二硫化碳-四氯化碳分离精馏塔设计 - 图文

吉林化工学院化工原理课程设计

滨州学院

化工原理 课 程 设 计

题目 处理量为42000吨/年的二硫化碳-四氯化碳分离精馏塔设计

教 学 院 化学与化工系

专业班级 材料化学本一班 学生姓名 高天正 学生学号 2009010791 指导教师 商希礼

2012年 5 月 20日

I

吉林化工学院化工原理课程设计

化工原理课程设计任务书

一 设计题目

二硫化碳-四氯化碳分离精馏塔设计

二 工艺条件

生产能力：42000吨/年（料液） 年工作日：每年按300天生产日计算

原料组成：32%的二硫化碳和68%的四氯化碳（质量分率，下同） 产品组成：馏出液96%的二硫化碳，釜液2.4%的二硫化碳 操作压力：塔顶压强为常压 进料温度：q=1

冷凝方式: 塔顶采用全凝器，泡点回流 加热方式：塔釜为饱和蒸汽再沸器加热 塔 型: 筛板 三 设计内容

1 确定精馏装置流程

2 工艺参数的确定

基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率， 实际塔板数等。

3 精馏塔设备设计计算

如：板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。 4 流体力学计算

流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。

5 主要附属设备设计计算及选型(泵、冷凝器或再沸器设备设计计算和选型)

6 绘制精馏塔设备结构图和带控制点的工艺流程图

7 撰写设计说明书

II

吉林化工学院化工原理课程设计

目 录

摘 要 ........................................................... 5 绪 论 ............................................................ 6 第一章 设计方案简介 ............................................... 7

1.1流程的设计及说明 .................................................................................................................................. 7 1.2已知参数 .................................................................................................................................................. 7 1.3 选塔依据 ................................................................................................................................................. 8

第二章 设计计算 ................................................... 9

2.1精馏流程的确定 ...................................................................................................................................... 9 2.2塔的物料衡算 .......................................................................................................................................... 9 2.3塔板的确定 ......................................................................................................................................... 10

第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算............................. 13

3.1 塔的工艺条件及物性的数据计算 ..................................................................................................... 13 3.2精馏塔气液负荷计算 .......................................................................................................................... 17 3.3塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 ...................................................................................................... 17 3.4筛板的流体力学验算 .......................................................................................................................... 22 3. 5塔板负荷性能图 ................................................................................................................................. 26 3. 6精馏塔的工艺设计计算结果总表 ..................................................................................................... 34 4.1接管设计 .............................................................................................................................................. 35 4.2热量衡算 .............................................................................................................................................. 37 4.3冷凝器选择 .......................................................................................................................................... 39 4.4再沸器选择 .......................................................................................................................................... 40 4.5泵的选型 .............................................................................................................................................. 40

第四章 附属设备及主要附件 ........................................................................................................... 35

结 束 语 ........................................................ 42 参考文献 ........................................................ 42

III

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前言

蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。

板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板(孔径为3—8mm)和大孔径筛板(孔径为10—25mm)两类。工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分离粘度大、易结焦的物系)。

在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。

应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降．故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛

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板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。

第一章

1.1流程的设计及说明

图1 板式精馏塔的工艺流程简图

工艺流程：如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入

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精馏塔内。操作时连续的从再沸器中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。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。

1.2【已知参数】: 主要基础数据:

表1 二硫化碳和四氯化碳的物理性质

项目 二硫化碳 四氯化碳

分子式

CS2 CCl4

分子量 76 154

沸点(℃) 46.5 76.8

密度g/cm3 1.260 1.595

表2 液体的表面加力? (单位:mN/m)

温度℃ 二硫化碳 四氯化碳

46.5 28.5 23.6

表3 常压下的二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据 液相中二硫化

气相中二硫化

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58 26.8 22.2

76.5 24.5 20.2

液相中二硫化气相中二硫化

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碳摩尔分率x 碳摩尔分率y 碳摩尔分率x 碳摩尔分率y 0 0.0296 0.0615 0.1106 0.1435 0.2580 1.3 选塔依据

