化工原理课程设计苯甲苯精馏塔的设计

1、设计题目 学生姓名 指导老师 学 院 专业班级 完成时间 大庆师范学院 化工原理课程设计说明书 苯-甲苯精馏塔的设计 化学化工学院 化工2班 2010年7月6日 大庆师范学院本科学生 化工原理课程设计任务书 设计题目 苯-甲苯精馏塔的设计 系（院）、专业、年级 化学化工学院 化学工程与工艺 07化工二班 学生姓名 学号 200701030639 指导教师姓名 下发日期2010年6月21日 任务起止日期：2010年6月21日 至 2010年 7月 2 日 设计条件： 1、处理量：25000 （吨/年） 2、料液浓度（wt%）： 45 3、产品浓度（wt%）： 96 4、 易挥发组分回收率：98

2、5、 每年实际生产时间（小时 /年）:7200 6、回流比：2.0 操作条件： 1、塔顶压强：6Kpa （表压） 2、进料热状况：泡点进料、饱和蒸汽进料 3、单板压降不大于0.7Kpa 4、厂址：大庆地区 设计任务： 完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制塔板负荷性能图、精馏塔系 统工艺流程图，编写设计说明书。 任务下达人（签字） 教研室主任： 年月日 任务接受人（签字） 化工原理课程设计成绩评定表 评定基元 评审要素 评审内涵 满 分 指导教师 实评分 评阅教师 实评分 设计说明书 40% 格式规范 设计说明书是否符 合规定的格式要求 5 内容完整 设计说明书是否包 含所有规定

3、的内容 5 设计方案 方案是否合理及符 合选定题目的要求 10 工艺计算 过 程 工艺计算过程是否 正确、完整和规范 20 设计图纸 40% 图纸规范 图纸是否符合规范 5 标注清晰 标注是否清晰明了 5 与设计吻合 图纸是否与设计计 算的结果完全一致 10 图纸质量 设计图纸的整体质 量的全面评价 20 平时成绩 10% 上课出勤 上课出勤考核 5 制图出勤 制图出勤考核 5 答辩成绩 10% 内容表述 答辩表述是否清楚 5 回答问题 回答冋题是否正确 5 合计 100 综合成绩成绩等级 指导教师评阅教师答辩小组负责人 (签名)(签名)(签名) 年 月曰年 月曰年 月曰 说明:评定成绩分为优

4、秀(90-100),良好(80-89),中等(70-79),及格(60-69)和不及格(=2.974kg/m 2）液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 1/ Lm = a i 塔顶液相平均密度的计算 由tD =82.67C,查手册得 a =812.764 kg/m3 B=807.292kg/m3 (5-1) LDm 1 = 0.96 812.7640.04 807.292 3 =812.348kg/m3 进料板液相平均密度的计算 由tF =96.55C,查手册得 3 a =812.649kg/m3 B =793.49 kg/m3 进料板液相的质量分率 =0.371 0.41 78.11

5、 0.41 78.11 0.59 92.13 LFm =1 = 0.371 812.649 0.629 793.49 =800.512 kg/m3 精馏段液相平均密度为 Lm= (812.384+800.512) /2=806.448kg/m3 5.4.2提馏段气、液相平均密度计算 1)气相平均密度计算 Vm Pm M Vm RTm 118.5 91.302 8.314 (104.725273.15) =3.22 kg/m3 2)液相平均密度计算 塔底液相平均密度计算 由 tw=112.9C,查得 a =773.65 kg/m3 b =776.52 kg/m3 塔底液相的质量分率 0.02 7

6、8.11 A = 0.02 78.110.98 92.13 0.017 LWm 1 0.017 773.65 0.983 776.52 3 776.398 kg/m3 提馏段液相平均密度为 Lm =(776.398+800.512)/2=788.455 kg/m? 5.5液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 Lm = xi i 塔顶液相平均表面张力的计算 由tD =82.67C,查手册得 A=20.912mN/m B =21.412mN/m (5-2) LDm =0.966 20.912+(1 0.966)21.412=20.928mN/m 进料板液相平均表面张力的计算 由tF

