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1、新疆工业高等专科学校新疆工业高等专科学校 课程设计说明书 题目名称： 苯和乙苯筛板精馏塔设计 系 部： 化学工程系 专业班级： 学生姓名： 指导教师： 完成日期： 2011/7/7 新疆工业高等专科学校 课程设计评定意见课程设计评定意见 设计题目：苯和乙苯筛板精馏塔设计 学生姓名： 评定意见： 评定成绩： 指导教师（签名）： 年 月 日 新疆工业高等专科学校 课程设计任务书 2010 学年 1 学期 2011 年 7 月 7 日 专业班级课程名称精馏塔设计 设计题目苯乙苯分离过程筛板精馏塔设计指导教师 起止时间周数设计地点 设计目的： 1 加深学生对所学化工原理理论知识的运用、理解和掌握。 2
2、 达到引导学生思考，培养学生灵活运用知识去解决问题的能力，及查阅资料、处理数 据的能力。 设计任务或主要技术指标： 生产能力 5000kg/h，原料中苯含量为 50%（摩尔分数） ，分离要求为塔顶苯含量为 不低于 90%，塔底苯含量不高于 5%，常压下操作，塔顶采用全凝器，饱和液体进 料的筛板精馏塔。 设计进度与要求： 1 拟订题目和课程设计指导书（包括课程设计目的、内容、要求、进度、成绩评定 等） ，制定具体考核形式（一般应采用平常情况和答辩相结合方式）并于课程设计开 始时向学生公布。 2 完整的课程设计应由设计草稿书和任务书组成。草稿书不上交指导老师，是备指 导老师检查及防止学生间抄袭之用
3、。任务书应上交按照指定格式编排好的电子版及 打印版。7 月 6 日前上交指导老师。 主要参考书及参考资料： 1 路秀林，王者相. 化工设备设计全书塔设备M. 北京：化学工业出版社， 2004. 2 王志魁. 化工原理第三版M. 北京：化学工业出版社，2005. 3 王国胜. 化工原理课程设计M. 大连：大连理工大学出版社，2005. 4 马沛生. 化工数据. 北京：中国石化出版社，2003. 5 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计M. 大连：天津大学出版社，2005. 教研室主任（签名） 系（部）主任（签名） 年 月 日 4 4 摘要摘要 塔设备的化工生产中的作用和地位塔设备的化工生产中的作用
4、和地位 塔设备可使气（或汽）液或液液两相进行紧密接触，达到相际传质及传热的 目的。可在塔设备中完成的常见操作有：精馏精馏、吸收吸收、解吸解吸和萃取萃取等。 本设计任务为分离苯乙苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连 续精馏。精馏过程的流程设计如下：设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采 用全冷凝器冷凝全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点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，故操作回流比 取最小回流比最小回流比的 1.6 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 如图所示。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
5、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。 5 5 目录目录 1、符号说明 .2 2.主要物性数据 4 2.1 苯、乙苯的物理性质4 2.2 苯、乙苯在某些温度下的表面张力4 2.3 苯、乙苯在某些温度下的粘度4 2.4 苯、乙苯的液相密度4 2.5 不同塔径的板间距4 3.工艺计算 5 3.1 精馏塔的物料衡算5 3.2 塔板数的确定5 3.3 实际塔板数的求取6 3.4 相关物性
6、参数的计算7 3.4.1 操作压强7 3.4.2 平均温度8 3.4.3 平均摩尔质量8 3.4.4 平均密度9 3.4.5 液体平均表面张力11 3.4.6 气液相负荷11 3.5 塔和塔板的主要工艺尺寸计算13 3.5.1 塔径13 3.5.2 溢流装置16 3.5.3 弓形降液管宽度 Wd 和截面 Af.16 3.5.4 降液管底隙高度17 3.5.5 塔板布置17 3.5.6 筛孔计算及其排列18 3.6 筛板的流体力学计算.18 3.6.1 液面落差20 3.6.2 液沫夹带20 3.6.3 漏液20 3.6.4 液泛21 3.7 塔板负荷性能图.21 3.7.1 漏液线21 3.7