工业上，塔设备主要用于蒸馏和吸收传质单元操作过程。对于一个具体的分离过程，通常按以下五项标准进行综合评价： （1） 通过能力大，即单位塔截面能够处理得气液负荷高； （2） 塔板效率高； （3） 塔板压降低； （4） 操作弹性大；

（5） 结构简单，制造成本低。

而筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：

（1）结构简单、金属耗量少、造价低廉。

（2）气体压降小、板上液面落差也较小。

（3）塔板效率较高， 改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔。

因此对于苯和甲苯物系，有侧线进料和出料的工艺过程，选用板式塔较为适宜。

0 0.0823 0.1555 0.2660 0.3325 0.4950

0.3908 0.5318 0.6630 0.7574 0.8604 1.0

0.6340 0.7470 0.8290 0.8790 0.9320 1.0

第二章

【设计计算】 2.1、精馏流程的确定

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二硫化碳和四氯化碳的混合液体经过预热到一定的温度时送入到精馏塔，塔顶上升蒸气采用全凝器冷若冰霜凝后，一部分作为回流，其余的为塔顶产品经冷却后送到贮中，塔釜采用间接蒸气再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图如图1所示。 2.2、塔的物料衡算

(一)、料液及塔顶塔底产品含二硫化碳的质量分率

aF?0.32?76?0.1880.32?76?(1?0.32)?1540.96?76?0.9220.96?76?(1?0.96)?1540.024?76?0.012

0.024?76?(1?0.024)?154

aD?aW?（二）、平均分子量

MF?0.32?76?(1?0.32)?154?129.04MD?0.96?76?(1?0.96)?154?79.12MW?0.024?76?(1?0.024)?154?152.128（三）、物料衡算 每小时处理摩尔量F?总物料衡算

D?W?F

58305830??45.17kmol/h MF129.04易挥发组分物料衡算

0.96D?0.024W?0.32F

联立以上三式可得：

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D?12.59kmol/hW?33.21kmol/h F?45.17kmol/h

2.3、塔板数的确定 （一）理论板NT的求法

① 根据二硫化碳—四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用插值法求全塔温度： 塔顶温度

进料温度 ??tF?58℃

塔釜温度

精馏段平均温度tm(精)=

提馏段平均温度tm(提)?tW?tF?67.33℃ 2tD?tF?52.27℃ 274.9?73.1tW?76.7?????tW?76.65℃

0?2.960.0776?0t?46.346.3?48.5?D????tD?46.54℃

100.0?86.0498.5?100.0② 根据二硫化碳—四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用插值法求汽相组成：

塔顶处汽相组成

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48.5?46.546.65?46.5?????yD?99.26%

93.2?100.0????yD?100.0进料处汽相组成

59.3?55.358?59.3?????yF?67.07%

63.4?74.7????yF?63.4塔釜处汽相组成

74.9?73.176.7?73.1?????yW?4.3%

8.23?15.55????yW?15.55

③ 相对挥发度的求解 塔顶处相对挥发度

由xD?0.96;yD?0.9926?得 ?D?0.99261?0.9926/?5.583 0.96???????进料处相对挥发度

由xF?0.32;yF?0.6707??得 ?F?0.67071?0.6707/?4.328 0.32???????塔釜处相对挥发度

由xW?0.024;yW?0.043??得 ?W?0.0431?0.043/?1.827 0.024????????精馏段平均相对挥发度?m=(精)?D??F?4.95℃ 2?W??F?3.07℃ 2提馏段平均相对挥发度?m(提)?

