化工原理課程設(shè)計(jì)苯甲苯的分離

1、歡迎共閱化工原理課程設(shè)計(jì)題目:姓名:班級(jí):學(xué)號(hào):指導(dǎo)老師：設(shè)計(jì)時(shí)間：序言?化工原理課程設(shè)計(jì)是綜合運(yùn)用化工原理課程和有關(guān)先修課程（物理化 學(xué)，化工制圖等）所學(xué)知識(shí)，完成一個(gè)單元設(shè)備設(shè)計(jì)為主的一次性實(shí)踐 教學(xué)，是理論聯(lián)系實(shí)際的橋梁，在整個(gè)教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。通過課程設(shè)計(jì)，要求更加熟悉工程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容， 掌握化工單元操作設(shè)計(jì)的主要程序及方法，鍛煉和提高學(xué)生綜合運(yùn)用理論知識(shí)和技能的能力，問題分析 能力，思考問題能力，計(jì)算能力等。V 11I i精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(qū)動(dòng)下（有 時(shí)加質(zhì)量

2、劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的 揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)歡迎共閱移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以 是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法 進(jìn)行分離。本設(shè)計(jì)的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)，即需設(shè)計(jì)一個(gè)精 餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯， 采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計(jì)一板 式塔將其分離。目錄丨I 1一、 化工原理課程設(shè)計(jì)任書. 3X / . X811III,1I.I i I 15 1.1 /二、 設(shè)計(jì)計(jì)算. 3.- J1.設(shè)計(jì)方案的確定.3-If j

3、2.精餾塔的物料衡算.3W .i.lr I 3.塔板數(shù)的確定.44.精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 .8Xj 5.精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算.106.塔板主要工藝尺寸的計(jì)算. 117.篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 . 138.塔板負(fù)荷性能圖. 15歡迎共閱3230三、參考書目 .339.接管尺寸確定、個(gè)人總結(jié)(一)化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書設(shè)計(jì)題目：設(shè)計(jì)分離苯一甲苯連續(xù)精餾篩板塔二、 設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件1、 設(shè)計(jì)任務(wù)：物料處理量： 7 萬噸/年進(jìn)料組成：37 %苯，苯-甲苯常溫混合溶液(質(zhì)量分率，下同)分離要求：塔頂產(chǎn)品組成苯 95%塔底產(chǎn)品組成苯 6%2、 操作條件平均操作壓力：

4、101.3 kPa平均操作溫度：94C回流比：自 選單板壓降：. 7 丿” |J |5、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖6、設(shè)計(jì)評(píng)述四、參考資料化工原理課程設(shè)計(jì)天津大學(xué)化工原理教研室，柴誠(chéng)敬 劉國(guó)維 李阿娜 編；化工原理（第三版）化學(xué)工業(yè)出版社，譚天恩 竇梅 周明華 等編；化工容器及設(shè)備簡(jiǎn)明設(shè)計(jì)手冊(cè)化學(xué)工業(yè)出版社，賀匡國(guó)編；化學(xué)工程手冊(cè)上卷 化學(xué)工業(yè)出版社，化工部第六設(shè)計(jì)院編；常用化工單元設(shè)備的設(shè)計(jì)華東理工出版社。二、設(shè)計(jì)計(jì)算1.設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。 由于對(duì)物料沒有特殊的要求，可以在常 壓下操作。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料

5、， 將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷 凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。 該物系屬易分離物系，最小回流比較小， 故操作回流比取最小回流比的2倍。塔 底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱， 塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。其中由于蒸餾過 程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝， 熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量歡迎共閱很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計(jì)中設(shè)計(jì)把其熱 量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔， 孔徑一般為38mm篩孔在塔

6、板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有:（1 ）結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60%，為浮閥塔的80%左右。(2 )處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 1015%。(3 )塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。(4 )壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低 30%左右。篩板塔的缺點(diǎn)是:(1 )塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。(2 )(3 )操作彈性較小（約23）。小孔篩板容易堵塞。下圖是板式塔的簡(jiǎn)略圖表1苯和甲苯的物理性質(zhì)臨界溫度tc臨界壓強(qiáng)PC項(xiàng)目分子式分子量M 沸點(diǎn)C）(C)(kPa)苯ACH78.1180.1288.56833.4甲苯BGI4

