分离苯和甲苯系统的板式精馏塔设计书

1、分离苯和甲苯系统的板式精储塔设计书 1.1 设计题目 分离苯一一甲苯系统的板式精储塔设计 1.2 设计条件 分离物系：苯和甲苯 原料状态：xf0.41（质量分率） 分离要求：xw0.049,Xd0.96（质量分率） 设计能力：1000kg/h 操作压力：自定 操作方式：连续生产，每年300天，每天24小时运行 1.3 设计容 ?1.设计方案的确定及流程说明 ?2.塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ?3.精储塔的物料衡算 ?4.塔板数的确定 ?5.塔体工艺尺寸的计算 ?6.塔板主要工艺尺寸的设计计算 ?7.塔板流体力学验算 ?8.绘制塔板负荷性能图 ?9.塔顶冷凝器的初算与选型 ?10.设备主要

2、连接管直径的确定 ?11.全塔工艺设计计算结果总表 ?12.绘制生产工艺流程图及主体设备简图 设计条件及设计方案说明 . 精储原理 精储是利用混合液中两种液体的沸点差异来分离两种液体的过程。精储装 置有精储塔、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。 热量自塔釜输入，物料在塔经多次部分气化与部分冷凝进行精微分离，由冷凝 器和冷却器中的冷却介质将余热带走。 苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵 进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精储塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物， 这时候原料混合物就

3、分开了，气相混合物在精微塔中上升，而液相混合物在精 储塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温 到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入 苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精储塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸 器中被加热到泡点温度重新回到精储塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过 程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。 . 塔板形式 泡罩塔板上由于有升气管，即使在很低的气速下操作，也不至于产生严重 的漏液现象，当气液负荷有较大波动时，仍能保持稳定操作，塔板

4、效率不变，即操作弹性较大；塔板不易堵塞，适用于处理各种物料。具缺点是结构复杂、造价高；气体流径曲折，塔板压降大，生产能力及板效率较低。 筛板塔的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。 浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，生产能 力大；由于阀片可随气量的变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹 入液层，气液接触时间长，故塔板效率高。其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。 本次设计采

5、用浮阀精储塔。其优点为： .生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，具开孔面积大于泡罩塔板， 生产能力比泡罩塔板大20%-40%与筛板塔接近。 .操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常 操作而允许的负荷波动围比筛板塔，泡罩塔都大。 .塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长， 而雾沫夹带量小，塔板效率高。 .塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%80% 但是比筛板塔高20%30% .塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%80% 但是比筛板塔高20%30% . 操作压力 操作总压强提高，溶质气体分压亦提高，加大吸收

6、过程的推动力，减少吸 收剂的单位耗用量，有利于吸收操作，但能耗及设备材料等将增加，真空操作 不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需 要的塔径增加，因此塔设备费用也会增加。如果在常压下操作时，塔顶蒸气可 以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于1.6MPa才能 使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。综上所述，根据所处理的物料性质， 兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，此处选择在常压下操作。. 进料状态 塔板上的液体和蒸汽都是饱和状态，不同的进料热状态，对精储段和提储 段的下降

7、液体量及上升蒸汽量会有明显的影响，当进料组成冷一定时，按进料 温度从高到低，可以有五种进料状态，不同进料热状态的q值不同，故称q为进料热状态参数。此五种状态为温度低于泡点的冷液体（q1）,泡点温度下的饱和液体（q1）,温度介于泡点和露点之间的气液混合物（0q1）,露点 下的饱和蒸气（q0）,温度高于露点的过热蒸气（q0）。q值增加，冷凝器 负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D 和进料量F的比值D/F有关；对于低温精储，不论D/F值如何，采用较高的 q值为经济；对于高温精储，当D/F值大时宜采用较小的q值，当D/F值小时 宜采用q值较大的气液混合物。在本次设计中，为