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液相平均粘度依下式计算，即?Lm??xi?i； 塔顶液相平均粘度的计算，由由tD=46.54℃查手册得： ?A?0.33mPas； ?B?0.71mPas； ?LDm?0.96?0.33?0.04?0.71?0.3452mPas； 进料板液相平均粘度的计算：由tF=58℃手册得： ?A?0.28mPas； ?B?0.64mPas； ?LFm?0.32?0.28?0.68?0.64?0.5248mPas； 塔釜液相平均粘度的计算： 由tW=76.65℃查手册得： ?A?0.25mPas； ?B?0.51mPas； ?LWm?0.024?0.25?0.976?0.51?0.503mPas； 3.2、精馏塔气液负荷计算

精馏段：V=(R+1) D'?42.62kmol/h Vs?VMVm(精)3600?Vm(精)?48.62?125.865?0.29m3/s

3600?5.09 L=RD?30.03kmol/h Ls?LMLm(精)3600?Lm(精)?30.03?77.095?0.00042m3/s

3600?1513.75 Lh=3600?0.00042=1.52m3/h 提馏段：V'?V?42.62kmol； V's(提)?V'MVm(提)3600?Vm(提)?42.62?133.81?0.286m3/s；

3600?5.52' L=L+F=30.03+45.17=75.2kmol/h；

L's?'LMLm(提)3600?Lm(提)?75.2?111.61?0.00148m3/s；

3600?1574.8 L'h?3600?0.00148?5.33m3/h；

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3.3、塔和塔板的主要工艺尺寸的计算

（一）塔径D 参考下表 初选板间距HT=0.40m,取板上液层高度HL=0.07m 故： ①精馏段： HT-hL=0.40-0.07=0.3

Ls?L10.00421513.7512()()?()()2?0.431 查图表 Vs?V0.295.09C20=0.072；依公式

C?C20(?20)0.2?0.072(25.960.2)?0.0721； 20umax?C?L??v1513.75?5.09?0.072??1.239m/s ?v5.09取安全系数为0.7，则：

u=0.7?umax=0.7?1.239=0.867m/s 故：D?4Vs4?0.867??1.272m； ??u??0.867按标准，塔径圆整为1.3m, 则空塔气速为u?4Vs4?1.04??0.78m/s 22?D??1.3塔的横截面积AT? ②提馏段：

?4D2??41.32?1.3267m2

1L's?'L10.002771574.8 (')(')2?()()2?0.0507；查图

Vs?V0.9565.14- 17 -

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C20=0.068；依公式：C?C20( umax?20)0.2?22.09??0.068????20?0.2 ?0.0694；

?'L??'v1574.8?5.14?C?0.0694?1.213m/s

?v5.14 取安全系数为0.70，

u'?0.7?umax?0.7?1.213?0.849m/s；

D'?4Vs4?0.956??1.20m； '?u??0.849为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化,在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸; 故:D'取1.3m 塔的横截面积:A'T??4D'2??41.32?1.3267m2

空塔气速为u'?4Vs4?0.956??0.720m/s 22?D??1.3板间距取0.4m合适 （二）溢流装置

采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。各计算如下： ①精馏段：

1、溢流堰长 lw为0.7D，即：lw?0.7?1.3?0.91m； 2、出口堰高 hw hw=hL-how 由lw/D=0.91/1.４=0.7, Lhl2.5w?E为1.03 依下式得堰上液高度：

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8.28?10.48m查手册知： 0.912.5化工原理课程设计?

22.84?Lh?how?E??1000?lw?32.84?8.28???1.03??1000?0.91?23?0.013m

故：hw?hL-how?0.07?0.013?0.057m 3、 降液管宽度Wd与降液管面积Af

有lw/D=0.7查手册得Wd/D?0.14,Af/AT?0.08 故：Wd=0.14D=0.14 ?1.3=0.182m

Af?0.08?4D2?0.08??4?1.32?0.1062m2

??AfHTLs?0.1062?0.4?21.8s??5s,符合要求?

