分离苯甲苯混合液的浮阀精馏塔设计方案样本

新疆工程学院课程设计说明书题目名称：分离苯-甲苯混合液的浮阀精馏塔设计系 部：专业班级：学生姓名：指导教师：完成日期：0/38新疆工程学院课程设计评定意见设计题目：分离苯-甲苯混合液的浮阀精馏塔设计学生姓名：评定意见：评定成绩：指导教师<签名）： 年月日1/38新疆工程学院课程设计任务书11-12学年第二学期2018年7月5日专业 班级 课程名称设计题目 分离苯-甲苯混合液的浮阀精馏塔 指导教师起止时间 周数 设计地点设计目的：培养学生综合运用化工原理及先修课程的基本知识进行化工工艺设计的能力，及先修课程的基本知识进行化工工艺设计的能力，使学生掌握化工设计的基本程序和方法，学生掌握化工设计的基本程序和方法，得到一次化工设计的基本训练，设计的基本训练，并应着重培养学生以下几方面的能力选用公式和搜集数据的能力。查阅技术资料选用公式和搜集数据的能力。熟悉了解板式精馏塔在生活生产中的应用，掌握精馏塔的基本原理。设计任务或主要技术指标：在一常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合液。已知原料液的处理量为4500kg/h，组成为0.38<苯的质量分率，以下同），要求塔顶馏出液的组成为0.95，塔底釜液的组成为0.01。设计条件：操作压力进料热状况回流比单板压降全塔效率建厂地址4kPa<塔顶自选自选<0.8kPaET=52%天津地区常压）设计进度与要求：：1—2天：了解板式精馏塔的基本性能及设计精馏塔的参数—38天：查找资料，处理数据，初步确定板式塔类型—910天：电子文档处理进行打印，装订主要参考书及参考资料：陈敏恒，丛德濨，方图南，齐鸣斋编.化工原理<上、下册）[M].第三版.化学工业出版社，2006.贾绍义，柴诚敬主编.化工原理课程设计[M].天津：天津大学出版，2002.李功祥，陈兰英，崔英德主编.常用化工单元设备设计[M].广州：华南理工大学出版，2003.阮奇，叶长，黄诗煌.化工原理优化设计与解题指南[M].北京：化学工业出版社，2001.申近华，郝晓刚主编.化工原理课程设计[M].北京：化学工业出版社，2009.陆美娟，张浩勤<主编）朱士亮<主审）《化工原理》北京，化学工业出版社，2018.教研室主任<签名）系<部）主任<签名） 年月日2/38摘要本设计任务为精馏塔分离苯 -甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏过程。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器冷凝，冷凝液在泡点温度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，所以在设计中把操作回流比取最小回流比的 1.5 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。关键词：分离 苯 甲苯 筛板精馏塔 设计计算3/38目录1综述01.1苯-甲苯物性01.2塔设备概述01.3设计方案的原则11.4精馏塔设计任务21.5精馏塔设计方案的选定22精馏塔设计计算32.1精馏塔的物料衡算32.2塔板数的确定32.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算62.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算102.5塔板主要工艺尺寸的计算123塔的流体力学校验153.1校核153.2负荷性能图计算194精馏塔工艺设计结果274.1筛板塔板工艺设计结果27表4-1设计计算结果汇总表27设计小结29参考文献30致谢314/385/38综述1.1苯-甲苯物性苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为 0.88g/ml。苯难溶于水；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为 -95℃，沸点为111℃。甲苯带有一种特殊的芳香味，在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0.866克/厘M3，对光有很强的折射作用。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。1.2塔设备概述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。工业上对塔设备的主要要求是：<1）生产能力大；<2）传热、传质效率高；<3）气流的摩擦阻力小；<4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；<5）结构简单，材料耗用量少；<6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。板式塔大致可分为两类： <1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、蛇形、S型、多降液管塔板； <2）无降液管的塔板，如穿流式筛板、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。