分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计(7)

整理得 VS＝2.1544－28.3995LS （1）

由式（1）知雾沬夹带线为直线，则在操作范围内任取若干个LS值，依式（1）计算出相应的VS值列于本例附表中。

表5 雾沬夹带线数据表

LS，m3/s VS, m3/s

0.0001 2.1516

0.00015 2.1501

0.003 2.0692

0.0045 2.0266

2.8.2 液泛线 联立以下三式：

hp=hc+hl+hδ Hd=hp+hL+hd Hd≤φ（HT+hW)

得 φ（HT+hW)＝hp+hL+hd＝hc+hl+hδ+hL+hd

由上式确定液泛线。忽略式中的hδ项，将以下五式代入上式，

?Vu02Hc=5.34

2?Lghl＝E0HL hL＝hW+hOW how=

L2.84×E(h)2/3 1000LwLs2) lwh0hd?0.153(得到：

2.843600Ls2/3L2?Vu02φ（HT+hW)＝5.34＋0.153(s)+(1+E0)[hW＋×E()]

1000Lwlwh02?Lg因物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT、hW、hδ、lw、?V 、?l、E0、及?等均为定值，而u0与Vs 又有如下关系：

31

u0??4Vsd02N

式中阀孔数N与孔径d0亦为定值。因此，可将上式简化为Vs与Ls的如下关系式：

aVs2 =b-cLs2 -dLs2/3 整理：

Vs2=3－6460Ls2 -25.121Ls2/3

在操作范围内任取若干个Ls值，依式（2）计算出相应的Vs值列于以下附表中。

表6 液泛线数据表

Ls，m/s Vs，m/s

2.8.3 液相负荷上限线

液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3－5s。依式知： 液体在降液管中停留时间 ?=

33

0.0001 3.054

0.0015 2.6563

0.003 2.4193

0.004 2.2637

Af?HTLS=3-5s

求出上限液体Ls值（常数），在Vs－Ls图上，液相负荷上限线为与气体流量

Vs无关的竖直线。

以?=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，则： （Ls）max =2.8.4 漏液线

对于F1型重阀，依计算F0＝u0?V=5,则： u0=5/?V 又知 Vs?

Af?HT40.35?0.111＝＝0.009725 m3/s (3)

4?4d02Nu0

32

则得 Vs??4d02N5?V 式中d0、N、?V均为已知值，故可由此求出气相负荷Vs的下限值，据此作出与液体流量无关的水平漏液线。

以F0＝5作为规定气体最小负荷的标准， 则：Vs???5?52d02Nu0＝d02N＝(0.039)125＝0.1609 m3/s (4) 4442.76?V2.8.5 液相负荷下限线

Lh2.84取堰上液层高度 how=×E()2/3

Lw1000计算出Ls的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。

Lh2/32.840.006=×E()

1000Lw所以 Ls,min=0.00079m3/s (5)

根据附表和（3）、（4）、（5）可分别作出塔板负荷性能图上的（1）、（2）、（3）、（4）、（5）共五条线，见图6。

3.02.52.023Vs,m/s1.51.00.50.00.000351A0.0010.0020.0034Ls,m/s30.0040.005

图7 塔板负荷性能图

33

由塔板负荷性能图可以看出：

（1）在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜 的操作区内的适中位置。

（2）塔板的气相负荷上限由雾沬夹带线控制，操作下限由漏液 控制。

（3）按照固定的液气比，由图查出气相负荷上限Vs,max= 0.3840m3/s ,

气相负荷下限Vs,min= 0.1027m3/s，所以： 操作弹性＝

0.3840＝3.74

0.10272.9 塔进出口管径的选择 2.9.1 蒸汽管

VS=d=

?4d2u，d为蒸汽管的直径， u为气体速度，常压下u取为15m/s

4VS4?0.878==0.273m=273mm ?u3.14?152.9.2回流管

通常，重力回流管内液流速度u取0.2－0.5m/s，强制回流（由泵输送）u取1.5－2.5m/s。

因此，此取回流速度u=1.8m/s,LS=0.00054 m3/s d=LS0.0019==0.0228m=22.8mm

0.785??L?u0.785?1.8?802.982.9.3 进料管

u=2m/s，泡点时?LFm=796.35㎏/m3 Fs=

73.92?84.55FMF==0.000627

3600?Fm3600?796.35d=

4FS4?0.0022==0.0373m=37.3mm 3.14?2?u2.9.4 塔釜液出口

tW=110℃时查表：ρ苯=783㎏/m3，ρ甲笨=786㎏/ m3

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ρLWm=

10.030.97?783786=785.5㎏/m3

WS=

33.35?91.65WMw==0.00108m3/s

3600?LWm3600?785.5取u=0.8m/s

d=

管径的选择见下表：

表7 塔进出口管径列表

4?0.001084WS==0.0415m=41.5mm 3.14?0.8?u蒸汽管 回流管 Φ25×4

塔釜液出口 Φ25×4

进料管 Φ20×3.5

Φ159?4.5

3 结果与讨论

表8计算结果总表

计算数据 项 目 各段平均压强Pm,kPa 各段平均温度tm，℃ 平均流量 气相VS,m3/s 液相Ls,m3/s 实际塔板数N，块 板间距HT,m 板的高度Z，m 精馏段 103.075 87.28 0.878 0.0019 23 0.35 17.55 提馏段 略 35

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