0.002034、降液管底隙高度h0

取液体通过降液管底隙的流速u0=0.1m/s 依式计算降液管底隙高度h0， 即：h0?②提馏段：

1、溢流堰长l'w为0.7D'，即：l'w?0.7?1.3?0.91m；

''2、出口堰高hw h'w=hL-how ；

Ls0.00203??0.0212m lwu00.91?0.1由 l'w/D=0.91/1.3=0.7，Lhl'2.5w?9.76?12.63m查手册知 0.912.5E为1.04依下式得堰上液高度：

how'2.84?Lh??E?'?1000?lw?232.84?8.98???1.04??1000?0.91?23?0.0119mhw?0.07?0.0119?0.0581m。

‘1、 降液管宽度W‘d与降液管面积Af

‘’‘’有‘=0.7查手册得Wlw/D’d/D?0.14,Af/AT?0.08

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故：W‘d=0.14D=0.14 ?1.3=0.182m

‘Af?0.08?4D'2?0.08??4?1.32?0.1062m2

??AfHTLs?0.1062?0.4?15.28s??5s,符合要求?降液管底隙高度

0.00289h'0

取液体通过降液管底隙的流速u0=0.08m/s 依式计算降液管底隙高度h'0 ：即

L's0.00289h0?'??0.0367m

lwu00.56?0.08'（三）塔板布置

1、取边缘区宽度Wc=0.035m ,安定区宽度Ws=0.065m ①精馏段：依下式计算开孔区面积

?2?1x??A??2?xR2?x2?Rsin? 180R??其中x?D1.3??Wd?Ws????0.182?0.065??0.403m 22R?D1.3?Wc??0.035?0.615m 22故:

?222?10.403? A??2?0.4030.615?0.403?0.615sin?? 1800.615???0.915m

2

②提馏段：依下式计算开孔区面积

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?''2'2?'2?1x'? A??2?xR?x?Rsin'?180R??'?0.403???2?0.4030.6152?0.2232?0.6152sin?1?

1800.615?? =0.915m2

D'1.3其中x???W'd?W's????0.182?0.065??0.403m

22'D'1.3 R??Wc??0.035?0.615m

22'（四）筛孔数n与开孔率?

取筛孔的孔径d0为5mm正三角形排列，一般碳钢的板厚?为4mm,取t/d0?3.5 故孔中心距t=3.5 ? 5.0=17.5mm 依下式计算塔板上筛孔数n ,即

?1158?103??1158?103?n???A?????0.915?3970孔 22t17.5????依下式计算塔板上开孔区的开孔率?，即：

??A00.907%??7.5%（在5~15%范围内） 2A?(t/d0)精馏段每层板上的开孔面积Ao为

Ao???A??0.075?0.915?0.0686m2 气孔通过筛孔的气速u0?Vs1.04??15.16m/s Ao0.686提馏段每层板上的开孔面积A'o为

A'o???A'??0.075?0.915?0.0686m2

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V's0.941气孔通过筛孔的气速u0?'??15.72m/s

Ao0.686'

（五）塔有效高度

精馏段Z精?（12-1）?0.4=4.4m； 提馏段有效高度Z提?（9-1）?0.4=3.2m；

在进料板上方开一人孔，其高为0.8m，一般每6~8层塔板设一人孔（安装、检修用），需经常清洗时每隔3~4层块塔板处设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600m。根据此塔人孔设4个。故：精馏塔有效高度

Z?Z精?Z提?3?0.8?4.4?3.2?2.4?10m

3.4．筛板的流体力学验算

(一) 气体通过筛板压降相当的液柱高度hp 1、根据 hp?hc?hl?h? 干板压降相当的液柱高度hc

2、根据d0/??5/4?1.25，查干筛孔的流量系数图c0?0.89 ①精馏段由下式得

?u????15.16??3.78?hc=0.051?0??v??0.051??????0.0271m C?0.891394.3?????0??l?22②提馏段由下式得

?u?????15.16??5.14?hc??0.051?0??v??0.051?????0.0428m C?0.891574.8?????0??l?223、①精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl