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。精馏原理是将液体混合物部分气化 ,利用其中各组份挥发度不同的特性，实现分离目的的单元操作。本次设计任务为设计一定处理量的分离苯和甲苯混合物精馏塔。0/38精馏所进行的是气、液两相之间的传质，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：(1>气(汽>、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。(2>操作稳定，弹性大，即当塔设备的气 (汽>、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。(3>流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。(4>结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。(5>耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。(6>塔内的滞留量要小。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。化工原理课程设计是培养学生化工设计能力和计算机操作能力的重要教案环节，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，计算机绘图技术；学会通过手册查阅物质的物理性质、化学性质；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。1.3设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：(1>满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整，再其次，要考虑必需装置的仪表 (如温度计、压强计，流量计等>及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否1/38正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。(2>满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。(3>保证安全生产塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。本课程设计的主要内容是设计过程的物料衡算，塔工艺计算，塔板结构设计以及校核。1.4精馏塔设计任务在一常压操作的连续精馏塔内分离苯 -甲苯混合液。已知原料液的处理量为4500kg/h，原料组成为 0.38(苯的质量分率,以下同>，要求塔顶馏出液的组成为0.95，塔底釜液的组成为 0.01。设计条件如下：操作压力进料热状回流比单板压降全塔效率建厂地址态塔顶常压4kPa自选自选0.8kPaET=52%天津地区试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计1.5精馏塔设计方案的选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，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人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点温度下一部分回流至塔内，其余部分产品经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 1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经 冷 却 后 送 至 储 罐 。2/38精馏塔设计计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量MA=78kg/kmol甲苯的摩尔质量MB=92kg/kmolxF=0.38/78=0.4200.38/78+0.62/92xD=0.95/78=0.9570.95/78+0.05/92xW=0.01/78=0.0120.01/78+0.99/922.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.420 78+(1-0.420) 92=86.120kg/kmolMD=0.957 78+(1-0.957) 92=78.602kg/kmolMW=0.012 78+(1-0.012) 92=91.832kg/kmol2.1.3物料衡算4500原料处理量F= =53.657(kmol/h)总物料衡算D+W=53.657苯物料衡算0.957D+0.012W=0.420 53.657D=30.491kmol/h联立解得W=23.166kmol/h2.2塔板数的确定2.2.1理论板层数NT的求取苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。