7、 96.55C,查手册得 A =19.219mN/m B=19 . 884 mN/m LFm 0.41 19.219+(1-0.41) 19.884=19.611 mN/m 精馏段液相平均表面张力为 Lm=(20.928+19.611)/2=20.27 mN/m 塔底液相平均表面张力的计算 由tw112.9C查得 A =17.123 mN/m B =18.081 mN/m LMw 0.02 17.123+0.98 18.081=18.062 mN/m 提馏段液相平均表面张力为 Lm =(19.611+18.062)/2=18.837 mN/m 5.6 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，

8、即 lg Lmxi lg i (5-3) 塔顶液相平均粘度的计算 由tD =82.67C,查手册得 A =0.300mPa s B =0.304mPa s lg LDm =0.966lg(0.300) +0.034lg(0.304) 解出 LDm =0.300mPa s 进料板液相平均粘度的计算 由tF =96.55C,查手册得 A =0.263mPa s B=0.272mPa s lg LFm =0.4lg (0.263) +(10.41)lg(0.272) 解出 LFm =0.268mPa s 精馏段液相平均表面张力为 Lm =(0.300+0.268)/2=0.284mPa s 塔底液相

9、平均粘度的计算 由 tw=112.9C,查得 a =0.228mPa s b =0.246mPa s Ig Lwm =0.02lg (0.228)+0.98lg (0.246) 解出 LWm =0.246 mPa s 提馏段液相平均粘度为 Lm =(0.246+0.268)/2=0.257mPa s 表5-3不同塔板的操作参数和物性数据 参 数 塔板 位置 压力 (kPa) 操作 温度 (C) 平均摩尔质量 (kg/kmol) 平均密度 (kg/m 3) 液体 表面张力 (mN/m) 液体 平均粘度 (mPa - s) 组成 气相 液相 气相 液相 液相 液相 塔顶 107.3 82.85 7

10、8.71 79.61 811.21 20.88 0.300 0.957 进料板 114.3 98.10 83.70 86.63 793.2 19.44 0.265 0.440 塔底 124.8 117.00 91.74 91.92 771.54 17.61 0.236 0.024 精馏段 平均 110.8 90.48 81.21 83.12 2.98 802.1 20.16 0.283 提馏段 平均 119.55 107.5 87.72 89.28 3.47 783.2 18.53 0.251 第六节精馏塔的塔体工艺尺寸计算 6.1塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为 VM VM .81.9

11、7 80.64 3600 VM 3600 2.93 LM LM= 53.80 82.53 3600 LM 3600 806.2 气、液相体积流率为 VMvm = 81.9 87.62 3600 vm =3600 3.3 LMlm 110.82 88.91 3600 lm 一 3600 784.8 0.00153 m3/s 0.602 m3/s Vs LS 0.627 m3/s 3 0.00349 m3/s 因是泡点进料，提馏段的液相体积流率大于气相体积流率，所以用提馏段计算。 精馏段：由Umax (6-1) 0.2 式中由C C20 2L计算，其中的C20由图查得，图的横坐标为 /2 12 L

12、h L 0.00153 3600 806.2 L =0.04 Vh V 0.627 36002.93 取板间距HT=0.35m,板上液层高度hL=0.06m,则 HT - hL =0.35 0.06=0.29m 查图 C20 =0.062 C20 L 0.2 =0.072 21.34 0.2 =0.063 Umax =0.063 806.2 2.93 2.93 1.04 m/s 取安全系数为0.6,则空塔气速为 D I 4 0.627 V 0.0.624 u=0.6 um ax =0.6 1.04=0.624 m/s 1.131 m 按标准塔径圆整后为 D=1.2 塔截面积 A -D2 2 2

13、 1.21.131m 4 4 实际空塔气速u 0.6270 554m/s 1. 131 6.2精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 Z 精N 精 1 Ht 12 1 0.35 3.85 提馏段有效高度为 Z 提N 提 1 Ht 13 1 0.35 4.2 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 故精馏塔的有效高度为 Z= Z 精 + Z 提+0.8=3.6+4.4+0.8=8.8 m 提馏段： max =C 0.2 式中由C C20计算,其中的C20由图查得，图的横坐标为 20 0.5 Lh L0.00153 784.8 门“ 0.89 VhV0.6023.3 取板间距HT=0.35m，板上