8、使塔的操作稳定，免受季节气温影响，精、提储段采用相同塔径以便于制造，则采用饱和液体（泡点）进料。 . 加热方式 广的加热剂，其冷凝时的传热膜系数很高，可以通过改变蒸汽的压力准确的控 制加热温度。而烟道气燃烧所排放的温度可达100200c,适用于高温加热。 缺点是烟道气的比热容及传热膜系数很低， 加热温度控制困难。 除此之外， 还可根据工厂的具体情况，采用热水或热空气作为加热剂。在本次设计中，要根据混合液体的沸点准确分离两种液体，故采用蒸汽加热，蒸汽加热又可分为直 接蒸汽加热和间接蒸汽加热，塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本 是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热

9、。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气两种, 其中饱和水蒸气是一种应用最 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 . 设计方案的确定常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精储流程。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储塔。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，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Rmin 的1.51.7倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷

10、却后送至储罐。 . 工艺流程简图 根据上面讨论的信息，绘制出工艺流程简图如下: 图 2-1甲苯精微工艺流程图一含K阐 r;.准 物料衡算和能量衡算 . 原始数据 .3 已知参数 苯、甲苯混合液处理量：F1000kg/h 回流比R：1.7Rmin 进料热状况：泡点进料（q1） 精储塔塔顶压强：4kPa（表压） 饱和水蒸气压力：0.25MPa（表压） 混合液体中苯的组成为：xf0.41 塔顶产品浓度：Xd0.96（苯质量分率） 塔底釜液含甲苯量：Xw0.049（甲苯质量分率） .3 苯和甲苯的物理性质 表 3-1 苯和甲苯的物理性质 项目 分子式 分子量 M 沸点（K） 临界温度 k/c 临界压强

11、 PC/kPa 苯 A C6H6 78.11 80.1 288.5 6833.4 甲苯 B C6H5CH3 92.13 110.6 318.57 4107.7 表 3-2甲苯汽一液平衡数据 沸点/c 液相中苯的摩尔分率x 汽相中苯的摩尔分率y 沸点/c 液相中苯的摩尔分率x 汽相中苯的摩尔分率y 110.56 0.00 0.00 90.11 55.0 75.5 109.91 1.00 2.50 88.80 60.0 79.1 108.79 3.00 7.11 87.63 65.0 82.5 107.61 5.00 11.2 86.52 70.0 85.7 105.05 10.0 20.8 85

12、.44 75.0 88.5 102.79 15.0 29.4 84.40 80.0 91.2 100.75 20.0 37.2 83.33 85.0 93.6 98.84 25.0 44.2 82.25 90.0 95.9 97.13 30.0 50.7 81.11 95.0 98.0 95.58 35.0 56.6 80.66 97.0 98.8 94.09 40.0 61.9 80.21 99.0 99.61 92.69 45.0 66.7 80.01 100.0 100.0 91.40 50.0 71.3 表 3-3 苯、甲苯液体黏度 温度/C 80 90 100 110 120 L苯/

13、mPa?s 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 L甲苯/mPa?s 0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 表 3-4 苯、甲苯的液相密度 温度/c 80 90 100 110 120 413 L苯/kgm 815 803.9 792.5 780.3 768.9 3 L甲苯/kgm 810 800.2 790.3 780.3 770.0 表 3-5 苯、甲苯的液相汽化热 温度/c 80 90 100 110 120 苯/kJkg1 394.1 386.9 379.3 371.5 363.2 甲苯/kJkg 379.9 373.8 367.6 361.