①由苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出苯 -甲苯混气液平衡相图，如图 2.1所示：1.0000.9000.8000.7000.6000.5000.4000.3000.2000.1000.000图2.1苯-甲苯混气液平衡相图0.8001.0000.2000.4000.600②求最小回流比Rmin及操作回流比R。采用作图法求最小回流比。在气液平衡相图 2.1中对角线上，自点(0.420,0.650)作垂线ef即为进料线(q线>，该线与平衡线的交点坐标为：yq=0.650,xq=0.420故最小回流比为：Rmin=xD-yq=0.957-0.650=1.335yq-xq0.650-0.420取操作回流比为：R=1.5Rmin=1.51.335=2.003③求精馏塔的气、液相负荷L=RD=2.003 30.491=61.073kmol/hV=(R+1)D=(2.003+1) 30.491=91.564kmol/h=L+F=61.073+53.657=114.730kmol/hV=V=91.564kmol/h④求操作线方程精馏段操作线方程为：yn+1=Rxn+xDxD=0.667xn+0.319R1R1提馏段操作线方程为：yn+1=LxnWLLxD=1.253xn-0.003WW4/380.650(10.420)0.420(12.560.650)相平衡方程为：nyn1.56yn2.56xDy10.957x10.897y20.917x20.812y30.861x30.704y40.791x40.596y50.717x50.497y60.650x60.420y70.600x70.369y80.460x80.249y90.309x90.149100.184x100.081yy110.098x110.041y120.048x120.019y130.021x130.008求解结果为：总理论板层数 13，其中NT,精=7,NT,提=6<包括再沸器），进料板位置NF=7。2.2.2全塔效率的计算ET 0.49(m1)0.245查《化学工程手册》常用物质的物性和热力学数据得苯的沸点：352.3K，甲苯沸点：383.8K353.3383.8塔的平均温度tm2368.550K苯的粘度系数：A545.64B265.34甲苯的粘度系数：A467.33B255.24粘度计算公式：lgAA1甲苯=0.27411苯=0.266TB5/38平均粘度为：0.420 0.266+0.580 0.274=0.271总板效率：ET0.49(m1)0.2450.49(2.560.271)0.24553.6%2.2.3实际板层数N的求取精馏段实际板层数： NT,精=7/0.52=13提馏段实际板层数： NT,提=6/0.52=122.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.3.1操作压力计算塔顶操作压力 PD=101.325kPa每层塔板压降 P=0.7kPa进料板压力 PF=101.325+0.5 13=107.825kPa精馏段平均压力Pm=101.325+107.825=104.575kPa2塔釜压力Pw101.325250.5113.825kPa提馏段平均压力107.825113.825Pm'110.825kPa22.3.2操作温度计算因该精馏塔操在常压下操作，并且两组分的物理化学性质，特别是两组分的化学结构比较接近，所以该混合物为完全理想体系。 [4]依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，利用安托尼方程计算，计算结果如下：塔顶温度tD=80.39C进料板温度 tF=92.83C塔釜温度tw108.521C精馏段平均温度tm=tDtF80.3992.83==86.61C22提馏段平均温度tm'108.52192.830100.676C22.3.3平均摩尔质量计算6/38塔顶气、液混合物平均摩尔质量： 由xD=y1=0.957，查汽液平衡曲线图2.1，得x1=0.932MVDm=0.957 78+0.04392=78.602kg/kmolMLDm=0.93278+0.06892=78.952kg/kmol塔底气、液混合物平均摩尔质量：由Xw0.012查平衡曲线,得yw0.074MVWm780.074920.92690.964kg/kmolMLWm0.012780.9889291.823kg/kmol进料板气、液混合物平均摩尔质量： 由图解法求理论板图 2.2，得yF0.650查气液平衡曲线图 2.1，得xF 0.420。