二硫化碳—四氯化碳精餾分離板式塔設(shè)計(jì)

1、河河 西西 學(xué)學(xué) 院院Hexi University化化工工原原理理課課程程設(shè)設(shè)計(jì)計(jì)題題 目目: 二硫化碳二硫化碳四氯化碳精餾分離板式塔設(shè)計(jì)四氯化碳精餾分離板式塔設(shè)計(jì)學(xué)學(xué) 院院: 化學(xué)化工學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院 專專 業(yè)業(yè): 化學(xué)工程與工藝化學(xué)工程與工藝 學(xué)學(xué) 號號: 20142100032014210003 姓姓 名名: 陳維軍陳維軍 指導(dǎo)教師指導(dǎo)教師: 李守博李守博 2016 年年 11 月月 26 日日河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目二硫化碳二硫化碳- -四氯化碳精餾分離板式塔設(shè)計(jì)四氯化碳精餾分離板式塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件1.設(shè)計(jì)任務(wù)生產(chǎn)能力（進(jìn)料量） 80

2、000 噸/年操作周期 7920 小時(shí)/年進(jìn)料組成 36% （二硫化碳） （質(zhì)量分率，下同）塔頂產(chǎn)品組成 98% （二硫化碳）塔底產(chǎn)品組成 2% （二硫化碳）回流比， 自選 單板壓降 700Pa 2.操作條件操作壓力 塔頂為常壓 進(jìn)料熱狀態(tài) 泡點(diǎn)進(jìn)料 加熱蒸汽 0.25MPa (表壓) 冷卻水溫度 203.設(shè)備型式 篩板式或浮閥式精餾塔 4.廠址 安徽 三、設(shè)計(jì)內(nèi)容1.設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說明2.塔的工藝計(jì)算3.主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)（1）塔徑、塔高及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定（2）塔板的流體力學(xué)校核（3）塔板的負(fù)荷性能圖（4）總塔高、總壓降及接管尺寸的確定4.輔助設(shè)備選型與計(jì)算5.設(shè)計(jì)結(jié)果匯總6.工藝

3、流程圖及精餾工藝條件圖7.設(shè)計(jì)評述河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)前言前言課程設(shè)計(jì)是化工原理課程的一個(gè)非常重要的實(shí)踐教學(xué)內(nèi)容。不僅能夠培養(yǎng)學(xué)生運(yùn)用所學(xué)的化工生產(chǎn)的理論知識，解決生產(chǎn)中實(shí)際問題的能力，還能夠培養(yǎng)學(xué)生的工程意識,健全合理的知識結(jié)構(gòu)可發(fā)揮應(yīng)有的作用。精餾是分離液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)得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量計(jì)的驅(qū)動下，使氣，液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各相分揮發(fā)度的不同，使揮發(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)移。實(shí)現(xiàn)原料混合物中各組成分離該過程是同時(shí)進(jìn)行傳質(zhì)、傳熱的過程。為實(shí)現(xiàn)精餾過程，必須為該過程提供物流的貯存、輸送、

4、傳熱、分離、控制等的設(shè)備、儀表。精餾塔的分離程度不僅與精餾塔的塔板數(shù)及其設(shè)備的結(jié)構(gòu)形式有關(guān)，還與物料的性質(zhì)、操作條件、氣液流動情況等有關(guān)。本次設(shè)計(jì)任務(wù)為設(shè)計(jì)一定處理量的分離四氯化碳和二硫化碳混合物精餾塔。精餾塔是化工生產(chǎn)中十分重要的設(shè)備，選用篩板塔，其突出優(yōu)點(diǎn)為結(jié)構(gòu)簡單、造價(jià)低、板上液面落差小，氣體壓強(qiáng)低，生產(chǎn)能力較大，氣體分散均勻，傳質(zhì)速率較高。精餾塔內(nèi)裝有提供氣液兩相逐級接觸的塔板，利用混合物當(dāng)中各組分揮發(fā)度的不同將混合物進(jìn)行分離。在精餾塔中，塔釜產(chǎn)生的蒸汽沿塔板之間上升，來自塔頂冷凝器的回流液從塔頂逐漸下降，氣液兩相在塔內(nèi)實(shí)現(xiàn)多次接觸，進(jìn)行傳質(zhì)傳熱過程，輕組分上升，重組分下降，使混合物達(dá)

5、到一定程度的分離。精餾塔的分離程度不僅與精餾塔的塔板數(shù)及其設(shè)備的結(jié)構(gòu)形式有關(guān)，還與物料的性質(zhì)、操作條件、氣液流動情況等有關(guān)。本設(shè)計(jì)我們使用篩板塔。其突出優(yōu)點(diǎn)為結(jié)構(gòu)簡單，造價(jià)低板上液面落差小，氣體壓強(qiáng)低，生產(chǎn)能力較大，氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高。篩板塔是最早應(yīng)于手工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一。采用篩板塔可解決堵塞問題適當(dāng)控制漏夜實(shí)際操作表明，篩板在一定程度的漏液狀態(tài)下，操作是板效率明顯降低，其操作的負(fù)荷范圍較泡罩塔窄，但設(shè)計(jì)良好的篩板塔其操作彈性仍可達(dá)到標(biāo)準(zhǔn)。課程設(shè)計(jì)是讓同學(xué)們理論聯(lián)系實(shí)踐的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，是對我們自身進(jìn)行的一次綜合性設(shè)計(jì)訓(xùn)練。通過課程設(shè)計(jì)能使我進(jìn)一步鞏固和加強(qiáng)所學(xué)的專業(yè)理論知識，還能培養(yǎng)自

6、身獨(dú)立分析和解決實(shí)際問題的能力,更能培養(yǎng)我們自身的創(chuàng)新意識、嚴(yán)謹(jǐn)認(rèn)真的學(xué)習(xí)態(tài)度。河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)I目錄目錄1.1.概述概述.11.1 精餾流程設(shè)計(jì)方案的確定 .11.2 設(shè)計(jì)思路 .21.2.1 精餾方式的選定.21.2.2 加熱方式.21.2.3 操作壓力的選取.31.2.4 回流比的選擇.31.2.5 塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇.31.2.6 板式塔的選擇.31.2.7 關(guān)于附屬設(shè)備的設(shè)計(jì).52.2.精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算.52.1 物料衡算： .52.2 進(jìn)料熱狀況的確定 .63.3.塔板數(shù)的確定塔板數(shù)的確定.63.1 理論塔板層數(shù)的確定 .6TN3.