14、2 354.6 表 3-6 苯、甲苯液体表面力 温度/c 80 90 100 110 120 苯/mNm1 21.27 20.06 18.85 17.66 16.49 甲苯/mNm1 21.69 20.59 19.94 18.41 17.31 . 物料衡算 .4 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量MA78.11kgkmol1 甲苯的摩尔质量MB 92.13kgkmol .4 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 原料液平均摩尔质量MF MFMA?xFMB?(1xF)78.110.45092.13(10.450)85.82kgkmol1 塔顶产品的平均摩尔质量MD MDMA?XDMB

15、?(1XD)78.110.95992.13(10.959)78.68&gkmol1 塔底产品的平均摩尔质量MW 1 MWMA?XWMB?(1XW)78.110.041592.13(10.0415)91.54歌gkmol .4 全塔物料衡算 原料处理量：F1000kmolh111.652kmolh1 85.821 总物料衡算式：11.652DW 苯物料衡算：11.6520.450D0.959W0.0415原料中苯的摩尔分率xF 41/78.11 41/78.1159/92.13 0.450 塔顶出口物料中苯的摩尔分率xD 96/78.11 96/78.114.9/92.13 0.959 塔釜出口

16、物料中苯的摩尔分率xW 4.9/92.13 0.0415 96/78.114.9/92.13 联合解得：D5.188kmolh1,W6.464kmolh1 . 理论塔板数 .5 塔温的确定 .5 求平均相对挥发度 由上算得塔顶温度为82.25C,塔釜温度为108.15C,查得的安托因常数: 表 3-7 苯、甲苯的安托因常数 组分 A B C 苯 6.03055 1211.033 220.79 塔顶组成: XD 0.959, 查表得塔顶温度为 tD 82.25C 进料组成: XF 0.450, 查表得进料温度为 tF 92.69C 塔釜组成: xW 丽 0.01 001 tW109.91 108

17、.79 109.91 xw 0.0415解得tw108.15C 精储段的平均温度: tm 82.25 9269 87.47C 2 提储段的平均温度: tn tFtW 2 92.69108.15100.42C 2 全塔平均相对挥发度：取塔顶及塔釜 的平均值。 6.07954 1344.8 219.482 塔顶：lg 二 AB-6.03055 yp苯tC oB lgA6.07954 Dp甲苯tC 1211.033 82.25220.79 1344.8 82.25219.482 2.034 1.623 由此可知，塔顶的相对挥发度为 塔釜：1gp:A o 1gp甲苯A 由此可知，塔釜的相对挥发度为 加

18、料处：lgp；A o 1gp甲苯A 由此可知，加料处相对挥发度为 因此全塔的平均相对挥发度为： 精微段的平均相对挥发度为： 提储段的平均相对挥发度为： 3.3.3求最小回流比 因饱和液体进料即q 6.03055tC 6.07954 o -pA2.58 P甲苯 1211.033 108.15220.79 1344.8 108.15219.482 o 牛2.37 p甲苯 6.03055tC 1211.033 92.69220.79 6.07954tC 1344.8 92.69219.482 o -pA2.48 P甲苯 精微=DF 2.349 1.975 2.167 1.772 W.2.582.37

19、2.47 .2.582.48 2.482.37 1,所以其q线方程为：x 2.53 2.42 XF0.450,q线为 垂直于横坐标的一条直线，其与平衡线y- 1 0一(全塔的全塔=2.47) (a1)x 的交点为(0.45,0.67),即xe xF 0.45,ye 0.67,此即最小回流比时操作 线与平衡线的交点坐标。最小回流比: Rmin XDVe VeXe 0.9590.67 0.670.45 1.312 1.4 捷算法求全塔最小理论塔板数及精储段最小理论塔板数 在全回流下求出所需理论板数Nmin,对于接近理想体系的混合物，可以采 用芬斯克方程计算, Nmin lOg(1 xw xDxW

20、log全塔 ) 代入数值求得: Nmin ,一0.95910.0415、， log()() 10.9590.0415=696 log2.47 一. 对精储段： Nmin,1 xD )() XDXF log精微 log( 0.959,J0.45) 10.959-045=3.61,即精储段最少理论板数为log2.53 3.61. 3.3.5捷算法求理论塔板数 以R1.7Rmin计算为例。 R1.7Rmin1.71.3122.2304 RRmin R1 2.23041.312cccc 0.2843 2.23041 Y0.75 (10.28430.567)0.3824 对精微段：N1Nm匚N36111

