苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务书

徐州工程学院

化工设计任务书

学院（系）：化学化工学院

专业

：化学工程与工艺

学生姓名：徐莉萍学号：20111366138 设计题目：苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计

起迄日

期:2014年4月28日~ 5月20日指导教

师:王菊

教研室主

任:葛奉娟

苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务书

一、设计题目

试设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯15万吨，塔

顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯38%（以上均为质量分数）。

二、操作条件

1、塔顶压力：4kPa（表压）。

2、进料热状况：自选。

3、回流比：自选。

4、塔

底加热蒸汽压力：0.5MPa（表压）5、单板压降：≤0.7kPa。

三、塔板类型

筛板或浮阀塔（F1型）。

四、工作日

每年300天，每天24小时连续运行。

五、厂址

厂址为徐州地区

六、设计内容

1、精馏塔的物料衡算；

2、塔板数的确定；

3、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；

4、精馏塔的塔体工艺尺寸计算；

5、塔板主要工艺尺寸的计算；

6、塔板的流体力学验算；

7、塔板负荷性能图；

8、精馏塔接管尺寸计算；

9、绘制生产工艺流程图；

10、绘制精馏塔设计条件图；

11、对设计过程的评述和有关问题的讨论。

七、设计基础数据

苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据

温度，℃80 90 100 110 120 130 131.8 苯760 1025 1350 1760 2250 2840 2900

氯苯148 205 293 400 543 719 760 其他物性参数可查有关手册。

目录

1.设计方案的确定 (4)

2.精馏塔的物料衡算 (4)

2.1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率 (4)

2.2原料液及塔顶、塔釜的平均摩尔质量 (4)

2.3物料衡算 (4)

3.塔板数的确定 (4)

3.1理论板数NT的求取 (4)

3.2实际板数的求取 (6)

4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (6)

4.1操作压力的计算 (6)

4.2操作温度的计算 (6)

4.3平均摩尔质量的计算 (8)

4.4平均密度的计算 (9)

4.5液相平均表面张力的计算 (10)

4.6液体平均粘度的计算 (10)

5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (11)

5.1塔径的计算 (11)

5.2塔高的计算 (13)

6.塔板主要工艺尺寸的计算 (13)

6.1溢流装置的计算 (13)

6.2塔板布置的计算 (14)

7.塔板的流体力学验算 (17)

7.1塔板压降 (17)

7.2液面落差 (18)

7.3液沫夹带 (18)

7.4漏液 (18)

7.5液泛 (18)

8.探班负荷性能图 (19)

8.1精馏段塔板负荷性能图 (19)

8.2提镏段塔板负荷性能图 (21)

9.精馏塔接管尺寸计算 (24)

9.1塔顶蒸气出口管 (24)

9.2塔顶回流液管 (24)

9.3进料管 (25)

9.4塔釜出料管 (25)

9.5塔釜进气管 (25)

10.绘制生产工艺流程图

10.设计一览表 (25)

11. 对设计过程的评述和有关问题的讨论 (27)

12.附图 ........................................................................................................... 错误！未定义书签。

13.主要符号说明 (27)

14.参考文献 (28)

1. 设计方案的确定

本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全宁气冷凝，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至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2. 精馏塔的物料衡算

2.1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 M A =78.11kg/k mol 氯苯的摩尔质量 M B =112.56kg/k mol

702.056

.112/38.011.78/62.011

.78/62.0=+=

F x

869.056

.112/20.011.78/89.011

.78/89.0=+=D x

030.056.112/89.011.78/20.011

.78/20.0=+=W x

2.2原料液及塔顶、塔釜的平均摩尔质量

kmol kg M F /38.8856.112)702.01(11.78702.0=?-+?=

kmol kg M D /59.7856.112)869.01(11.78869.0=?-+?=

kmol kg M W /46.11256.112)030.01(11.78030.0=?-+?=

2.3物料衡算

原料处理量 h kmol W /09.18535

.112243001000

150000=???=

总物料衡算 D F +=76.29

苯物料衡算 869.0060.067.29702.0?+?=?D F 联立解得 h kml D /86.166= h kmol F /351.94=

3. 塔板数的确定

3.1理论板数N T 的求取

苯-氯苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

（1）查资料得苯-氯苯物系的气液平衡数据，绘出x-y 图，见图1所示。 T （℃）

80 90 100 110 120 130 131.8 x 1.000 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0.000 y