7、1.1 理論塔板層數(shù)的確定.6TN3.1.2 最小回流比及操作回流比的確定：.73.1.3 精餾塔的氣液相負(fù)荷.73.1.4 操作線方程的確定.73.1.5 圖解法求理論板層數(shù).83.2 全塔效率的計(jì)算 .83.2.1 全塔溫度的計(jì)算.83.2.2 氣相組成的計(jì)算.83.2.3 相對揮發(fā)度的求取.83.2.4 液相平均黏度的計(jì)算 .9Lm3.2.5 全塔效率和實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算 .10TE河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)II4.4.精餾塔的工藝條件和有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算精餾塔的工藝條件和有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算.104.1 操作壓力的計(jì)算 .104.2 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 .104.3 平均密度計(jì)算.11m4

8、.3.1 氣相平均密度計(jì)算 .11Vm4.3.2 液相平均密度計(jì)算 .12Lm4.4 液體平均表面張力的計(jì)算.13m5.5.精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算.145.1 塔徑的計(jì)算 .145.2 精餾塔有效高度的計(jì)算 .166.6.塔板的主要工藝尺寸計(jì)算塔板的主要工藝尺寸計(jì)算.166.1 溢流裝置的計(jì)算 .166.1.1 溢流堰長.16Wl6.1.2 溢流堰高度： .16Wh6.1.3 弓形降液管的寬度和橫截面.17dWfA6.1.4 降液管底隙高度.180h6.2 塔板布置 .196.2.1 塔板的分塊.196.2.2 邊緣區(qū)寬和安定區(qū)寬.196.2.3 開孔區(qū)面積計(jì)算.19

9、6.3 篩孔數(shù) N 與開孔率.207.7.塔板的流體力學(xué)的驗(yàn)算塔板的流體力學(xué)的驗(yàn)算.207.1 塔板壓降 .217.1.1 氣體通過篩板塔板的壓降.217.1.2 液面落差.23河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)III7.1.3 液泛.237.1.4 霧沫夾帶.237.1.5 漏液.248.8.塔板負(fù)荷性能圖塔板負(fù)荷性能圖.248.1 漏液線（氣相負(fù)荷下限線） .248.2 霧沫夾帶線 .258.3 液相負(fù)荷上限線 .278.4 液相負(fù)荷下限線 .288.5 液泛線 .288.6 負(fù)荷性能圖 .309.9.塔附件設(shè)計(jì)塔附件設(shè)計(jì).319.1 接管 .319.1.1 進(jìn)料管.319.1.2 回流管.32

10、9.1.3 塔底料液排出管.329.1.4 塔頂蒸汽出口管道.329.1.5 塔底進(jìn)氣管.339.1.6 法蘭.339.2 筒體與封頭 .339.2.1 筒體.339.2.2 封頭.339.2.3 除沫器.349.2.4 裙座.349.2.5 吊柱.349.2.6 人孔.359.3 塔總體高度設(shè)計(jì) .359.3.1 塔的頂部空間高度.359.3.2 塔的底部空間高度.359.3.3 塔體高度.35河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)IV9.4 附屬設(shè)備的設(shè)計(jì) .359.4.1 冷凝器的選擇.359.4.2 再沸器的選擇.3610.10.設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表.3611.11.設(shè)計(jì)評述設(shè)計(jì)評述.3

11、9參考文獻(xiàn)參考文獻(xiàn).41致謝致謝.42 河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)0二硫化碳二硫化碳四氯化碳精餾分離板式塔設(shè)計(jì)四氯化碳精餾分離板式塔設(shè)計(jì)陳維軍摘要：摘要：本次設(shè)計(jì)是針對二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較 完整的精餾設(shè)計(jì)過程。我們對此塔進(jìn)行了工藝設(shè)計(jì)，包括它的輔助設(shè)備及進(jìn)出口管路的計(jì)算，畫出了塔板負(fù)荷性能圖，并對設(shè)計(jì)結(jié)果進(jìn)行了匯總。此次設(shè)計(jì)的篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)的精餾裝置包括精餾塔，再沸器，冷凝器等設(shè)備，熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離，由塔頂產(chǎn)品冷凝器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。本文是精餾塔及其進(jìn)料預(yù)熱的設(shè)計(jì)，分離質(zhì)量

12、分?jǐn)?shù) 0.36 二硫化碳溶液，使塔頂產(chǎn)品二硫化碳的摩爾含量達(dá)到 98%，塔底釜液摩爾分?jǐn)?shù)小于2.0%。綜合工藝操作方便、經(jīng)濟(jì)及安全等多方面考慮，本設(shè)計(jì)采用了篩板塔對進(jìn)行二硫化碳-四氯化碳分離提純，塔板為碳鋼材料，按照圖解法求得理論板數(shù)為 14 塊，精餾段為 8 塊，提餾段為6 塊，進(jìn)料板位置為第 9 塊板。塔頂使用全凝器，部分回流。實(shí)際塔板數(shù)為 29 塊，精餾段為 16塊，提餾段為 13 塊，實(shí)際加料位置在第 17 塊板。塔徑為 1.7m，選用單溢流弓形降液管，回流比為 2.202。通過板壓降、漏液、液泛、液沫夾帶的流體力學(xué)驗(yàn)算，均在安全操作范圍內(nèi)，塔的附屬設(shè)備中，所有管線均采用無縫鋼管。再沸