7、.2 雾沫夹带线22 3.7.3 液相负荷下限线22 3.7.4 液相负荷上限线23 3.7.5 液泛线23 6.参考文献 .27 6 6 1 1、符号说明、符号说明 P气体通过每层筛板的压降，kPa AT塔的截面积，m2 C负荷因子，无因次 t筛孔的中心距，m C20表面张力为 20mN/m 的 u空塔气速，m/s do筛孔直径，m Aa塔板开孔区面积，m2 n筛孔数目 Af降液管截面积，m2 P操作压力，kPa Ao筛孔区面积，m2 uomin漏液点气速，m/s D塔径，m uo液体通过降液体系的速度，m/s ev液沫夹带量，kg 液/kg 气 Vn气体体积流量，m/s R回流比 Vs气体
8、体积流量，m/s Rmin最小回流比 Wc边缘无效区宽度，m 7 7 M平均摩尔质量，kg/kmol Wd弓形降液管高度，m Tm平均温度， Ws破沫区宽度，m g重力加速度，m/s2 Z板式塔有效高度，m Fo筛孔气相动触因子 hl出口堰与沉降管距离，m hc与平板压强相当的液柱高度，m 液体在降液管内停留时 hd与液体流过降液管压强降相当的液柱高度，m hf板上清液高度，m how堰上液层高度，m Hw出口堰高度，m Hw进口堰高度，m h 与克服表面张力压强降相当的液柱高度，m L液相 H板式塔高度，m V气相 Hd降液管内清夜层高度，m Ls液体体积流量，m3/h HF进料处塔板间距，
9、m HP人孔处塔板间距，m 8 8 T理论板层数 筛板厚度，m 粘度，mPas 密度，kg/m3 质量分率，无因次 开孔率，无因次 ho降液管的底隙高度，m 表面张力，mN/m max最大 min最小 9 9 2.2.主要物性数据主要物性数据 2.12.1 苯、乙苯的物理性质苯、乙苯的物理性质 项目分子式分子量沸点临界温度 临界压强 Pa 苯 A C6H678.1180.1288.56833.4 乙苯 B C8H10106.16136.2348.574307.7 2.22.2 苯、乙苯在某些温度下的表面张力苯、乙苯在某些温度下的表面张力 t/20406080100120140 (mN/m) 苯
10、 28.826.2523.7421.2718.8516.4914.17 (mN/m) 乙苯 29.327.1425.0122.9220.8518.8116.82 2.32.3 苯、乙苯在某些温度下的粘度苯、乙苯在某些温度下的粘度 t/020406080100120140 ） 苯 s (mPa 0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184 )mPa s （ 乙苯 0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226 2.42.4 苯、乙苯的液相密度苯、乙苯的液相密度 t/20406080100120140 (kg/m3) 苯 877
11、.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1 (kg/m3) 乙苯 867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.7 2.52.5 不同塔径的板间距不同塔径的板间距 塔径 D/m 0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0 10 10 板间距 HT/mm 200-300250-350300-450350-600400-600 3.工艺计算工艺计算 3.13.1 精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算 WDF WDF WxDxFx 苯的摩尔质量： 78/ A Mkg kmol 乙苯的摩尔质量： 106/ B Mkg kmol 原料液
12、及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量： 1 50%7850% 10692/ F Mkg kmol 因为分别为原料、塔顶、产品中的苯的摩尔分数5% FDW xxx=50% 、=98% 、 所以： 50005000 54.35/ 92 F Fkmol h M ()54.35 (0.50.05) 26.30/ 0.980.05 FW DW FXX Dkmol h XX 54.3526.3028.05/WFDkmol h 3.23.2 塔板数的确定塔板数的确定 查化工手册得苯和乙苯的 t-x-y 关系 T/xy -11 840.860.974 880.740.939 920.6350.906 960.541