MVFm=0.65078+0.35092=82.900kg/kmolMLFm=0.420 78+0.58092=86.120kg/kmol精馏段气、液混合物平均摩尔质量：MVm=MVDm+MVFm=78.60282.900=80.751kg/kmol22MLm=MLDm+MLFm=78.95286.120=82.536kg/kmol22提馏段气、液混合物平均摩尔质量:MVWmMVFm90.96482.90086.932kg/kmolMVm22MLWmMLFm91.83286.12088.976kg/kmolMLm=222.3.4平均密度计算①气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即ρVm=PmMVm=104.57580.751=2.823kg/m3RTm8.31486.61+273.157/38ρVm=PmMVm=110.82586.932=3.100kg/m3RTm8.314100.676+273.15②液相平均密度 液相平均密度依下式计算，即1= Wi/ρiρm塔顶液相平均密度： tD=80.39C，查有机液体相对密度共线图得ρ=812.5g/m3,ρ=802.5kg/m3A Bρ1811.994kg/m3LDm0.95/812.50.05/802.5进料板液相平均密度： tF=92.83C，查有机液体相对密度共线图得ρ=800kg/m3,ρ=792.5kg/m3A B进料板液相的质量分数为wA=0.42078=0.3800.42078+0.58092ρLFm=1=795.333kg/m30.380/800+0.620/792.5精馏段液相平均密度为ρ=ρLDm+ρLFm=811.994+795.333=803.664kg/m3Lm22塔釜液相平均密度： tm 108.521C查有机液体相对密度共线图得ρA781.2kg/m3,ρB=781.0kg/m3LWm1781.002kg/m30.012/781.20.988781.0提留段的平均密度为：ρ+ρ781.002795.333788.168kg/m3ρLm=LWmLFm222.3.5液体平均表面张力液相平均表面张力依下式计算，即 σ = ασLm i i塔顶液相平均表面张力： tD=80.39C，查有机液体表面张力共线图得：σ=21.210-3N/m,σ=21.410-3N/mA B8/38σLDm=0.95721.2+0.04321.4=21.209(10-3N/m)进料板液相平均表面张力：tF=92.83C，查有机液体表面张力共线图得：σA=19.810-3N/m,σB=20.210-3N/mσLFm=0.42019.8+0.58020.2=20.032(10-3N/m)精馏段液相平均表面张力为σ=σLDm+σLFm=21.209+20.032=20.621(10-3N/m)Lm22塔釜液相平均表面张力由tm108.521C，查手册得σ =17.92 10-3N/m,σ=18.68 10-3N/mA BσLWm=0.01217.92+0.98818.68=18.671(10-3N/m)提馏段液相平均表面张力σ=σLWm+σLFm=18.67120.032=19.352(10-3N/m)Lm222.3.6液相平均粘度液相平均粘度依下式计算，即 μ = xuLDm i i塔顶液相平均粘度： tD=80.39C，查液体粘度共线图得：μ=0.300mPas,μ=0.330mPasA B计算得：μ =0.957 0.300+0.043 0.330=0.301mPsLDm进料板液相平均粘度： tF=92.83C，查液体粘度共线图得：μ=0.255mPas,μ=0.290mPasA B计算得：μLFm=0.4200.255+0.5800.290=0.275mPas精馏段液相平均粘度为：μ=μLDm+μLFm=0.301+0.275=0.288mPasLm22塔釜液相平均粘度由tm108.521C，查手册得A=19.810-3N/m,B=24.010-3N/m9/38LWm=0.01219.8+0.98824.0=23.950(10-3N/m)提馏段液相平均粘度为Lm=LWm+LFm=23.950+0.275=0.149N/m)222.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算2.4.1塔径的计算①最大空塔气速和空塔气速最大空塔气速计算公式：umax=CρL-ρVρV精馏段的气、液相体积流率为：Vs=VMVm=91.56480.751=0.728m3/s3600ρVm36002.823Ls=LMLm=61.03782.536=1.74210-3m3/s3600ρLm3600803.664提馏段的气，液相体积流率为Vs=VMVm=91.56486.932=0.713m3/s36003.1003600ρVmLs=LMLm=114.73088.976=3.59810-3m3/s3600ρLm3600788.168精馏段塔径式中C由式σ)0.2计算，其中的C20由史密斯关联图查取，图的横C=C20(Lm20坐标为：Lρ1.7431033600(803.664)1/2=0.040Vs(Lm)1/2=sρ0.72836002.823Vm取板间距HT=0.45m，板上液层高度hL=0.05m，则HT-hL=0.45-0.05=0.4m由史密斯关联图查得 