【正文】 液相負(fù)荷上限線 以 5s??作為液體在降液管中停留時間的下限：5fTsAHL? ??? 故 3, m i n 0 . 0 6 0 5 0 . 4 0 . 0 0 4 8 4 /55f。 ls vs 液相負(fù)荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度?作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。 塔板負(fù)荷性能圖 精餾段 漏液線 由 0,min 0 1 1 ( ) /L L Vu C h h???? ? ? ,min0,min 0sVu A? L w owh h h?? ()1000 how wLhEl? 得 23, m in 0 0 1 1 .4 { 0 .0 0 5 6 0 .1 3 [ ( ) ] } /1000 hs w L VwLV C A h E hl ? ??? ? ? ? ?2336002 . 8 44 . 4 0 . 7 7 2 0 . 0 5 9 { 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 [0 . 0 5 8 3 1 ( ) ] 0 . 0 0 1 7 } 6 1 2 . 7 3 / 3 . 2 31 0 0 0 0 . 7 2 sL? ? ? ? ? ? ? ? ? 230 . 2 2 . 1 6 4 2 0 . 4 8sL?? 由上表數(shù)據(jù)即可分別作出精餾段的漏液線 1。39。d p L dH h h h? ? ? 39。 精 餾段的為 ( ) 0 .5 ( 0 .4 0 .0 5 8 3 ) 0 .2 2 9 2 mTwHh? ? ? ? ? d p L dH h h h? ?? 化工原理課程設(shè)計 ２９ 板上不設(shè)進口堰， 2200 . 0 0 1 6 70 . 1 5 3 ( ) 0 . 1 5 3 ( ) 0 . 0 0 3 4 30 . 7 2 0 . 0 1 5 5sdwlhmlh? ? ??液柱 0 . 0 7 8 5 0 . 0 7 0 . 0 0 3 4 3 0 . 1 5 1 9 0 . 2 2 9 2d p l dH h h h m m? ? ? ? ? ? ? ?液柱 提餾段的為 ( ) 0. 5 ( 0. 4 0. 04 81 ) 0. 22 41TwH h m? ? ? ? ? 39。 液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高()d T wH H h??? 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高 d T wh? 式中 HT— 板間距， m wh — 堰高， m φ — 系數(shù)，是考慮到降液管內(nèi)充氣及操作安全兩種因素的校正系數(shù)。039。1 0 . 0 7 0 7 6 1 4 . 1 9 8 9 . 8 1 5 4 2 . 2 8 0 . 7P P Lh g P a k P a??? ? ? ? ? ? ?（設(shè)計允許值） 液沫夾帶 霧沫夾帶量：6 10 ()av m T fue Hh????? 精餾段的為： 35 .7 1 0 5 .7 1 0 0 .4 4 1 3( ) 0 .0 0 3 8 0 .11 3 .2 8 1 0 0 .4 0 .1 7 5av m T fue k g k gHh?????? ??? ? ? ???? ? ??? 同理，提餾段的為 0 .0 0 5 8 / 0 .1 /ve k g k g k g k g? ?? 式中 Lh— 板上液層高度， m HT— 板間距， m σm— 操作物系的液體平均表面張力， mmN/ au — 氣體通過篩孔時的速度， m/s 故在本設(shè)計中液沫夾帶量 ve在允許范圍內(nèi)。 39。39。1h ( ) 0 . 6 5 7 1 ( 0 . 0 4 8 1 0 . 0 2 1 9 ) 0 . 0 4 6L w o wh h h m??? ? ? ? ? ? ?式中 Lh — 板上 液層高度， m β— 充氣因數(shù)，無量綱。 39。 0 . 5 4 0 8 0 . 