14、液层高度hL=0.06m,则 Ht - hL =0.35 0.06=0.29m 查图 C20 =0.028 0.2 19 72 C C20L 0.0580.058 20 20 max 784.8 3.3 3.3 0.89 取安全系数为0.6,则空塔气速为 u=0.6umax=0.6 0.89=0.0.534 m/s D2Vs V u 4 0.602 0.534 1.198m 按标准塔径圆整后为D=1.2m 塔截面积 AtD21.22 1.131m2 44 实际空塔气速u 四2 0.0.532m/s 1.131 第七节塔板主要工艺尺寸的计算 7.1溢流装置计算 7.1.1 堰长 lw 精馏段：

15、因塔径D=1.2m，可选用单溢流弓形降液管。各项计算如下: 取 lW 0.73D0.73 1.20.876m 提馏段： 因塔径D=1.2m，可选用单溢流弓形降液管。各项计算如下: 取 lW 0.73D0.73 1.20.876m 7.1.2溢流堰高度hw 精馏段： (7-1) (7-2) 由 hw hL how 选用平直堰，堰上液层高度how 2.84 e 5 1000 lw 近似取E=1，则 h 2.84 _ Lh hOW_ 1000lw 23 0.00153 1000 0.876 3600 0.01m 取板上清液层高度hL =0.06m 故 hw =0.06 0.01=0.0 m 提馏段:

16、 hW = hL hcW 选用平直堰, 堰上液层高度誥_ L轨 Lh lw (7-3) (7-4) 近似取E=1，则 hOW 2.84 _ 5 1000 Iw 型1 0.00349 0.876 0.017m 取板上清液层高度 hL =0.06m 故 hw =0.06 0.017=0.043m 7.1.3弓形降液管宽度 视和截面积A f 精馏段： 由 lw =0.73 D A 查图得 =0.0722 A Wd D =0.124 故 Af =0.0722at =0.07220.785=0.115用 Wd =0.124D =0.124 1.0=0.19m 液体在降液管中停留时间 3600Af H t

17、 = 3600 0.56 0.4 =0.0015 3600 =14.9335s 故降液管设计合理。 提馏段： 由=0.66 D A 查图得 =0.0722 At Wd =0.124 故 Af =0.0722at =0.07220.785=m2 Wd =0.124D =0.124 1.0=0.124m 液体在降液管中停留时间 3600AfH t 3600 0.056 0.40 . =7.8215s Lh0.0029 3600 故降液管设计合理。 7.1.4降液管底隙高度h0 精馏段: Lh 36001 wuo (7-5) 取 U0 =0.08m/s 则ho = 0.0015 3600 3600

18、0.66 0.08 =0.028m hw ho =0.0480.028=0.02 m 0.006 m 故降液管底隙高度设计合理。 选凹形受液盘，深度hw =50mm 提馏段： h0 = 36OOIwU0 取 U0 =0.08m/s 0.0029 3600 则 h0 =0.055m 3600 0.66 0.08 hw h0 =0.062 0.055=0.007 m 0.006 m 故降液管底隙高度设计合理。 选凹形受液盘，深度hw =50mm 7.2塔板布置 7.2.1塔板的分块 精馏段： 因D=800伽，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为3块 提馏段： 因D=800伽，故塔板采用分块式。查表得

19、，塔板分为3块 7.2.2边缘区宽度确定 精馏段： 取WS=WS =0.065m，Wc=0.035m。 提馏段： 取WS=WS =0.065m，Wc=0.035m。 7.2.3开孔区面积计算 精馏段： 开孔区面积Aa按式计算，即 2 (7-6) Aa =2 X r2 x2r sin 必 180 r 其中 D1.0 x= (Wd Ws)=(0.124 0.065)=0.311m r D Wc = U 0.035=0.465 m 2 2 故 Aa=2 0.311 0.46520.3112 2 0.465. i 0.311 sin - 1800.465 =0.532 m2 提馏段： 开孔区面积Aa按

20、式计算，即 2 22 r .1 x Aa =2 x r xsin - 180 r 其中 D1.0 x=(Wd Ws)=(0.124 0.065)=0.311m r D Wc =1:0 0.035=0.465 m 2 2 2 故 Aa=2 0.311 0.4652 0.31120.465 sin 1 0311 =0.532 m2 1800.465 7.2.4筛孔计算及其排列 精馏段： 由于所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径d=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 1.155Aa 1.155 0.532_ _ 一 2731个 n= t2 0.0152 开孔率为 0.907