13、器采用臥式浮頭式熱器，確定了操作點(diǎn)符合操作要求。關(guān)鍵詞：關(guān)鍵詞：二硫化碳四氯化碳、精餾、圖解法、負(fù)荷性能圖、精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu)1.概述概述 篩板精餾塔是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。它的出現(xiàn)僅遲于泡罩塔 20 年左右，當(dāng)初它長期被認(rèn)為操作不易穩(wěn)定，在本世紀(jì) 50 年代以前，它的使用遠(yuǎn)不如泡罩塔普遍。其后因急于尋找一種簡單而價(jià)廉的塔型，對其性能的研究不斷深入，已能作出比較有把握的設(shè)計(jì)，使得篩板塔又成為應(yīng)用最廣的一種類型。1.1 精餾流程設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離二硫化碳四氯化碳混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用氣液混合物進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱

14、至溫度后送入精餾塔內(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)，其余部分作為塔頂產(chǎn)品冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)1故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。流程簡圖如圖 1 所示。圖 1 板式精餾塔的工藝流程簡圖1.2 設(shè)計(jì)思路在本次設(shè)計(jì)中，我們進(jìn)行的是二硫化碳四氯化碳二元物系的精餾分離，簡單蒸餾和平衡蒸餾只能達(dá)到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實(shí)現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實(shí)際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過

15、程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是篩板式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實(shí)現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件，在設(shè)計(jì)時(shí)要根據(jù)實(shí)際需要選定回流比。1.2.1 精餾方式的選定本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾操作方式，其特點(diǎn)是：連續(xù)精餾過程是一個(gè)連續(xù)定態(tài)過程，能小于間歇精餾過程，易得純度高的產(chǎn)品。河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)21.2.2 加熱方式本設(shè)計(jì)采用間接蒸汽加熱，加熱設(shè)備為再沸器。本設(shè)計(jì)不易利用直接蒸汽加熱，因?yàn)橹苯诱羝募尤?，對釜?nèi)溶液起一定稀釋作用，在進(jìn)料條件和產(chǎn)品純度，輕組分收率一定前提下

16、，釜液濃度相應(yīng)降低，故需在提餾段增加塔板以達(dá)到生產(chǎn)要求，從而又增加了生產(chǎn)的費(fèi)用，但也增加了間接加熱設(shè)備。1.2.3 操作壓力的選取本設(shè)計(jì)采用常壓操作，一般，除了熱敏性物料以外，凡通過常壓蒸餾不難實(shí)現(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的系統(tǒng)都應(yīng)采用常壓蒸餾。在化工設(shè)計(jì)中有很多加料狀態(tài)，這次設(shè)計(jì)中采用氣液混合物進(jìn)料。1.2.4 回流比的選擇對于一般體系最小回流比的確定可按常規(guī)方法處理，但對于某些特殊體系，如乙醇水體系則要特殊處理，該體系最小回流比的求取應(yīng)通過精餾段操作線與平minR衡線相切得到。而適宜回流比 R 的確定，應(yīng)體現(xiàn)最佳回流比選定原則即裝置設(shè)備費(fèi)與操作費(fèi)之和最低，我們推薦以下

17、簡化方法計(jì)算各項(xiàng)費(fèi)用，從而確定最佳回流比。一般經(jīng)驗(yàn)值為(1.1-2)。RminR1.2.5 塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇塔頂選用全凝器，因?yàn)楹罄^工段產(chǎn)品以液相出料，但所得產(chǎn)品的純度低于分凝器，因?yàn)榉帜鞯牡谝粋€(gè)分凝器相當(dāng)于一塊理論板。塔頂冷卻介質(zhì)采用自來水，方便、實(shí)惠、經(jīng)濟(jì)。1.2.6 板式塔的選擇板式塔工藝尺寸設(shè)計(jì)計(jì)算的主要內(nèi)容包括：板間距、塔徑、塔板型式、溢流裝置、塔板布置、流體力學(xué)性能校核、負(fù)荷性能圖以及塔高等。其設(shè)計(jì)計(jì)算方法可查閱有關(guān)資料。著重應(yīng)注意的是：塔板設(shè)計(jì)的任務(wù)是以流經(jīng)塔內(nèi)氣液的物流量、操作條件和系統(tǒng)物性為依據(jù)，確定具有良好性能（壓降小、彈性大、效率高）的塔板結(jié)構(gòu)與尺寸

18、。塔板設(shè)計(jì)的基本思路是：以通過某一塊板的氣液處理量和板上氣液組成，溫度、壓力等條件為依據(jù)，首先參考設(shè)計(jì)手冊上推薦數(shù)據(jù)初步確定有關(guān)的獨(dú)立變量，確定相關(guān)的參數(shù)，然后進(jìn)行流體力學(xué)計(jì)算，進(jìn)行物料衡算，校核其是否符合所規(guī)定的范圍，如不符合要求就必須修改結(jié)構(gòu)參數(shù)，重復(fù)上述設(shè)計(jì)步驟直到滿意為止。最后繪制出其負(fù)荷性能圖，以確定適宜操作區(qū)和操作彈性。塔高的確定，還與塔頂空河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)3間、塔底空間、進(jìn)料段高度以及開人孔數(shù)目的取值有關(guān)，可查資料獲得相關(guān)的材料數(shù)據(jù)。 【已知參數(shù)已知參數(shù)】:主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù):表 1 二硫化碳和四氯化碳的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式 分子量沸點(diǎn)() 密度3/g cm二硫化碳2CS 7

19、6 46.5四氯化碳4CCl 154 76.8 1.260 1.595表 2 液體的表面張力 (單位:mN/m)溫度46.55876.5二硫化碳28.526.824.5四氯化碳23.622.220.2表 3 常壓下的二硫化碳和四氯化碳的氣液平衡數(shù)據(jù)液相中二硫化碳摩爾分率x氣相中二硫化碳摩爾分率y溫度/液相中二硫化碳摩爾分率x氣相中二硫化碳摩爾分率y溫度/00.02960.06150.11060.14350.258000.08230.15550.26600.33250.495076.874.973.170.368.663.80.39080.53180.66300.75740.86041.000.