5 0 5 5 /1 . 1 3 0 4 0 . 0 6 0 5Sa TfVu m sAA? ? ???111220 0 . 5 0 5 5 3 . 6 1 0 . 9 6 k gF s m ??? ? ? ? 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖， 精餾段 得?? 1h ( ) 0 .6 8 3 3 ( 0 .0 5 8 3 0 .0 1 1 7 ) 0 .0 4 7 8 3L w o wh h h m??? ? ? ? ? ? ?提餾段的??? 39。0 0 0 . 5 4 0 8 9 . 1 7 /0 . 0 7 4 0 . 7 9 2SS aVVu m sAA?? ? ? ?? 篩板的流體力學(xué)驗算 塔板壓降 干板阻力計算 干板阻力： 20xxh 0 . 0 5 1 ( ) ( )2 9 . 8 vVc LLuucc??? ? ? ?? 式中 0u— 氣體通過篩孔的氣速， m/s C0— 干篩孔的流量系數(shù) 1V?、 1L?— 分別為精餾段氣、液相平均密度， kg/m3 由 0 / 5 / 3 ? ??查查干篩孔的流量系數(shù)圖得， 0 ? 化工原理課程設(shè)計 ２５ 故 精餾段 28 3 . 2 3h 0 . 0 5 1 ( ) ( ) 0 . 0 2 8 90 . 7 7 2 6 1 2 . 7 3c m?? 提 餾段 39。39。 mAa ? 式中 CW— 邊緣區(qū)寬度， m aA— 開孔區(qū)面積 ， m2 DW— 弓形降液管寬度， m S— 破沫區(qū)寬度， m 篩孔計算及其排列 本 體系 所處理的物系無腐蝕性，可選用 3mm??碳鋼板， 取篩孔直徑 0 5d mm? 。邊緣區(qū)：小塔 Wc=3050mm，大塔 5075mm。 ① 溢流區(qū)區(qū)（受液區(qū)和降液區(qū)） Wd 一般兩區(qū)面積相等。一般，塔徑從小于 800mm時采用整塊式塔板；當(dāng)塔徑在 900mm 以上時，采用分塊式塔板。 0 0 . 0 4 8 1 0 . 0 3 9 6 0 . 0 0 8 5 0 . 0 0 6wh h m m? ? ? ? ? 故降液管底隙高度設(shè)計合理。00 . 0 0 4 2 8 0 . 0 3 9 60 . 7 2 0 . 1 5hwLhmlu? ? ?? 39。39。0 /u m s? 精餾段： 0 39。03600hwLh lu? 根據(jù)經(jīng)驗，一般取39。— 塔內(nèi)液體流量， m3/h HT— 板間距， m Af— 弓形降液管截面積， m2 故降液管設(shè)計合理 降液管底隙高度 底隙 h0：通常在 3040mm，若太低易于堵塞。 驗算液體在降液管中停留時間為： 精餾段： 0 . 0 6 0 5 0 . 4 1 4 . 4 9 50 . 0 0 1 6 7fThAH ssL? ?? ? ? ? 提餾段： 39。39。） 式中 wl — 堰長， m 化工原理課程設(shè)計 ２１ hl — 塔內(nèi)液體流量， m3/h E— 液流收縮系數(shù)， 則精餾段 4 01 67 36 001 ( ) 11 710 00 2owhm?? ? ? ? 同理，提餾段的為 239。各項計算如下： 堰長 堰長由液相負(fù)荷和溢流形式?jīng)Q定。 塔板溢流形式有： U 型流、單溢流、雙溢流和階梯流。 降液管形式和底隙 塔 徑 /D， m ～ ～ ～ ～ ～ 板間距 /HT ，mm 200 ～300 250～ 350 300～ 450 350～ 600 400～ 600 化工原理課程設(shè)計 ２０ 降液管：弓形、圓形。例如在塔體人孔處，應(yīng)留有足夠的工作空間，其值不應(yīng)小于 600mm。 0 .5 4 0 8 0 .4 7 8 4 /1 .1 3 0 4sATVu m sA? ? ? 項目 )/( 3 smVS )/( 3 smLS 板間距（ m） 板上液層高度 (m) 塔徑 (m) 精餾段 提餾段 精餾塔有效高度的計算 化工生產(chǎn)中常用板間距為： 200， 250， 300， 350， 400， 450， 500， 600，700， 800mm。 2239。