21、% 2 2 0.907 0.005 10.1% t 0.015 t 3do=3 5=15mm 筛孔数目n为 气体通过阀孔的气速为 0.541 0.101 0.532 Ug = 10.07 m/s 提馏段: 由于所处理的物系无腐蚀性，可选用 3 mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm。 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t 3do=3 5=15mm 筛孔数目n为 1.155Aa 1.155 0.532人 n=22731个 t20.015 开孔率为 2 2 do0.005 0.90700.90710.1% t0.015 气体通过阀孔的气速为 U0 0.539 0.101 0.532 =10.03 m

22、/s 第八节筛板流体力学验算 8.1塔板压降 8.1.1干板阻力hc计算 精馏段： 干板阻力he由公式计算 2 (8-1) 0.032 m液柱 he 0.051 也 C0L 由 d。/5/3 1.67 ,Co=O.772 2 故he 0.051 卫0729乞 0.772806.448 提馏段： 干板阻力he由公式计算 2 Uv he 0.0510 C0L 由 d0 /5/3 1.67 ,C=0.772 2 10.033.22 故he 0.0510.0352 m 液柱 0.772788.455 8.1.2气体通过液层的阻力h1计算 精馏段: 气体通过液层的阻力 h1 hL (8-2) Ua Vs

23、 AtAf 05410.743m/s 0.785 0.0567 F。 0.743 2.974 1.281 kg12/(s.m12) 查表得 0.613。 故 h1(hL hew) 提馏段： 0.613(0.0480.012)0.0368 m 液柱 气体通过液层的阻力 h1hL Ua Vs AtAf 05390.74m/s 0.785 0.0567 F00.74.3.22 1.328 kg12/(s.m12) 查表得 0.61。 故 hi(hL hew)0.61(0.062 0.018) 0.049 m 液柱 8.1.3液体表面张力的阻力h计算 精馏段: 液体表面张力的阻力h计算，即 4 L L

24、gd。 4 20.27 10 806.448 9.81 0.005 0.002 m液柱 (8-3) 气体通过每层塔板的液柱高度hp=hc h1 h hp=0.032+0.0368+0.002=0.071m 液柱 气体通过每层塔板的压降为 Pp hp Lg =0.071 806.448 9.81=561.7Pa0.7 kPa设计允许值) 提馏段： 液体表面张力的阻力h计算，即 4 L Lgd。 4 18.837 10 788.455 9.81 0.005 0.0019m 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度hp=hc h1 h hp =0.0352+0.049+0.0019=0.0861m 液柱 气

25、体通过每层塔板的压降为 Pp hp Lg =0.0861788.455 9.8仁665.96Pa0.7 kPa设计允许值) 8.2液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本设计塔径和液流量均不大， 故可忽略液面 落差的影响。 8.3液沫夹带 精馏段: 液沫夹带量ev5.7 10 Ht 3.2 Ua hf (8-4) hf 2.5hL =2.50.06=0.15m 故 e 5.7 10 ： 20.27 10 3 0.4 故在本设计中液体夹带量 e在允许范围内。 提馏段：液沫夹带量 ev 5.7 10 6 3.2 Ua Ht hf hf 2.5hL=2.5 0.08=0.2m 故 e 5.7 10

26、6 3 18.837 10 3 3.2 0.74 0.4 0.2 0.02 kg 液/kg 气0.1kg 液/kg 气 故在本设计中液体夹带量 耳在允许范围内。 8.4漏液 精馏段: 对筛板塔，漏液点气速Uomin J 4.4C0. (0.0056 0.13hL h ) L / v (8-5) 3.2 0.15 0.7430.0092 kg 液/kg 气Uo,min 稳定系数为K旦 10071.69 1.5 u0, min5.972 故在本设计中无明显漏液。 提馏段： 对筛板塔，漏液点气速 Uo,min4.4C/(0.0056 0.13hL h ) l/ v 4.4 0.772 , (0.00

27、560.13一0.080.0019)788.455/3.22 6.312 m/s 实际孔速 U0 =10.03 m/s Uo,min 稳定系数为K旦10坐1.6 1.5 u0, min6.312 故在本设计中无明显漏液 8.5 液泛 精馏段： 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 Hd 应服从 Hd(HT hw )(8-6) 苯 甲苯物系属一般物系，取0.5 ，则 (H T hw) 0.5(0.40 0.048) 0.224m 而 Hd hp +hL hd(8-7) 板上不设进口堰， hd 可由式计算，即 22 hd 0.153(u0 )2 0.153(0.08) 2 0.001m 液柱 Hd

