化工原理课程设计报告苯甲苯的分离

为向2季成化工原理课程设计题目：姓名：班级：学号：指导老师:设计时间：序言化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》,《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），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，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。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛版塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一版式塔将其分离。目录TOC\o"1-5"\h\z一、 化工原理课程设计任书 3二、设计计算 3设计方案的确定 3精馏塔的物料衡算 3塔板数的确定 4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 8\o"CurrentDocument"精馏塔的塔休工艺尺寸计算 10塔版主要工艺尺寸的计算 11\o"CurrentDocument"筛版的流体力学验算 13\o"CurrentDocument"塔版负荷性能图 159成管尺寸确定 30二、个人总结 32三、参考书目 33（一）化工原理课程设计任务书板式精馏塔设计任务书设计题目：设计分离苯一甲苯连续精馏筛版塔二、设计任务及操作条件1、 设计任务：物料处理量：7万吨/年进料组成: 37%苯，苯-甲苯常温混合溶液（质量分率，下同）分离要求：塔顶产品组成苯＞95%塔底产品组成苯W6%2、 操作条件平均操作压力:101.3kPa平均操作温度：94°C回流比：自选

单版压降:<=0.9kPa单版压降:<=0.9kPa工时：年开工时数7200小时化工原理课程设计三、设计方法和步骤：1、 设计方案简介根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对此，选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对选定的工艺流程，主要设备的形式进行简要的论述。2、 主要设备工艺尺寸设计计算（1） 收集基础数据（2） 工艺流程的选择（3） 做全塔的物料衡算（4） 确定操作条件（5） 确定回流比（6） 理论版数与实际版数（7） 确定冷凝器与再沸器的热负荷（8） 初估冷凝器与再沸器的传热面积（9） 塔径计算及版间距确定（10） 堰及降液管的设计（11） 塔版布置及筛版塔的主要结构参数（12） 塔的水力学计算（13） 塔版的负荷性能图(14)塔盘结构(15)塔高(16)精馏塔接管尺寸计算3、 典型辅助设备选型与计算(赂)包括典型辅助设备(换热器及流体输送机械)的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。4、 设计结果汇总5、 工艺流程图及精馏塔工艺条件图6、 设计评述四、参考资料《化工原理课程设计》XX大学化工原理教研室，柴诚敬国维阿娜编；《化工原理》(第三版)化学工业，谭天恩窦梅周明华等编；《化工容器及设备简明设计手册》化学工业，贺匡国编；《化学工程手册》上卷化学工业，化工部第六编；《常用化工单元设备的设计》华东理工。二、设计计算1.设计方案的选定及基础数据的搜集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，可以在常压下操作。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。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的2倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛版塔精馏，筛版塔塔版上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3~8mm，筛孔在塔版上作正三角形排列。筛版塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：结构比洋阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%,为洋阀塔的80%左右。处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10~15%。塔版效率高，比泡罩塔高15%左右。压降较低，每版压力比泡罩塔约低30%左右。

筛版塔的缺点是:塔版安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。操作弹性较小(约2~3)。(3)小孔筛版容易堵塞。下图是版式塔的简赂图冷谶器回流罐您'3L'gT—塔顶产品〔或冷族为谄出液〕十冷谶器回流罐您'3L'gT—塔顶产品〔或冷族为谄出液〕十o-K进料—-r专.1>■,；■■■-障波管L'm-1地热水蒸汽L'm-1塔底产品〔虱残液)塔底产品〔虱残液)图1板式精£留塔表1苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点(°C)临界温度tc(°c)临界压强PC(kPa)苯AC6H678.1180.1 288.56833.4甲苯BC6H5—CH392.13110.6 318.574107.7表2苯和甲苯的饱和蒸汽压VIII