7、CH92.13110.6318.574107.7表2苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度C80.1859095100105110.6PA0 ,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2OAC nPB0，kPa40.046.054.063.374.386.024U.U表3常溫下苯一甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（2:P8例1 1附表2)溫度0C80.1859095100105液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩爾分1.0000.9000.7770.6300.4560.262率表4純組分的表面張力（1:P378附錄圖7）溫度8090100110

8、120苯，mN/m21.220 18.817.516.2甲苯，Mn/m21.720.619.518.417.3組分的液相密度表5（1:恵2附錄圖8）110.600歡迎共閱歡迎共閱溫度C)8090100110120苯,kg/ m3814805791778763甲苯,kg/ m3809801791780768表6液體粘度卩 L ( 1:P365 )溫度(C)8090100110120苯(mPa .s)0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.228(mPa .s)表7常壓下苯-甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率氣相中苯的摩爾分率Cxy

9、110.560.000.00109.911.00-2.50 H108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.0 20.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.

10、6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02精餾塔的物料衡算(1)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量二飛1歸廠口 甲苯的摩爾質(zhì)量歡迎共閱XF =0.37/ 78.110.37/78.11 0.63/92.13二 0.409(2)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M F =0.409 78.110.591 92.13 =86.39 kg.kmol(3)物料衡算70000000,F121.54kmol h86.39*7200121.54=D + W121.54 X 0.409 = 0.957D+ 0.070 W原料處理量總物料衡算 苯物料衡算聯(lián)立解得

11、 D = 42.99 kmol /hW=69.55 kmol/h式中F原料液流量D塔頂產(chǎn)品量W-塔底產(chǎn)品量3塔板數(shù)的確定(1)理論板層數(shù)NT的求取 苯一甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。 由手冊(cè)查得苯一甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出xy圖，見下圖求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在上圖中對(duì)角線上，自點(diǎn)e (0.409,0.409ef即為進(jìn)料線(q線)，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為)作垂線歡迎共閱故最小回流比為q=1)y = 0.567 ,Xq = 0.346XD-yq=0.957-0.567“46y -xq0.567 -0.346取操作回流比為R = 2 Rmin = 2.9

12、2L=R D =2.92 42.99 =125.53 kmol hV =(R 1)D -(1-q)F =(2.921) 42.99 = 168.52kmol / h (泡點(diǎn)進(jìn)料:求操作線方程精餾段操作線方程為 提餾段操作線方程為求精餾塔的氣、L 二二液相負(fù)荷歡迎共閱又根據(jù)Rmin:-1 xF可解得:=2.475相平衡方程2.475x1 (二一1)x1 1.475x% = xD = 0.957yiyiyi 2.475(1 - yi)=901y3y3 =0.745x2 0.2442 = 0.850 x3 -2丫3 二3)二 0.696因?yàn)閤6 v Xf精餾段理論板n=555) s 所以提留段理論板

13、n=4全塔效率的計(jì)算(查表得各組分黏度3=0.269,0.277)捷算法求理論板數(shù)Nmin=1/ln ： mln(1_；)(XD1 - XW、) 一1 =9.898 一1 =8.898XW由公式 Y =0.545827-0.591422X 0.002743/ X代入 Y=0.488r N - N由 -皿=0.3165, N =10精餾段實(shí)際板層數(shù)心5/0.52=9.610,(2)逐板法求理論板提餾段實(shí)際板層數(shù)4/0.52=7.698歡迎共閱甲苯的飽和蒸進(jìn)料板在第11塊板4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算(1)操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力PD = 93.2 kPa塔底操作壓力Pw=109.4 k

14、Pa每層塔板壓降 P= 0.9 kPaX - h. I ! -|進(jìn)料板壓力 PF = 93.2 + 0.9 x 10= 102.2kPaT?n x-x*. I. *精餾段平均壓力 P m =( 93.2 + 102.2 )/2 = 97.7 kPa提餾段平均壓力 P m = (109.4+102.2 ) /2 =105.8 kPa(2)操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、氣壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過程略。計(jì)算結(jié)果如下：塔頂溫度tw = 82.7 CV 、 11I i進(jìn)料板溫度tF = 94.2 C歡迎共閱塔底溫度tw =105.1 T精餾段平均溫度 tm= (

