化工原理课程设计年处理55000吨苯甲苯的精馏塔设计

1、安徽理工大学课程设计说明书课程设计说明书题目: 年处理55000吨苯-甲苯的精馏塔设计 院 系： 材料科学与工程学院 专业班级：高分子材料与工程专业08级一班 学 号： 2008300046 学生姓名： 周玲玲 指导教师： 王艳丽 2011年 3月 5 日 安徽理工大学课程设计（论文）任务书 材料科学与工程 学院 高分子材料与工程 教研室学 号2008300046学生姓名周玲玲专业（班级）高分子材料与工程08级1班设计题目年处理55000吨苯-甲苯的精馏塔设计设计技术参数f: 83.45 kmol/hxf：0.450xd：0.966xw：0.047操作条件：塔顶压强4kpa（表压），单板压降0

2、.7kpa；来料为常温，泡点进料。设计要求（1） 合理选择设计方案，工艺操作参数和计算公式，计算准确。（2） 精馏塔主要技术参数符合国家标准（3） 设计计算说明书写规范，文字准确简练，图表清晰规范。工作量1号图纸一张说明书一份工作计划第1周查阅资料，确定相关参数、完成物料平衡计算第2周完成图纸设计、完成课程设计说明书参考资料1谭天恩等.化工原理上册.北京：化学工业出版社，20062谭天恩等.化工原理下册.北京：化学工业出版社，20063贾紹义，柴诚敬.化工原来课程设计.天津：天津大学出版社，20024青岛化工学院.化学化工物性数据手册有机卷.北京：化学工业出版社，20025国家医药管理局上海医

3、药设计院.化工工业手册下册.北京：化学工业出版社，1986指导教师签字教研室主任签字年 月 日学生姓名： 周玲玲 学号： 2008300046 专业班级：高分子材料与工程08-1 班 课程设计题目： 年处理55000吨苯甲苯的精馏塔设计 指导教师评语：成绩： 指导教师： 年 月 日安徽理工大学课程设计（论文）成绩评定表摘 要本设计的题目是苯-甲苯精馏式连续精馏塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式。具体工艺参数如下： 生产能力：55000吨/年(料液)年工作日：320天原料组成： 35% 苯，65%甲苯（质量分率，下同）产品组成： 馏出液96%苯， 釜

4、液4%苯  操作压力：塔顶压强为4kpa（表压强）进料温度：泡点进料状况：泡点回流比：r=2.0rmin 苯与甲苯的分离是我们化工原理中很重要的分离。主要是通过以下几个方面来进行设计的：1. 设计方案的确定；2. 物料衡算；3. 塔板数的确定；4. 工艺条件及有关物性参数的计算；5. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；6. 塔板流体力学验算；7. 塔板负荷性能图；本设计很清楚地介绍了筛板式精馏塔的设计过程，使我们对塔的设计有了一个大概的了解，对我们今后做其他类型的设计是很有帮助的 第1章绪论11.1课程设计的目的11.2 课程设计题目描述和要求1第2章 设计方案的确定22.1操作条件的确定2

5、2.1.1操作压力22.1.2 进料状态22.1.3加热方式22.1.4冷却剂与出口温度32.1.5热能的利用32.2确定设计方案的原则3第3章 设计计算53.1设计方案的确定53.2精馏塔的物料衡算53.2.1原料业及塔顶、塔底产品的摩尔分率53.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量53.2.3物料衡算53.3塔板数的确定63.3.1理论塔板数nt的求取63.3.2实际板层数的求取63.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算73.4.1操作压力计算73.4.2操作温度计算73.4.3平均摩尔质量计算73.4.4平均密度计算73.4.5液体平均表面张力计算83.4.6液体平均粘度计算83

6、.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算93.5.1塔径的计算93.5.2精馏塔有效高度的计算103.6塔板主要工艺尺寸的计算113.6.1溢流装置计算113.6.2塔板布置123.7筛板的流体力学验算123.7.1塔板压降123.7.2液面落差133.7.3液沫夹带133.7.4漏液143.7.5液泛143.8塔板负荷性能图143.8.1漏液线143.8.2液沫夹带线153.8.3液相负荷下限线153.8.4液相负荷上限线163.8.5液泛线16结论19参考文献20致谢21 2第1章绪论工程设计是工程建设的灵魂，又是科研成果转化为现实生产力的桥梁和纽带，它决定着工业现代化水平。设计是一项政策性很强的工作

7、，它涉及政治、经济、技术、环保等诸多方面而且还会涉及多专业、多学科的交叉、综合和相互协调，是集体性的劳动。1.1课程设计的目的 课程设计是化工原理课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练，在整个教学计划中它也起着培养学生独立工作能力的重要作用，通过课程设计就以下几个方面要求加强训练（1）查阅资料选用公式和搜集数据的能力 （2）树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力。 （3）迅速准确的进行工程计算（包括电算）的能力。