28、=0.071+0.06+0.001=0.132 m 液柱 Hd (HT hw ) 故在本设计中不会发生液泛现象。 提馏段： 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 Hd 应服从 Hd (HT hw ) 苯 甲苯物系属一般物系，取0.5 ，则 (H T hw) 0.5(0.40 0.062) 0.231 m 而 Hd hp +hL hd 板上不设进口堰，hd可由式计算，即 hd 0.153(u0 )2 0.153(0.08) 2 0.001m 液柱 Hd =0.0861+0.08+0.00 仁0.1671 m 液柱 Hd (HT hw ) 故在本设计中不会发生液泛现象。 第九节塔板负荷性能图 9.1

29、漏液线 精馏段: (9-1) (9-2) 由 Uo,min4.4C。J(0.0056 0.13hLh ) l/ v Vs,min U0,min Ao hL hW hW(9-3) ,23 hW= E 一(9-4) 1000 lw 2 3 2 84 l 得Vs,min4.4CA。. 0.0056 0.13 hw E hh l/ v 1000 lw 2 3 0.002 806.448/2.974 4.4 0.772 0.101 0.5320.0056 0.13 0.048 2.84 13600Ls 1000 0.66 整理得Vs,min3.0060.0116 0.114 Ls23 在操作范围内，任取

30、几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表中 表9-1精馏段漏液线数据 Ls,m3 /s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 VS, m3 / s 0.335 0.344 0.355 0.365 由上表数据即可作出漏液线1 提馏段: 由 u0,min u0,min 4.4C0 (0.0056 VS min J A 0.13hL h ) l/ v hL how how=E L 1000 lw 得Vs,min4.4C0A00.0056 0.13 h 2 3 營;：h l/ v 2 3 0.0019 788.455/3.22 2.843600 Ls 4.4 0.772 0.1

31、01 0.5320.00560.13 0.062 1 i10000.66 整理得 Vs,min2.8560.0098 0.114 Ls2 3 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表中 表9-2提馏段漏液线数据 13 ! Ls,m /s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 VS, m3 / s 0.294 0.304 0.315 0.324 由上表数据即可作出漏液线1 9.2液沫夹带线 精馏段： e 0.1kg液/kg气为限, 由ev 5.7 10 6 求Vs Ls关系如下: 3.2 Ua Hthf (9-5) Vs AtAf s1.373Vs 0.

32、785 0.0567 hf 2.5hL=2.5(hWhW ) (9-6) hw0.048 2.84 1000 23 3600Ls 2 0.66 0.88Ls23 23 故 hf 0.12 2.2Ls Ht hf0.28 2.2Ls23 3.2 5.7 10 20.27 10 1.373Vs F3 0.282.2Ls 0.1 整理得 Vs 1.278 10.05Ls23 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表 表9-3精馏段液沫夹带线数据 13 Ls,m /s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 3 Vs,m /s 1.207 1.146 1.069

33、 1.004 由上表数据即可作出液沫夹带线 2 提馏段: ev 0.1kg液/kg气为限，求 乂 3.2 Ua Hthf Ls关系如下: 由ev 5.7 10 6 Ua Vs Vs AtAf 1.373Vs 0.785 0.0567 hf 2.5hL=2.5(hWhW ) hw0.062 hw 2.84 , 1 1000 23 3600Ls 0.66 0.88Ls23 故 hf0.155 2.2Ls23 2 3 Ht hf0.245 2.2 Ls 3.2 0.1 5.7 10 61.373Vs 18.837 10 3 0.245 2.2Ls23 整理得 Vs 1.093 9.817Ls23 在

34、操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表 表9-4提馏段液沫夹带线数据 Ls,m3 /s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs,m3 /s 1.023 0.964 0.889 0.825 由上表数据即可作出液沫夹带线2 9.3液相负荷下限线 精馏段: 对于平直堰，取堰上液层高度hOW 0.006m作为最小液体负荷标准 23 how 0.006 2.84 E 3600Ls 1ooo lw 取 E=1则 Ls,min 0.006 1000 2 3 0.66 2.483600 0.00056m3/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3 提馏段