13、0.864 1000.4850.816 1040.40.8 11 11 1080.3180.7 110.60.2780.654 1150.2170.571 1200.1560.463 1250.1030.344 1300.0550.205 1350.010.042 136.200 由上图可得 q 线与平衡线的交点坐标为（0.5，0.82） qq xy（，） 则最小回流比为： min 0.980.82 0.5 0.820.5 Dq qq xy R yx 取回流比： min 1.81.8 0.50.9RR 则精馏塔的气液负荷： 精馏段： (1)(0.8 1) 26.3047.34kmol/hVRD
14、 0.8 26.3021.04kmol/hLRD 提馏段： 47.34kmol/hVV 21.0454.3575.39kmol/hLLF 求取操作线方程 精馏段操作线方程： 1 0.440.54 11 D nnn xR yxx RR 提馏段操作线方程： 1 1.490.002 mmWm LW yxxx VV 由 x-y 图，画梯级可得理论板数为 7（不包含塔釜） ，进料板为第 4 块板。 3.33.3 实际塔板数的求取实际塔板数的求取 塔板效率是气、液两相的传质速率、混合和流动状况，以及板间反混（液沫 夹带、气泡夹带和漏液所致）的综合结果。板效率为设计的重要数据。 板效率与塔板结构、操作条件、
15、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反 映了实际塔板上传质过程进行的程度。 OConnell 对几十个工业塔及实验塔板效率进行综合归纳，认为蒸馏塔可用 相对挥发度与液相黏度的乘积作为参数来关联全塔效率，其经验式为： 245 . 0 49 . 0 LT E 式中相对挥发度； 液相黏度，mPas。 L 12 12 上式中、的数据均取塔顶、塔底 L 平均温度下的值。 此经验式的图解见下图用于多元系统 时，取关键组分间的相对挥发度；取 L 液相的平均黏度。 可按下式计算 LiiL x 式中进料中各组分的摩尔分数； i x i 组分的液态黏度，mPas。 Li 由 t-x-y 曲线可知： 8413298
16、 DWF ttt、 全塔平均温度：104.67 3 DWF ttt t 查手册得平均温度下的液相中各组分的黏度 组分苯 A乙苯 B 黏度（mPas） 0.230.29 则有： 0.5 0.23(1 0.5) 0.290.26 LF 同理：,0.231 LD 0.287 LW 平均黏度: 0.260.231 0.287 0.259 3 L 查手册得，在 104.67下，相对挥发度: 4.55 则全塔效率 0.2450.245 0.490.494.55 0.2590.47 TL E 计算实际塔板数 精馏段： T T N3 9 E0.47 P N 精 提馏段: T T N4 9 E0.47 P N
17、提 故全塔实际所需塔板数块18N 加料板位置在第 9 块 3.43.4 相关物性参数的计算相关物性参数的计算 13 13 3.4.13.4.1 操作压强操作压强 塔顶压强：101.3 D PkPa 进料板压强: 0.7101.39 0.7107.6 FDP PPNkPa 精 塔釜压强: 0.7106.79 0.7113.9 WFP PPNkPa 提 精馏段平均操作压强 D P 104.45kPa 2 F m P P 精 提馏段平均操作压强 W P 111.9kPa 2 F m P P 提 全塔平均操作压强 D P 108.13kPa 2 W m P P 3.4.23.4.2 平均温度平均温度
18、由前8413298 DWF ttt、 精馏段平均温度: D 91 2 F tt t 精 提馏段平均温度: W 115 2 F tt t 提 全塔平均温度: D 108 2 W tt t 3.4.33.4.3 平均摩尔质量平均摩尔质量 由苯乙苯图解理论板及 t-x-y 图查知 x y(图解理论板)x（平衡曲线） D x0.98 D y0.98 D x 0.92 x0.5 F F y0.82x 0.50 F w x0.05 W y0.05 w x 0.01 进料板平均摩尔质量 气相: (1)83.04/ VmFFAFB My MyMkg kmol 液相: (1)92/ LmFFAFB MxMxMk