8、（4）用简洁文字清晰表达自己设计思想的能力。1.2 课程设计题目描述和要求精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。 本设计任务为分离苯-甲苯混合物。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

9、预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。第2章 设计方案的确定2.1操作条件的确定 确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1操作压力 蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行

10、。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。2.1.2进料状态 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态

11、有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。2.1.3加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同

12、的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。但对有些物系(如酒精与水的二元混合液)，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于酒精水溶液，一般采用0.40.7kpa（表压）。饱和水蒸汽的温度与压力互为单值函数关系，其温度可通过压力调节。同时，饱和水蒸汽的冷凝潜热较大，价格较低廉，因此通常用饱和水蒸汽作为加热剂。但若要求加热温度超过180时，应考虑采用其它的加热剂，如烟道气或热油。当采用饱和水蒸汽作为

13、加热剂时，选用较高的蒸汽压力，可以提高传热温度差，从而提高传热效率，但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求。同时对于釜液的沸腾，温度差过大，形成膜状沸腾，反而对传热不利。2.1.4冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。2.1.5热能的利用精馏过程是组分

14、反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。若不计进料、馏出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，采用中间再沸器和中间冷凝器的流程1，可以提高精馏塔的热力

15、学效率。因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。 2.2确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点： (1) 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的

16、位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。 (2) 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。 降低生

17、产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。 (3) 保证安全生产 例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个

18、原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。在一常压操作的连续精馏塔内分离苯甲苯混合物。已知原料液的处理量为83.45kg/h，组成为0.41（苯的质量分率，下同），要求塔顶镏出液的组成为0.96，塔底釜液的组成为0.04。设计条件如下：操作压力 101.325kpa；进料热状况 自选；回流比 2.0rmin；单板压降 0.7kpa；全塔效率 0.52；根据以上工艺条件作出筛板塔的设计计算。第3章 设计计算 3.1设计方案的确定本设计任务为分离苯甲苯混合物。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。塔顶上升蒸汽采用全凝器

19、冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，取操作回流比为最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3.2精馏塔的物料衡算3.2.1原料业及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 = 78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量 = 92.13kg/kmol 3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量= 0.450×78.11+(1-0.450)×92.13=85.82 kg/kmol .=0.966×78.11+(1-0.966)×92.13=78.59kg/kmol

20、=0.047×78. 11+(1-0.047)×92.13=91.47kg/kmol3.2.3物料衡算原料处理量 f = =83.45kg/kmol总物料衡算 83.45 = d + w苯物料衡算 83.45×0.45=0.966d +0.047w联立解得 d =36.59 kmol/h w = 46.86 kmol/h3.3塔板数的确定3.3.1理论塔板数nt的求取苯甲苯属理想物系，可采用图解法求理论塔板数。由手册查得苯甲苯物系的气液平衡数据，绘出 xy 图，见图1-1求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图1 中对角线上，自点 e(0.450，0

21、.450)作垂线e 即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 =0.669 =0.450故最小回流比为 =1.36取操作回流比为r = 2.0r min= 2.0×1.36 = 2.72求精馏塔的气、液相负荷 l= rd = 2.72×36.59 = 99.53 kmol/h v= (r+1)d =136.11 kmol/h = l + f =99.53 + 83.45 = 182.98 kmol/h = v = 136.11 kmol/h求操作线方程精馏段操作线方程为 y = + = ×0.966 = 0.731x + 0.258提馏段操作线方程为y = &

22、#215;0.047 = 1.344 0.016图解法求理论塔板数采用图解法求理论塔板数，如图1 所示。求解结果为总理论板层数 n t =11（包括再沸器）进料板位置 n f =63.3.2实际板层数的求取精馏段实际板层数 n精 =5/0.52=9.610提馏段实际板层数 n提 = 6/0.52 = 11.5123.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.4.1操作压力计算塔顶操作压力 = 101.3 + 4 =105.3kpa每层塔板压降 p = 0.7kpa进料板压力 = 101.3 + 0.7×10 = 112.3kpa精馏段平均压力 =(105.3+112.3)/2 = 1

23、08.8kpa3.4.2操作温度计算根据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度 =82.1进料板温度 = 99.5精馏段平均温度 = (82.1.2+99.5)/2 = 90.83.4.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由= y1 =0.966，查平衡曲线（见图1），得 =0.916 =0.966×78.11+(1-0.966)92.13=78.59 kg/kmol =0.916×78.11+(1-0.916)92.13=79.29 kg/kmo进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（见图1

