乙醇正丙醇分离设计

化工原理课程设计任务书
1.设计题目：
常压连续筛板式精馏塔分离乙醇—正丙醇二元物系的设计。

2.原始数据及条件：
进料：乙醇含量0.5（摩尔分数，下同），其余为正丙醇，F=3400Kg/h,塔顶进入全凝器，塔板压降0.7Kpa。

分离要求：塔顶乙醇含量0.90；回收率为0.95；全塔效率0.55。

操作条件：塔顶压强1.03atm(绝压)；泡点进料；R/Rmin=1.6 。

3.设计任务：
（1）完成该精馏塔的各工艺设计，包括设备设计及辅助设备选型。

（2）画出带控制点的工艺流程图、塔板版面布置图、精馏塔设计条件图。

（3）写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。

摘要
在本次任务中，根据化工原理课程设计的要求设计的是乙醇----丙醇连续浮阀精馏塔，除了要计算其工艺流程、物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计计算，以外，并对精馏塔的主要工艺流程进行比较详细的设计，并画出了精馏塔的工艺流程图和设备条件图。

本次设计选取回流比R=1.8Rmin=1.6×1.34=2.144应用图解法计算理论版数，求得理论塔板NT为12块（包括塔釜再沸器），第6块为进料板。

设计中采用的精馏装置有精馏塔,冷凝器等设备,采用间接蒸汽加热，物料在塔进行精馏分离,余热由塔顶产品冷凝器中的冷却介质带走,完成传热传质. 塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。

预热器采用管壳式换热器。

用99.97℃塔釜液加热。

料液走壳程，釜液走管程。

本设计采用了筛板塔对乙醇-丙醇进行分离提纯，塔板为碳钢材料，通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作围。

关键字：乙醇-丙醇筛板塔物料衡算
目录
第一章概述5
1.1 精馏操作对塔设备的要求5
1.2 板式塔类型6
1.2.1 筛板塔6
1.2.2浮阀塔6
第二章塔板的工艺设计 (7)
2.1 精馏塔全塔物料衡算7
2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率与物料衡算7
2.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量8
2.2 理论塔板数的确定8
2.2.1 理论板层数NT的求取8
2.2.2 实际板层数的求取10
第三章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算10
3.1 操作压力计算10
3.2 操作温度计算11
3.3 平均摩尔质量计算11
3.4 平均密度计算12
3.5 液体平均表面力的计算13
3.6 液体平均黏度计算15
第四章精馏塔的塔体工艺尺寸的计算16
4.1 塔径的设计计算16
4.2 塔的有效高度的计算17
第五章塔板主要工艺尺寸的计算17
5.1 溢流装置计算17
5.2 塔板布置18
第六章筛板的流体力学验算19
6.1 塔板压强降20
6.1.1 干板阻力c h计算。

干板阻力由下式计算：20 6.2 液面落差21
6.3 雾沫夹带量的验算21
6.4漏液的验算21
6.5 液泛验算21
第七章塔板负荷性能图22
7.1 漏液线（气相负荷下限线）22
7.2 液沫夹带线23
7.3 液相负荷下限线23
7.4 液相负荷上限线24
7.5 液泛线24
7.6 负荷性能图25
第一章概述
1.1 精馏操作对塔设备的要求
精馏所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。

但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：
(１) 气、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。

(２) 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。

(３) 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。

对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。

(４) 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。

(５) 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。

(６) 塔的滞留量要小。

实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。

不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。

1.2 板式塔类型
气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。

精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，本设计介绍板式塔。

板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。

板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔、筛板塔，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。

目前从国外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，因此在此讨论浮阀塔与筛板塔的设计。

1.2.1 筛板塔
筛板塔是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。

处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。

塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。

本设计采用其进行二元物系的分离。

1.2.2浮阀塔
浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升
气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。

这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。

但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。

浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。

塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。

国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。

浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20～40％，而接近于筛板塔。

操作弹性大，一般约为5～9，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。

塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400～660N/m2。

液面梯度小。

使用周期长。

粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。

结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的60～80％,为筛板塔的120～130％。

其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作工程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率下降。