20、63400.74700.82900.87900.93201.0059.355.352.350.448.546.5表 4 參數(shù)選取項(xiàng) 方式壓力加料加熱回流比冷凝器冷卻板式塔河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)4目狀態(tài)方式介質(zhì)選 取連續(xù)精餾常壓氣液混合間接蒸汽=(1.1-2.0)RminR全凝器自來水篩板塔1.2.7 關(guān)于附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)主要有：（1）熱量衡算求取塔頂冷凝器、冷卻器的熱負(fù)荷和所需的冷卻水用量；再沸器的熱負(fù)荷和所需的加熱蒸氣用量。（2）選定冷凝器和再沸器的型式求取所需的換熱面積并查閱換熱器標(biāo)準(zhǔn)，提出合適的換熱器型號。2.精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算2.1 物料衡算：F:原

21、料液流量（kmol/h） XF:原料液的組成D:塔頂產(chǎn)品流量（kmol/h） XD:塔頂產(chǎn)品組成 W:塔釜?dú)堃沽髁浚╧mol/h） XW:塔釜?dú)堃菇M成（1）二硫化碳的摩爾質(zhì)量：MA=76.14kg/kmol 四氯化碳的摩爾質(zhì)量：MB=153.82kg/kmol532. 082.153/ )36. 01 (14.76/36. 014.76/36. 0Fx990. 082.153/ )98. 01 (14.76/98. 014.76/98. 0Dx040. 082.153/ )02. 01 (14.76/02. 014.76/02. 0Wx（2）原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：MF=XF76

22、.14+（1XF）153.82=112.49kg/kmolMD=XD76.14+（1XD）153.82=76.92kg/kmol MW=XW76.14+（1XW）153.82=150.71kg/kmol河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)5（3）物料衡算原料處理量： hkmolF/79.8949.1127920100080000總物料衡算： molkgFWD/79.89二硫化碳物料衡算： 79.89532. 004. 099. 0WD 代入數(shù)據(jù)，聯(lián)立得： hkmolD/50.46 hkmolW/29.432.2 進(jìn)料熱狀況的確定由表 3 二硫化碳和四氯化碳的氣液平衡數(shù)據(jù)表中相應(yīng)的數(shù)據(jù)，根據(jù)內(nèi)插法，求得

23、：3 .52t663. 0532. 03 .523 .556630. 05381. 0FtF=55.30則 進(jìn)料時(shí)的泡點(diǎn)溫度為 55.30進(jìn)料方式為泡點(diǎn)進(jìn)料：q=13.塔板數(shù)的確定塔板數(shù)的確定3.1 理論塔板層數(shù)的確定TN3.1.1 理論塔板層數(shù)的確定TN二硫化碳和四氯化碳屬理想物系，根據(jù)二硫化碳和四氯化碳的氣液平衡數(shù)據(jù)，可采用圖解法求理論板層數(shù)，如下圖所示河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)60.00.81.00.00.81.0dfecaxWxFxDyxyqR+1xDb圖 2 圖解法求理論板層數(shù)由，根據(jù)表 3 得到不同溫度下的揮發(fā)度，如表 5 所示AAAAyxxy

24、11表 5 不同溫度下的相對揮發(fā)度溫度/揮發(fā)度溫度/揮發(fā)度68.752.9752.452.4663.952.8150.552.3359.452.7048.652.2255.452.6046.652.10則 相對揮發(fā)度：64. 2887654321 平衡線的方程為：xxxxy64. 1164. 2113.1.2 最小回流比及操作回流比的確定：泡點(diǎn)進(jìn)料 q=1,時(shí)532. 0Fqxx河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)7采用作圖法求最小回流比，在圖 2 中對角線上，自點(diǎn) e(0.532,0.532)作垂線 ef,即為進(jìn)料線（q 線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為：532. 0750. 0qqxy，故 最小回流

25、比為：101. 1532. 0750. 0750. 0990. 0minqqqDxyyxR即 操作回流比為：202. 20 . 2minRR3.1.3 精餾塔的氣液相負(fù)荷精餾段： hkmolRDL/393.10250.46202. 2 hkmolDRV/893.14850.46)202. 21 ()1 (提餾段： hkmolFLL/183.19279.89393.102 hkmolVV/893.1483.1.4 操作線方程的確定精餾段操作線方程： 309. 0688. 01202. 2990. 01202. 2202. 2111nnDnnxxRxxRRy提餾段操作線方程： 012. 0291.

26、 1279.169040. 029.43893.148183.1921mmWmmxxxVWxVLy3.1.5 圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖 2 所示，求解結(jié)果為：總理論板層數(shù) NT=14(不包括再沸器)，精餾段為 8 塊，提餾段為 6 塊，進(jìn)料板位置為 NT=9（第 9 板為進(jìn)料板）。3.2 全塔效率的計(jì)算3.2.1 全塔溫度的計(jì)算由表 3 二硫化碳和四氯化碳的氣液平衡數(shù)據(jù)表中相應(yīng)的數(shù)據(jù)，根據(jù)內(nèi)插法，求全塔的溫度：塔頂溫度 64.46tt48.59900. 08604. 05 .465 .4800. 18604. 0DD進(jìn)料溫度 30.55t3 .52t663. 0532.