1.000

0.913

0.785

0.613

0.376

0.072

0.000

（2）求最小回流比和操作回流比。

采用作图法求最小回流比。在图1中对角线上，自点（0.702,0.702）作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为：930.0=q y 702.0=q x

故最小回流比为： 25.0702

.0930.0930

.0799.0min =--=

--=

q

q q D x y y x R

取操作回流比为： 38.025.05.15.1min =?==R R

图1 x-y图

0.000

0.200

0.400

0.6000.800

1.000

0.000

0.200

0.400

0.600

0.800

1.000

x

y

x w

x F

x D

e

c

d

b

a

（3）求精馏塔的气、液相负荷。

h kmol RD L /63.41166.8638.0=?==

h kmol D R V /27.230166.86)138.0()1(=?+=+=

h kmol F L L /415.3594.35141.63'=+=+= h kmol V V /27.230'==

（4）求操作线方程

精馏段操作线方程为 7.0275.01

11+=+++=

+n D n n x R x

x R R y

提镏段操作线方程为 00241.0804.1'''1-=---=+m w m m x x W

L W

x W L L y

（5）图解法求理论板数

采用图解法求理论板数，如图1所示。求解结果为

总理论板数 11=T N 进料板位置 5=F N 3.2实际板数的求取 （1）求全塔效率

进料状况为泡点液体，则]1)1([11min F

D F D x x x x R ----=αα 把25.0min

=R 869.0=D x 702.0=F x 代入上式中得 5.57=α

全塔效率公式245

.0)

(49.0-=L T E αμ

173.0205.0298.016.0702.0,=?+?==∑i L i L x μμ

把L μ、α代入全塔效率公式得，494.0=E （2）精馏段实际板数 9494

.04

==

精N

提镏段实际板数 109-0.494

10

==提N

4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

4.1操作压力的计算

塔顶操作压力 kPa P D 3.10543.101=+= 每层塔板压降 kPa p 7.0=? 进料板压力

kPa P F 33.112107.03.105=?+=

塔底操作压力 kPa P W 33.119207.03.105=?+= 精馏段平均压力 kPa P m 83.1082/)33.1123.105(1=+= 提镏段平均压力 kPa P m 83.1152/)33.11233.119(2=+= 4.2操作温度的计算

表1 苯-氯苯Antoine 常数数据表

A B C 温度范围（K ）

苯

6.01907 1204.682 -53.072 279-377 6.06832 1236.034 -48.99 353-422 6.3607

1466.083 -15.44 420-521 氯苯

6.10416 1431.83 -55.515 335-405 6.62988

1897.41

5.21

405-597

①假设塔顶的泡点温度C 2.18o

=t ，则纯组分的饱和蒸气压为

对苯

107.75kPa

2.03242

15

.2732.1899.48034

.123606832.6lg o o ==++--=A A p p 对氯苯

21.24kPa

1.32715

15

.2732.18515.5583

.143110416.6lg o o

==++--=B B p p 代入泡点方程和露点方程，得

972.024

.2175.10724.213.105=--=--=?

??

B A B p p p p x D A x x p p y ==?==?994.0972.03

.10575.107

故假设正确，塔顶温度为C 1.82o

=D t

②假设塔顶的进料板温度C t ?=46.90，则纯组分的饱和蒸气压为

对苯

kPa p p A A 93.137

1397

.215

.27346.9099.48034

.123606832.6lg ==++--=??

对氯苯

kPa

p p B B 628.284578

.115

.27346.90515.5583

.143110416.6lg ==++--=??

代入泡点方程和露点方程，得

F B

A B x p p p p x ==--=--=?

??

702.0628.2893.137628

.283.105 假设正确，故进料板温度为C t F ?=46.90

③假设塔底的泡点温度C 213o

=t ，则纯组分的饱和蒸气压为

对苯

396.16kPa

15.27313299.48034

.123606832.6lg o o =++--=A A p p

对氯苯

kPa

17.08115.27313221.541

.189762988.6lg o o =++-=B B p p

代入泡点方程，得

w B

A B x p p p p x ==-=--=013.0101.42-396.1642

.1013.105o

o o

假设正确，故塔底温度为C 132o =W t

精馏段平均温度 C t m ?=+=3.862/)46.901.82(1 提馏段平均温度 C t m ?=+=2.1112/)46.90132(2 全塔平均温度 C t m ?=+=0.1072/)1321.82( 4.3平均摩尔质量的计算