第二章塔板的工艺设计
2.1 精馏塔全塔物料衡算
2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率与物料衡算
乙醇的摩尔质量M A=46Kg／Kmol,正丙醇的摩尔质量M B=60Kg／Kmol 总物料 F = D + W
易挥发组分 F χF = D χD + W χW
若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率η为 %100⨯=F
D Fx DX η 式中 F 、D 、W ——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h ； χF 、χD 、χW ——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。

已知原料乙醇组成: X F =0.5塔顶组成: X D =0.92 F=3000Kg/h
η=0.95
原料处理量 F=53
3400=56.09 %1005
.015.6490.0⨯⨯⨯=D η D= 22.77Kmol/h 物料衡算式:F=D+W 64.15=33.86+W
F X F =D X D +W X W 64.15×0.5=0.90×33.86+ W X W 联立代入求解: W=32.37Kmol/h X W=0.0483
2.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量
MF=0.5×46+0.5×60=54.4Kg/kmol
MD=0.9×46+0.1×60=47.12Kg/kmol
MW=0. 053×46+0.947×60=59.33Kg/kmol
2.2 理论塔板数的确定
2.2.1理论板层数NT 的求取
本设计采用图解法求解理论塔板数。

① 由手册查得乙醇—正丙醇气液平衡数据，绘出x-y 图，见图2-1
X/ 液相0
0.12
6
0.188 0.210 0.358 0.461 0.546
0.60
0.66
3
0.884 1.0
Y/ 气相0
0.24
0.318 0.349 0.550 0.650 0.711
0.76
0.79
9
0.914 1.0
图2.1乙醇-正丙醇x-y关系
②求最小回流比与操作回流比
采用作图法求最小回流比。

在图2.1中对角线上，自点e（0.5,0.5）作垂线ef即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为
y q=0.671，x q=0.50
故最小回流比为
q q q min y y χχ--=D R =73.150
.0671.00.6710.90=-- 取操作回流比为R=1.6min R =1.6×1.34=3.12
③ 求精馏塔的气、液相负荷
上升蒸汽量： D R V )1(+== (2.144+1) ×33.86=93.81Kmol/h 下降液体量： RD L ==2.144×33.86=71.04
Kmol/h 上升蒸汽量：
F q D R V )1()1('--+== V = 93.81Kmol/h 下降液体量
=L+F=72.60+64.15=126.18Kmol/h ④ 求操作线方程
精馏段操作线方程：
22.036.090.046
.10686.3346.1066.721+=⨯+=+=+x x x V D x V L y D n n 提馏段操作线方程：
016.035.1053.046
.10629.3046.10675.136''1-=⨯-=-+--++=+x x x W qF L W x W qF L qF L y W m m 5.图解法求理论板层数
采用图解法求理论塔板数，如图2.2所示.求解结果为
总理论板层数N 精=13.5 进料板位置N T =6
2.2.2 实际板层数的求取
精馏段实际板层数N 精=5/0.555=11.53≈12
提馏段实际板层数N 提=7/0.555=12.5≈13
第三章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1 操
作压力计算
塔顶操作压力PD=101.3 kpa
qF RD L +='
每层塔板压降△P=0.7 kpa
进料板压力PF=101.3+0.7×10=109.3 kpa
精馏段平均压力Pm=（101.3+108.3）/2=105.5 kpa 塔釜压力Pm=101.3+0.7×23=117.4 kpa
提馏段平均压力Pm=(108.3+117.4)/2=112.85 kpa
3.2 操作温度计算
进料板温度 C t F ︒=52.91
塔顶温度 C t D ︒=1.80 塔釜温度 C t W ︒=97.99
精馏段平均温度 C t m ︒=+=81.852/)15.8015.88( 提馏段平均温度 C t m ︒=+=06.942/)97.9915.88(、
3.3 平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量的计算
由理论板的计算过程可知，90.01==D x y ，x1=0.85
mol Kg M VDm /41.4760)90.01(4690.0=⨯-+⨯= mol
Kg M LDm /1.4860)85.01(4685.0=⨯-+⨯=
进料板平均摩尔质量的计算
由理论板的计算过程可知，66.0=F y ，462.0=F x
mol Kg M VFm /76.5060)66.01(4666.0=⨯-+⨯= mol Kg M LFm /53.5360)462.01(46462.0=⨯-+⨯=
精馏段的平均摩尔质量为
mol Kg M Vm /51.492/)76.5041.47(=+= mol Kg M Lm /15.512/)53.531.48(=+=
3.4 平均密度计算 （1）气相平均密度计算
由理想气体状态方程式计算，即
3/75.1)
15.27354.08(314.811
.4945.104m Kg RT M p m Vm m Vm =+⨯⨯==
ρ （2）液相平均密度计算表 温度 （℃） 0 20 40 60 80 100
乙醇(kg/m 3
) 829.1 808.9 787.9 765.7 742.3 717.4
正丙醇(kg/m 3)
828.9 810.1 790.6 770.2 748.7 726.1
液相平均密度计算依下式计算，即：LB
B
LA
A
Lm
a a ρρρ+
=
1
塔顶液相平均密度的计算。