C20=0.08510/38C=C20(σLm)0.2=0.085(20.621)0.2=0.08552020umax=CρLm-ρVm=0.0855803.664-2.823=1.440m/sρVm2.823取安全系数为0.6，则空塔气速为：u=0.6umax=0.61.440=0.864m/s②塔径D=4Vs=40.728=1.036mπu3.140.864按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为AT=πD2=π1.02=0.785m244气体的实际气速：u=Vs=0.728=0.927m/sAT0.785提馏段塔径Ls(ρLm)1/2=3.5981033600(788.1681/2=0.080Vρ0.71336003.100)sVm取板间距HT0.45m,板上层液高度hL=0.07m则HThL0.38m，查图得Cσ=19.352(10-3N/m)20=0.08。又LmC=C20(σLm)0.2=0.08(19.352)0.2=0.07952020umax=Cρ-ρ=0.0795788.1683.100=1.265m/sLmVmρVm3.100取安全系数为0.75，则空塔气速为u=0.6umax=0.61.265=0.759m/s塔径D=4Vs=40.713πu3.14=1.094m0.759按标准塔径圆整后为D=1.1m塔截面积为AT=π2π22D=1.1=0.950m44气体的实际气速：u=Vs=0.713=0.751m/sAT0.95011/382.4.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=(N精-1)HT=(13-1) 0.45=5.4m提馏段有效高度为Z提=(N提-1)HT=(12-1) 0.45=4.95m在精馏段、提馏段各设一人孔，其高度均为0.8m故精馏塔的有效高度为Z=(Z精+Z提)+0.8 2=5.4+4.95+0.8 2=11.95m板式塔总塔高度按下式计算 :H (n nF np 1) HT nFHF npHP HD HB H1 H2式中 H——塔高，m。n——实际塔板数；nF———进料板数；HF——进料板处板间距，m；np——人孔数；HB——塔底空间高度，m；HP——设人孔出的板间距，m；HD——塔顶空间高度，m；H1——封头高度，m；H2——裙座高度，m(25121)0.450.520.61.80.451.00.482.515.94m2.5塔板主要工艺尺寸的计算2.5.1溢流装置计算1.精馏段：因塔径D=1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：12/38①堰长lw 取lw=0.66D=0.661.0=0.66m②溢流堰高度hw由hw=hL-how，堰上液层高度how由下式计算，即how=2.84E(Ls)2/31000lw近似取E=1，2.84Ls2/3=2.841.74210-336002/3=0.013m则how=E()1()1000lw10000.66取板上清液层高度hL=0.05m故hw=hL-how=0.05-0.013=0.037m③弓形降液管宽度wd和截面积Af由lw=0.66=0.66，查弓形降液管的宽度与面积图，得D1Af=0.072,wd=0.124ATDAf=0.072AT=0.072 0.785=0.057m2wd=0.124D=0.124m依下式验算液体在降液管中停留时间，即θ=3600AfHT=36000.0570.45=14.724s5sLs1.7421033600故降液管设计合理。④降液管底隙高度h0Lsho=3600lwuo取降液管底隙的流速 u=0.09m/s，则13/38ho=Ls=36001.7421033600lwuo36000.66=0.029m0.09hw-ho=0.037-0.029=0.008m>0.006m故降液管底隙高度设计合理。2.提馏段：<1）堰长lw取lw0.66D0.661.10.726m<2）溢流堰高度hwhLhow选用平直堰，堰上液层高度how2.84ELs)2/3/1000(lw近似取E1，则how2.841(3.5981033600)2/3/10000.019m0.726取板上清液层高度hL50mm，故hwhLhow0.050.0190.031m<3）弓形降液宽度Wd和截面积Af由lw=0.726=0.66，查弓形降液管的宽度与面积图，得D1.1Afwd=0.124AT=0.072,D故Af0.072AT0.0720.9500.068m2Wd1.10.1240.136m依下式验算液体在降液管中停留时间，即θ=3600AfHT=36000.0680.45=8.505s5sLs3.5981033600故降液管设计合理<4）降液管底隙高度ho=Ls，取uo0.20m/s3600lwuo3.59810336000.0248m则ho=0.7260.10360014/38hw-ho=0.031-0.0248=0.0062m>0.006m故降液管底隙高度设计合理。2.5.2塔板布置取边缘区宽度Wc 0.06m,破沫区宽度WS 0.07m。