温度0C 80.1 85 90 95100105 110.6PA0,kPa 101.33 116.9 135.5 155.7179.2204.2240.0Po,kPa40.0 46.0 54.0 63.374.386.0B表3常温下苯一甲苯气液平衡数据（［2］：P8例1一1附表2）温度0C 80.1 85 9095100 105 110.6液相中苯的摩尔分率1.000 0.780 0.5810.4120.258 0.130 0汽相中苯的摩尔分率1.000 0.900 0.777表4纯组分的表面力（［1］：P3780.630附录图7)0.456 0.262 0温度 80 90 100110120苯，mN/m 21.2 20 18.817.516.2甲苯，Mn/m 21.7 20.6 19.5表5组分的液相密度（［1］：P38218.4附录图8）17.3温度(°C) 80 90 100110120苯,kg/m3 814 805 791778763甲苯,kg/m3 809 801 791 780表6液体粘度L([1]：P%5)768温度(°C) 80 90 100110120苯(mP..s) 0.308 0.279 0.2550.2330.215甲苯（布.S）0.311 0.286 0.264表7常压下苯一甲苯的气液平衡教据0.2540.228温度tC波相中苯的摩尔分率气相中苯的摩尔分率110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02精馏塔的物料衡算

(1)原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量虬!二75顷扇成0.37/78.110.9778.11甲苯的摩尔质量虬二尖13侦成/七—0.37/78.11+0.63/92.13一0.409七-0.9578.11+0.0592.13-0'9570.37/78.110.9778.11…―Q0678」1—=0.007w0.0678.11+0.9492.13原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mf=0.409x78.11+0.591x92.13=86.39kgjkmolMD=0.957x78.11+0.043x92.13=78.71kg^kmolM^=0.070x78.11+0.930x92.13=91.96kg/kmol(3)物料衡算原料处理量F=70000000=121.54kmolh86.39*7200总物料衡算121.54=D+W苯物料衡算121.54x0.409=0.957D+0.070W联立解得D=42.99kmol/hW=69.55kmol/h式中F 原料液流量D 塔顶产品量W 塔底产品量3塔板数的确定(1)理论板层教NT的求取苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论版层教。

①由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出X~尸图，见下图②求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，自点e(0.409,0.409)作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为y=0.567,x=0.346故最小回流比为R=七—七=笊57一爵67=1.46miny-x0.567-0.346取操作回流比为R=2R =2.92min③求精馏塔的气、液相负荷L=RxD=2.92x42.99=125.53kmoljhV=(R+1)D=3.92x42.99=168.52kmolhV'=(R+1)D-(1-q)F=(2.92+1)x42.99=168.52kmol/h(泡点进料：q=1)L=RD+qF=2.92x42.99+1x121.53=238.06kmol/h

④求操作线方程精馏段操作线方程为Rxy=——x+—^=0.749x④求操作线方程精馏段操作线方程为Rxy=——x+—^=0.749x+0.2442〃+1R+1nR+1 n提馏段操作线方程为LWym+1=m气广mx.=1-412x「0.092(2)逐版法求理论版又根据R=上[土—丝二％2] 可解得mina-1x 1-xa=2.475相平衡方程ax 2.475xy= =1+(a-1)x1+1.475xy=x=0.957y