由C t D ︒=5.80，查液体在不同温度下的密度表得：
3/69.741m Kg A =ρ3/06.759m Kg B =ρ
873.060
)9.01(469.046
90=⨯-+⨯⨯=
，A a
3
/8.74306
.759873.0-16.741873.01
m Kg LDm =+=
）（ρ
进料板液相平均密度的计算。

由C t F ︒=15.88，查液体在不同温度下的密度表得：
3/4.732m Kg A =ρ3/6.739m Kg B =ρ
397.060
)462.01(46462.046
462.0=⨯-+⨯⨯=
A a
3
/7.7366
.739397.0-14.732397.01
m Kg LFm =+=
）（ρ 由C t W ︒=97.99，查液体在不同温度下的密度表得：
3/4.717m Kg A =ρ3/1.726m Kg B =ρ
0388.060
)05.01(4605.046
05.0=⨯-+⨯⨯=
A a
3
/00143.01
.7260388.0-14.7170388.01
m Kg LWm =+=
）（ρ 精馏段的平均密度为：
3/62.7382/)7.7368.743(m Kg Lm =+=ρ
提馏段的平均密度为：
3/35.3682/)7.73600143.0(m Kg Wm =+=ρ
3.5 液体平均表面力的计算
表 3—2
温度 （℃） 0 20 40 60 80 100
乙醇(mN/m
26 24.11 22.19 20.25 18.28 16.29
) 正丙醇(mN/m )
26.79 24.79 23.13 21.27 19.4 17.5
液相平均表面力依下式计算，即：
∑==n
i i i Lm x 1σσ
塔顶液相平均表面力的计算。

由C t D ︒=5.80，查液体表面力共线图得：
m mN A /28.18=σm mN B /35.19=σ m mN LDm /39.1835.19)9.01(28.189.0=⨯-+⨯=σ
进料板液相平均表面力的计算。