（1）塔顶平均摩尔质量的计算

由869.01==y x D

，查平衡曲线（见图1），得960.01=x

kmol kg M VDm /6.7856.112)869.01(11.78869.0=?-+?= kmol kg M LDm /49.7956.112)960.01(11.78960.0=?-+?=

（2）进料板平均摩尔质量的计算

由图解理论板得890.0=F y ，查平衡曲线，得650.0=F x

kmol kg M VFm /90.8156.112)890.01(11.78890.0=?-+?= kmol kg M LFm /18.9056.112)650.01(11.78650.0=?-+?=

（3）塔底平均摩尔质量的计算

由图解理论板得013.0=n y ，查平衡曲线，得009.0=n x

kmol kg M VWm /46.11256.112)003.01(11.78003.0=?-+?= kmol kg M LWm /53.11256.112)001.01(11.78001.0=?-+?=

（4）精馏段平均摩尔质量

kmol kg M VM /25.802/)90.8132.78(1=+=

kmol kg M LM /83.842/)18.9049.79(1=+=

（5）提镏段平均摩尔质量

kmol kg M VM /18.972/)46.11290.81(2=+=

kmol kg M LM /36.1012/)25.11218.90(2=+=

4.4平均密度的计算 （1）气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，得

精馏段

31111/92.2)15.2733.86(314.825

.8083.108m kg RT M P m Vm m Vm =+??==

ρ

提镏段32222/52.3)

15.2732.111(314.818

.9783.115m kg RT M P m Vm m Vm =+??==

ρ

（2）液相平均密度计算

∑

=i i

Lm

w ρρ1

塔顶C t D ?=1.82时， 3/55.8141.821886.113.912m kg A =?-=ρ

3/91.10361.820657.14.1124m kg B =?-=ρ

3/00.81791

.1036/014.055.814/986.01

m kg LDm =+=

ρ

进料板C t F ?=46.90时，3

/61.80446.901886.113.912m kg A =?-=ρ

3/00.102846.900657.14.1124m kg B =?-=ρ

563.056

.112)650.01(11.78650.011

.78650.0=?-+??=

A w

3

/03.88900

.1028/)563.01(61.804/563.01

m kg LFm =-+=

ρ

塔底C t w ?=132时，3

/23.7551321886.113.912m kg A =?-=ρ

3/73.9831320657.14.1124m kg B =?-=ρ

3

/84.98273

.983/)003.01(23.755/003.01

m kg LWm =-+=

ρ

精馏段液相平均密度为 3

1/8512/)03.88900.817(m kg Lm =+=ρ 提镏段液相平均密度为 3

2/94.9352/)03.88984.982(m kg Lm =+=ρ

4.5液相平均表面张力的计算

∑=i

i Lm x σσ

塔顶C t D ?=1.82时，查得m mN A /24.21=σ m mN B /21.26=σ

m mN LDm /31.2121.26014.024.21986.0=?+?=σ

进料板C t F ?=46.90时，查得m mN A /00.20=σ m mN B /61.22=σ

m mN LFm /91.2061.2235.000.20650.0=?+?=σ

塔底C t w ?=132时，查得m mN A /02.15=σ m mN B /64.18=σ

m mN LWm /63.1864.18997.002.15003.0=?+?=σ

精馏段液相平均表面张力为

m mN m /11.212/)91.2031.21(1=+=σ

提镏段液相平均表面张力为m mN m /77.192/)91.2063.18(2=+=σ 4.6液体平均粘度的计算

∑=i

i m x μμlg lg

塔顶C t D ?=1.82时，

s mPa 299.0?=A μ s m

P a 303.0?=B μ 303

.0lg 014.0299.0lg 986.0lg +=LDm μ

s mPa 299.0?=LDm μ

进料板C t F ?=46.90时，0.260mPa s A μ=?

0.369m P a

B μ=? 369.0lg 35.0260.0lg 650.0lg +=LFm μ

s mPa 294.0?=LFm μ

塔底C 132o =W t 时，

s mPa 184.0?=A μ s m

P a 197.0?=B μ

.1970lg 997.0.184003lg 0.0lg +=LWm μ

s mPa 196.0?=LWm μ

精馏段液相平均粘度为

s mPa 297.02/)294.0299.0(1?=+=m μ

提馏段液相平均粘度为

s mPa 245..02/)196.0294.0(2?=+=m μ

全塔液相平均粘度为

s mPa 248.02/)1976.0299.0(?=+=L μ

4.7相对挥发度的计算

塔顶 07.524.2175.107===??B A

D p p α

塔底91.342.10116.396===??B

A

W p p α

全塔平均相对挥发度为45

.491.307.5=?=?=

W D ααα

5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算

5.1塔径的计算

（1）精馏段塔径的计算

s m VM V Vm Vm S /758.192.2360025

.8027.23036003111=??==

ρ

s m LM L Lm Lm S /0018.0851

360083

.8441.6336003111=??==

ρ

由V

V

L C

u ρρρ-=max 式中C 由公式2

.02020???