24、-1），得 =0.604查平衡曲线（见图1），得 = 0.380 0.604×78.11 +(1-0.604)92.13 = 83.66 kg/kmol0.380×78.11 +(1-0.380)92.13 = 86.80 kg/kmol 精馏段平均摩尔质量 = 78.59+83.66）/2 =81.13 kg/kmol = （79.29+86.80）/2 = 83.05 kg/kmol 3.4.4平均密度计算 （1）气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 = = = 2.92kg/ （2）液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 = 塔顶液相平均密度的计算 由=

25、 82.1，查手册得 =812.7kg/m3 =807.91kg/m3 = = 812.5 kg/ 进料板液相平均密度的计算由= 99.5，查图2 得 =793.1kg/ =790.8kg/进料板液相的质量分率 =0.380*78.11/（0.380*78.11+0.620*92.13）= 0.342 = 1/（0.342/793.1+0.658/790.8） = 791.6kg/精馏段液相平均密度为 = (812.5+791.6)/2 =802.1kg/3.4.5液体平均表面张力计算液体平均表面张力依下式计算，即 = 塔顶液相平均表面张力的计算由= 82.1，查图3 得= 21.24mn/m

26、 = 21.42mn/m =0.966×21.24 + 0.034×21.42 = 21.25mn/m进料板液相平均表面张力的计算由= 99.5，查手册得 = 18.90mn/m = 20.0mn/m =0.380×18.90 + 0.620×20.0 = 19.58mn/m 精馏段液相平均表面张力为 = (21.25+ 19.58)/2 = 20.42mn/m 3.4.6液体平均粘度计算 液体平均粘度依下式计算，即 = 塔顶液相平均粘度的计算由= 82.1，查手册得 = 0.302mpa·s = 0.306mpa·s = 0.966

27、(0.302) + 0.034(0.306) 解出 = 0.302mpa·s 进料板液相平均粘度的计算由= 99.5，查图4 得 = 0.256mpa·s = 0.265mpa·s = 0.380(0.256) + 0.620(0.265)解出 = 0.262mpa·s精馏段液相平均张力为 = (0.302 + 0.262)/2 = 0.282mpa·s3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.5.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为 = = =1.050 m3/s = = =0.0029 m3/s由 = c式中c由式1计算，其中的c20由图查取，图

28、的横坐标为 = = 0.0458取板间距 =0.40 m ，板上液层高度= 0.06 m，则 = 0.400.06 = 0.34 m查图得 c20 = 0.074 c = =0.0743 = 0.0743 = 1.229m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为 = 0.7=0.7×1.229 = 0.860m/s d = = 1.247m按标准塔径圆整后为 d = 1.4m塔截面积为 = d2 = ×1.42 =1.539实际空塔气速为 = 1.050/1.539 = 0.681m/s 史密斯关联图3.5.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为=（1）（10 - 1）

29、5;0.4 =3.6m 提馏段有效高度为 =（1）（121）×0.4 =4.4m 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 = +0.8= 3.6 + 4.4 + 0.8 = 8.8m3.6塔板主要工艺尺寸的计算3.6.1溢流装置计算因塔径 d = 1.4m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受溢盘。各项设计如下：(1)堰长 取 = 0.66d =0.66×1.4= 0.924 m(2)溢流堰高度 由 = 选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即 = e2/3近似取e = 1，则 = ×1×（0.0029×3600/0.92

30、4）2/3 = 0.014m取板上清液层高度 = 60 mm 故 = 0.06 0.014=0.046 m(3)弓形降液管宽度 和截面积由 = 0.66查图得 = 0.0722 = 0.124故 = 0.0722=0.0722×1.539 = 0.111 =0.124d = 0.124×1.4 = 0.174 m依下式验算液体在降液管中停留时间，即 = = = 15.21s > 5 s故降液管设计合理。(4)降液管底隙高度 = 取 = 0.10 m/s则 = =0.031 = 0.046 0.031=0.015 m > 0.006 m故降液管底隙高度设计合理。选

31、用凹形受溢盘，深度= 50 mm。3.6.2塔板布置(1)塔板的分块因 800 mmd mm，故塔板采用分块式。查p134得，塔板分为4 块。(2)边缘区宽度确定 取= = 0.075 m， = 0.050 m。(3)开孔区面积计算开孔区面积按下式计算，即 = 2（xsin-1）其中 x = (wd ws) = (0.174 0.075) = 0.451 m r = wc = 0.050 = 0.65 0 故 = 2(0.451sin-1)=1.069 (4)筛孔计算及其排列苯甲苯物系无腐蚀性，可选用 =3 mm碳钢板，取筛孔直径d0 = 5 mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为 t