1

y1+a(1-y) y1 =0.901y1+2.475(1-y1)Rx

y= x+—d—2R+11R+1=0.745x+0.2442=0.9151x2=y+2.475(1-y)次捋2 2y=0.745x+0.2442=0.850x= ^ =0.6963 2 3 y3+2.475(1-y3)y=0.745x+0.2442=0.763x= y4 =0.5654 3 4 y4+2.475(1-y4)y=0.745x+0.2442=0.665x= 4 =0.4205 4 5 y5+2.475(1-y5)y=0.745x+0.2442=0.557x= ^ =0.3376 5 6 y6+2.475(1—七)因为x6<xf精馏段理论版n=5x‘=x=0.337y=1.412x‘—0.029=0.447TOC\o"1-5"\h\z6 2 1yx'= 」 =0.246y=1.412x、—0.029=0.318y+2.475(1—y) 3 2yx= 3 =0.159y=1.4334x—0.033=0.195y+2.475(1—y) 4 333x'= y =0.089y=1.412x、—0.029=0.097y+2.475(1—y) 5 44 4x=—疽和一?=0.042<x 所以提留段理论板n=45y+2.475(1—y) ^全塔效率的计算(查表得各组分黏度,广。.毓饥p2=0.277)日=xp+(1—x川=0.409x0.269+(1—0.409)x0.277=0.274mF1 F2Et=0.17—0.616lgp=0.17—0.616lg0.274r52%捷算法求理论板数N =1/lna{InK-^X1^^w)]}—1=9.898—1=8.898 由min m1—xxDW公式Y=0.545827—0.591422X+0.002743/XX=R—Rmn=2.92T.46=0.374R+1 3.92代人Y=0.488由_"min=0.3165,N=10N+2N =1/lna{ln[(-^)(1—X^)]}—1=4.925牝5min,11 1一xx0.974 1—0.24=1.14ln[( )( )]—1=4.44牝51—0.974 0.24精馏段实际板层教叫=5/0.52=9.6.10,提馏段实际板层教叭二4/0.52=7.69-8进料板在第11块板4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1)操作压力计算塔顶操作压力P=93.2kPa塔底操作压力P=109.4kPaW每层塔版压降△P=0.9kPa进料板压力P=93.2+0.9x10=102.2kPaF精馏段平均压力Pm=(93.2+102.2)/2=97.7kPa提馏段平均压力Pm=(109.4+102.2)/2=105.8kPa操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程赂。计算结果如下：塔顶温度t=82.7°C进料板温度tF=94.2^塔底温度«105.伐精馏段平均温度t=(82.7+94.2)/2=88.5°C提馏段平均温度t=(94.2+105.1)/2=99.7°C平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=yl=0.957,代入相平衡方程得x1=0.901Mld=0.901x78.11+(1-0.901)x92.13=79.50kg/kmolIM,d=0.957x78.11+(1-0.957)x92.13=78.71kg/kmol进料版平均摩尔质量计算由上面理论版的算法，得与=0.622,十=0.399M^f=0.632x78.11+(1-0.368)x92.13=83.27kg/kmolMlf=0.409x78.11+(1-0.409)x92.13=90.08kg/kmol塔底平均摩尔质量计算由xw=0.070,由相平衡方程，得yw=0.157M^^=0.157x78.11+(1-0.157)x92.13=86.60kg/kmol

