070)=(FB)/(62.664.3)解之得FB=N/mLFm=FAxA+FB(1xA)= mN/mc. 塔底液相平均表面张力的计算 查表2、表3并用内差法

20、可得：tW= (99.2480)/(10080)=(WA)/(12.815.04)解之得WA=mN/m (99.2490)/(10080)=(WB)/(58.860.7) 解之得 WB/mLWm=WAxA+WB(1xA)=58.6 mN/m精馏段液相平均表面张力Lm=(+)/2=mN/m提馏段液相平均表面张力L'm=(+58.2)/2=5 mN/m五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 （1）精馏段塔径的计算由上面可知精馏段 qn,Lkmol/hqn,vkmol/h精馏段的气、液相体积流率为qv,v=qn,vMVm/3600Vm=(×)/(3600×)=1.27m3/s qv

21、,L=qn,LMLm/3600Lm=(×2)/(3600×3/s式中，负荷因子由史密斯关联图查得C20再求图的横坐标为qv,L/qv,v×(Lm/Vm)78取板间距，HTm,板上清液层高度取hL=0.05m，则HT-hL m史密斯关联图如下由上面史密斯关联图，得知C20气体负荷因子C= C20×(Lm/20)79m/sumax=2.23m/s取安全系数为0.8，则空塔气速为 uumax×2.43=1.79m/sD'=(4qv,v/u)5m塔截面积为AT=(×1×1)/4=0.785 m2实际空塔气速为u实际=1.27

22、/0.785=1.618 m/su实际/umax=1.618/2.225(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)提馏段塔径的计算由上面可知提馏段 qn,L'kmol/h qn,v' = kmol/h提馏段的气、液相体积流率为qv,v'=qn,v'MV'm/3600V'm=(×)/(3600×)=1.52m3/s qv,L'=qn,L'ML'm/3600L'm=(×)/(3600×87723m3/s式中，负荷因子由史密斯关联图查得C20再求图的横坐标为qv,L'/qv,

23、v'×(L'm/V'm)6取板间距，HTm，板上清液层高度取hL=0.05m，则HT-hL5 m由史密斯关联图，得知 C20气体负荷因子 C= C20×(L'm/20)85m/su'max2m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为 u'u'max×2=2.18m/s D'=(4qv,v'/u)4m塔截面积为AT=(×1×1)/4=0.785 m2实际空塔气速为u'实际=1.52/0.785=1.94 m/su'实际/ u'max=1.9428(安全系数

24、在充许的范围内，符全设计要求)精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT=（5-1）× m提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT=（12-1）×0.40= m m故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=1.6+0.8=m六、塔板主要工艺尺寸的计算 精馏段a溢流装置计算因塔径D=1.0m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：1) 堰长lw可取lw=m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow ，选用平直堰，堰上层液高度 how=2.84/1000×E×(qv,L/lw)(2/3)近似取用E= ，则how=m取板上清液

25、层高度hL= m故 hw=42m3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由lw m 查弓形降液管的参数图可求得Af/AT5 Wd1Af5×32 m2Wd1×1 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即=3600 AfHT/qv,L= 3600 ×32×(3600×08)=21.6s5s 故降液管设计符合要求。4）降液管底隙高度hoho=qv,L/（3600×lw×u'o）取u'o8m/s则ho08×3600/(3600××)=17mhw-ho2172513m故降液管底隙高度设计

26、合理选用凹形受液盘，深度h'w=50mm。b塔板布置1) 塔板的分块因为D 800mm，所以选择采用分块式，查“塔板分块数表”可得，塔板可分为3块。2) 边缘区宽度确定取Ws=W's= 65mm ,Wc=35mm3) 开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算，则有Aa=2【x（r2x2）+ r2/180×sin-1（x/r）】其中 x=D/2(WdWs)r= D/2Wc由上面推出 Aa5m24)筛孔计算与排列本设计所处理的物系基本上没有腐蚀性，可选用= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3do=15mm筛孔的数目n为a/t2

27、=2823个开孔率为=0.907（do/t）2=10.1%气体通过阀孔的气速为uo=qv,v/Ao=1.27/（Aa×）=2m/s提馏段 (计算公式和原理同精馏段)a溢流装置计算因塔径D=1.0m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：1) 堰长lw可取lw=m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow可选取平直堰，堰上层液高度how由下列公式计算，即有how=2.84/1000×E×(qv,L/lw)(2/3)近似取用E= ，则how=6m取板上清液层高度hL=5 m故 hw=5634 m3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由lw 查弓形降液管

28、的参数图可求得Af/AT5 Wd1Af5×32 m2Wd1×1 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即=3600 AfHT/qv,L= 3600 ×32×(3600×3)=s5s 其中HT即为板间距0m，qv,L即为每小时的体积流量验证结果为降液管设计符合要求。4）降液管底隙高度hoho=qv,L/（3600×lw×u'o）取 u'om则ho3×3600/(3600××)= mmHw-ho342 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度h'w=55mm。b 塔