??=L C C σ计算，其中20C 可由史密斯关联图查出，图的横坐标为

018.092.28513600758.136000018.02

12

1=??? ?????=???

? ??V

L h

h V L ρρ 取板间距m H T 35.0=，板上液层高度m h L 05.0=，则

m h H L T 3.005.035.0=-=-

由史密斯关系图得058.020=C

060.02011.21058.0202

12

.020=???

???=?

?

?

??=L C C σ

s m u /02.192

.292

.2851060.0max =-?

=

取安全系数为0.7，则空塔气速为s m u mas /714.07.0=

m u V D S 77.1714

.014.3758

.144111=??==

π 按标准塔径圆整后为m D 6.1= 塔截面积为 2220096.26.14

14

.34

m D A T =?=

=

π

实际空塔气速 s m u /875.00096

.2758

.1==

（2）提馏段塔径的计算

s m M V V Vm Vm S /61.7752.3360018.9727.2303600322'2

=??==ρ s m M L L Lm Lm S /00125.094.935360036.101415.353600322'2

=??==ρ 同理

116.054.394.9353600677.1360000125.02

12

1=??? ?????=???

? ??V

L h

h V L ρρ 取板间距m H T 35.0=，板上液层高度m h L 05.0=，则

m h H L T 3.005.035.0=-=-

查史密斯关系图得054.020=C

054.02077.19054.0202

12

.020=???

???=?

?

?

??=L C C σ

s m u /88.052

.352

.394.935054.0max =-?

=

取安全系数为0.7，则空塔气速为s m u mas /616.07.0=

m u V D S 19.1616

.014.36

77.1442

2

2=??==

π

按标准塔径圆整后为m D 0.1= 塔截面积为 2220096.26.14

14

.34

m D A T =?=

=

π

实际空塔气速 s m u /0.8790096

.26

77.1==

5.2塔高的计算

（1）精馏塔有效高度的计算

精馏段的有效高度 m H N Z T 8.235.0)19()1(=?-=-=精精

提镏段的有效高度 m H N Z T 3.1535.0)101()1(=?-=-=提提 在进料板上方开一人孔，提馏段中开两个人孔，其高度为0.8m ，则有效高度为 m Z Z Z 8.3538.03.58.28.0=?++=++=提精

（2）全塔实际高度

取进料板板间距为0.8m ，人孔处的板间距为0.8m ，塔底空间高度为2.0m ，塔顶空间高度为0.7m ，封头高度为0.6m ，裙座高度为2.0m ，则全塔高为

21)1(H H H H H n F n H n n n H B D p p F F T P F ++++++---=

m 75.130.26.00.27.08.038.035.0)13120(=++++?++?---=

6.塔板主要工艺尺寸的计算

根据塔径和液体流量，选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘。 6.1溢流装置的计算

（1）堰长： 取m D l W 056.16.166.066.0=?==

（2）溢流堰高度： 由OW L W h h h -=，选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式求得 其中E 近似取1

精馏段： m 0095.0056.136000018.0100084.2100084.23

2

3

211=???

???=???

? ??=W h OW l L E h 取板上清液层高度 m 70m h L =，则

m 061.00095.007.011=-=-=OW L W h h h

提馏段：m 035.0056.136000125.0100084.2100084.23

23

222

=???

???=???