由C t F ︒=15.88，查液体表面力共线图得：
m mN A /46.17=σm mN B /63.18=σ
m mN LFm /0.1863.18)462.01(46.17462.0=⨯-+⨯=σ
由C t W ︒=97.99，查液体表面力共线图得
m mN A /29.16=σm mN B /50.17=σ
m mN LWm /44.175.17)05.01(29.1605.0=⨯-+⨯=σ
精馏段平均表面力为：
m mN Lm /22..182/)0.1839.18(=+=σ
提馏段平均表面力为：
m mN Wm /72.172/)0.1844.17(=+=σ
3.6 液体平均黏度计算
表 3—3
温度 （℃） 0 20 40 60 80 100
乙醇(mPa ·S) 1.7 1.15 0.814 0.601 0.495 0.361
正丙醇(mPa ·S)
3.81 2.2 1.37 0.899 0.619 0.444
液相平均黏度依下式计算，即：
∑=i i Lm x μμlg lg
塔顶液相平均黏度的计算：
由C t D ︒=5.80，查液体黏度共线图得：
s mPa A ⋅=492.0μs mPa B ⋅=615.0μ
615.0lg 10.0492.0lg 90.0lg +⨯=LDm μs mPa LDm ⋅=503.0μ
精馏段液相平均黏度的计算： 由C t F ︒=15.88，查液体黏度共线图得：
s Pa A ⋅=438.0μs mPa B ⋅=545.0μ
545.0lg 538.0438.0lg 462.0lg +⨯=LFm μs mPa LFm ⋅=493.0μ
精馏段液相平均黏度为：
s mPa Lm ⋅=+=465.02/)493.0503.0(μ
C t W ︒=97.99
第四章 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算
4.1 塔径的设计计算
精馏段的气、液相体积流率为：
s m VM V Vm Vm S /737.074
.1360009
.4946.10636003=⨯⨯==
ρ
s m LM L Lm Lm S /00137.025
.740360082
.506.7336003=⨯⨯==
ρ
由V V L C u ρρρ-⋅
=max ，式中C 由2.020)20
(L C C σ
=求取，其中20C 由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为
0382.0)74
.125.740()3600834.0360000138.0()(2121=⨯⨯⨯=⋅V L h h V L ρρ 取板间距m H T 45.0=，，板上液层高度m h L 06.0=，则
m h H L T 39.006.045.0=-=-
查筛板塔汽液负荷因子曲线图得081.020=C
073.0)20
19.18(081.0)20(
081.02
.02.0=⨯=⋅=L
C σ s m C u V V L /470..174
.174.125.7400795.0max =-⨯=-⋅
=ρρρ 取安全系数为0.7，则空塔气速为：
s m u u /029.1638.17.07.0max =⨯=⋅=
m u V D S
955.0147
.114.3834
.044=⨯⨯==
π
按标准塔径圆整后为m D 0.1=。

塔截面积为：
222785.00.1785.0785.0m D A T =⨯==
s m A v u T S /938.0785
.0834.0===
4.2 塔的有效高度的计算 精馏段有效高度为：
m 4.445.01-101-=⨯==）（）（精精T H N Z
提馏段有效高度为：
m 8.445.01-131-=⨯==）（）（提提T H N Z
在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m ， 精馏塔的有效高度为：
m 108.04.505.48.0=++=++=提精Z Z Z
第五章 塔板主要工艺尺寸的计算
5.1 溢流装置计算
因塔径m D 0.1=，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。

各项计算如下： （1）堰长w l
取 m D l w 66.00.166.066.0=⨯== （2）溢流堰高度w h
由 ow L ow h h h -=，
（3）选用平直堰，堰上液层高度ow h 由下式计算，即：
32)(100084
.2w
h ow l L E h ⋅⋅=
近似取E=1，则m h ow
011.0)66
.0360000138.0(1100084.23
2=⨯⨯⨯= 取板上清液层高度mm h L 55= 故m h h h ow L w 049.00109.0055.0=-=-= （3）弓形降液管宽度d W 和截面积f A ： 由66.0=D l w ，查弓形降液管参数图得：
0722.0=T
f
A A 124.0=D
W d
则：20567.0785.0072.0m A f =×=，m W d 0567.00.1124.0=⨯= 验算液体在降液管中停留时间，即：
s s L H A h
T
f 555.163600
00138.045
.00567.036003600θ>=⨯⨯⨯=
=
故降液管设计合理。

（4）降液管底隙的高度0h
取 s m u /08.0'0=，则：
m u l L h w h 0259.008
.066.036003600
00138.0'360000=⨯⨯⨯==
m
m h h w 006.00231.00206.00441.0-
0>=-
=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'=。