29、板布置1) 塔板的分块因为D 800mm，所以选择采用分块式，查“塔板分块数表”可得，塔板可分为3块。2) 边缘区宽度确定取Ws=W's= 65mm ,Wc=35mm3) 开孔区面积计算开孔区面积Aa按式子5-12计算，则有Aa=2【x（r2x2）+ r2/180×sin-1（x/r）】其中 x=D/2(WdWs)r= D/2Wc由上面推出Aa5m24) 筛孔计算与排列本设计所处理的物系基本上没有腐蚀性，可选用= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3do=15mm筛孔的数目n为a/t2=2823个开孔率为=0.907（do/t）2=1

30、0.1%气体通过阀孔的气速为uo=qv,v'/Ao=1.52×56m/s七、筛板的流体力学验算 精馏段1) 塔板压降a 干板阻力hc计算干板阻力hc计算由公式hc=0.051(uo/co)2×（Vm/Lm）并取do/= 5/3=1.67 ,可查“干筛板的流量系数图”得，co所以hc=0.051(2/0.772) 2×(/56m液柱b 气体通过液层的阻力hL的计算气体通过液层的阻力hL由公式hL=hLua=qv,v/（ATAf）=1.27432)=1.71m/sFo=1.71×()1/2=1.69kg1/2/(s·m1/2)可查“充气系数

31、关联图”得，得8所以hL=hL=8×9m液柱c 液体表面张力的阻力h计算液体表面张力的阻力h由公式h=4Lm/（Lmgdo）计算,则有h=(4×3×10-3)/(××0.005)=0.0038 m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按下面公式计算hP=hc+hL+h=59+0.0038=0.089m液柱气体通过每层塔板的压降为Pp= hPLmg =0.089××9.81=Pa0.7KPa（设计允许值）2) 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。3) 液沫夹带 液沫夹带量，采用公

32、式ev=5.7×106/L×ua/(HThf)由hfL×0.05=0.125m 所以：ev=×10-6/(3×10-3) 1.71/(0.4-0.125)54可知液沫夹带量在设计范围之内。4) 漏液对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式uo,minc0 hL-h)/L /V1/2=8.75m/s实际孔速为uouo,min稳定系数为 K=uo/uo,min=2/8.75=故在本设计中无明显漏液。5) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd(HThw)甲醇与水属于一般物系，取= 0.5，则(HThw)×(2)=0.4

33、1m而Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有hd=0.153(u'o)2=×8)21m液柱Hd=hp+hL+hd=0.081=0.221m液柱则有： Hd(HThw)于是可知本设计不会发生液泛 提馏段1) 塔板的压降a 干板的阻力hc计算干板的阻力hc计算由公式hc=0.051(uo/co)2×（Vm/Lm）并取do/= 5/3=1.67 ,可查“干筛板的流量系数图”得，co8所以h'c46m液柱b 气体通过液层的阻力h'L计算气体通过液层的阻力h'L由公式h'L=hLua=qV,V'/（ATAf）=m/sFo=×

34、;0.65=1/2/s ·m1/2可查“充气系数关联图”得9所以h'L=hL295m液柱c 液体表面张力的阻力h计算液体表面张力的阻力h由公式h'=4L'm/（L'mgdo）计算,则有h'=气体通过每层塔板的液柱高度h'P，可按公式h'P=h'c+h'L+h'=87m液柱气体通过每层塔板的压降为P'p= h'PL'mg = 691Pa0.7kPa 计算结果在设计允许值内2) 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，因塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。3) 液沫夹带 液沫夹带

35、量，采用公式ev=5.7×10-6/L×ua/(HThf)由h'f'Lm所以e'v=5.7×10-6/(5×10-3)/()=0.065kg液/kg kg液/kg气可知液沫夹带量在设计范围之内。4) 漏液对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式uo,minc0 hL-h)/L /V1/2=m/su'ou'o,min稳定系数为 K=u'o /u'o,min=2.58故在本设计中无明显漏液。5) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd(HThw)甲醇与水属于一般物系，取= 0.5 则

36、(H'Th'w)×（0.40+0.03417m而Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有h'd=0.153(u'o)2=1m液柱H'd=h'p+h'L+h'd=87138 m液柱则有：H'd(H'Th'w)于是可知本设计不会发生液泛。八、塔板负荷性能图 精馏段a漏液线uo,minc0 hL-h)/L /V1/2uo,min=qV,V, min/AohL= h w +howhow=2.84/1000×E×(qV,L,h/lw)(2/3)qV,V, minc0 Ao0.0056+

37、0.13( hW+2.84/1000×E×(qV,L,h/lw)(2/3)- hLm /Vm1/2 =5.3426qV,L,s2/3) 1/2 在操作范围内，任取几个qV,L,s值，依上式计算出qV,V,s值计算结果列于下表qV,L,s(m3/s)qV,V,s(m3/s)780.5022748b 液沫夹带线ev=0.1kg液/kg气为限，求qV,V,sqV,L,s关系如下：ev=5.7×10-6/L×ua/(HThf)ua=qV,V,s /(AT-Af48 VshfL=2.5(hw+ how)hw=2how=2.84/1000×E×(

