苯甲苯连续精馏塔的工艺设计(浮阀塔)

辽宁工业大学化工原理课程设计

目录

第1章前言 (3)

1.1设计题目 (3)

1.2精馏及精馏流程 (3)

1.3精馏的分类 (4)

1.4精馏操作的特点 (4)

1.5塔板的类型与选择 (5)

1.6相关符号说明 (5)

第2章精馏塔的精馏段的设计计算 (7)

2.1设计方案的确定 (7)

2.2精馏塔的物料衡算 (7)

2.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (7)

2.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (7)

2.2.3物料衡算 (8)

2.3塔板数的确定 (8)

2.3.1理论板层数的确定 (8)

2.3.2实际板层数求取 (10)

2.4精馏塔的精馏段工艺条件及有关物性数据的计算 (11)

2.4.1精馏段的操作压力 (11)

2.4.2精馏段的操作温度 (11)

2.4.3精馏段气、液混合物的平均摩尔质量 (11)

2.4.4精馏段气、液相的平均密度 (12)

2.4.5精馏段液相平均表面张力 (12)

2.5精馏段的塔体工艺尺寸计算 (13)

2.5.1精馏段塔径和实际空塔气速的确定 (13)

2.5.2精馏段精馏塔有效高度的求取 (15)

2.6精馏段塔板主要工艺尺寸的计算 (15)

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2.6.1精馏段溢流装置性能参数的确定 (15)

2.6.2精馏段塔板布置及浮阀的数目与排列 (16)

2.7精馏段塔板流体力学验算 (18)

2.7.1精馏段气相通过浮阀塔板的压降 (18)

2.7.2精馏段降液管中清夜层高度的确定 (19)

2.8精馏段塔板负荷性能图 (20)

2.8.1精馏段雾沫夹带线 (20)

2.8.2精馏段液泛线 (21)

2.8.3精馏段液相负荷上限线 (22)

2.8.4精馏段漏液线 (22)

2.8.5精馏段液相负荷下限线 (22)

第3章浮阀塔板工艺设计结果一览表 (24)

第4章设计过程的评述和讨论 (25)

4.1回流比的选择 (25)

4.2塔高和塔径 (25)

4.3精馏塔的操作和调节 (25)

第5章塔附件设计 (26)

5.1附件的计算 (26)

5.1.1接管 (26)

5.1.2筒体与封头 (27)

参考文献 (29)

课程设计心得 (30)

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第1章前言

1.1 设计题目

苯－甲苯连续精馏塔的工艺设计（浮阀塔）

1.2 精馏及精馏流程

精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。因此可是混合物得到几乎完全的分离。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。

精馏操作广泛用于分离纯化各种混合物，是化工、医药、食品等工业中尤为常见的单元操作。化工成产中，精馏主要用于以下几种目的:

⑴获得馏出液塔顶的产品；

⑵将溶液多级分离后，收集馏出液，用于获得甲苯，氯苯等；

⑶脱出杂质获得纯净的溶剂或半成品，如酒精提纯，进行精馏操作的设备叫做精馏塔。

精馏过程中采用连续精馏流程，原料液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔顶上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品，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中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品。

根据精馏原理可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，必须同时拥有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还有配原料液，预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。

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1.3 精馏的分类

按操作方式可分为:间歇式和连续式，工业上大多数精馏过程都是采用连续稳定的操作过程。

化工中的精馏操作大多数是分离多组分溶液。多组分精馏的特点：

⑴能保证产品质量，满足工艺要求，生产能力大；

⑵流程短，设备投资费用少；

⑶耗能量低，收率高，操作费用低；

⑷操作管理方便。

1.4精馏操作的特点

从上述对精馏过程的简单介绍可知，常见的精馏塔的两端分别为汽化成分的冷凝和液体的沸腾的传热过程，精馏塔也就是一种换热器。但和一般的传热过程相比，精馏操作又有如下特点：