15、 82.7 + 94.2 ) /2 = 88.5 C提餾段平均溫度 tm= (94.2+105.1) /2 =997C(3)平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xD=y仁0.957,代入相平衡方程得x1=0.901M L,Dm =0.901 X78.11 +(10.901)x92.13 =79.50kg/kmolMv,Dm =0.957 漢 78.11 +(10.957)漢92.13 = 78.71 kg/kmol 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由上面理論板的算法，得 yF = 0.622 ,xF = 0.399M v,F,m =0.632 漢78.11 +(1 0.368)漢 92.13 =83.

16、27 kg/kmolM L,Fm =0.409x78.11 +(10.409)x92.13 =90.08 kg/kmol 塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xw=0.070,由相平衡方程，得yw=0.157仝，f ijM L,wm =0.070 匯78.11 +(10.070)漢92.13 =90.59 kg/kmol 精餾段平均摩爾質(zhì)量歡迎共閱78 71 +83 27M V,m = -kg/kmol =80.99 kg/kmolV 11I i提餾段平均摩爾質(zhì)量(4)平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，精餾段的平均氣相密度即歡迎共閱提餾段的平均氣相密度液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)

17、算，即PmM v,m97.7 漢 80.978.314 (273.1588.45)2.63 kg： m3塔頂液相平均密度的計(jì)算由t 4 82.7 C,查手冊(cè)得匚=812.7 kg m3,=806.7 kg m3塔頂液相的質(zhì)量分率0.957X78.110.957 78.11 92.13 0.043= 0.8851/PL,Dm =0.885/812.7 +0.115/807.6, PLE= 813.01 kg kmol進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由tF = 94.2 C,查手冊(cè)得匚=799.1kg m3,=796.0 kg m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率0.409 漢 78.110.409 78.11 92

18、.13 0.591-0.37塔底液相平均密度的計(jì)算由tw 105.1 r，查手冊(cè)得歡迎共閱歡迎共閱：A= 0.06A =786.13kg. m3,訂=785.2 kg., m3 塔底液相的質(zhì)量分率0.07x78.110.07 78.11 92.13 0.931/PL,wm =0.06/786.13 +0.94/785.2, Pwm = 783.4kg/kmol(T LDm=0.957 800mm故塔板采用分塊式。查表3-7得，塔極分為4塊。對(duì)精餾段: a）取邊緣區(qū)寬度 W=0.05m（3050mm）安定區(qū)寬度 Ws = 0.075m，（當(dāng)D 1.5m時(shí)，W=6075mrR=D_Wt =16 _

19、0.05= 0.75m ,2 2x 二-Wd Ws = ；6 - 0.185 0.075 =0.54c）篩孔數(shù)n與開孔率：取篩空的孔徑do為5mm，正三角形排列，一般碳的板厚為 3mm,取t/d =3.0 ,故孔中心距t =3.0 5115.0mm篩孔數(shù) n582 103 Aa58 13 1.467 =7551 個(gè),15.02則 = &%= ；9072 % =10.08% (在 515 范圍內(nèi)) Aa(沙則每層板上的開孔面積 A為AQ = A =0.1008 1.467 =0.148氣體通過篩孔的氣速為巴=精也85提餾段:歡迎共閱R = -WC = 0.75m ，x =牛 _ g Ws =0.