19、g kmol 塔顶平均摩尔质量 14 14 气相: (1)78.56/ VmDDADB My MyMkg kmol 液相: (1)80.24/ LmDDADB MxMxMkg kmol 塔底平均摩尔质量 气相: (1)104.60/ VmWWAWB My MyMkg kmol 液相: (1)105.72/ LmWWAWB MxMxMkg kmol 则精馏段平均摩尔质量 气相: 83.0478.56 ()80.80/ 2 Vm Mkg kmol 精 液相: 9280.24 ()86.12/ 2 Lm Mkg kmol 精 提馏段平均摩尔质量 气相: 83.04 105.72 ()94.38/ 2
20、 Vm Mkg kmol 提 液相: 92 105.72 ()98.86/ 2 Lm Mkg kmol 提 全塔平均摩尔质量 气相: 80.8094.38 ()87.59/ 2 Vm Mkg kmol 全 液相: 86.1298.86 ()92.49/ 2 Lm Mkg kmol 全 3.4.43.4.4 平均密度平均密度 气相密度: RT MP Vmm Vm 精馏段: 3 104.6 80.80 ()2.79kg / 8.31427391 Vm m 精 （） 提馏段: 3 111.05 94.38 ()3.25kg / 8.314273 115 Lm m 精 （） 全塔: 3 ()()2.7
21、93.25 ()3.02kg / 22 VmVm Vm m 精提 精 液相密度:,式中为质量分率 B B A A L 1 查的在下苯乙苯的密度为8413298 DWF ttt、 温度（） ）（ 苯 3 /kg m）（ 乙苯 3 /kg m 84810.5890.0 15 15 98794.75807.58 132754.02764.5 塔顶平均密度: ， 10.970.03 810.5890.0 LmD 3 812.7/ LmD kg m 进料板平均密度: ， 10.420.58 794.75807.58 LmF 3 802.1/ LmF kg m 塔釜平均密度: ， 10.040.96 75
22、4.02764.5 LmW 3 764.1/ LmW kg m 精馏段平均密度: 3 812.7802.1 ()807.4kg / 22 LmDLmF Lm m 精 提馏段平均密度: 3 FW 802.1 764.1 ()783.1kg / 22 LmLm Lm m 提 全塔液相平均密度： 3 ()()807.4783.1 ()795.3kg / 22 LmLm Lm m 精提 平 液体平均黏度： 查的在温度下各组成的黏度8413298 DWF ttt、 黏度 温度 8413298 苯s)(mPa0.2970.2090.260 乙苯(s)mPa0.3430.2520.305 由公式计算平均黏度
23、 iim x 进料板：0.50 0.281 0.50 0.2520.267mPa s m 进 塔顶：0.98 0.2970.02 0.3430.298mPa s m 顶 16 16 塔：釜0.05 0.2600.95 0.3050.303mPa s m 釜 精馏段平均黏度： 3 0.2980.267 ()0.283kg / 22 mm m m 进顶 精 提馏段平均黏度： 3 0.2670.303 ()0.285kg / 22 mm m m 进底 提 全塔平均黏度： 3 0.2830.285 0.284kg / 22 mm m m 提精 3.4.53.4.5 液体平均表面张力液体平均表面张力 由
24、公式进行计算 ii n i m x 1 查资料得温度下苯乙苯的表面张力8413298 DWF ttt、 表面张力 温度 8498132 苯(mN/m)18.3719.0915.42 乙苯(mN/m)225121.0617.62 进料板表面张力：0.5 19.090.5 21.0620.08/ m mN m 进 塔顶表面张力： 0.98 18.370.02 22.5118.45m/m m N 顶 塔底表面张力： 0.05 15.420.95 17.6217.51/ m mN m 底 精馏段液体平均表面张力： 20.08 18.45 ()19.27/ 22 mm m mN m 进顶 精 提馏段液体