27、03 .523 .556630. 05381. 0FF河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)8塔釜溫度 23.74tt74.9040. 00269. 08 .769 .7400. 00269. 0WW精餾段平均溫度 97.502tttFDm提餾段平均溫度 77.642tttFWm3.2.2 氣相組成的計(jì)算由表 3 二硫化碳和四氯化碳的氣液平衡數(shù)據(jù)表中相應(yīng)的數(shù)據(jù)，根據(jù)內(nèi)插法，求全塔的氣相組成：塔頂處的氣相組成 9952. 0y5 .4664.46000. 1y5 .465 .48000. 19320. 0DD進(jìn)料口的氣相組成 7470. 0y3 .523 .558290. 0y3 .523 .558290

28、. 07470. 0FF塔釜處的氣相組成 1095. 0y9 .7423.740823. 0y1 .739 .741555. 00823. 0WW3.2.3 相對揮發(fā)度的求取塔頂處的相對揮發(fā)度 由,得：9952. 0990. 0DDyx，094. 211DDDDDyxxy進(jìn)料處的相對揮發(fā)度 由,得：747. 0532. 0FFyx，600. 211FFFFFyxxy塔釜處的相對揮發(fā)度 由得：,1095. 0040. 0wwyx，951. 211wwwwwyxxy精餾段平均相對揮發(fā)度 347. 22FDm提餾段平均相對揮發(fā)度 776. 22FWm平均揮發(fā)度：由于兩段的相對揮發(fā)度差距很大，所以只能

29、使用平均揮發(fā)度523. 2951. 2600. 2094. 233FWD3.2.4 液相平均黏度的計(jì)算Lm液相的平均黏度依下式計(jì)算，即iiLmx河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)9表 6 不同溫度下的黏度列表42cclcs 溫度/30405060708090smPaccl/40.3430.3210.3010.2840.2690.2550.243smPacs/20.8470.7410.6530.5800.45190.4670.422塔頂液相平均粘度的計(jì)算，由，根據(jù)表 6 利用內(nèi)插法，得：64.46tD，smPacs 0.3082smPaccl 0.6834 smPaDm316. 0683. 002.

30、0308. 098. 0進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算，由，根據(jù)表 6 利用內(nèi)插法，得：30.55tF ，smPacs 0.2922smPaccl 0.6144 smPaFm466. 0614. 064. 0292. 036. 0塔釜液相平均粘度的計(jì)算，由，根據(jù)表 6 利用內(nèi)插法，得：23.74tW ，smPacs 0.2632smPaccl 0.4974 smPaWm492. 0497. 098. 0263. 002. 0精餾段平均黏度為：smPaFD407. 02/ )498. 0316. 0(2/ )(精提留段平均黏度為：smPaWF495. 02/ )492. 0498. 0(2/ )(提3

31、.2.5 全塔效率和實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算TE全塔效率可由奧康奈爾公式求得245. 0)(49. 0LTE精餾段：0.496)0.4072.374(49. 0245. 0)(精TE提餾段：0.453)0.4952.875(49. 0245. 0)(提TE利用圖解法求得的理論塔板數(shù)：塊，精餾段為 8 塊，提餾段為 6 塊。14NT則 精餾段實(shí)際塔板數(shù)：塊精精精1616.13496. 0/8/E)T()()(TPNN 提餾段實(shí)際塔板數(shù)：塊提提提1313.25453. 0/6/E)T()()(TPNN河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)10全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：塊提精291316)()(PPPNNN 全塔效率：48

32、3. 02914PTTNNE4.精餾塔的工藝條件和有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算精餾塔的工藝條件和有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算4.1 操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力：kPaPD33.101取每層塔板壓降：kPaP7 . 0進(jìn)料板壓力：kPaPF53.1127 . 01633.101塔釜壓力：kPaPW63.1217 . 01333.101則 精餾段的平均壓力：kPaPm106.932112.53101.332PPFD)(精 提餾段的平均壓力：kPaPPPFWm117.082112.53121.632)(提4.2 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂摩爾質(zhì)量計(jì)算由,根據(jù)：,得：990. 01 yxDxxxxy66. 1166. 2) 1

33、(1974. 01xkmolkgMVDm/917.7682.153)990. 01 (14.76990. 0kmolkgMLDm/160.7882.153)974. 01 (14.76974. 0進(jìn)料摩爾質(zhì)量計(jì)算由，利用平衡線方程，根據(jù)表 3 中的數(shù)據(jù)，內(nèi)插法求得：532. 0Fx747. 0FykmolkgMVFm/793.9582.153747. 0114.76747. 0）（kmolkgMLFm/494.11282.153532. 0114.76532. 0）（塔釜摩爾質(zhì)量計(jì)算由，利用平衡線方程，根據(jù)表 3 中的數(shù)據(jù)，內(nèi)插法得：040. 0Wx110. 0WykmolkgMVWm/275

34、.14582.153110. 0114.76110. 0）（kmolkgMLWm/713.15082.153040. 0114.76040. 0）（河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)11 則 精餾段的平均摩爾質(zhì)量：kmolkgMMMVFmVDmVm/86.35595.793)/276.917(2)(精kmolkgMMMLFmLDmLm/95.327112.494)/278.160(2)(精 提餾段的平均摩爾質(zhì)量：kmolkgMMMVFmVWmVm/120.48495.793)/2145.275(2)(提kmolkgMMMLFmLWmLm/131.604112.494)/2150.713(2)(提4.