20、525則I t | !Il/圖得,（1 2 （G=0.78 由式 hc =0.051 -IC0丿PV兀= 0.05110.78 丿797.13 丿二 0.033ma）取邊緣區(qū)寬度 W=0.05m（3050mm）安定區(qū)寬度 W = 0.075m，（當(dāng)0.86 -乘395歡迎共閱5.7 10HT -hf、3.2_ 5.7 100.8620.46 10J 0.40-2.5 0.063.2:m0.022kgLI/kg_： 0.1kgU/kg_l由式由；。與Fa關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)；。=0.61，依式hi =乙九=0.61 0.06 = 0.037 mc)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮廠:依

21、式 h = 4 20.42 100.002m，故a PLgd0797.13x9.81x0.005hp 二 0.034 0.037 0.002 = 0.073m則單板壓強(qiáng)：PP 二hpg=0.073 797.13 9.8仁571.5Pa ： 0.9kPa(2)液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面 落差的影響。(3)霧沫夾帶故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶。(4)漏液=4.4C。 0.0056 0.13hL - h；1 /卩 12 189篩板的穩(wěn)定性系數(shù)磴二石廠1.7771.5故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn) 生過量漏液。液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高

22、度 Hd乞 HT - hw依式 Hd = hp + h +hd，而hd =0.153 (丄)2 =0.153 (0.0037)2 = 0.001iw h01.056 0.0415e 歡迎共閱Hd =0.073+0.037+0.001=0.11m取，0.5，貝UHT hw 二 0.5 0.40 0.0433 二 0.223m歡迎共閱=0.046mFa 譏v -1.252土、 r、4O依式 h0.002m，故 hp 二 0.052mlHT - hf過量霧沫夾帶。故Hd ;譏HT，hw在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。 提溜段:a)干板

23、壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮c :依d。/二=5/3=1.67,查干篩孔的流量系數(shù)圖得，G=0.78 由式 hc =0.05105八吒丿b)氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮i :Ja S一: 0.735m/s， AT Af由與Fa關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù) =0.65，依式hi = Sh. = 0.039m11 c)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋簞t單板壓強(qiáng)：-PP 二 hp.g =399.6Pa ： 0.9kPa(2)液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面 落差的影響。(3)液沫夾帶二0.0092kg/ kg ： 0.1kg/kg故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生(4

24、)漏液由式 % = 4.4C _ 0.0056 0.13 - h匚訂 / :?v篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K - =1.99 1.5，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏OW歡迎共閱Lwlw2/3九0.0021 PJPV液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度Hd乞J HT hw依式 Hd=hp+h +hd，而 hd =0.153 x (-)? =0.0075lw ，h0Hd =0.098m取=0.5，貝廠 HT hw = 0.217m故Hd ；宅汨丁，hw在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適 合的。廠(7 n 二118塔板負(fù)荷性能圖- 7 P|

25、 v ； 精餾段：(1)漏液線由二-一匚門門匕7=2.840.0056 +0.13 hw +-漢EHI1000-Z797 13得二 4.4 0.78、0.0056 0.13 0.0433 0.672 LS2/3 -0.002) -Vo,min =二、0.416 6.467LS2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-19歡迎共閱表 3-190.0010.0020.030.004歡迎共閱10001.056二 1.653Ls2/3hf-= 2.5 hw2.84 10Ef3600Ls】.1.056= 0.1110.676Ls2/3整理得3-20。Ls /(m 3/s)

26、3Vs /(m /s)0.690.720.740.76由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線(2)霧沫夾帶線以ev = 0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下:Ua ： Vs=Vs=0.536Vs聯(lián)立以上幾式,A -Af 2.01-0.1452/3Vs =2.978 - 6.963Ls I r-_j在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表 表 3-20Ls /(m 3/s)0.0010.0020.0030.004Vs /(m 3/s)13.1111.849.458.88由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線 2歡迎共閱h 2.84 Ew _ 1000 E3600Ls,minJ2/3丄s

27、,min =1.0350，m3/s(3)液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度hO辟0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式 3-21得據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。(4)液相負(fù)荷上限線以9 = 4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限.AH0 =-= 4LS,r._-d fl -0.4 0.47 .3JmaxO.146m ；S4據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線0.0474液泛線由T +一1一 -聯(lián)立得：+- _+ ； _ ：.： _冷 忽略h c ,將hOW與 Ls, hd與Ls, hc與Vs的關(guān)系式代人上式，并整理得歡迎共閱式中：1 3600Ls 2/3how =

28、2.84 10S=0.672Ls2.04歡迎共閱將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得 Vs2 =11.4146815.113Ls2 -80.751LS2/3 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-22表 3-22Ls /(m 3/s)0.0010.0020.030.0043Vs /(m /s)3.263.183.113.04由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示圖3-23精餾段篩板負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn) P,連接OR即作出操作線。由圖可看出，該篩板 的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得33Vs,max=1.