25、平均表面张力： 20.08 17.51 ()18.80/ 22 mm m mN m 进底 提 全塔液体平均表面张力 ()19.27 17.51 19.04/ 22 mm m mN m 精（提） 3.4.63.4.6 气液相负荷气液相负荷 17 17 精馏段: (1)(0.8 1) 26.3047.34kmol/hVRD 3 Vm 47.34 80.80 0.38m / 36003600 2.79 Vm s VM Vs 精 精 0.8 26.3021.04kmol/hLRD 3 Lm 21.04 86.12 0.000623m / 36003600 807.4 Lm s LM Ls 精 精 3
26、2.67m / h Lh 提馏段: 47.34kmol/hVV 3 Vm 47.34 94.39 0.390m / 36003600 3.15 Vm s V M Vs 提 提 75.39kmol/hLLF 3 Lm 75.39 98.86 0.00264m / 36003600 783.1 Lm s L M Ls 提 提 3 8.041m / h Lh 塔的工艺条件及物性数据统计汇总如下 项目符号单位计算数据 精馏段 104.6 提馏段 111.05 平均压强 全塔 m P kPa 107.83 精馏段 91 提馏段 115 平均温度 全塔 m t 108 精馏段 86.12 提馏段 98.8
27、6 液相平均摩尔 质量 全塔 Lm M kg/kmol 92.49 精馏段 80.92 提馏段 93.96 气相平均摩尔 质量 全塔 Vm M kg/kmol 87.44 液相平均密度精馏段 Kg/m3807.4 18 18 提馏段 783.1 全塔 Lm 795.3 精馏段 2.79 提馏段 3.25 气相平均密度 全塔 Vm Kg/m3 3.02 精馏段 0.283 提馏段 0.285 液体平均黏度 全塔 m mPas 0.284 精馏段 19.27 提馏段 18.80 液体平均表面 张力 全塔 m mN / m 19.04 精馏段 s V 0.38 气相负荷 提馏段 s V m3/s 0
28、.390 精馏段 h L 2.67 液相负荷 提馏段 h L m3/h 8.041 3.53.5 塔和塔板的主要工艺尺寸计算塔和塔板的主要工艺尺寸计算 3.5.13.5.1 塔径塔径 塔径的计算按照下式计算： 4 S V D u 式中 D 塔径 m； Vs 塔内气体流量 m3/s； u 空塔气速 m/s。 空塔气速 u 的计算方法是，先求得最大空塔气速 umax，然后根据设计经验， 乘以一定的安全系数，即 max (0.6 0.8)uu 因此，需先计算出最大允许气速。 max u 19 19 max LV V uC 式中 umax允许空塔气速，m/s； V，L分别为气相和液相的密度，kg/m3
29、 ； C气体负荷系数，m/s， 对于气体负荷系数 C 可用下图确定；而下图是按液体的表面张力为=0.02N/m 时 绘制的，故气体负荷系数 C 应按下式校正： 2 . 0 20 ) 02. 0 ( CC 精馏段塔径的计算 由以上的计算结果可以知道：精馏段的气，液相体积流率为： 33 s L0.000623m /0.38m / s sVs、 精馏段的汽，液相平均密度为： 33 807.4/2.79/ LV kg mkg m、 板间距与塔径的关系 塔径 D/mm300500500800800160016002400 板间距 HT/mm200300250350300450350600 那么分离空间，
30、初选板间距，取板上液层高度。 0.35 T Hm0.06 L hm 20 20 0.350.060.29 TL Hhm 0.5 0.5 0.000623807.4 0.0279 0.382.79 sL sS L V 查上图 smith 关联图，得，依式校正到物系表面张力为 20 0.058C 2 . 0 20 20 CC 20.86mN/m 时的 C 0.2 20 20.86 0.059 20 CC max 807.42.79 0.0591.01/ 2.79 LV V uCm s 取安全系数为 0.7，则 max 0.70.7 1.010.707/uum s 44 0.38 0.83 3.14