（1)沸点升高

精馏的溶液中含有沸点不同的溶剂，在相同的压力下溶液的蒸汽压较同温度下纯溶剂的汽化压低，使溶液的沸点高于醇溶液的沸点，这种现象称为沸点的升高。在加热汽化温度一定的情况下，汽化溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。

（2)物料的工艺特性

精馏溶液本身具有某些特性，如某些物料在加入到溶液中时可与溶液中的某一组分或几组分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工艺要求，选择适宜的精流流程和设备是精馏操作彼此需要知道和必须考虑的问题。

（3)节约能源

精馏汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸汽。如何充分利用热量提高加热蒸汽的利用率是精馏操作需要考虑的另一个问题。

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1.5 塔板的类型与选择

塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类 ，工业应用以错流式 塔板为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板、筛孔塔板和浮阀塔板。我们应用的是浮阀塔板，因为它是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。它具有结构简单，制造方便，造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大，因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。

1.6 相关符号说明

英文字母

A a — 塔板开孔区面积,m 2； A f — 降液管截面积,m 2； A 0 — 筛孔总面积,m 2； A T —塔截面积,m 2；

c 0 —流量系数,无因次；

C —— 计算u max 时的负荷系数,m/s ； C S —气相负荷因子,m/s ； d —— 填料直径,m ； d 0——筛孔直径,m ；

D —— 塔径,m ；

e v — 液体夹带量,kg （液）/kg （气）； E —— 液流收缩系数,无因次； E T — 总板效率,无因次；

F — 气相动能因子,kg 1/2/(s ·m 1/2）；

F 0— 筛孔气相动能因子，kg 1/2/(s ·m 1/2) ；

g ——重力加速度,9.81m/ s 2； h ——填料层分段高度,m ；

h 1— 进口堰与降液管间的水平距离,m ；

h c — 与干板压降相当的液柱高度,m 液柱；

h d — 与液体流过降液管的压降相当的液柱

h f — 塔板上鼓泡层高度,m ；

h 1 —与板上液层阻力相当的液柱高度,m ；

h L — 板上清液层高度,m ； h 0— 降液管的底隙高度,m ； h OW —堰上液层高度,m ； h W — 出口堰高度,m ； h ,W —进口堰高度,m ；

h б——与阻力表面张力的压降相当的液柱高度,m 液柱； H ——板式塔高度,m ；

H d ——降液管内清液层高度,m ； H D ——塔顶空间高度,m ；

H F ——进料板处塔板间距,m ； H P ——人孔处塔板间距,m ； H T ——塔板间距,m ；

K —— 稳定系数,无因次； L W —堰长,m ；

L h —液体体积流量,m 3/h ； L s —液体体积流量,m 3/s ； L w —润湿速率,m 3/(m·s)； m —— 相平衡系数,无因次； n — —筛孔数目； N T ——理论板层数； P —— 操作压力,Pa ； △P —压力降,Pa ；

△P P 气体通过每层筛板的降压,Pa ；

t ——筛孔的中心距,m ； u ——空塔气速,m/s ；

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化工原理课程设计 第 6 页 共30页 u F — 泛点气速,m/s ；

u 0—气体通过筛孔的速度,m/s ；

u 0, min —漏液点气速,m/s ；

u ′0—液体通过降液管底隙的速

度,m/s ；

V h ——气体体积流量,m 3/h ；

V s ——气体体积流量,m 3/s ；

w L ——液体质量流量,kg/s ；

w V —气体质量流量,kg/s ；

W c ——边缘无效区宽度,m ；

W d ——弓形降液管宽度,m ；

W s ——泡沫区宽度,m ；

x — 液相摩尔分数；

X ——液相摩尔比；

y ——气相摩尔分数；

Y ——气相摩尔分比；

Z ——板式塔的有效高度,m ；

填料层高度,m 。

下标

max —最大的；

min —最小的；

L —— 液相的；

V — —气相的θ——液体在降液管内停留时间,s ；

μ——粘度,mPa·s ；

Φ—开孔率或孔流系数，无因次；

σ——表面张力,N/m ；

ρ——密度,kg/m 3；

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第 7 页 共30页 第2章 精馏塔的精馏段的设计计算

2.1设计方案的确定

本设计任务为分离苯和甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。本设计采用气液两相混合进料。将原料液通过预热器加热后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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入储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2.2精馏塔的物料衡算