21、.896.17 Nmin6.96 逐板计算法求理论塔板数 R1.7Rmin1.71.3122.2304,全塔2.47 因R(R1)xFxW(q1)xDxW，其中q1 XDxFXDxF 则 R(2.23041)0.45 0.959 率，交替使用相平衡方程与精储段方程计算如下: 表 3-8 逐板计算求理论塔板数 精储段/提储段 理论塔板 苯气相摩尔分率 苯液相摩尔分率 第一层塔板 y10.959 x0.904 NNmin N1 Nmin 6.960.3824 10.3824 11.89 则相平衡方程为: x2.47x 1(1)x11.47x 精微段操作线方程 RxD x R1R1 2.23040.

22、959 x 2.230412.23041 0.69x0.297 0.0415 0.45 2.593 则提储段操作线方程-y xw R 2.59310.0415 x 2.5932.593 1.386x0.016 通过编写C语言程序(见附件 1),计算每层理论塔板上的气液相摩尔分 第二层塔板 y2 0.921 X2 0.825 精 第三层塔板 y3 0.867 X3 0.724 第四层塔板 V4 0.797 X4 0.614 储 第五层塔板 y5 0.720 X 0.510 段 第六层塔板 y6 0.649 X 0.428 第七层塔板 V7 0.577 X7 0.356 提 第八层塔板 % 0.4

23、77 X 0.270 第九层塔板 y9 0.358 X9 0.184 储 第 t 层塔板 ylo 0.239 X0 0.113 一层塔板 % 0.141 x1 0.062 段 钎二层塔板 yl2 0.070 x2 0.030 求得理论塔板数N12111（不包括再沸器），与捷算法求得的理论塔板数N11.89相吻合。 实际塔板数与进料位置 塔顶温度tD82.25C,塔釜温度tw108.15Co tDtW82.25108.15clcc 则塔平均温度：-95.2C0 则平均黏度: 0.49(2.470.2704)0.2450.541 全塔理论塔板数N11.89,故实际塔板数为: 取为12层，则实际进料

24、板为第13层。提储段共221210层。 表 3-9 塔板数与进料位置 总塔板数 精微段塔板数 提福段塔板数 进料位置 22 层 12 层 10 层 第 13 层 查得该温度下苯和甲苯的黏度为 苯0.266mPas,甲苯 0.274mPas LxiLiXF苯(1%)甲苯=0.45 0.266+(10.45)0.2740.2704mPas 则ET0.49(L)0.245 Ne N ET 11.89 0.541 21.98 但实际板数应该取22层。精储段理论塔板数 N16,故实际塔板数为: Ne1 N16 ET0.541 11.09 能量衡算 塔顶冷凝器的热量衡算及冷却水的消耗量 理想情况下，对全凝

25、器作热量衡算，若忽略热损失，塔顶冷凝器带走的热量等于物料损失的热量。即： QCQV-QD-QL=(R1)mD(IvD-lLD) 若回流液在泡点温度下进入塔，则IVDILD,即 QC(R1)mD 塔顶温度：tD82.25C,在该温度下苯的汽化潜热苯二392.68kJkg 塔顶的质量流率：mDMDD78.6855.188408.218kgh1 贝UQC(R1)mD(2.23041)408.218392.685.178105kJh 冷凝介质为水，具进出冷凝器的温度分别为30c和35c,则平均温度下 的比热容Cpc4.174kJ/(kgK),则冷却水的消耗量： QC5.178104 2.48110kg

26、h Cpc(t23)4.174(3530) 式中：QC全凝器的热负荷，kJh1；WC冷却介质消耗量，kgh Cpc冷却介质的比热，kJ/(kgK)；匕、t2冷却介质在冷凝器进、出 口处的温度，C。WC 塔釜再沸器的热量衡算及加热蒸汽的消耗量 全塔热量衡算式：QVQWQiQQLQFQB 式中，QV表示塔顶蒸汽带出热量；QW表示釜液带出热量；Qi表示加热介质带出热量；Q表示热量损失，理想情况下可忽略，其值为0;QL表示回流液带入的热量；QF表示原料液带入的热量；QB表示加热蒸汽带入的热量。 取Ql10%QB,则 QVQwQLQF 塔顶回流量的质量流率：1 mLRmD2.2304408.218910