? ??=W h OW l L E h

同理取板上清液层高度 m 70m h L =，则

m 035.0035.007.022=-=-=OW L W h h h （3）弓形降液管宽度d W 和截面积f A 当66.0=D l

W 时，查表得

（4）液体在降液管里停留的时间 精馏段 s 5s 34.280018.0360035

.0145.0360036001

1>=???=

=

h T

f L H A θ

提馏段 s 3s 06.40125

.0360035

.0145.0360036002

2>=???=

=

h T

f L H A θ

故降液管设计合理 （5）降液管底隙高度0h 0

03600u l L h W h

'=

精馏段和提馏段降液管下端与塔板间出口处的液体流速分别取

s /m 180.0 s /m 075.002

01='='u u 精馏段 m 023.0075

.0056.136000018.03600360001101=???='=

u l L h W h 提馏段 m 036.0180

.066.036000043.03600360002202=???='=

u l L h W h m m h h w 006.0028.0023.0061.0011>=-=-m m h h w 006.0011.0036.0047.0022>=-=-

故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度mm h w 50=

6.2塔板布置的计算

选用F1型浮阀，阀孔直径39mm ，阀片直径48mm ，阀片厚度2mm ，最大开度8.5mm ，静止开度2.5mm ，阀质量为32~34g 。 （1）阀孔临界速度

精馏段 []s /m 83.592.28.728.72548

.0548

.0110=??

? ??=?

??

?

??=V Kp u ρ

提馏段 []s /m 26.552.38.728.72548

.0548

.022

0=??

? ??=???

?

??=V Kp u ρ

上下两段相应的阀孔动能因子为：

[]962.992.283.511001===V Kp u F ρ

[]850.952.326.522002===V Kp u F ρ

均属正常操作范围。 （2）精馏段塔板布置

取边缘区宽度m W c 055.0=,安定区宽度m W s 065.0=，

开孔区面积?????

?+-=-R x R x R x A a 122

2sin 1802π 21222488.1745.0537.0sin 745.0180537.0745.0537.02m =???

???

?+-=-π 其中，

m W D R C 745.0055.02

6

.12=-=-=

，

()()537.0065.01984.02

6.12=+-=+-=

s d W W D x （3）提馏段塔板布置

取边缘区宽度m W c 030.0=,安定区宽度m W s 055.0=，

开孔区面积?????

?+-=-R x R x R x A a 122

2sin 1802π

2

1222530.1770.0547.0sin 770.0180547.0770.0547.02m =?????

??+-=-π 其中，

m W D R C 770.0030.026

.12=-=-=

，

()()547.0055.0198.02

6.12=+-=+-=s d W W D x

（4）浮阀数n 与开孔率?

F1 型浮阀的阀孔直径为39mm

阀孔气速V

F u ρ0

0=

，其中取F 0=8

浮阀数目4

/200πd u V

n =

开孔率D

n 22

d =?

精馏段 s m u /68.492

.28

0== 40.453

n 814.710.0390.039 3.14

?=

=???

0.0390.039

8112.32%11

φ?=?

=? 提馏段 08

4.28/3.49

u m s =

= 40.453

894.280.0390.039 3.14

n ?=

=???

0.0390.039

8913.54%11

φ?=?

=? 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距m t 08.0=，则排间距t '为

精馏段 0.5040.0829682.96810.075a A t m mm nt '=

===? 提馏段 0.5520.0827082.70890.075

a A t m m m nt '====? 考虑到塔的直径较大，故采用分块式塔板，而各分快板的支撑与衔接将占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小于计算值，故取t '=80mm=0.08m （5）重新计算孔速及阀数 精馏段 0.504730.082960.08270

a A n tt ==='? 0200.4534

u 5.20/n /4

730.0390.039 3.14

V

m s d π?=

=

=???

962.989.286.501==F

0.0390.039

7311.10%11

φ?=?=?

提馏段 0.552800.082960.08270

a A n tt =

=='? 0200.4534

u 4.74/n /4

800.0390.039 3.14

V

m s d π?=

=

=???

0F 4.74 3.498.86=?= 0.0390.039

8012.17%11

φ?=?

=?

由此可知，阀孔动能因数变化不大

7.塔板的流体力学验算

7.1塔板压降

（1）干板阻力c h 的计算 精馏段 s m u V c /838.592.2/1.73/1.73825

.11825

.110==

=

ρ

液柱

则m 027.0851

49.3190

.19,175

.01

175.001

11001=?==

c V u ρ

===

液柱

则

m 027.094

.93581.4190

.19,175

.02

175

.002

22002=?==

取充气系数5.0=β，则液柱m 035.007.05.0=?==L l h h β （3）液体表面张力的阻力δh 的计算

4gd h L L

ρσσ=

精馏段液体表面张力所产生的阻力m gd h L L 0020.0005

.081.98511011.21443

01=????==

-ρσσ液柱 提镏段液体表面张力所产生的阻力m gd h L L 0017.0005

.081.994.9351077.1944302

=????==-ρσσ液柱 精馏段每层压降 m h h h h l c p 064.00020.0035.0027.0111=++=++=σ Pa 7.0Pa 53.081.9851064.0111k k g h p L p p <=??==?ρ 提馏段每层压降 m h h h h l c p 064.00017.0035.0027.0222=++=++=σ Pa 7.0Pa 60.081.994.935064.0222k k g h p L p p <=??==?ρ

故满足设计要求。 7.2液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 7.3液沫夹带 （1）精馏段

901.0145

.00096.2758

.1=-=-=

f T s a A A V u

气

液kg kg h H u e f T

a L v /051.007.05.235.0189.11011.21107.5107.52

.3362

.36

=??