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u??vs1.04??0.8595m/s At?Af1.327?0.1062F??ua?v?0.85953.78?1.878

由图充气系数?0与Fa的关联图查取板上液层充气系数?0为0.57 则hl=?0hL=?0?hw?how??0.57?0.07?0.0399m ②提馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl?

u???vs0.956??0.783m/s At?Af1.327?0.1062F???ua??v?0.7835.14?1.775

由图充气系数?0与Fa的关联图查取板上液层充气系数?0为0.58 则hl?=?0hL=?0?hw?how??0.58?0.07?0.0406m 3、①精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h?

4?4?26.06?10?3由 h?=??0.001515m

?Lgd01384.3?9.81?0.005②提馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h??

4?4?22.09?10?3?由 h?=??0.001236m ?Lgd01574.8?9.81?0.005故①精馏段 hp=0.0301+0.0399+0.001515=0.05851m 单板压降

?P?hp?Lg=0.05851?1394.3?9.81?800.3pa?0.8003kpa(?1.0kpa)（设计允许值）

故②提馏段 hp??0.00483+0.0406+0.001236=0.06463m 单板压降

?P??hp?Lg=0.06463?1521.4?9.81?964.6pa?0.9646kpa(?1.0kpa)（设计允许值）

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（二）①精馏段雾沫夹带量ev的验算

5.7?10?u? 由式ev=??H?h?f?T?6? ???3.23.25.7?10?6?0.8595?=0.0249kg液/kg气 =??26.06?10?3?0.4?2.5?0.07?<0.1kg液/kg气

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 ②提馏段雾沫夹带量ev的验算

5.7?10?6?u? 由式ev=??H?h?f?T? ???3.23.25.7?10?6?0.783?=0.0239kg液/kg气 =??22.09?10?3?0.4?2.5?0.07?<0.1kg液/kg气

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带

（三）①精馏段漏液的验算

uow?4.4C0?0.0056?0.13hL?h???l?V =

4.4x0.89?0.0056?0.13?0.07?0.00152??1394.3/3.78 =8.6 m/s

筛板的稳定性系数 k?u0?15.16?1.76(?1.5)

uow8.9故在设计负荷下不会产生过量漏液

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化工原理课程设计?

②提馏段漏液的验算

uow?4.4C0?0.0056?0.13hL?h???l?V

?4.4?0.89?0.0056?0.13?0.07?0.00144??1574.8/5.14 =8.6 m/s

筛板的稳定性系数 k?u0?15.16?1.92(?1.5)

uow7.89故在设计负荷下不会产生过量漏液

（四）①精馏段液泛验算

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度

Hd???HT?hw?

由Hd?hp?hL?hd计算Hd

?L??0.0023?hd?0.153?S??0.153???0.91?0.025??lwh0?1.56?10?3?0.001526m22

Hd=0.082+0.06+0.00098=0.13m

取?=0.5，则??HT?hw?=0.5（0.4+0.057）=0.2285m 故Hd???HT?hw?，在设计负荷下不会发生液泛 ②提馏段液泛验算

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度

Hd???HT?hw? 由Hd?hp?hL?hd计算

Hd

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化工原理课程设计?

?L??0.00277?hd?0.153?S??0.153??lh0.91?0.0304???w0?1.534?10?3?0.00153m22

Hd?=0.0903+0.07+0.00153=0.162m

取?=0.5，则??HT?hw?=0.5?(0.4+0.0554)=0.2272m 故

Hd???HT?hw?，在设计负荷下不会发生液泛 2.5．塔板负荷性能图 ①精馏段

(一) 雾沫夹带线（1）

5.7x10?u? ev???H?h?f?T?6? ???3.2 式中u??vsvs??0.819vs （a）

AT?Af1.327?0.10622/3????3600Ls?3 hf=2.5?hw?how??2.5?hw?2.84?10E???