27、.489kgh1 塔顶温度tD82.25C,查表知Cp1.62kJ/(kgK),则回流液带入的热量： _51 QLmLCPtD910.4891.6282.251.213105kJh1 的蒸汽流量为: V(R1)D(2.23041)5.18816.759kmolh 则塔顶蒸汽带出热量: QVVCPMDtDVMD16.7591.6278.68582.2516.759391.8178.685 6.924105kJh1 塔顶温度tD82.25C时，塔顶的比汽化热 391.81kJkg1,塔顶上升 加料处的温度tF92.69C,查表得Cp1.69kJ/(kgK),物料的质量 1 流率mF1000kgh。

28、则原料液带入的热量： QFmFCPtF10001.6992.691.566105kJh1 塔釜的温度tW108.15C,查表得CP1.73kJ/(kgK),物料的质量 流率： 1 mWMWW91.5486.464591.766kgh1。 则原料液带入的热量： QWmWCPtW591.7661.73108.151.107105kJh1 则加热蒸汽带入的热量： CQVQWQLQF QB 0.9 5555 6.924101.107101.213101.56610 0.9 _51 5.73410kJh 加热介质为蒸气，塔釜温度tw108.15C,查表用试差法求得: 11 苯372.0kJkg,甲苯36

29、1.61kJkg。 则平均汽化热：=372.00.0415+361.61(10.0415)=362.04kJkg1 则加热蒸汽的消耗量: QB5.734103i WB1.584103kgh1 36204 主体设备设计计算和说明 塔设备的工艺参数 操作压力的计算 操作温度的计算 塔顶操作压力: PD4101.3105.3kPa 每层塔板压降: P0.7kPa 则进料板压力: PF105.3120.7113.7kPa 塔釜压力：PW 113.7 100.7120.7kPa 精储段的平均操作压力: 105.3113.7109.5kPa 2 提储段的平均操作压力: Pn 113.7120.7117.2

30、kPa 2 前面已经计算得出, 塔顶温度tD 82.25C,进料温度tF92.69C,塔釜 温度tw108.15C 则精储段的平均温度: 82.2592.69”八 87.47C 2 由逐板计数法可得出：%XD0.959,X0.904；VF0.649,提储段的平均温度: tn 92.69108.15100.42C 4.1.3 平均摩尔质量的计算 xF0.428；yW0.070,xW0.030。 塔顶的气相摩尔质量： MD,V0.959 塔顶的液相摩尔质量： MD,L0.904 加料板的气相摩尔质量： MF,V0.649 加料板的液相摩尔质量： MF,L0.428 塔釜的气相摩尔质量： MW,V0

31、.070 塔釜的液相摩尔质量： MW,L0.030 精微段气相、液相的平均 78.11(10.959)92.13 78.11(10.904)92.13 78.11(10.649)92.13 78.11(10.428)92.13 78.11(10.070)92.13 78.11(10.030)92.13 尔质量： 78.685kgkmol 79.456kgkmol 83.031kgkmol 86.129kgkmol 91.149kgkmol 91.709kgkmol Mm,V MD,VMF,V 2 78.68583.031 2 80.858kgkmol Mm,L MD,LMF,L 2 79.45

32、686.129 2 82.793kgkmol 提储段气相、液相的平均摩尔质量: MF,VMW,V Mn,v 2 83.03191.149 2 87.090kgkmol MF,LMW,L Mn,L2一 86.12991.709 2 _1 88.919kgkmol 4.1.4平均密度计算 、气相密度的计算（由理想气体状态方程计算） 精微段: m,V RMm,V RT 109.580.858 8.314(87.47273.15) 2.95335s,符合要求） how2.84E LS Lw 2 3 2.84 2 26116号-一，、 11.24mm（6mm,酒足要求）0.3318 LS2.6116 L