5.2 塔板布置 （1）塔板的分块。

因mm D 800≥，故塔板采用分块式。

（2） 边缘区宽度确定： 取m W W s s 065.0'==，m W c 035.0=
（3）开孔区面积计算。

开孔区面积a A 计算为：
)sin 180(21222r
x
r x r x A a -+
-=π
其中 m W W D x s d 311.0)065.0124.0(-5.0)(-2=+=+=
m W D r c 465.0035.05.0-2
=⨯== 故 21
-222532.0)465
.0311
.0sin 465.0180
14
.3311.0465.0311.0(2m A a =⨯⨯+-⨯⨯= （4）筛孔数与开孔率 筛孔计算及其排列。

由于正丙醇和异丙醇没有腐蚀性，可选用mm 3=δ碳钢板，取筛孔直径mm d 50=。

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为：
mm d t 155330=⨯==
筛孔数目n 为：
2731015
.0532
.0155.1155.12
2=×==
t A n a 开孔率为：
%1.10)15
5
(907.0)(907.02200=⨯=⋅==
t d A A a φ 气体通过筛孔的气速为：
s m A V u s /72.13101
.0826.0834
.000=⨯==
第六章 筛板的流体力学验算
6.1 塔板压强降
6.1.1 干板阻力c h 计算。

干板阻力由下式计算：
由67.1350==d ，查筛板塔汽液负荷因子曲线图
得772.00=C
故液柱m h c 03816.0772.052.1525.74074.1051.02
=⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯=
6.1.2 气体通过液层的阻力l h 计算。

气体通过液层的阻力L h 由下式计算，即
L h h β=1
s m A A V u f T s a /01.10567
.0784.0834
.0=-=-=
)]/([34.174.1147.11210m s kg u F V a ⋅=⨯==ρ
查充气系数关联图得63.0=β
故液柱m h h L 0378.0)0109.00441.0(58.01=+⨯==β。

6.1.3 液体表面力的阻力σh 计算。

液体表面力所产生的阻力σh 由下式计算，即：
液柱m gd h L L 00201.0005
.081.925.7401019.18443
0=⨯⨯⨯⨯==-ρσσ
气体通过每层塔板的液柱高度p h 按下式计算：
液柱m h h h h l c p 07677.000201.00378.003816.0=++=++=σ
气体通过每层塔板的压降为：
Kpa Pa g h p L p p 7.026.55681.962.738007677.0<=⨯⨯==∆ρ
2
ρρ21⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=
C u g h L V c
6.2 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

6.3 雾沫夹带量的验算 液沫夹带按下式计算：
气
液气
液Kg Kg Kg Kg h H u e L T
a L V /1.0/0272.015.045.0147.11019.18107.55.2107.52
.3362
.36
<=⎪⎭
⎫ ⎝⎛-⨯⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛-⨯=---σ 故在本设计中液沫夹带量V e 在允许的围。

6.4漏液的验算
对筛板塔，漏液点气速min .0u 按下式计算：
()s
m h h C A V u V
L L s /45.774.1/25.740)002.006.013.00056.0(772.04.4/13.00056.04.400min .min .0=⨯-⨯+⨯=-+==ρρδ
实际孔速min .00/72.13u s m u >=
稳定系数为5.184.145.7/72.13min .00>===u K 故在本设计中无明显漏液。

6.5 液泛验算
为防止塔发生液泛，降液管液层高d H 应服从下式所表示的关系，即：
)
(w T d h H H +≤φ
乙醇—异丙醇物系属一般物系，取5.0=φ，则：
液柱m h H w T 2245.0)0441.045.0(5.0)(=+⨯=+φ
而 d L p d h h h H ++=
板上不设进口堰，d h 按下式计算：
()液柱m u h d 001.008.0153.0'153.022
0=⨯==
液柱m H d 138.0001.006.00823.0=++=
)(w T d h H H +<φ，故本设计中不会发生液泛现象。