2.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数

苯的摩尔质量 78/A M kg kmol

= 甲苯的摩尔质量 92/B M kg kmol

= 0.45/780.4910.45/780.55/92F x =

=+ 0.96/780.9660.96/780.04/92D x =

=+ 0.04/780.0470.04/780.96/92

W x ==+ 2.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

0.491780.5099285.126

F M =?+?= 0.966780.0349278.476D M =?+?=

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第 8 页 共30页 2.2.3物料衡算

产品产出量 ,400050.97(/)78.476n D q kmol h ==

总物料衡算 ,,50.97n F n W q q =+

苯物料衡算 ,,0.4910.9660.047n F n W q q =?50.97+

联立解得 ,F ,105.499/54.529/n n W q kmol h

q kmol h ==

2.3塔板数的确定

2.3.1理论板层数的确定

(1)求最小回流比及操作线回流比

由于是饱和液体进料，查表得苯—甲苯的相对挥发度α=2.47。 故最小回流比为

()23.11111min =??????----=

F D F D X X X X R αα

取操作回流比为 min 1.8 1.5 1.232R R ==?≈

（2）求精馏塔的气液相负荷

'',,,,,,,,,,250.97101.94(/)

(1)(21)50.97152.91(/)

101.94105.499209.2(/)

(1)152.91(/)n L n D n V n D n L n F n L n V n F n V q Rq kmol h q R q kmol h q q q kmol h q q q q kmol h ==?= =+=+?= =+=+= =+-=

（3）操作线方程

精馏段操作线方程

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第 9 页 共30页 ,,,,0.6670.322n L

n D D n V n V q q y x x x q q =+=+

提留段操作线方程 '''

,,''',, 1.3570.017n L n W W n V n V q q y x x x q q =-=- 相平衡方程

x x x y P P P 4537.11x 537.42)1(1+=-+=αα

（4）逐板计算法求理论塔层数

逐板计算法是利用相平衡方程与操作线方程从塔顶开始逐板计算各板的汽相和液相组成，从而求得所需要的理论板数。

塔顶第一块塔板上升蒸气进入冷凝器，冷凝为饱和液体。馏出液组成 D x 与蒸气组成 1y 相同，即D x y =1。离开第一块理论板的液体组成 1x 应与 1y 平衡，可由相平衡关系求得。第二块板的上升蒸气组成 2y 可由精馏段操作方程从 1x 求得。以此类推，基本过程如下：

920.0966.011=??→?==x x y D 相平衡

856.0936.022=??→?=x y 相平衡

772.0893.033=??→?=x y 相平衡

675.0837.044=??→?=x y 相平衡

578.0772.055=??→?=x y 相平衡

495.0708.066=??→?=x y 相平衡

F x x y <=??→?=431.0652.077相平衡

第7块板为加料板

347.0568.088=??→?=x y 相平衡

252.0454.099=??→?=x y 相平衡

163.0325.01010=??→?=x y 相平衡

094.0204.01111=??→?=x y 相平衡

050.0115.01212=??→?=x y 相平衡

W x x y <=??→?=021.0051.01313相平衡

因此总理论板数为13（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为6，第7块板为进料

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第 10 页 共30页 板。

2.3.2实际板层数求取

（1）求全塔效率T E

①求精馏塔中液相混合液的平均黏度

当p=101.33kPa 时，苯和甲苯混合液（理想混合液）的y x -数据求得： 塔顶泡点温度 80.6D t C =?

塔底泡点温度 107.8W t C =?