开孔区面积Aa按下式计算，即Aa=2(xr2-x2+πr2xarcsin)180rx=D-(Wd+Ws)=12-(0.124+0.07)=0.306m2其中，r=D-W=1-0.06=0.440m2c2故Aa=2(0.3060.4402-0.3062+π0.442arcsin0.306)=0.524m218000.44本例所处理的物系无腐蚀，可选用=3mm碳钢板，去筛孔直径d0=5mm，筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3d0=15mm，筛孔数目n为n=1.155Aa=1.1550.524t22=2690个0.01522开孔率为=0.907d00.005=0.907=10.1%t0.015气孔通过阀孔的气速为u0=Vs0.728==13.756m/sA00.1010.524塔的流体力学校验3.1校核3.1.1精馏段塔板压降①干板阻力hc计算干板阻力hc由hc=0.051(u0)2(ρVm)计算c0ρLmdo=5=1.67，由干板孔系数图查得，co=0.772δ315/38故hc=0.051(13,756)2(2.823)=0.057m0.772803.664②气体通过液层的阻力 hl计算气体通过液层的阻力 hl由式hl=βhL计算Vs=0.728ua=-Af=1.000m/sAT0.7850.057F=u ρ =0.8612.823=1.680kg1/2/(sm1/2)o a Vm由充气系数β和动能因子Fo间的关系图，得β=0.61故hl=βhL=0.610.05=0.031m液柱③液体表面张力的阻力hσ计算液体表面张力所产生的阻力hσ由式hσ=4σLm计算，即ρgdoLm4σ420.62110-3Lm液柱hσ=ρLmgdo=803.6649.810.005=0.002m气体通过每层塔板的液柱高度 hp可按下式计算，即hp=hc+hl+hσ=0.057+0.031+0.002=0.090m液柱气体通过每层塔板的压降为P=hρg=0.090803.6649.81=709.555Pa<0.8kPa(设计允许值>p p Lm3.1.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.1.3液沫夹带5.710-6uα3.2液沫夹带量由式ev计算，其中hf2.5hL即=HT-hfσ5.710-6(1.000)3.2=0.010kg液/kg气<0.1kg液/kg气ev=10-320.6210.45-0.125故在本设计中液沫夹带量 ev在允许范围内。3.1.4漏液16/38对筛板塔，漏液点气速 u0,min可由下式计算，u =4.4C (0.0056+0.13h-hσ)ρ/ρ0,min o L Lm Vmu0,min=4.40.772(0.0056+0.130.05-0.002)803.664/2.823=5.760m/s实际孔速u0=13.756m/s>u0,min稳定系数为K=u0=13.756=2.388>1.5u0,min5.760故在本设计中无明显漏液。3.1.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 Hd应服从下式的关系，即Hd(HT+hw)苯-甲苯物系属一般物系，取=0.5，则(HT+hw)=0.5 (0.45+0.037)=0.244m而Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，hd可由式hd=0.153(uo)2计算，即hdLS221.7421032=1.26710-3m液柱=0.153()=0.153(uo)=0.153(0.029)lwh00.66Hd=0.090+0.05+1.26710-3=0.141m<0.244m液柱Hd(HT+hw),故在本设计中不会发生液泛现象。提馏段塔板压降①干板阻力hc计算干板阻力hc由hc=0.051(u0)2(ρVm)计算c0ρLmdo=5=1.67，由干板孔系数图查得，co=0.772δ3故hc=0.051(13.756)2(3.100)=0.064m0.772788.168②气体通过液层的阻力 hl计算17/38气体通过液层的阻力 hl由式hl=βhL计算ua=Vs=0.713AT-Af=0.808m/s0.9500.068F=u ρ =0.808 3.100=1.423kg1/2/(sm1/2)o a Vm由充气系数β和动能因子Fo间的关系图，得β=0.64故hl=βhL=0.640.05=0.032m液柱③液体表面张力的阻力hσ计算液体表面张力所产生的阻力hσ由式hσ=4σLm计算，即ρLmgdo4σLm419.35210-3液柱hσ=ρLmgdo=788.1689.810.005=0.002m气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即hp=hc+hl+hσ=0.064+0.032+0.002=0.098m液柱气体通过每层塔板的压降为P=hρg=0.098788.1689.81=757.729Pa<0.8kPa(设计允许值>p p Lm液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带=5.710-6uα3.2液沫夹带量由式ev计算，其中σHT-hfhf2.5hL2.50.050.125m即ev=5.710-6-3(0.808)3.2=5.43010-3kg液/kg气<0.1kg液/kg气19.352100.45-0.125故在本设计中液沫夹带量 ev在允许范围内。