35、3 平均密度計(jì)算m4.3.1 氣相平均密度計(jì)算Vm由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算求得RTMPVmmVm 精餾段的平均氣相密度：3)()()(3.43kg/m273.15)50.97(8.31486.355106.93RTMPVmmVm精精精 提餾段的平均氣相密度：3)()()(/5.02273.15)64.77(8.314120.484117.08mkgRTMPVmmVm提提提4.3.2 液相平均密度計(jì)算Lm液相平均密度可由公式計(jì)算求得）為質(zhì)量分率（LBBLAALm1表 7 不同溫度下的密度42cclcs 溫度/304050607080903)(/2mkgcs124812341219120311881

36、17211563)(/4mkgccl1574155615361517149814781457（1）塔頂液相密度 塔頂液相組成：020 . 0, 089 . 0BA由，根據(jù)表 7 中的數(shù)據(jù)，利用內(nèi)插法，求得：64.46tD河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)12，3/04.1224mkgA3/72.1542mkgB3mLDm/26.571272.154220 . 004.122498. 01mkgLD （2）進(jìn)料板處液相密度 加料板液相組成：；360. 0A406 . 0B 由，根據(jù)表 7 中的數(shù)據(jù)，利用內(nèi)插法，求得：30.55tF ,3/52.1210mkgA3/30.1606mkgB3mLFm/14

37、.143730.160664. 052.121036. 01mkgLF （3）塔釜處液相密度 塔釜處液相組成：；020. 0A980. 0B 由，根據(jù)表 7 中的數(shù)據(jù)，利用內(nèi)插法，求得：23.74tW,3/23.1181mkgA3/54.1489mkgB3mLWm/80.148154.1489980. 023.1181020. 01mkgLW則 精餾段平均液相密度：3)(/1331.8621437.141226.57mkgLm精 提餾段平均液相密度：3)(/1459.4721437.141481.80mkgLm提4.4 液體平均表面張力的計(jì)算m表 8 不同溫度下的表面張力)()(42-cclc

38、s溫度/30405060708090mmN /)(cs230.8129.3327.8726.4124.9723.5422.13mmN /)(ccl424.5323.3522.1821.0219.8818.7417.62液相平均表面張力可由公式計(jì)算求得mniiiLmx1塔頂液相平均表面張力計(jì)算：河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)13由，根據(jù)表 8 中的數(shù)據(jù)，利用內(nèi)插法，求得：64.46tD，mmNA/29.28mmNB/57.22mmNLDm/23.2857.22)990. 01 (29.28990. 0進(jìn)料板液相平均表面張力計(jì)算：由，根據(jù)表 8 中的數(shù)據(jù)，利用內(nèi)插法，求得：30.55tF，mmNA/

39、10.27mmNB/14.21mmNLFm/31.2414.21)532. 01 (10.27532. 0塔釜液相平均表面張力計(jì)算：由，根據(jù)表 8 中的數(shù)據(jù)，利用內(nèi)插法，求得：23.74tW，mmNA/37.24mmNB/40.19mmNLWm/60.1940.19)040. 01 (37.24040. 0則 精餾段液相平均表面張力為：mmNm/26.27224.3128.23)(精 提餾段液相平均表面張力為：mmNm/21.96231. 4260. 91)(提5.精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算5.1 塔徑的計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率為： smVMVVmVms/1.0413

40、.43360086.355148.89336003)()(1精精smLMLLmLms/002. 031.86313600327. 59393.02136003)()(1精精 hmLLsh/2 . 7002. 036003600311提餾段的氣、液相體積流率為： smMVVVmVms/0.9935.023600120.484148.89336003)()(2提提smMLLLmLms/300.01459.473600131.604183.92136003)提()提(2河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)14 hmLLsh/18003. 036003600322圖 3 史密斯關(guān)聯(lián)圖初選板間距,取版上液層高度

41、mHT003 . 0mhL05. 0由，其中計(jì)算求得VVLCumax2 . 020)20(LCC精餾段：mhHLT250. 0 040. 03.431481.8036001.0413600002. 02121)()(11精精VmLmssVL查圖 3 史密斯關(guān)聯(lián)圖，得：540 . 020C0.0572026.27540 . 0202 . 02 . 020LmCC最大空塔氣速：smCuVVL/1.1223.433.431331.86057. 0max取安全系數(shù)為 0.7，空塔氣速為：smuu/0.7851.1227 . 07 . 0max1河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)15故 muVDs689. 1

42、0.78514. 31.04144111按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為：；mD8 . 11塔的橫截面積：2221269.27.1785.04mDAT空塔氣速：smAVuTS/0.4592.2691.04111提餾段：mhHLT250. 0 086. 05.021459.4736000.9933600500. 02121)()(22提提VmLmssVL查圖 3 史密斯關(guān)聯(lián)圖，得：500 . 020C0.0512021.96500 . 0202 . 02 . 020LmCC最大空塔氣速：smCuVVL/0.8685.025.021459.47051. 0max取安全系數(shù)為 0.7，空塔氣速：smuu/0.608

43、0.8687 . 07 . 0max2故 muVDs443. 10.60814. 30.99344122按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為：；mD6 . 12塔的橫截面積：；2222766.15.1785.04mDAT空塔氣速：smAVuTS/0.5621.7660.99321根據(jù)上述精餾段和提餾段塔徑的計(jì)算，可知全塔塔徑，板間距取mD8 . 1合適mHT30. 05.2 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度的計(jì)算：mHNZTP50. 430. 0) 116(1)-()(精精河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)16提餾段有效高度的計(jì)算：mHNZTP60. 330. 0) 131 (1)-()()(提提在進(jìn)料板上方開一人孔

44、，其高度為m80. 0故 精餾塔的有效高度為: mZZZ90. 880. 050. 460. 38 . 0提精6.塔板的主要工藝尺寸計(jì)算塔板的主要工藝尺寸計(jì)算因?yàn)樗綖?1.8m，所以可選用單溢流弓形降液管、凹形受液盤。6.1 溢流裝置的計(jì)算6.1.1 溢流堰長Wl取mDlW02. 18 . 16 . 06 . 06.1.2 溢流堰高度：Wh由，本設(shè)計(jì)采用平直堰，堰上液層高度,用費(fèi)蘭西斯公式計(jì)算，OWLWhhhOWh即32100084.2WhOWlLEh 圖 4 液流收縮系數(shù)計(jì)算圖精餾段：由,，查圖 4 液流收縮系數(shù)計(jì)2DlW852. 602. 12 . 75 . 25 .