29、064 m /s Vs,min=0.324 m /s故操作彈性為 Vs,max / Vs,min=3.381所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于表3-23。提餾段歡迎共閱得 Vo,min 0.1067 2.209 LS2/3漏液線2.S4 r fl/ 由站卩*/恥4也卿芥顧石冇莎X ,孑面I門在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-19表 3-193Ls /(m /s)0.0010.0020.0030.004Vs /(m 3/s)0.360.380.390.40h由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。_7 丿 ” J(2)液沫夾帶線以ev = 0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如

30、下: 鳴占 li由匚 -2/3Vs 1.956 - 18.593LsV- 11I iV, j在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-20表 3-203Ls /(m /s)0.0010.0020.0030.004Vs /(m 3/s)1.771. 661.571.49歡迎共閱3-212/3由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線 2。(3)液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度 hO辟0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式 得 hw據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3(4)液相負(fù)荷上限線以9 = 4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限AfHT-=4LSLs,max =

31、0.0145 m3 . s據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線0.0474液泛線令片風(fēng) 虬如+心聯(lián)立得十二- - - + ; _ _冷忽略h c,將hOW與 Ls, hd與Ls, hc與Vs的關(guān)系式代人上式，并整理得將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得 Vs2 =6.36 -5319.2Ls2 -42.36Ls：2.84 E 3600Ls,min1000I l70 10*ms歡迎共閱在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-22表 3-223Ls /(m /s)0.0010.0020.0030.004Vs /(m 3/s)5.935.675.435.13由上表數(shù)據(jù)即可作出

32、液泛線 5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于表。, 1 1 1s J i I 1 i i11 1 1.1 B 1 1 -計(jì)算數(shù)據(jù)設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號(hào)單位7 丿.F J精餾段提留段各段平均壓強(qiáng)PnkPa97.7109.4各段平均溫度tm88.599.7氣相VSm/s1.6061.37平均流量液相LSm/s0.00370.0075實(shí)際塔板數(shù)N塊108板間距HTm0.400.40塔的有效高度X 1 Zm4.03.2塔徑Dm1.61.6空塔氣速um/s0.8200.651塔板液流形式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長(zhǎng)l wm1.0561.056堰高h(yuǎn)wm

33、0.0430.034溢流堰寬度Wm0.1240.243管底與受業(yè)hom0.03550.0292盤距離板上清液層咼度hLm0.060.06孔徑domm5.05.0孔間距tmm15.015.0孔數(shù)n個(gè)75515729開孔面積2 m1.4671.113篩孔氣速Uom/s10.8512.19歡迎共閱塔板壓降hpkPa0.5930.421歡迎共閱液體在降液管中停留時(shí)間T降液管內(nèi)清液層咼度H霧沫夾帶ev負(fù)荷上限負(fù)荷下限氣相最大負(fù)荷VS- max氣相最小負(fù)荷VS- minm0.2460.124kg液/kg氣0.00057480.0074霧沫夾帶控霧沫夾帶控制制漏液控制漏液控制nVsnVs操作彈性9.各接管尺

34、寸的確定1進(jìn)料管FM f 112.54 86.3933 ,進(jìn)料體積流量 VSf =-=-= 12.44m /h = 0.0035m /sPf781.251 R 嚇 取適宜的輸送速度Uf = 2.0m/ s，故h ； /經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：57 3mm實(shí)際管內(nèi)流速：4 7.0035 一 ， uf2 = 1.7m/ s二 0.05122釜?dú)堃撼隽瞎芨獨(dú)堃旱捏w積流量：取適宜的輸送速度UW =1.5m/s，貝U經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：50 3mm實(shí)際管內(nèi)流速：uw= 4 0.0021.45m/s兀 x 0.0443回流液管回流液體積流量X? v | I利用液體的重力進(jìn)行回流，取適宜的回流速度UL =0.5m/s，那么經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：108 6mm實(shí)際管內(nèi)流速：4 漢 0.0034, “,uW2 = 1.88m/ s:0