漏液18/38对筛板塔，漏液点气速 u0,min可由下式计算，u =4.4C (0.0056+0.13h-hσ)ρ/ρ0,min o l Lm Vmu0,min=4.4 0.772(0.0056+0.13 0.032-0.002)788.168/3.100=4.771m/s实际孔速u0=13.756m/s>u0,min稳定系数为K=u0=13.756=2.883>1.5u0,min4.771故在本设计中无明显漏液。液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 Hd应服从下式的关系，即Hd(HT+hw)苯-甲苯物系属一般物系，取=0.5，则(HT+hw)=0.5 (0.45+0.031)=0.241m而Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，hd可由式hd=0.153(uo)2计算，即LS23.5981032=6.01310-3m液柱hd=0.153()=0.153(uo)=0.153(0.025)lwh00.726Hd=0.098+0.05+6.01310-3=0.154m<0.241m液柱Hd(HT+hw),故在本设计中不会发生液泛现象3.2负荷性能图计算精馏段3.2.1漏液线由u0,min=4.4Co(0.0056+0.13hl-hσ)ρLm/ρVm，u0,min=Vs,min，AohL=hw+how，how=2.84E(Ls)2/3得：1000lw19/38Vs,min=4.4coAo{0.0056+0.13[hw+2.84E(Ls)2/3]-hσ}ρLm/ρVm1000LwVs,min=4.40.7720.1010.5242.843600LS)2/3]-0.002}803.664/2.823{0.0056+0.13[0.037+(10000.66整理得Vs,min=0.1802.394+32.568Ls2/3在操作范围内，任取几个 Ls值，依上式计算出 Vs值，计算结果列于下表 3-1。表3-1Ls~Vs值Ls/(m3/s)0.00060.00150.0030.0045Vs/(m3/s)0.2920.3020.3150.326由上表数据即可作出漏液线。3.2.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：ev5.710-6ua)3.2=(σLmHT-hf由ua=Vs=Vs=1.374VsAT-Af0.785-0.057hf=2.5(hw+how)how=2.84(3600Ls)2/3=0.880Ls2/310000.66hf=0.093+2.200Ls2/3HT-hf=0.357-2.200Ls2/35.7-6ua3.25.710-6s3.2ev)=（=(20.621100.357-2.200Ls2/3）σLmHT-hf-3Vs1.63810.090Ls2/3在操作范围内，任取几个 Ls值，依上式计算出 Vs值，计算结果列于下表 3-2。表3-2Ls~Vs值20/38Ls/(m3/s)0.00060.00150.0030.0045Vs/(m3/s)1.5661.5061.4281.363由上表数据即可作出液沫夹带线。3.2.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。由下式得：2.843600Ls2/3=0.006how=E()10000.66取E=1，则Ls,min=(0.0061000)3/2(0.66)=5.63010-4m3/s2.843600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。3.2.4液相负荷上限线以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限θ=AfHT =4,Ls,min=AfHT=0.0570.45=6.41310-3m3/sLs44据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线。3.2.5液泛线令Hd=(HT+hw)，Hd=hp+hL+hd，hp=hc+hl+hσhl=βhL，hL=hw+how得0.62联立得HT+(-β-1)hw=(β+1)how+hc+hl+hσ忽略hσ，将how与L，H与L，h与V的关系式代人上式，并整理得sdscsaVs2=b-cL2s-dL2/3s0.051ρ2其中：a=(Vm)，b=φHT+(φ-β-1)hw，c=0.153/(lwho)(Aaco)2ρLm-3 36002/3d=2.8410E(1+β)( )21/380.051ρ0.0512(2.823a=2(Vm)=(0.1010.5240.772))=0.107(Aoco)ρLm803.664b=φHT+(φ-β-1)hw=0.5 0.45+(0.5-0.62-1) 0.037=0.184c=0.153/(lwho)2=0.153=417.645(0.660.029)2d=2.8410-3E(1+β)(3600)2/3=2.8410-3(0.62+1)(3600)2/3=1.426lw0.66整理，得Vs2=1.720-3903.224L2s-13.327L2/3s在操作范围内，任取几个 Ls值，依上式计算出 Vs值，计算结果列于下表 3-3。