38、qV,L,s /lw)(2/3)hf=2+4qV,L,s2/355qV,L,s2/3HThf=(55qV,L,s2/3)=0.955qV,L,s2/3ev=5.7×10-6/(3×10-3)48qV,V,s/(0.2955qV,L,s2/3)整理得 qV,V,s=1.65-13.1qV,L,s2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出qV,V,s值计算结果列于下表qV,L,s m3/sqV,V,s m3/s1.5671.4781.3781.293c液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准，由式how=2.84/1000×

39、;E×(qV,L,s/lw)(2/3) =6qV,L,s,min=51m/s据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线d液相负荷上限线 以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式=Af×HT/qV,L,s=4故qV,L,s,max=Af×HT32×32 m3/s据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限e液泛线令Hd=(HThw)Hd=hp+hL+hdhP=hc+hL+hhL=hLhL= h w +how联立得 HT(-1)hw=(+1) how+ hc + hd + h忽略h，将how与qV,L,s、hd和qV,L,s、hc与Vs的关系代入上

40、式，得a' V2s=b'-c'qV,L,s2-d'qV,L,s2/3 式中a'=/(Aoco)2×（v/l）b'=HT(-1)hwc'=0.153/(lwhO)2d'=2.84×10-3×E×( 1+)(3600/lw)(2/3)将有关数据代入,得a'=/(×5×)2×（/47b'×8-1)×25c'×17)2=1d'=2.84×10-3×1×( 1+8)()(2/3)8

41、2 故qV,V,s2=4.24-28716.22 qV,L,s2-39.03 qV,L,s2/3在操作范围内，任取几个qV,L,s值，依上式计算出qV,V,s的值，计算结果如下表qV,L,s m3/sqV,V,s m3/s在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图二可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带线控制，下限为漏液线控制。由图查得qV,V,s,max= m3/s qV,V,s,min=0.780 m3/s故操作弹性为qV,V,s,max/ qV,V,s,min=/0.780= 提馏段a漏液线uo,minc0 hL-h)/L /V1/2uo,min=qV,V, min/AohL

42、= h w +howhow =2.84/1000×E×(qV,L,h/lw)(2/3)qV,V,' minc0 Ao0.0056+0.13( h'W+2.84/1000×E×(qV,L',h/lw)(2/3)- hL'm /V'm1/2 =7502qV,L',s2/3) 1/2 在操作范围内，任取几个qV,L,s值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表qV,L',s(m3/s)qV,V',s(m3/s)0.532680.6070.637b 液沫夹带线ev=0.1kg液/kg气为限，求qV,V&

43、#39;,sqV,L',s 关系如下：ev=5.7×10-6/L×ua/(HThf)ua=qV,V',s /(AT-Af48qV,V',shfL=2.5(hw+ how)hw=34how=2.84/1000×E×(qV,L',h/lw)(2/3)hf=0.0855qV,L',s2/3HThf=155qV,L',h2/3ev=5.7×10-6/×10-3)48qV,V',s/(0.3155qV,L',s2/3)整理得 qV,V,'s=1.99-1V,L',s

44、2/3在操作范围内，任取几个qV,L',s值，依上式计算出qV,V',s值计算结果列于下表qV,L',s m3/sqV,V',s m3/s1.8971.7961.6821.586c液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准，由式h'ow=2.84/1000×E×(qV,L',s/lw)(2/3) =6qV,L',s,min=51m/s据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线d液相负荷上限线 以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式=Af×HT/qV,L,s=4

45、故qV,L,s,max=Af×HT32×32 m3/s据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限e液泛线令Hd=(HThw)Hd=hp+hL+hdhP=hc+hL+hhL=hLhL= h w +how联立得 HT(-1)hw=(+1) how+ hc + hd + h忽略h，将how与qV,L',s、hd和qV,L',s、hc与Vs的关系代入上式，得a' V2s=b'-c'qV,L',s2-d'qV,L,s2/3 式中a'=/(Aoco)2×（v/l）b'=HT(-1)hwc'=0.

46、153/(lwhO)2d'=2.84×10-3×E×( 1+)(3600/lw)(2/3)将有关数据代入,得a'=/(×5×8)2×（/877201b'×9-1)×3463c'×22)2=878d'=2.84×10-3×1×( 1+9)()(2/3)9 故qV,V',s2=-43682qV,L',s2-V,L',s2/3在操作范围内，任取几个qV,L',s值，依上式计算出qV,V,'s的值，计算结

47、果如下表qV,L',s m3/sqV,V,'s m3/s在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图二可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得qV,V',s,max= m3/s qV,V',s,min=0.55m3/s故操作弹性为qV,V',s,max/ qV,V',s,min=/0.55=九、筛板塔设计计算结果序号项目精馏段提馏段1平均温度 tm793平均压力 Pm kPa103.051095气相流量 qV,V,s m3/s1.271.527液相流量qV,L,sm3/s0239实际塔板数1710有效段高度 Z m11精馏塔塔径 m12板间距 m13溢流形式单溢流14降液管形式弓形15堰长 m16堰高 m217板上液层高度