33、w0.3318 一3 7.87m3/（h m堰长）（7080m3/（hm堰长），满足要求） AfHT0.013340.40 Ls 4 7.2546104 7.36s（35s,符合要求） 四、安定区WS和边缘区WC 在板上的传质区域与堰之间需要有一个不开孔的区域，称为安定区。入口 堰与传质区之间设入口安定区，可使降液管底部流出的消液能均匀地分布在整 个塔板上，避免入口处因液压头引起的液体泄漏。 安定区宽度WS是指堪与它最近一排孔的中心线之间的距离。对于浮阀塔的整块式塔板取607Qmm。安定区宽度取WS65mm。 塔板靠近塔壁部分需留出一圈边缘区域WC,供支持塔板边梁之用。对于 浮阀塔的整块式塔板

34、取55mm。则边缘区宽度WC55mm。4.2.5浮阀塔的阀孔数及其排列一、阀孔直径d0 阀孔直径由所选的浮阀的型号所决定。 因为选用了径d039mm。 、初算阀孔数n 动能因数Fo为811。取Fo8 精储段阀孔数n-S0127523 22 d；u00.03924.66 44 Fc8 提储段孔速u04.41ms nv.3.286 提储段阀孔数n-S-23423 22 -d(2u00.03924.41 44 鼓泡区面积计算: Aa2 xR2x2 R2.1x sin一 180R 其中, WC 0.5 0.0550.195m F1型重阀，则阀孔直 般正常负荷情况下, 希望浮阀是在全开时操作。 试验结果

35、表明此时阀孔 精微段孔速 8 2.953 4.66ms Uo 0.5 D x5 以 Ws 由此可得： 220.1952i0.1232 Aa20.1232,0.1950.1232sin 1800.195 0.06180.0650.1232m 三、阀孔数N的确定 在整块式塔板中，浮阀常以等边三角形叉排型式排列，孔中心距 -2 0.0893m t一般有 （利用 75、125、150mm几种。按t75mm,以等边三角形叉排型式作图如下 CAD图），排得阀孔数目为N22个。 图 4-4 单层塔板阀孔布置 则开孔总面积：A0N-do22-0.03920.0263m244 则孔速为：VS012754.85m

36、s1 Ao0.0263 则阀孔动能因素：F0u0.、m,V4.85、2.953 塔板开孔率100%0.6495100%13.39% u04.85 因此阀孔动能因素变化不大，仍在811的围， 1014%之间，因此该阀孔排列是合理的。8.33 且塔板的开孔率在 4.3 浮阀塔的流体力学验算 塔板压降 气相通过塔板的压降hf包括：干板压降hd、液层阻力人以及克服液体表 面力的阻力项。最后一项一般很小，可以忽略，故 hfhdhL 、干板压降hd 阀门全开后，精储段 4.8522.953 5.340.0234m 29.81806.962 提储段: 、塔上液层有效阻力hL hL0.5(hWhOW)0.5(

37、0.050.011240.0306m 三、单板压降 精微段：hf hd hL0.02340.02830.0517m 2 U0m,V hd5.34- 2gm,L hd 2 5.34“m,V 2gm,L 5.34 _2 4.853.286 29.81790.678 0.0266m 精微段: hL 0.5(hWhOW)0.5(0.050.0066)0.0283m 提储段: Pfhfm,Lg0.0517806.9629.81409.27Pa0.7kPa 提储段：hfhdhL0.02660.03060.572m Pfhfn,Lg0.0572790.6789.81443.67Pa0.7kPa 液泛验算 为