35、: 对于平直堰，取堰上液层高度how 0.006m作为最小液体负荷标准 how 23 2.84 E 3600Ls 1000 lw 0.006 取 E=1则 Ls,min 23 0.006 10000.66 2.483600 0.00056m3/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3 9.4液相负荷上限线 精馏段: 以4s作为液体在降液管中停留时间的下限 AfH LS (9-7) Ls,max Af Ht 4 0.05670.40 4 3 0.0567m /s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 提馏段： 以4s作为液体在降液管中停留时间的下限。 AiHx / Ls,ma

36、x Af Ht 4 0.05670.40 4 3 0.0567m /s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 9.5液泛线 精馏段： 令Hd (H T hw ) （9-8） 由Hd hp+hLhd；hp=hchi h ;h1hi. ；hi_hwhow (9-9) 联立得 Ht (1)hw (1)howhc hd h （9-10） 忽略h ，将 how 与 Ls,hd 与 Ls ,hc与Vs的关系式代人上式，并整理得 a VS2 b c LS2 d LS 3 （9-11） 0.051v、 a 2( V) (A0C0 )L b Ht (1)hw 2 （9-12） c 0.153/(Iwh

37、。) ,、/3600、23 d 2.84 10 E（1）（） 3 lW 将有关的数据代人，得 2 0.109Vs 3 0.147 448.01Ls1.419Ls 1 a 0.051 2.974 0.109 0.101 0.532 0.772 2 806.448 1 b 0.5 0.40.5- 0.613-1 0.048 0.147 1 c 0.153 448.01 0.66 0.028 2 1 d 3 2.84 101 1 0.613 23 3600 1.419 0.66 或 Vs2 1.349 4110.183Ls2 13.018Ls23 在操作范围内，任取几个 Ls值，依上式计算出Vs值，

38、计算结果列于表 表9-5精馏段液泛线数据 Ls,m3 /s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs, m3 / s 1.255 1.169 1.041 0.911 由上表数据即可作出液泛线5 提馏段: 令出 (Hthw) 由 Hdhp+nhd；hp=hchih;hihL;hL% 仏 联立得 Ht (1)hw (1)howhc hd h 忽略h，将how与Ls,hd与Ls,hc与V的关系式代人上式，并整理得 a Vs2 b c LS2 d LS 3 0.051 ( (AC0)2( b Ht (1)hW 2 c 0.153/gh。) d 2.84 10 3E(1)(3600

39、/3 lw 将有关的数据代人，得 1 a 0.051 3.22 0.121 0.1010.532 2 0.772 788.455 1 b 0.5 0.40.5 - 0.61-1 0.062 0.131 1 c 0.153 116.11 2 0.66 0.055 1 d 2.84 10 3 1 1 0.61 23 3600 1.417 0.66 222 3 0.121Vs 0.131 116.11Ls1.417Ls 或 Vs21.083 959.59Ls2 11.71Ls23 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表 表9-6提馏段液泛线数据 Ls,m3 /s 0.000

40、6 0.0015 0.0030 0.0045 Vs,m3 /s 1.0 0.927 0.831 0.745 由上表数据即可作出液泛线5 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图 精馏段： 在负荷性能图上，作出操作点 A，连接0A，即作出操作线。由图可看出，该筛 板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图9-1查得 3 Vs,min 0.3313m /s 3 Vs,max 1.0375m /s 此操作弹性为 Vs,max V s,min 1.0375 0.3313 3.132 提馏段： 在负荷性能图上，作出操作点 A，连接OA，即作出操作线。由图可看出, 该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图9-2查得 3 Vs,max 0.778m /s VS,min 0.298m3/s Vs,max V s,min 0.778 0.298 2.61 此操作弹性为 设计结果一览表 序号 项目 精馏段数值 提馏段数值 1 平均温度tm,C 89.61 104.725 2 平均压力Pm , kPa 110.8 118.5 3 气相流里Vs, (m /s) 0.541 0.539 4 液相流量Ls，( m /s) 0.0015 0.0029 5 实际塔板数 22 22 6 有效段咼度Z，m 8.8 8.8 7 塔径，m 1.0 1.0 8 板间距，