由液体黏度共线图查得：

塔顶液体的黏度 A B =0.315mPa s =0.320 mPa s

μ ?μ?苯甲苯 塔底液体的黏度 A B =0.235mPa s

=0.250 mPa s

μ ?μ?苯甲苯 由液相平均黏度计算公式1=n m i i i x = μμ∑分别求塔顶、塔底混合液的平均黏度

=0.9830.315+0.0170.320=0.315mPa s

=0.0120.235+0.9880.250=0.250mPa s LDm LWm μ??? μ???

则精馏塔中液相的平均黏度为：s L μ? ②求全塔效率T E

0.2450.49()0.536T L E -=αμ=

所以，全塔效率0.536T E =。

（2）求实际塔板数

精馏段实际板层数 P,6/0.53612N =≈精

提留段实际板层数 P,7/0.53614N =≈提

总实际板层数 P P P,N N 121426N =+=+=，提精

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第 11 页 共30页 2.4精馏塔的精馏段工艺条件及有关物性数据的计算

2.4.1精馏段的操作压力

塔顶操作压力 D P =P P 101.34105.3kPa +=+=当地表

每层塔板压降 0.7p kPa =Δ

进料板压降 105.30.712113.7F p kPa =+?=

精馏段平均压降(105.3113.7)/2109.5m p kPa =+=

2.4.2精馏段的操作温度

由苯和甲苯混合液（理想混合液）的y x -数据查出各点温度 塔顶温度 80.6C D t =?

进料板温度 91.3C F t =?

精馏段平均温度 (80.691.3)/285.95C m t =+=?

2.4.3精馏段气、液混合物的平均摩尔质量

塔顶气、液混合物平均摩尔质量：由10.966D x y ==，得10.950x =。

0.966kg kmol

0.920kg kmol

VDm LDm M M =?78+0.034?92=78.48/=?78+0.080?92=79.12/ 进料板气、液混合物平均摩尔质量：0.652F y =; 0.431F x =

0.652kg kmol

0.431kg kmol

VFm LFm M M =?78+0.375?92=85.356/=?78+0.569?92=85.966/

精馏段气、液混合物平均摩尔质量： (78.4885.356)/2kg kmol

(79.1285.966)/2kg kmol

Vm Lm M M =+=81.918/=+=82.543/

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第 12 页 共30页 2.4.4精馏段气、液相的平均密度

（1）气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即

3109.581.9183/8.314(85.95273.15)

m Vm Vm m p M kg m RT ?ρ===?+ （2）液相平均密度 液相平均密度计算公式

1/i i m

W =ρρ∑ 塔顶液相平均密度：由80.6D t C =?，查得33kg m 803kg m .

A B ρ=805/,ρ=/ 3

1=814.8kg m 0.96/8050.04/803LDm ρ=/+

进料板液相平均密度：由

91..3F t C

=?，查得33kg m 799.1kg m .A B ρ=702.7/,ρ=/ 进料板液相的质量分数为

0.431780.3910.431A w ?=

=?78+0.569?92 3

1=800.5kg m 0.391/802.70.609/799.1

LFm ρ=/+ 精馏段液相平均密度为 3(800.5814.8)/2807.7/Lm kg m ρ=+=

2.4.5精馏段液相平均表面张力

液相平均表面张力计算公式： Lm i i x σσ=∑ 塔顶液相平均表面张力： 由80.6D t =℃，查得321.210A σ-=? N/m 321.710B σ-=? N/m

33(0.96621.20.03421.7)1022.2210LDm σ--=?+??=? N/m 进料板液相平均表面张力： 由91.3F t =℃ ,查得 319.810A σ-=? N/m 320.510B σ-=? N/m

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33(0.43119.80.56920.5)1020.210LFm σ--=?+??=? N/m 精馏段液相平均密度为：

33(20.222.22)10/221.2110Lm σ--=+?=? N/m 2.5精馏段的塔体工艺尺寸计算

2.5.1精馏段塔径和实际空塔气速的确定

（1）最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式：

max u =精馏段的气、液相体积流率为

,,152.9181.918 1.16360036003n V Vm V V Lm q M q ρ?===?3/m s ,,101.9482.5430.0028936003600807.7n L Lm

