ev=
整理得 Vs=1.542-10.42 Ls2/3 列表计算如下
Ls/(m3/s) 0.002 Vs/(m3/s) 1.377 据上表可作出液沫夹带线2’
3.9.2 气相负荷下限（漏液线） 精馏段
前已求得u0,min=6.09m/s
0.004 1.279 0.006 1.198
=0.1
0.008 1.125 故Vs,min=d02nu0,min=0.785×0.0042×4091×6.09=0.313m3/s 据此可作出与液体流量无关的水平漏液线１。 提馏段
前已求得u0,min=5.87m/s
故Vs,min=d02nu0,min=0.785×0.0042×4091×5.87=0.302m3/s 据此可作出与液体流量无关的水平漏液线１’。 3.9.3 液相负荷上限线
以θ=5s作为降液管中液体得停留时间下限 θ=Af×HT/Ls=5
故 Ls,min=Af×HT/5=0.071×0.45/5=0.00639m3/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4
26
3.9.4 液相负荷下限
对于平直堰,取堰上液层高度how=0.006作为最小液体负荷标准. how=0.00284×(3600Ls/lw)2/3=0.006
得,Ls,min=(0.006×1000/2.84)1.5×0.6/3600=0.00051m3/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 3.9.5 液泛线 精馏段
令 Hd=φ(HT+hw)
由 Hd=hp+hL+hd ; hp=hc+hl+h? ; hl=βhL ; hL=hw+how
联立得φHT+(φ-β-1)hw=(β+1)how+hc+hd+h?
忽略h?,将how与Ls; hd与Ls; hc与Vs的关系式代入上式,整理得:
a’Vs2=b’- c’Ls2-d’Ls2/3
式中 a’=[0.051/(Aoco)2](ρv/ρL) (式中Ao= b’=φHT+(φ-β-1)hw c’=0.153/(lw×ho)2
d’=2.84×10-3E(1+β)(3600/lw)2/3 将有关值代入,得
a’=[0.051/(0.785×0.0042×4091×0.8)2]×(2.7/808)=0.1009
b’=0.5×0.45+(0.5-0.6-1)×0.049=0.171 c’=0.153/(0.6×0.0217)2=902.5
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)
d’=0.00284×(1+0.6)×(3600/0.6)2/3=1.500 故 0.1009Vs2=0.171-902.5Ls2-1.500Ls2/3 列表计算如下 Ls/(m3/s) 0.004 Vs/(m3/s) 1.085 0.006 0.939 0.008 0.726 0.010 0.332
由上表可作出液泛线5 提馏段
令 Hd=φ(HT+hw)
由 Hd=hp+hL+hd ; hp=hc+hl+h? ; hl=βhL ; hL=hw+how
联立得φHT+(φ-β-1)hw=(β+1)how+hc+hd+h?
忽略h?,将how与Ls; hd与Ls; hc与Vs的关系式代入上式,整理得:
a’Vs2=b’- c’Ls2-d’Ls2/3
式中 a’=[0.051/(Aoco)2](ρv/ρL) (式中Ao= b’=φHT+(φ-β-1)hw c’=0.153/(lw×ho)2
d’=2.84×10-3E(1+β)(3600/lw)2/3 将有关值代入,得
a’=[0.051/(0.785×0.0042×4091×0.8)2]×(2.9/792)=0.1105
b’=0.5×0.45+(0.5-0.59-1)×0.041=0.180
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)
c’=0.153/(0.6×0.02)2=1062.5
d’=0.00284×(1+0.59)×(3600/0.6)2/3=1.491 故 0.1105Vs2=0.180-1062.5Ls2-1.491Ls2/3 列表计算如下 Ls/(m3/s) 0.004 Vs/(m3/s) 1.065 0.006 0.915 0.008 0.688 0.010 0.203
由上表可作出液泛线5’
根据以上各线方程,即可得筛板塔的负荷性能图,如下图所示
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４ 附属设备及主要附件的选型
4.1冷凝器
选用管壳式换热器,总传热系数K=500W/(m2/℃) 对数平均温度差
△tm=[(81-35)-(81-25)]/Ln[(81-35)/(81-25)]=50.84℃
换热面积S=1000Q/(3600×k×△tm)=26.38m2
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