第七章 塔板负荷性能图
7.1 漏液线（气相负荷下限线）
由V L ow w s h h h C A V u ρρσ/])(13.00056.0[4.400min .min .0-++==
2100084
.2⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⋅⋅=w h ow l L E h 得：
3
23
23200min
.01144.000996.07497.374
.125.740002.066.036001100084.20441.013.00056.0532.0101.0772.04.4/100084.213.00056.04.4S
s V L w h w s L L h l L E h A C V +=⨯
⎪⎭⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤
⎢⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯+⨯+⨯⨯⨯⨯=⎪⎭
⎪
⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯++=ρρσ
在操作围，任取几个s L 值，依上式计算出s V 值，计算结果列于下表
表7-1 漏液线计算结果
)//(3s m L s 0.0006 0.0015 0.0030
0.0045
)//(3s m V s 0.3892 0.4014 0.4163
0.4288
由上表数据即可作出漏液线1 7.2 液沫夹带线
以气液kg /1.0kg e v =为限，求s s L V -关系如下：
由3
/22.33/23
63
/23
/23/23
/23/232
.36
71.94999.11.0)2.23398.0373.1(1019.18107.52.23398.02.21103.0)88.00441.0(5.2)(5.25.288.0)66
.03600(11084.2)(
107.5s
s s
s v s
f T s s ow w L f s
s ow f
T a
L
v L V L V e L h H L L h h h h L L h h H u e -==-⨯⨯=-=-+=+=+===⨯⨯⨯⨯=-⨯=
----σ 在操作围，任取几个s L 值，依上式计算出s V 值，计算结果列于下表
表7-2 液沫夹带线计算结果
)//(3s m L s 0.0006 0.0015 0.0030
0.0045
)//(3s m V s 1.2181.1581.081 1.016
由上表数据即可作出液沫夹带线2 7.3 液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度ow h =0.006作为最小液体负荷标准:
006.088.0)66.03600(
11084.23
/23/23==⨯⨯⨯⨯=-s s ow L L h
s
m L s /00056.03min ,=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3
7.4 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
4f ==
s
T
L H A θ
故
s
m L s /00567.0445
.00567.03max ,=⨯=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。

7.5 液泛线 令)(w T d h H H +=φ 由
L
d l c d L p d h h h h h h h h H ++++=++=σ
ow w L L l h h h h h +==β
联立解得d c ow w T h h h h h H ++++=--+σββφφ)1()1(
忽略σh ，将ow h 与s L ，d h 与s L ，c h 与s V 的关系式代入上式，并整理得：
3
/22
2
''''s
s s L d L c b V a --=
式中
()()098
.025.74074.1.772.0532.0101.0051.0.051.0'2200=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭⎫
⎝⎛=
L
V C A a ρρ
144
.00441.0)158.05.0(45.05.0)1('=⨯--+⨯=--+=w T h H b βφφ
3802
)0206.066.0(153
.0)
(153
.0'2
2
0=⨯==h l c w
434
.166.03600)58.01(11084.23600)1(1084.2'3
/23
3
/23=⎪
⎭
⎫
⎝⎛⨯+⨯⨯⨯=⎪
⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯+⨯⨯⨯=--w l E d β 将有关的数据代入整理，得3
/22
2
63.1459.38791693.1s
s s L L V --=
在操作围，任取几个s L 值，依上式计算出s V 值，计算结果列于下表
表7-3液泛线计算表
L
m
/
)
/(3s
s0.0006 0.0015 0.0030 0.0045
V
m
/(3s
)/
s 1.3639 1.2681 1.13100.9919 7.6 负荷性能图
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图：
图7-1精馏段筛板负荷性能图
在负荷性能图上，作出操作点A ，连接OA ，即作出操作线。

由上图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。

由图查得：
min ,s V = 0.380s m /3max ,s V =1.181s m /3 故操作弹性为：
max ,s V /min ,s V =3.108
第八章 筛板塔工艺设计计算结果总表
第十章 参考文献
[1]洪钫，家琪.化工分离过程[M].：化学工业，1995 [2]马沛生，永红.化工热力学[M].：化学工业，2009
[3]化工学院化工原理教研室编《化工原理课程设计指导书》.2002年3月
[4]《化工工艺设计手册上》，编写组编写，2009年6月版
[5]《化工工艺设计手册下》，编写组编写，2009年6月版
[6]《化工原理》（下册）,理工大学编,高等教育,2002年。