表3-3Ls~Vs值Ls/(m3/s)0.00060.00150.0030.0045Vs/(m3/s)1.6241.5371.4081.278由上表数据即可作出液泛线。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图 3.1所示。图3.1塔板负荷性能图22/38提馏段3.2.6操作线在图3.1上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图3.1可知：在任务规定的气液负荷下的操作点，处在适宜的操作区域内。设计供板上限由液泛线控制，下限由漏夜线控制。按照固定的气液比，由图可查得塔板的气液负荷上限。Vs.max=1.426m3/s，气液负荷下限Vs.min=0.319m3/sVs,max 1.426操作弹性： = =4.470提馏段漏液线由u0,min=4.4Co(0.0056+0.13hl-hσ)ρLm/ρVm，u0,min=Vs,min，AahL=hw+how，how=2.84E(Ls)2/3得1000lwVs,min=4.4coAa{0.0056+0.13[hw+2.84E(Ls)2/3]-h}ρ/ρ1000LwσLmVmVs,min=4.40.7720.1010.524{0.0056+0.13[0.031+2.843600LS2/3]-0.002}788.168/3.100()10000.66整理得Vs,min=0.1801.940+29.086Ls2/3在操作范围内，任取几个 Ls值，依上式计算出 Vs值，计算结果列于下表3-1。表3-1Ls~Vs值Ls/(m3/s)0.00060.00150.0030.0045Vs/(m3/s)0.2640.2740.2870.298由上表数据即可作出漏液线。液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：23/38ev=5.710-6(ua)3.2σLmHT-hf由uaVs=Vs=1.134Vs=-AfAT0.950-0.068hf=2.5(hw+how)how=2.843600Ls)2/32/31000(=0.826Ls0.726hf=0.078+2.065Ls2/3HT-hf=0.373-2.065L2/3s5.710-6（1.134Vs3.2）19.35210-30.373-2.065Ls2/3Vs2.03311.252Ls2/3在操作范围内，任取几个 Ls值，依上式计算出 Vs值，计算结果列于下表 3-2。表3-2Ls~Vs值Ls/(m3/s)0.00060.00150.0030.0045Vs/(m3/s)1.9531.8561.7691.696由上表数据即可作出液沫夹带线。液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 how=0.006m作为最小液体负荷标准。由下式得：how=2.84E(3600Ls)2/3=0.0061000 0.726取E=1，则Ls,min=(0.0061000)3/2(0.726)=6.19310-4m3/s2.843600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。液相负荷上限线以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限24/38θ=AfHT=4,Ls,min=AfHT=0.0680.45=7.65010-3m3/sLs44据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线。液泛线令Hd=(HT+hw)，Hd=hp+hL+hd，hp=hc+hl+hσhl=βhL，hL=hw+how得 0.64联立得 HT+( -β-1)hw=(β+1)how+hc+hl+hσ忽略hσ，将how与Ls，Hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式，并整理得aV2=b-cL2-dL2/3sss其中：a=0.0512ρ，c=0.153/(lwho)2(Vm)，b=φHT+(φ-β-1)hw(Aoco)ρLm=2.8410-3E(1+β)(3600)2/3lw将有关的数据代入，得：a=0.0512(ρVm)=0.0512(3.100)=0.120(Aoco)ρLm(0.1010.5240.772)788.168b=φHT+(φ-β-1)hw=0.5 0.45+(0.5-0.64-1) 0.031=0.190c=0.153/(lwho)2=0.1532=471.970(0.7260.0248)d=2.8410-3E(1+β)(3600)2/3=2.8410-3(0.64+1)(3600)2/3=1.354lw0.726整理，得Vs2=1.583-3933.083Ls2-11.