V L Lm q M q ρ?==

=?3/m s 求C ，其中20C 由附图1查取，图中横坐标为

,1/21/2,0.002893600807.7()()0.04091.1636003

V L L V V V q q ρρ?=?=? 取板间距0.4T H =m ，板上液层高度0.06L h =m ，则 0.40.060.34T L H h -=-=m

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第 14 页 共30页

附图 1

查附图1得20C =0.070

0.20.22021.2()0.070()0.0712020Lm C C σ==?= max 807.730.071 1.1633

L V V u ρρρ--===m/s 取安全系数为0.6，则空塔气速为

max 0.60.7 1.1630.814u u ==?= m/s （2）塔径

,44 1.16 1.353.140.814

V V

q D u π?===?m 按标准塔径圆整后为

D=1.4m 塔截面积为 221.4 1.538644T A D π

π==

?=2m 实际空塔气速为 , 1.160.7541.5386V V

T q u A =

==m/s

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第 15 页 共30页 2.5.2精馏段精馏塔有效高度的求取

精馏段有效高度为

(1)(121)0.4 4.4T Z N H =-=-?=精精m

提馏段有效高度为

(3)(143)0.4 4.4T Z N H =-=-?=提提m

在进料板处及提馏段各开一个人孔，其高度均为0.8m ，故精馏塔德有效高度为

()0.82 4.4 4.40.8210.4Z Z Z =++?=++?=提精m

2.6精馏段塔板主要工艺尺寸的计算

2.6.1精馏段溢流装置性能参数的确定

因塔径D=1.4m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘，各项计算如下：

（1）堰长w l 取0.660.66 1.40.924w l D ==?=m

（2）溢流堰高度w h 溢流堰高度计算公式

w L ow h h h =+ 选用平直堰，堰上液层高度ow h 依下式计算，即

'

,2/32.84()1000V L ow w

q h E l = 近似取E=1，则 ',2/32/32.84 2.840.002893600()1()0.0143100010000.924

V L ow w q h E l ?==??=m 取板上液层高度L h =0.06m ，故

00.0560.01430.0457w L w h h h =-=-=m

（3）弓形降液管宽度d W 及将面积f A 由0.66w l D =，查得：0.0722f T

A A =，

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第 16 页 共30页 0.124d W D

=，故

0.07220.0722 1.53860.111f T A A ==?=2m

0.1240.124 1.40.1736d W D ==?=m 依式 ,3600f T

V L

A H q θ=验算液体在降液管中停留时间，即 [],360036000.1110.4517.2850.002893600

f T

V L A H s s q θ??===≥? 故降液管设计合理。

（4）降液管底隙高度0h 计算公式

,0'03600V L w q h l u =

取'0.08/u m s =

,0'036000.002890.0393********.9240.08V L w q h l u ?===??m []00.04570.0390.00670.006w h h m m -=-=≥ 故降液管底隙高度设计合理。

2.6.2精馏段塔板布置及浮阀的数目与排列 取阀孔动能因数010F =

，用式0u =求孔速0u ，即

0 5.77u ===/m s 依式,2

00

4V V q N d u π

=求每层塔板上的浮阀数，即 ,2200 1.161680.039 5.77

44V V

q N d u π

π===??

辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 17 页 共30页

取边缘区宽度0.06c W m =，破沫区宽度0.07s W m =。

依式22212sin ()180a X A X R X R R π-???=-+???

?计算鼓泡区面积，即

1.40.060.6422c D R W m =-=-=

1.4()(0.17360.07)0.45622d s D X W W m =-+=-+=

22210.45620.4560.640.4560.64sin () 1.0591800.64a A π-???=-+??=???

?2m 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距750.075t mm m ==，则可按下式估算排间距't ，即

' 1.0570.084841680.075

a t A t m mm N ====? 取'80t mm =。 按75t mm =，'80t mm =，以等腰三角形叉排方式作图，

附图2.