45、2WhlL算圖，近似取 E=1，則：mlLEhWhOW01045. 002. 12 . 7100084. 2100084. 22/332河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)17取板上清液層高度，則：mhL06. 0mhhhOWLW04955.001045.006.0提餾段：由,，查圖 4 液流收縮系數(shù)計(jì)2DlW131.1702. 1185 . 25 . 2WhlL算圖，近似取 E=1，則：mlLEhWhOW01925. 002. 118100084. 2100084. 22/332取板上清液層高度，則：mhL06. 0mhhhOWLW04075.001925.006.06.1.3 弓

46、形降液管的寬度和橫截面dWfA精餾段：由,查圖 5 弓形降液管的參數(shù)，得：，6 . 0DlW055. 0TfAA10. 0DWd ，2T2481 . 0269. 2055. 0A0.055mAfmDWd17. 08 . 151 . 015. 0圖 5 弓形降液管的參數(shù)驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間： sLHAsTf72.18002.030.01248.01符合要求,5s河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)18提餾段：由,查圖 5 弓形降液管的參數(shù)，得：，6 . 0DlW055. 0TfAA10. 0DWd ，2T09713. 0766. 1055. 0A0.055mAfmDWd17. 08 . 151 . 01

47、5. 0驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間： sLHAsTf837.5500.003.009713.02符合要求,5s精餾段和提餾段的停留時(shí)間，故降液管可使用。s56.1.4 降液管底隙高度0h降液管底隙高度可由公式計(jì)算求得Oh00ulLhWs精餾段：取液體通過降液管底隙的流速，則smu/10. 00mulLhWs0196. 010. 002. 1002. 0010提餾段:取液體通過降液管底隙的流速，則smu/08. 00mulLhWs0613. 008. 002. 1005. 00206.2 塔板布置6.2.1 塔板的分塊表 9 塔板的分塊數(shù)塔徑mm/800120014001600180020002200

48、2400塔板分塊數(shù) 3 4 5 6本設(shè)計(jì)塔徑 D=1.8m,采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔板。查表 9 塔板的分塊數(shù)得，塔板分為 5 塊。河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)196.2.2 邊緣區(qū)寬和安定區(qū)寬因，故；邊緣區(qū)寬度，安定區(qū)寬度mD5 . 1mWc035. 0mWs650 . 06.2.3 開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積可由公式計(jì)算求得RxRxRxAaarcsin1802222精餾段：其中 mWDRc815. 0035. 028 . 12 mWWDxsd615. 065)0 . 071 . 0(28 . 1)(2故 22227931. 1815. 0615. 0arcsin815. 01801

49、4. 3615. 0815. 0615. 02mAa提餾段：其中 mWDRc815. 0035. 028 . 12 mWWDxsd615. 0650 . 071 . 028 . 12故 22227931. 1815. 0615. 0arcsin815. 018014. 3615. 0815. 0615. 02mAa6.3 篩孔數(shù) N 與開孔率取篩孔的孔徑,按正三角形排列，一般碳鋼板厚，如圖 6 所示mmd50mm4圖 6 正三角形排列圖故 孔距中心距mdt5 .1755 . 35 . 30計(jì)算塔板上篩孔的數(shù)目, 則N)(676355.67620175. 07931. 1155. 1155. 1

50、22個(gè)tANa河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)20計(jì)算塔板上開孔率，則 范圍內(nèi)在%15%5%40. 7%1005 . 3907. 0%100dtA22000aAA精餾段：每層板上的開孔面積0A2013269. 07931. 1074. 0mAAa氣孔通過篩孔的氣速0usmAVuS/8454. 713269. 0041. 1010提餾段：每層板上的開孔面積0A2013269. 07931. 1074. 0mAAa氣孔通過篩孔的氣速0usmAVuS/4836. 713269. 0993. 00207.塔板的流體力學(xué)的驗(yàn)算塔板的流體力學(xué)的驗(yàn)算7.1 塔板壓降7.1.1 氣體通過篩板塔板的壓降可根據(jù)計(jì)算h

51、hhhcp1圖 7 干篩孔的流量系數(shù)圖(1) 干板阻力計(jì)算ch河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)21干板阻力可由公式計(jì)算202001051. 0aLVcAAcuh根據(jù)，查圖 7 篩孔的流量系數(shù)圖，得25. 14/5/0d80. 00C精餾段：液柱mAAcuhaLVc0126. 07931. 113269. 0186.133143. 38 . 08454. 7051. 01051. 022202001提餾段：液柱mAAcuhaLVc0153. 07931. 113269. 0147.145902. 58 . 04836. 7051. 01051. 022202002 (2)氣體通過液層的阻力計(jì)算氣體通