Ml =0.070X78.11+(1-0.070)X92.13=90.59kgjkmol精馏段平均摩尔质量MV,m78.71+83.272kg，kmol=80.99kg?kmolML,m79.50+90.082kg；kmol=84.79kg：kmol提馏段平均摩尔质量mV,m86.06+83.237kg：kmol=84.92kg：kmolML,m90.59+86.39kg；kmol=88.49kg;kmol(4)平均密度计算①气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即pv,mPMm=―97.7X80.97—=2.63kggRT8.314x(273.15+88.45)m提馏段的平均气相密度pm105.8x84.928.314x(273.15+99.65)=2.90kg;m3②液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度的计算由tD=82.7°C,查手册得p=812.7kg，m3,p=806.7kg/m30.957x0.957x78.11a= =0.885a0.957x78.11+92.13x0.0431/Pld=0.885/812.7+0.115/807.6,p^D=813.01kg/kmol进料版液相平均密度的计算由tF=94.2°C,查手册得pa=799.1kg/m3,pB=796.0kg/m3进料版液相的质量分率a_ 0.409x78.11 _037aa—0.409x78.11+92.13x0.591一.1/p^f=0.37《799.1+0.63/769.0,p匕尸=781.25kg/kmol塔底液相平均密度的计算由tw=105.1°C,查手册得p=786.13kg：m3,p=785.2kgjm3塔底液相的质量分率0.07x78.11a_ _0.06a0.07x78.11+92.13x0.931/p^ =0.06/786.13+0.94/785.2,p% =783.4kg/kmol精馏段液相平均密度为pL,m813.01+781.25_797.13pL,m提馏段液相平均密度为P'L,m781.25+785.542=783.4kg：kmol液体平均表面力计算液相平均表面力依下式计算，即B顼=£%闩J-1塔顶液相平均表面力的计算由tD=82.7°C,查手册得oA=20.94mN/moB=21.39mN/moLDm=0.957x20.94+(1-0.957)x21.39=20.98mN/m进料版液相平均表面力的计算由tF=94.2°C,查手册得oA=19.36mN/moB=20.21mN/moLFm=0.409x19.36+0.591x20.21=19.86mN/m塔底液相平均表面力的计算由tD=105.1°C,查手册得oA=19.10mN/moB=19.48mN/moLwm=0.07x19.10+(1-0.07)x19.48=19.45mN/m精馏段液相平均表面力为oLm=(20.98+19.86)/2=20.42mN/m提馏段液相平均表面力为o‘Lm=(19.86+19.48)/2=19.85mN/m液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即lguLm=zxilgpi塔顶液相平均粘度的计算由tD=82.7°C,查手册得uA=0.300mPa-suB=0.304mPa-slguLDm=0.957xlg(0.300)+(1-0.95)xlg(0.304)解出uLDm=0.300mPa-s进料版液相平均粘度的计算由tF=94.2°C,查手册得uA=0.269mPa-suB=0.277mPa-slguLFm=0.409xlg(0.269)+(1-0.409)xlg(0.277)解出uLFm=0.274mPa-s塔底液相平均粘度的计算由tw=105.1°C,查手册得uA=0.244mPa-suB=0.213mPa-slguLwm=0.07xlg(0.244)+(1-0.07)xlg(0.213)解出uLwm=0.215mPa-s精馏段液相平均粘度为uLm=(0.300+0.27)/2=0.287mPa-s提馏段液相平均粘度为u‘Lm=(0.300+0.215)/2=0.258mPa-s(7)气波负荷计算精馏段：V=(R+1)D=(2.92+1)x42.99=168.52Kmol/hV=Qm=冬*=1.606m3/ss3600P3600x2.36L=RD=2.92x42.99=125.53Kmol/hLs=^M_=心53x洲79=0.0037m3/s3600pl 3600x797.13Lh=0.0037x3600=13.353m3/h提馏段：V，=V+(q-1)F=168.52Kmol/hV，=VxMv^=168.92x84.92=1.37m3/占s3600p3600x2.90vmL=L+qF=125.32+1x112.53=238.06Kmol/hLs乌—=况06x8&49=0.0075m3/s3600pl 3600x783.4Ls=0.0075x3600=27.00m3/h精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1)塔径的计算塔板间距斗的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表7板间距与塔径关系塔径DT，m 0.3~0.5 0.5~0.8 0.8-1.6 1.6-2.4 2.4~4.0板间距斗， 200-300 250-350 300-450 350-600 400-600mm对精馏段:初选板间距H.=°・40m，取板上液层高度hL=0.06m，

故H-h=0.40-0.06=0.34m；PJvm0.0037(797.13\ X1.60612=故H-h=0.40-0.06=0.34m；PJvm0.0037(797.13\ X1.60612=0.0423查教材P131图得标OS1；依杯=C20校正物系表面力为20.42mN/m时C=C20k20J=0.072x(20.98\=0.0713PjZpv=0.0713X.,：804.09—2应=1.239m/sPV2.63可取安全系数为0.8,则（安全系数0.6—0.8）,四=0.8四 =0.8x1.239=0.991m/s:4x1.606V3.142x0.991=1.44m按标准，塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.820m/s。对提馏段：初选板间距Ht=0.4。m，取板上液层高度h^=0.06m，故H—h=°.4。—°.06=0.34m； ^S °Lm之=°.°°75xW'2=0.090tl ；kVJkPJ1.37k2.90JSvm(b\0.2查［2】：「165图3—8得标0.106；依式C=C20k20/校正物系表面力为19.58mN/m时C=C20(19一58\=0.106x—一=0.103

k20J旦'max=0.103x,'783.4—2.90290=1.69m/s可取安全系数为0.8,则（安全系数0.6—0.8）,日'=0.8日 =0.8x1.69=1.35m/s=1.02m4V=/4=1.02m3.142x1.69按标准，塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.820m/s。将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取1.6m6塔板主要工艺尺寸的计算