? ???-??=???

?

??-?=

---σ（2）提镏段

947.0145

.00096.2766

.1=-=-=

f T s a A A V u

气液kg kg h H u e f T

a L v /064.007.05.235.0186.11077.19107.5107.52

.3362

.36

=??

? ???-??=???

? ??-?=

---σ

7.4漏液

（1）精馏段漏液的验算 V

F u ρ0

0=

取F 0=5，则

s m s m u /49.3/93.292

.25

0<==

故在设计负荷下不会产生过量漏液。 （2）提馏段漏液的验算

05

u 2.68/ 4.94/3.49

m s m s =

=< 故在设计负荷下不会产生过量漏液。 7.5液泛

为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度)(W T d h H H +≤φ，而

d L p d h h h H ++=

与气体通过塔板压降所相当的液柱高度 精馏段 液柱m 066.01=p h 提馏段 液柱m 063.02=p h 液体通过降液管的压头损失

精馏段 液柱m 00041.0023.0056.10018.0153.0153.02

2

0111=??? ???=???? ??=h l L h W S d 提馏段 液柱m 0023.0066.0056.100125.0153.0153.02

2

0222=??? ???=???

? ??=h l L h W S d 板上液层高度

精馏段和提馏段皆为m 07.0=L h

因此，5.0=φ取，降液管中清液层高度如下：

精馏段 m 1344.000041.0070.0064.01111=++=++=d L p d h h h H

112055.0)061.035.0(5.0)(d W T H h H >=+=+φ

提馏段 m 1363.00023.0070.0064.02222=++=++=d L p d h h h H 221925.0)035.035.0(5.0)(d W T H h H >=+=+φ 故，精馏段和提馏段均符合防止液泛的要求。

8.探班负荷性能图

8.1精馏段塔板负荷性能图 (1)漏液线（气相负荷下限线）

V

F u ρ0

0=

取F 0=5，又4

/20

0πd u V n =

故s m nu d V s /106.193.2316039.04

4

)(32020min =???=

=

π

π

据此做出与液体流量无关的水平漏液线① (2)液沫夹带线（气相负荷上限线）

2

.36

107.5????

??-?=

-f T

a v h H u e σ

其中，

S

S

f T S a V V A A V u 536.0145

.00096.2=-=-=

()

3232

36.1152.0056.136001084.2061.05.25.25.2s S

ow

w L f L L E h h h h +=????

?

????? ???+=+==-

取液沫夹带极限值v e 为气液kg kg /1.0

已知m N /m 07.21=σ， m H T 35.0=

2

.332

366.1152.035.0536.01011.21107.51.0???

?

?

?--???=--s s L V 整理得：3

/205.1934.2S

S L V -=

在操作范围内任取几个S L 值，依上式算出相应的S V 值列于下表中

)//(3s m L S 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 )//(3s m V S

2.204

2.090

1.944

1.821

依表中数据在S S L V -图中做出液沫夹带线② (3)液相负荷下限线

取平堰、堰上液层高度m h ow 006.0=作为液相负荷下限条件，取0.1≈E 则 3

/2m i n ,)3600(100084.2w

S ow l L E h =

3

2min ,056.136000.1100084

.2006.0???? ????=

S L

整理上式得s m L s /00048.03

min ,=

依此值在V S —L S 图中作线即为液相负荷下限线③。 (4)液相负荷上限线

以s 4=θ作为液体在降液管中停留时间的下限

4==

s

T f L H A θ

s /m 005.04

35

.00567.04

)(3max =?=

=

T

f S H A L

依此值在V S —L S 图中作线即为液相负荷上限线④ (5)液泛线

令)(W T d h H H +=φ

由 d L p d h h h H ++= σh h h h c p ++=1 L h h β=1 OW W L h h h += 联立整理得 3

2

22dLs

cL b aV

s

s

--=