37 4 . 2 4 5 9 4 . 6 7 0 . 5 4 0 8 /3 6 0 0 3 6 0 0 3 . 6 1mvmSvVMV m s? ?? ? ?? 39。21 18 )21 (22 54 16 )1( 22212 ??????????? ??? 操作壓力計算 塔 頂操作壓力 KPaPD ? 每層塔板壓降 KPaP ?? ，一般 ~ 進料板壓力 K P aP F 1 0 1 ???? 塔底操作壓力 K P aP F 1 1 1 ???? 精餾段平均壓力 K P aP m )( ???? 提餾段平均壓力 K P aP m )( ???? 全塔平均壓力 1 0 1 . 3 1 1 4 . 9 8 1 1 0 . 0 822DWPPP K P a? ?? ? ? 液相平均密度計算 表六：正己烷 A? 和正庚烷 B? 液相密度 t/℃ 60 80 100 )/( 3mKgA? 620 )/( 3mKgB? 化工原理課程設(shè)計 １５ 液 相平均密度 依下式 計算 ：iiLm a ?? /1 ?? 精餾段平均密度計算（ t=℃ ） 液相平均密度： 正己烷 3A / 0 5)600 4 (6080 6 2 06 0 0 . 26 2 0 mKg?????? 正庚烷 3B /)(6080 6 4 9 . 46 3 0 . 76 4 9 . 4 mKg?????? BALxx ??? 11 111??? 3/)( 11 mkgL ????? 由理想氣體狀態(tài)方程計算 氣相密度： 31 /)( mKgTR MP VmV ??? ???? 提餾段平均密度計算（ Ct ? ） 液相平均密度： 正己烷 3A /)(80100 6 0 0 . 25 7 9 . 36 0 0 . 2 mKg??????? 正庚烷 3B /)(80100 6 3 0 . 76 1 1 . 06 3 0 . 7 mKg??????? BALxx????? ??? 22 112 3/)2 1 3 ( 1 3 12 mkgL ????? 氣相密度： 32 /) 7 37 4 (3 1 1 422 mKgTR MP VmV ??? ????? 第四章 精餾塔的塔體工藝尺寸設(shè)計 塔徑的計算 精餾段 精餾段的氣、液相體積流率為 化工原理課程設(shè)計 １６ 3( 1 ) 6 2 . 3 0 3 1 8 8 . 1 1 0 . 4 7 2 1 /3 6 0 0 3 6 0 0 3 6 0 0 3 . 2 3mmv m v mSvvV M R D MV m s?? ? ?? ? ? ?? 34 0 . 8 9 3 1 8 9 . 9 1 0 . 0 0 1 6 7 /3 6 0 0 3 6 0 0 3 6 0 0 6 1 2 . 7 3L m L mSL m l mL M R D ML m s?? ?? ? ? ?? 式 中 V— 精餾段氣相流量， hKmol/ L— 精餾段液相流量， hKmol/ MVM、 MLM— 分別為精餾段氣、液相平均摩爾質(zhì)量， Kmolkg/ Vm? 、 Lm? — 分別為精餾段氣、液相平均密度， kg/m3 11220 . 0 0 1 6 7 6 1 2 . 7 3( ) ( ) 0 . 0 4 8 7 20 . 4 7 2 1 3 . 2 3h L mh v mLV ?? ?? 取板間距 HT=,取板上層液高度為 . 則， 0. 4 0. 07 0. 33TLH h m? ? ? ?, 由史密斯關(guān)聯(lián)圖得 C0= 0 . 20 . 220 1 3 . 2 8( ) 0 . 0 7 1 7 5 0 . 0 6 6 1 12 0 2 0MCC ? ??? ? ? ????? 由極限空塔氣速的計算式： HT= 5 4 3 2 7 1 4 3 2 7 1 9 6 5 VLVf20 ?????uC 史密斯關(guān)聯(lián)圖 11 21()h LhvLV ??化工原理課程設(shè)計 １７ 1m a x 6 1 2 . 7 3 3 . 2 30 . 0 6 6 1 1 0 . 9 0 8 13 . 2 3Lvvu C m s??? ?? ?? ? ? ? ? V?、 L?— 分別為氣、液相平均密度， kg/m3 C20— 物系表面張力的負(fù)荷系數(shù)