??lw???? 近似取E?1.0，hw=0.0569m，lw=0.91m

2/3???3?3600LS? 故hf=2.5?0.0569?2.84x10???

?0.91????? =0.1423+1.677（b）

LS2/3

取雾沫夹带极限值ev为0.1Kg液/Kg气，已知

?=20.06mN/m，

? HT=0.4m，并将（a），（b）式代入ev?5.7?10?u??H?h?f?T?6? ???3.2- 26 -

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?0.8574vs5.7?10?6? 得0.1???

26.465?10?3?0.4?0.1423?1.677LS2/3?3.2 整理得 vs=2.132?14.70LS2/3 （1）

此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。列于表４中

表 ４

Ls. m3/s 0.6?10-3 Vs. m3/s 2.107 （二）液泛线

令Hd??(HT?hw) Hd?hp?hL?hd hp?hc?hL?h? hL?hw?how

联立得 ?(HT?hw)?hp?hw?how?hd 近似的取E=1.0, lw?0.91

how?2.84?10?3(?2.84?10?3(3600ls2/3)lw

1.5?10-3 3.0?10-3 4.5?10-3 2.012 1.931 1.843 3600ls2/3)0.91整理得how?0.6954ls2/3 (c)

hc?0.51(?0.51(u02?vV?)()?0.51(s)2(v)C0?lC0A0?lVs3.78)2()0.89?0.06861394.3?0.031351Vs2

取?0?0.6,近似的有

hc??0(hw?how)?0.6?(0.057?0.7104Ls2/3)?0.3141?0.409Ls2/3

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h??0.001515

故: hp?0.3071Vs2?0.3141?0.409Ls2/3?0.001515 (d) 由式hd?0.153(Ls2Ls)?0.153()2 lw?h00.91?0.025?296.6Ls2 (e)

将HT?0.4m,hw?0.057,??0.5,及(c),(d),(e)代入得

0.5(0.4?0.057)?0.0357?0.03071Vs2?0.409Ls2/3?0.057?0.7104Ls2/32?296.6Ls

整理得:

2 Vs2?3.66?32.427L2/3s?7794.6LS此为液泛线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。列于表５中

表 ５

Ls. m3/s Vs. m3/s 0.6?10-3 1.5?10-3 3.0?10-3 4.5?10-3 1.855 1.800 1.718 1.633 （三）液相负荷上限线

以??5s作为液体在降液管中停留时间的下限??AfHT50.4?0.1062?0.008496m3/s 5AfHTLs?5

则 Ls.max??据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 (四)漏液线（气相负荷下限线） 由uo,min=4.4Co(0.0056?0.13hL?h?)?l ?v- 28 -

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uo,min=

Vs,minAo hL=hw-how how=2.84E?Lh?

1000?lw???23A0?0.686m2得

1394.32/3??4.4?0.893?0.0056?0.13?(0.057?0.7104L?0.001515s??3.780.7184Vs,min 整理得:Vs,min?0.28456.5729?32.87421Ls2/3 此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。列于表６

表 ６

Ls. m3/s 0.6?10-3 Vs. m3/s 0.548 (五)液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层告诉how=0.006m，化为最小液体负荷标准, 取E?1.0。由

2.84?3600Ls?how=E??1000?lw?2/31.5?10-3 3.0?10-3 4.5?10-3 0.5584 0.5716 0.5822 ?0.006

2/32.84?3600Ls,min?即:0.006=0.006???1000?0.91?

则Ls,min?7.76?10?4m3s

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据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线可知设计供板上限有雾沫夹带线控制，下限由漏夜线控制 精馏段操作弹性=②提馏段

(一) 雾沫夹带线（1）

5.7x10?u? ev???H?h?f?T?6Vs,maxVs,min1.703??3.171 0.537? ???3.2 式中u??（a）

vsvs??0.812vs

AT?Af1.327?0.10622/3????3600Ls?3 hf=2.5?hw?how??2.5?hw?2.84?10E???

??lw????- 30 -

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