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第 18 页 共30页 得阀数174N =个

按174N =重新核算孔速及阀孔动能因数：

,02

2

0 1.16 5.584/0.03917444V V

q u m s d N π

π===??

0F 5.5849.67u ===

阀孔动能因数变化不大，仍在9~12范围内。

塔板开孔率=00.754100%13.5%5.584

u u =?= 2.7精馏段塔板流体力学验算

2.7.1精馏段气相通过浮阀塔板的压降

可根据式p c l h h h h σ=++计算塔板压降。

（1）干板阻力 由式1/1.825073.1c V u ρ??= ???计算临界孔速，即

1/1.8251/1.825073.173.1 5.753/3c V u m s ρ????=== ? ?????

因0c u u <，则c h 可按式0.1750

19.9c L u h ρ=计算，即

0.1750.1750

5.58419.919.90.033807.7

c L u h ρ?=== （2）板上充气液蹭阻力l h

本设计分离苯和甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数00.5ε=。依式0l L h h ε=得

10h +h m w ow h =ε()=0.5?(0.0457+0.0143)=0.03

（3）克服表面张力所造成的阻力0h 因本设计采用浮阀塔，其h σ很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当液柱高度为：

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第 19 页 共30页

0.0330.030.063p c l h h h m =+=+= 单板压降 0.063807.79.81499.2p p L p h g ρ?==??=a p

2.7.2精馏段降液管中清夜层高度的确定

为了防止淹塔想象的发生，要求控制降液管中清液曾高度()d T w H H h φ≤+。d H 可用下式计算，即

d p L d H h h h =++

（1） 与气体通过塔板的压降相当的液柱高度0.063p h m =。

（2） 液体通过降液管的压头损失d h ，因不设进口堰，故按式

2

,00.153V L d w q h l h ??= ???计算

22

,00.002890.1530.1530.0009840.9240.039V L d w q h m l h ????==?= ? ?????? （3） 板上流层高度，取0.06L h m =

因此 0.0630.060.0009840.124d p L d H h h h m =++=++= 取0.5,0.4,0.0457T w H h m φ===

则()0.5(0.40.0457)0.223T w H h m φ+=?+=

可见()d T w H H h φ<+，符合防止淹塔要求。

2.7.3精馏段雾沫夹带校核

计算泛点率1F ：

1100%F b F =

1

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第 20 页 共30页

1100%F T

F = 2 板上液体流径长度

2 1.420.1736 1.053L d Z D W m =-=-?= 板上液流面积

2 1.53920.111 1.317b T f A A A =-=-?=2m 苯和甲苯按正常系统取物性系数 1.0K =，查得泛点负荷系数0.11F C =，将以上数值代入式1得

1100%F b

F =

100%51.7%== 按式2计算泛点率，得

1100%F T

F =

100%53.6%== 计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能过满足0.1v e kg <液/kg 汽的要求。

2.8精馏段塔板负荷性能图

2.8.1精馏段雾沫夹带线

1100%F b F =

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第 21 页 共30页

对于一定的物系及一定的塔板结构，式中V ρ、L ρ、b A 、K 、F C 及L Z 均为已知值，相应于0.1V e =的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出,,V V V L q q -的关系式，据此作出雾沫夹带线。

按泛点率=80%计算如下

0.8=

整理得

,,0.0610.1159 1.432V V V L

q q =-

附表1.雾沫夹带线数据

2.8.2精馏段液泛线

由()T W p L d c l d H h h h h h h h h σφ+=++=+++确定液泛线

()22/3

2,,00036002.84() 5.340.153121000V L V L V T W w L w w q q u H h h E g l h l ρφερ??

??????

+=++++ ? ????

??????

由于T H 、W h 、w l 、L ρ、V ρ、0ε及φ等均为定值而0u 与,V V q 有如下关系

,02

4

V V

q u d N

π=

式中阀孔数N 与孔径0d 亦定值

222/3

,,,0.02340.154117.82 1.055V V V L V L

q q q =--

附表2.液泛线数据

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