31、 0.7 s V Dm u 调整塔径为 0.9m; 提馏段塔径的计算 33 s L 0.00264m /0.39m / s sVs、 提馏段的汽，液相平均密度为： 33 783.1/3.25/ LV kg mkg m、 0.5 0.5 0.00264783.1 0.1050 0.393.25 sL sS L V 查上图 smith 关联图，得，依式校正到物系表面张力 20 0.055C 2 . 0 20 20 CC 为 19.22mN/m 时的 C 0.2 20 19.22 0.055 20 CC max 783.1 3.25 0.0550.86/ 3.25 LV V uCm s 21 21
32、液流收缩系数 E液流收缩系数 E max 0.70.7 0.860.602/uum s 44 0.39 0.90 3.14 0.602 s V Dm u 调整塔径为 0.9m，综上，则取塔径为 0.9m，空塔气速为 0.70m/s 3.5.23.5.2 溢流装置溢流装置 采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。 溢流堰长 lw 取堰长为 0.6D，则0.6 0.90.54 W Lm 出口堰高 w h 由,选用平直堰,堰上液层高度 wlow hhh 2 3 2.84 1000 s ow w l hE l 式中 how堰上液流高度，m； ls塔内平均液流量，m3/h； lw 堰
33、长，m； E 液流收缩系数。如右图一般情况下可取 E=1，对计算结果影响不大。 近似取 E=1,则 精馏段 0.5 2.842.67 0.00632 10000.54 ow hEm 0.060.006320.05368 w hm 提馏段 0.5 2.848.041 0.0110 10000.54 ow hEm 0.060.01100.049 w hm 22 22 0 0.070.25/um s 3.5.3 弓形降液管宽度弓形降液管宽度 Wd 和截面和截面 Af 由查右图得：0.60 w l D 、0.055 f T A A 0.11 d W D 则有 0.11 0.90.099 d Wm 22
34、 3.14 0.0550.90.035 4 f Am 计算液体在降液管中停留时间，以检验降液管面积 0.035 0.35 19.665 0.000623 fT s A H tss L 精 0.035 0.35 5.125 0.00264 fT s A H tss L 提 故符合要求。 3.5.4 降液管底隙高度降液管底隙高度 0 s o w l h l u 式中 降液管底隙处液体流速， m/s；(根据经验一般) 取降液管底隙处液体流速为 0.075m/s，则 s L0.000623 0.0154 0.0750.54 0.075 o w hm l （精） s L 0.00264 0.065 0.
35、0750.54 0.075 o w hm l （提） 3.5.5 塔板布置塔板布置 3.5.5.1 边缘区宽度确定边缘区宽度确定 取（安定区宽度） （无效区宽度） 0.065 ss wwm0.03 c wm 3.5.5.2 开孔区（鼓泡区）面积计算开孔区（鼓泡区）面积计算 开孔区面积按计算 R x RxRxAa 1222 sin 180 2 0.90.9 0.0990.0650.416R0.030.42 222 dS D xWW、 0 u 23 23 d0/ C0 塔板孔流系数 d0/ C0 塔板孔流系数 故 22212 0.416 2 0.416 0.420.4160.42 sin0.404
36、 1800.420 a Am 3.5.6 筛孔计算及其排列筛孔计算及其排列 选用碳钢板,取筛孔直径,筛孔按正三角形排列,取孔中心距 3mm 0 4dmm 0 33 412tdmm 计算塔板上的筛孔数，即 2 1.1551.155 0.4043240 0.012 a nA t 计算塔板上开孔区开孔率 22 1 0.9070.90710.08% 3 oo a Ad At 2 10.08% 0.4040.0407 oa AAm 气体通过筛孔的气速 0.38 9.34/ 0.0407 s o o V um s A 精 0.39 9.58/ 0.0407 s o o V um s A 提 塔有效高度 精
37、馏段 1 (9 1) 0.352.8Zm 提馏段 2 9 0.353.15Zm 总的有效高度为 12 5.95ZZZm 3.6 筛板的流体力学计算筛板的流体力学计算 气体通过塔板的压力降直接影响到塔低的操作压力，故此压力降数据是决定 蒸馏塔塔底温度的主要依据。 气体通过每层塔板的压降为 ppL Phg 上式中液柱高度可按下式计算 p h hhhh Lcp 式中-塔板本身的干板阻力 PC c h -板上充气液层的静压力 PL l h -液体的表面张力 Ph 干板阻力 hc计算 24 24 oLgd h 4 干板阻力由如下公式计算： 2 0 0 0.051 Vm c Lm u h c 提 提 由查