38、防止降液管液泛的发生，降液管液层高Hd应服从如下关系式： Hd0.5(HThW),即Hd 其中HdhW 式中Hd降液管清7层高度，m hW,m h W堰上清液层(Mi,m hf一气相塔板压降，m液柱 hof液相在降液管阻力损失， 2 对于浮阀塔，h0f0.153LS LWh0 2 精储段：h0f0.153LS0.153 LWh00.5(0.40.05)0.225m hOWhfhof m液柱 42 3.2977104 0.000168m 0.33180.03 因止匕Hd0.5(HThw) 因止匕Hd0.5(HThW) 故在本设计中，精储段和提储段都不会发生液泛现象。 4.3.3雾沫夹带量的验算

39、浮阀塔一般用泛点百分率F作为间接衡量雾沫夹带量的指标。对于塔径 小于900mm的塔，F小于70%,这样就可以保证雾沫夹带量用小于10% 泛点百分率F可用下面的经验公式计算: V136LSZLVAbCFK 式中F泛点百分率；VS气相流量，m3s1； m3s1；AAA2Af,m2； Z板上液流长度，对单流型塔板ZD2Wd,m CF泛点负荷系数，由气相密度及板距可以查取得CF=0.112； 2 提储段：hof0.153LS0.153 LWh0 42 7.2546104 0.000813m 0.33180.03 0.050.011240.0572 0.0008130.1193m0.225m K系统因素

40、，苯和甲苯可按正常系统查物性系数 K1.0 100VS F 3 V气相密度，kgm； 3 L放相密度，kgm； LS液相流量, D2Wd0.520.06180.3764m 2 AT2Af0.196020.013340.1693m2 精微段: 0.16930.1121.0 提储段: 4.4 操作性能负荷图 精微段的操作性能负荷图 、液相上限线 液体流量的上限值可由下式计算: Lmax HTAf 式中Lmax液体流量上限, 1一、一 ；HT板间距, m； Af 降液管截面积, 降液管液体的停留时间, 计算得：Z 1000.1275 F 2.953 806.9622.953 1363.2977104

41、0.3764 41.64% 1000.1234 F 3.286 790.6783.286 1367.25461040.3764 0.16930.1121.0 44.00% 因此计算出来的泛点百分率都在 70砌下，满足规定的指标eV 10% 取降液管液体的停留时间 4s,此液体流量为最大允许值 Lmax 因此, 刖HTAf0.40.013343i3i 贝ULmax0.001334m3s14.8024m3h1 ia人 4 过Lmax点作垂直线，即为液相上限线（在图4-5中a线）。液相上限线是VSLS图中与气相流量VS无关的垂线，与纵轴平行。 二、气相下限线 对于F1型重阀，气相负荷下限一般取阀孔动

42、能因子F056,由此计算 出此时的气相负荷Vmin,过Vmin作水平线，即为浮阀塔的气相下限线。 取F05,则依F0u0d可计算得： u0F_5_2.91ms1 ,m,v、2.953 贝uVminA0U00.02632.910.0765m3s1275.52m3h1 过Vmin作水平线，即为气相下限线（在图4-5中b线）。气相下限线是VSLS图中与液相流量LS无关的水平线，与横轴平行。 三、液相下限线 一般以h W6mm作液相负荷的下限，低于此限时认为塔板上液相流动不 能保证均匀分布。由hOW6mm计算Lmin,过Lmin作垂直线，即为液相下限线。 2 -3LS3/日 由式hOW2.8410E得LW 图中与气相流量VS无关的垂线，与纵轴平行。 四、过量雾沫夹带线 雾沫夹带量过大，塔板效率严重下降，一般控制句使其不大于0.1kg液沫 /kg气。因此以e0.1kg液沫/kg气为界限，用雾沫夹带量的计算公式，作 出L和V的曲线即为过量雾沫夹带线。一般为计算方便，当作直线处理，由两 点连成一直线即可，由雾沫夹带量的计算公式，令ev0.1,液体量为L,计 算得气量为Vmax,由L和Vmax定出一点。再设L（一般也接近Lmax的值），仍 以ev0.1计算得气量为Vmaxo由L和Vmax定出另一点，连接两点的直线，即 为