52、過液層的阻力可由公式計(jì)算求得owwlhhhLh圖 8 充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖精餾段：氣流通過閥孔的速度：smAAVufTSa/4855. 01248. 0269. 2041. 11氣相動能因子：8992. 043. 34855. 00VauF查圖 8 充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得：66. 0液柱mhhhhowwLl0396. 01045. 004955. 066. 01提餾段：氣流通過閥孔的速度：smAAVufTSa/5915. 009713. 0766. 1993. 02氣相動能因子：3253. 102. 55915. 00VauF河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)22查圖 8 充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得：60. 0液柱m

53、hhhhowwLl0360. 001925. 004075. 060. 02(3)液體表面張力的阻力計(jì)算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力可由公式計(jì)算求得h04gdhLL精餾段：液柱mgdhLL0016. 0005. 081. 986.13311027.264430氣體通過每層塔板的液柱高度ph液柱mhhhhlcp0538. 00016. 00396. 00126. 0氣體通過每層塔板的壓降pP（設(shè)計(jì)允許值）aaLppkPPghP7 . 0926.69881. 986.13310538. 0提餾段：液柱mgdhLL0012. 0005. 081. 947.14591096.214430氣體通過每層塔板

54、的液柱高度ph液柱mhhhhlcp0704. 00012. 00360. 00332. 0氣體通過每層塔板的壓降pP（設(shè)計(jì)允許值）aaLppkPPghP7 . 0987.69981. 947.14590704. 07.1.2 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)中的塔徑與液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。7.1.3 液泛為了防止降液管液泛現(xiàn)象的發(fā)生，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)服從下列關(guān)系式，即dH，二硫化碳和四氯化碳屬于一般物系，取)(WTdhHH5 . 0精餾段：mhHWT1748. 004955. 03 . 05 . 0)(而，塔板不設(shè)進(jìn)口堰dLpdhhhH河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)2

55、3其中 液柱mhlLhWsd0.001540196. 002. 10020. 0153. 0153. 02201 液柱mhhhHdLpd1153. 000154. 006. 00538. 0故 ，在設(shè)計(jì)負(fù)荷之下不會發(fā)生液泛)(WTdhHH提餾段：mhHWT1704. 004075. 03 . 05 . 0)(而，塔板不設(shè)進(jìn)口堰dLpdhhhH其中 液柱mhlLhWsd0.000160613. 002. 1005. 0153. 0153. 02202液柱mhhhHdLpd1127. 000016. 006. 00525. 0故 ，在設(shè)計(jì)負(fù)荷之下不會發(fā)生液泛)(WTdhHH7.1.4 霧沫夾帶霧沫

56、夾帶量可由公式計(jì)算求得2 . 3065 . 2107 . 5LTLVhHue精餾段：氣液氣液kgkgkgkgeV/1 . 0/0093. 006. 05 . 23 . 04855. 01027.26107 . 52 . 336故 在設(shè)計(jì)負(fù)荷之下不會發(fā)生過量霧沫夾帶提餾段：氣液氣液kgkgkgkgeV/1 . 0/0209. 006. 05 . 23 . 05915. 01096.21107 . 52 . 336故 在設(shè)計(jì)負(fù)荷之下不會發(fā)生過量霧沫夾帶7.1.5 漏液對于篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由公式owu計(jì)算求得VLLowhhCu13. 00056. 04 . 40精餾段：smuow/2091. 5

57、43. 386.13310016. 006. 013. 00056. 080. 04 . 4實(shí)際孔速：owusmu/8454. 70穩(wěn)定系數(shù)：5 . 15061. 12091. 58454. 70owuuK故 在設(shè)計(jì)負(fù)荷之下不會發(fā)生過量漏液河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)24提餾段：smuow/9490. 402. 547.14590012. 006. 013. 00056. 080. 04 . 4實(shí)際孔速：owusmu/4836. 70穩(wěn)定系數(shù)：5 . 15122. 19490. 44836. 70owuuK故 在設(shè)計(jì)負(fù)荷之下不會發(fā)生過量漏液8.塔板負(fù)荷性能圖塔板負(fù)荷性能圖8.1 漏液線（氣相負(fù)

58、荷下限線）精餾段： 由，得：VLLohhCu13. 00056. 04 . 40min，其中 , ,0min,minAVuso，OWWLhhh32100084. 2WhOWlLEhVLWSWshlLEhACV3200min,3600100084. 213. 00056. 04 . 443. 386.13310016. 002. 1360000284. 004955. 013. 00056. 013269. 080. 04 . 432SL 整理，得：32min,0856. 00104. 02037. 9SsLV此為液相負(fù)荷上限線的關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)取幾個(gè)值，計(jì)算出相應(yīng)的值，SLSV結(jié)果列于表

59、10 所示表 10 漏液線上氣、液體積流量smLS/30.00060.00150.00300.0045smVS/30.64310.65150.66070.6689由表 10 數(shù)據(jù)即可做出漏液線 1提餾段：由，得：VLLohhCu13. 00056. 04 . 40min，其中 , ,0min,minAVuso，OWWLhhh32100084. 2 WhOWlLEh河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)25VLWSWshlLEhACV3200min,3600100084. 213. 00056. 04 . 402. 547.14590012. 002. 1360000284. 004075. 013. 0

60、0056. 013269. 080. 04 . 432SL 整理，得：32min,6583. 00097. 09644. 7SsLV此為液相負(fù)荷上限線的關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)取幾個(gè)值，計(jì)算出相應(yīng)的值，SLSV結(jié)果列于表 11 所示表 11 漏液線上氣、液體積流量smLS/30.00060.00150.00300.0045smVS/30.55720.56620.59010.5993由表 11 數(shù)據(jù)即可做出漏液線 18.2 霧沫夾帶線取霧沫夾帶氣液 kgkgeV/1 . 0由計(jì)算求得2 . 306107 . 5fTLVhHue精餾段：其中 SSfTSVVAAVu4664. 01248. 0269.