(1)溢流装置计算因塔径D=1.6m,可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：溢流堰长［：单溢流去lw=(0.6~0.8)。，取堰长七为0.66D=0.66x1.6=1.056m出口堰高hw:hw=七-y3600x0.0037…“由l/D=0.66，L/12.5= =13.353m2.84(L)3查［2］：匕图3—11,知ET.042，依式七=同w可得hO1W2.84-0002.84e”(13.353)：八

= x1.042x 可得hO1W2.84-0001000 "1.056)故h=0.06-0.017=0.043m涕液管的宽度吃郛液管的面积%：由\/由\/D=。・66查([2]：九图3—13)得气/D=0.124，A^/A^=0.0722故 W=0.124D=0.124x1.6=0.198mdA=0.0722x-D2=0.0722x314x1.62=0.1452m2f 4 4利用([2]：匕式3—10)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即…¥=冬四0=15.70s(打5‘，符合要求)L0.0037d)降液管底隙高度hd)降液管底隙高度h:o依([2]：P171式3—11)：取液体通过降液管底隙的流速H'=0.08m/s(0.07---0.25)

oh=—L^=0,0037=0.035m符合(h=h—0.006)olx* 1.06x0.09 0we)受液盘采用平行形受液盘，

同理可以算出提溜段不设进堰口，深度为采用平行形受液盘，

同理可以算出提溜段不设进堰口，深度为60mm溢流堰长1疽单溢流去lw=(0.6~0.8)。，取堰长七为0.66D=0.8x1.6=1.056mb）出口堰高hw:已可=h^-how由lw/D=0.8、/12.5=23.34m2.84查⑵:匕图2.84查⑵:匕图3-11,"2，依式气10002.84可得h2.84可得hOW10003 =0.026m故h=0.06-0.026=0.034mC）降液管的宽度W与降液管的面积A,:d J=0.124,A^/A,=0.0722由七/D=0.8=0.124,A^/A,=0.0722故W故W=0.124D=0.20mdA^=0.0722x-D2=0.145m2利用（［2］：匕式3-10）计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即T=AL=11-65（大于5s，符合要求）Lsd）降液管底隙高度h：取液体通过降液管底隙的流速R'=0.08m/s（0.07---0.25）o o依（［2］：P式3—11）：h=—L^=0.032m符合（h=h—0.006）171 olXp' 0w（2）塔版布置精馏段①塔板的分块因DN800mm，故塔版采用分块式。查表3-7得，塔极分为4块。对精馏段:印取边缘区宽度Wc=0.05m（30~50mm）,安定区宽度W,=0.075m，（当D〈1.5m时，Ws=60-75mm〉b）依（［2］：P73式3—18）：A.=2^R2-x2+^sin-1R计算开空区面积R=D-W=16-0.05=0.75m ,2c2 ，

X=D—(W+W)=号—(0.185+0.075)=0.54=1.467m2一j=1.467m20.54x\：0.752—0.542+一x0.752sin-1一TOC\o"1-5"\h\z180 0.75c）筛孔数n与开孔率甲：取筛空的孔径匕为5mm，正三角形排列，一般碳的板厚为3mm,取t/d0=3.0,故孔中心距t=3.0x5=15.0mm1158x10315.021158x10315.02x1.467=7551n= xA12 a则4=A0%=0.907%=10.08%(在5—15围)Aa (td)20则每层板上的开孔面积A0为A0=4-A=0.1008x1.467=0.148气体通过筛孔的气速为r=匕=1606=10.85m/soA0.1480提馏段：印取边缘区宽度Wc=0.05m（30~50mm）,安定区宽度W、=0.075m,（当D〈1.5m时，Ws=60-75mm〉.. 一「， 兀R2X［… b） 依（［2］：P173式3—18）：A=2xpR2—X2+正^叶ir计算开仝区面积R=DD—*=0.75m， x=%—（W+W）=0.525A=1.113m2c） 筛孔数n与开孔率甲：取筛空的孔径』。为5mm，正三角形排列，一般碳的板厚为3mm,取t/d0=3.0，故孔中心距t=3.0x5=15.0mm