38、干筛孔的流量系数图得 0 4 1.333 3 d 0 0.84c 2 2 9.34807.4 0.0510.0510.022 0.842.79 oL c oV u hm C 精 2 2 9.58783.1 0.0510.0510.027 0.843.25 oL c oV u hm C 提 气体通过液层的阻力计算 l h 0.38 0.632/ 0.6360.035 S a Tf V um s AA 精 11 22 0.6322.791.056 aaV Fukgs m 精精 根据右图查的 为 0.68 0.040 Llwow hhhhm精 0.39 0.649/ 0.6360.035 S a T
39、f V um s AA 提 查的 为 0.65 11 22 0.6493.251.17 aaV Fukgs m 提提 0.039 Llwow hhhhm提 液体表面张力的阻力计算h 由公式计算 3 44 19.27 10 =0.00243 g807.4 9.81 0.004 Lo hm d 精 3 44 18.80 10 0.00244 783.1 9.81 0.004 Lo hm gd 提 2/1 V 3 2/1 aa m kg s m uF 2/1 V 3 2/1 aa m kg s m uF 25 25 0.0220.040.002430.06443 p hm精 0.0270.0390.
40、002440.06844 p hm提 气体通过每层塔板的压降用公式计算ghP Lpp 0.06443 807.4 9.81510.32700 p PPaPa精 0.06844 783.1 9.81525.77700 p PPaPa提 单板压强降符合设计要求。 3.6.13.6.1 液面落差液面落差 对于筛板塔液面落差很小,塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 3.6.23.6.2 液沫夹带液沫夹带 是指板上液体被上升气流带入上一层塔板的现象。 液沫夹带由下式计算,即 3.2 6 5.7 10 a v LTf u e Hh 式中2.52.5 0.060.15 fL hhm 6 3 5.7
41、 100.632 0.001/0.1/ 19.27 100.352.5 0.06 V ekgkgkgkg 精液气液气 6 3 5.7 100.649 0.001/0.1/ 18.80 100.352.5 0.06 V ekgkgkgkg 提液气液气 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内，设计合理。 v e 3.6.33.6.3 漏液漏液 对于筛板塔，漏液点气速 可由式 ,mino u 计算 ,min0 4.4(0.00560.13)/ oLLv uchh 4.4 0.84(0.00560.13 0.040.00243)807.4 2.795.75/ ow um s精 4.4 0.84(0.005
42、60.13 0.390.00244)783.1 3.255.20/ ow um s提 筛板稳定系数 ow o u u K 9.349.58 1.621.84 5.755.20 oo owow uu KK uu 、 26 26 故在本设计中无明显漏夜。 3.6.43.6.4 液泛液泛 汽液量相中之一的流量增大到某一数值，上、下两层板间的压力降便会增大 到使降液管内的液体不能畅顺地下流。当降液管内的液体满到上一层塔板溢流堰 顶之后，便漫但上层塔板上去，这种现象，称为液泛（淹塔） 如气速过大，便有大量液滴从泡沫层中喷出，被气体带到上一层塔板，或有 大量泡沫生成。如当液体流量过大时，降液管的截面便不足以使液体及时通过， 于是管内液面即行升高。 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 Hd 应服从式 dTw HHh 而由于板上不设进口堰， dpLd Hhhh 可由式 d h计算 2 0.000623 0.1530.00086m 0.54 0.0154 d h 精 2 0.00264 0.1530.00087m 0.54 0.065 d h 提 d 0.064430.0400.000860.1053()0.0