32、= 3d0 = 3×5 = 15 mm筛孔数目 n为 n = = = 5488个开孔率为 = 0.907= 0.907= 10.1气体通过阀孔的气速为 u0 = = = 9.73 m/s3.7筛板的流体力学验算3.7.1塔板压降(1)干板阻力h c 计算干板阻力h c 由下式计算，即 h c = 0.051由 d0/ = 5/3 = 1.67,查图 5 得，c0 =0.772故 h c = 0.051= 0.0295 m 液柱(2)气体通过液层的阻力hl 计算气体通过液层的阻力hl 由下式计算，即 hl = = = = 0.735m/s f0 = 0.735 = 1.26/(s

33、83;)查图,得= 0.63。 故 hl = h l = (hw h ow) = 0.63(0.0460.014)= 0.0378 m 液柱(3)液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力h按下式计算，即 = = = 0.0021 m 液柱气体通过每层塔板的液柱高度 hp 可按下式计算，即 = h c + hl + = 0.0295 + 0.0378 + 0.0021 = 0.0694 m 液柱气体通过每层塔板的压降为 pp = l g = 0.0694×802.1×9.81 = 546pa < 0.7kpa(设计允许值)3.7.2液面落差 对于筛板塔，液面落差很

34、小，且本里的塔径和液流量均不大，故可忽略液面影响3.7.3液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即 v 2.5= 2.5×0.06 = 0.15 m故 v =0.0088液/气 < 0.1液/气故在本设计中液沫夹带量v在允许范围内。3.7.4漏液对筛板塔，漏液点气速 可由下式计算，即 = 4.4c0 = 4.4×0.772 =5.985 m/s实际孔速 u0 = 9.73 m/s > 稳定系数为k = = = 1.63 > 1.5故在本设计中无明显漏液。3.7.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 应服从下述关系，即( + )苯甲苯物系属一般物系，取= 0.5

35、，则( + )0.5(0.400.046)0.223 m而 = 板上不设进口堰，h d 可由下式计算，即 = 0.153(u0)2 = 0.153(0.101)2 = 0.0016 m 液柱= 0.06940.060.0016 = 0.131 m 液柱( h t + )故在本设计中不会发生液泛现象。3.8塔板负荷性能图3.8.1漏液线由 = 4.4c0 = = = e得 = 4.4c0a0= 4.4×0.772×0.101×1.069×整理得 = 6.078 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1 。表10.00060.001

36、50.00300.00450.00600.00750.00900.01050.01200.6120.6280.6480.6650.6790.6920.7040.7150.726由上表数据即可作出漏液线1。3.8.2液沫夹带线 以v 0.1液/气为限，求vsls关系如下：由 v = = = 0.700vs = 2.5hl = 2.5( h ow) = 0.046 h ow = ×1×= 0.703故 =0.115 + 1.758 ht= 0.285 - 1.758 v = 0.1整理得 = 2.44 15.78 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

37、2。表2-20.00060.00150.00300.00450.00600.00750.00900.01050.01202.4402.3312.2002.0921.9951.9341.8231.7521.608 由上表数据即可作出液沫夹带线2 。3.8.3液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度h ow = 0.006 m 作为最小液体负荷标准。由下式得 h ow = e2/3 = 0.006 取 e = 1 ，则 = = 0.00079m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3 。3.8.4液相负荷上限线 以= 4s 作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式得 = = 4故 =

38、 = = 0.0111 m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 。3.8.5液泛线 令 =(ht + hw)由 = ；= hl； hl =；= hwhow联立得 ht(1) hw =(1) how忽略h，将how与ls，与ls，与vs的关系式代入上式，并整理的 = 式中 = = ht(1) = = 2.84×e(1)将有关的数据代入，得 = = 0.0267 = 0.5×0.40(0.50.611)×0.046 = 0.149 = = 186.48 = 2.84××1×(10.61) = 1.132故 0.060 =

39、0.14672271.021.255或 = 2.45451720.92 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3。表30.00060.00150.00300.00450.00600.00750.00900.01050.01202.2272.1802.1212.0531.9821.9111.8221.7791.695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，如图 所示。 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，该筛板塔的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。查该图得 = 2.008/s =0.618 /s 故操作

40、性为 = = 3.249 根据以上各线方程，可以租出筛板塔的负荷性能图，如下图。所设计筛板的主要结果汇总于下表所示：序 号项 目数 值1平均温度tm，90.82平均压力pm，kpa108.83气相流量vs，(m3/s)1.0504液相流量ls，(m3/s)0.00295实际塔板数226有效段高度 z，m8.87塔径，m1.48板间距，m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长，m0.92412堰高，m0.04613板上液层高度，m0.0614堰上液层高度，m0.01415降液管底隙高度，m0.03116安定区宽度，m0.07517边缘区宽度，m0.05018开孔区面积，1.06919筛孔直径，m0.00520筛孔数目548821孔中心距，m0.01522开孔率，10.123空塔气速，m/s0.68124筛孔气速，m/s9.7325稳定系数1.6326每层塔板压降，pa54627负荷上限