筛孔数n=115：:103xA=5729个， 则小=Ao%=0.907%=10.08%（在5—15围）A（'d）20则每层板上的开孔面积A0为A0=『1=0.1124气体通过筛孔的气速为r=V「=12.189m/s07筛板的流体力学验算塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。（1）气体通过筛板压强相当的液柱高度计算精馏段：印干板压降相当的液柱高度hc:依d0/q=5/3=1.67，查《干筛孔的流量系数》图得，C（=0.78由式h=由式h=0.051(11.15\=0.051x 2xd，=0.033mb）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度h:l=0.86x、263=1.395r= 一=一1.606一=0.86=0.86x、263=1.395a At-A^ 2.01-0.145由七与Fa关联图查得板上液层充气系数七=0.61，依式气=&七=0.61x0.06=0.037mc）克服液体表面力压降相当的液柱高度h:q4q 4x20.42x10-3h= = =0.002mQpgd0 797.13x9.81x0.005h=0.034+0.037+0.002=0.073m则单板压强：AP=hpLg=0.073x797.13x9.81=571.5pa<0.9kPa

(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)雾沫夹带5.7x10-6M\5.7x10-6M\—^^\H-hVTf/3.25.7x10-6( 0.86 Y220.46x10-3[0.40-2.5x0.06/=0.022kgkg奖0.1kg姆kg处故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。漏液由式日=4.4Cj6・0056+0.13h—h)p/pow 0\ LbLV四=4.4x0.78x](0.0056+0.13x0.06-0.002)797.13=6.87m/sow 2.63筛板的稳定性系数K=业『=12189=1.777>1.5，故在设计负荷下不会产生过量口6.38漏液。液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度Hd<oHt+h「h=0.153x(—^)2=0.153x(00037)2=0.001l•h： 1.056x0.0415Hd=0.073+0.037+0.001=0.11m取e=0.5，则甲(H+h)=0.5(0.40+0.0433)=0.223m故Hd<^Ht+h?在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。提溜段:a)干版压降相当的液柱高度hc:依d%=5/3=1.67，查《干筛孔的流量系数》图得，C0=0.78

由式h由式h=0.051=0.046mb)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度h:iH△匕a=0.735m/s, F=u=L252Tf由七与Fa关联图查得板上液层充气系数七=0.65,依式h,=&夕广0.039mc)克服液体表面力压降相当的液柱高度h:C，、…知 . 依式h= =0.002m, 故h=0.052m°PLgd0 p则单板压强：Ap=hPLg=399.6Pa<0.9kPa(2)液面落差对于筛版塔，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e=对、10「6{—^^X=0.0092kg/kg<0.1kg/kg故在设计负荷下不会发生过量V°H—hVTfJ雾沫夹带。漏液由式日=4.4C"G.0056+0.13h—h)p/pow 0 L°LV=6.023m/s筛板的稳定性系数K=土=1.99>1.5，故在设计负荷下不会产生过量漏液。旦O^W液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度Hd3T+hw依式H=h+h+h，而h=0.153XI-1一)2=0.0075dpld d l・h

H广0.098m取4=0.5，则P^H^+h)=0.217mt+hw在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。8塔板负荷性能图精馏段:(1)漏液线m三兰竺•矿1000r0.0056+0.131r0.0056+0.1317 2.84厂「LY/3hw+1000XEX［广J- W -\-h-0.0021cJPjP=4.4X0.78X.0.0056+0.130.0433+0.672L、疆］-0.002)797.132.63Vo,min=也416+6.467L^2/3在操作围，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-19。表3-19Ls/(m3/s)0.0010.0020.030.004Vs/(mu/s)0.690.720.740.76由上表数据即可作出漏液线。(2)雾沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:

2.841 3600L)2/3 xlx2.841 3600L)2/3 xlx s1000 "1.056)=1.653L2/3h=2.5

fh+2.84x10-3E(3600Ls"1.056、2/3=0.111+0.676L2/3u= —= 匕 =0.536V联立以上几式，整理得V=2.978—6.963L2/3aA-Af 2.01-0.145 s s s在操作围，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-20。表3-20Ls/(iWs)0.0010.0020.0030.004Vs/(iWs)13.1111.849.458.88由上表数据即可作出液沫夹带线2。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。由式3-21,Ls,min=1.035x10-3m3...s据此可作出与气体流量无关得h=竺,Ls,min=1.035x10-3m3...s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。液相负荷上限线以0=4s作为液体在降液管中停留时间的下限9=fr=4LSLg=2±4^=0.0146m3s据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线0.0474。(5)液泛线令乩二时珞+妃周=阳L由乩二稣+施+如二虹+处+如+知+由Ml=知十板联立得片+H-1)知二3+1)&叩+小知+如忽略ho，将hOW与Ls,hd与1，，允与Vs的关系式代人上式，并整理得式中：龙=2.84x10-3xf3600LsY=0.672L2/3将有关的数据代入整理，得- "2.04) sV2=11.414—6815.113L2—80.751L2/3S s s在操作围，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-22。表3-22Ls/(iWs)0.0010.0020.030.004Vs/(iWs)3.263.183.113.04由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛版塔的负荷性能图，如图所示。

S3-23精馏段筛板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点P,连接OP,即作出操作线。由图可看出，该筛版的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得Vs,max=1.064ma/sVs,min=0.324ma/s故操作弹性为Vs,max/Vs,min=3.381所设计筛版的主要结果汇息于表3-23。提馏段(1)漏液线 kEf公邸由y"bM2吨抑□豌甬.13。技®-外偈^,"布.得ko,min=侦0.1067+2.209L、疆在操作围，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-19。表3-19Ls/(iWs)0.0010.0020.0030.004Vs/(iWs)0.360.380.390.40

由上表数据即可作出漏液线。(2)液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:由*5s=1.956-18.593L2/3在操作围，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-20。表3-20Ls/(iWs)0.0010.0020.0030.004Vs/(iWs)1.771.661.571.49由上表数据即可作出液沫夹带线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。由式3-21f十］"f十］"wJ垂直液相负荷下限线3。得h=世Ew10002/3,Lmin=9.0x10-4m3/s据此可作出与气体流量无关的(4)液相负荷上限线以0=4s作为液体在降液管中停留时间的下限9=fr=4LSLs =0.0145m3/s据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线0.0474。

(5)液泛线令乩二武+郊)&=阻由乩二与+施+奶=媳+处+如+与+知篮=知十板联立得淬7+(甲"T)加二3+1)&叩+尾+知+郊忽略ho，将hOW与Ls,hd与1，，允与Vs的关系式代人上式，并整理得将有关的数据代入整理，得匕2=6.36-5319.2L2—42.36L2/3在操作围，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-22。表3-22Ls/(iWs)0.0010.0020.0030.004Vs/(iWs)5.935.675.435.13由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛版塔的负荷性能图，如图所示。所设计筛版的主要结果汇息于表。设计结果一览表项目符号单位精馏段计算数据提留段

项目符号单位精馏段计算数据提留段各段平均压强PmkPa97.7109.4各段平均温度tmOC88.599.7亚的溢昌 气相VSma/s1.6061.37平均流量 1小液相LSma/s0.00370.0075实际塔板数N块108板间距HTm0.400.40塔的有效高度Zm4.03.2塔径Dm1.61.6空塔气速um/s0.8200.651塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长lwm1.0561.056堰高hwm0.0430.034溢流堰宽度Wdm0.1240.243管底与受业盘hm0.03550.0292距离o板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm15.015.0孔数n个75515729开孔面积m21.4671.113筛孔气速uom/s10.8512.19塔板压降hPkPa0.5930.421液体在降液