苯与甲苯精馏塔课程设计

1、班级：应化101姓名：董煌杰倍x if r rt化工原理课程设计报告年处理5.4万 吨 苯-甲苯 精馏装置设计学院：化学化工学院班级：应用化学 101101 班姓名：董煌杰学号：1011430810114308（ 1414）指导教师：陈建辉完成日期：20132013 年 1 1 月 1717 日班级：应化101姓名：董煌杰丿丁言化工原理课程设计是化学工程与工艺类相关专业学生学习化工原理课程必 修的三大环节之一，起着培养学生运用综合基础知识解决工程问题和独立工作能 力的重要作用。综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等） 所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学， 是理

2、论联系实际的桥 梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计， 要求更加熟悉 工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法， 锻炼和提高学 生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。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

3、，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。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，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，需设计一板式塔将其分 离。班级：应化101姓名：董煌杰I目录一、 化工原理课程设计任书. 1二、 设计计算. 3 31）设计方案的选定及基础数据的搜集 .3 32）精馏塔的物料衡算.7 73）塔板数的确定.9 94）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 .155）精馏塔的塔体工艺尺寸计算.216）塔板主要工艺尺寸的计算.237）塔板负荷性能图.27三、.个人总结36四、 参考书目. 37班级：应化101姓名：董煌

4、杰1化工原理课程设计任务书1)板式精馏塔设计任务书1、设计题目：设计分离苯一甲苯连续精馏筛板塔2)设计任务及操作条件2、设计任务：物料处理量：5.4万吨/年进料组成：35%苯，苯-甲苯常温混合溶液(质量分率，下同)分离要求：塔顶产品组成苯塔底产品组成苯3、操作条件95%6%平均操作压力：101.3 kPa平均操作温度：93.7C回流比：3.141单板压降：0.9 kPa4、工时：300 天/年 24 小时运行3)设计方法和步骤1、设计方案简介根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比, 选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对选定的工艺流 程，主要设备的形式进行简要的

5、论述。2、主要设备工艺尺寸设计计算(1) 收集基础数据(2) 工艺流程的选择(3) 做全塔的物料衡算(4) 确定操作条件(5) 确定回流比(6) 理论板数与实际板数(7) 塔径计算及板间距确定(8) 堰及降液管的设计(9) 塔板布置及筛板塔的主要结构参数班级：应化101姓名：董煌杰2(10)塔板的负荷性能图(12) 塔盘结构(13) 塔咼3、设计结果汇总4、设计评述4)参考资料化工原理课程设计，贾绍义，柴诚敬主编，天津大学出版社，2002.8化工原理下册，天津大学华工学院柴诚敬主编，高等教育出版社，2006.1化工原理课程设计，大连理工大学化工原理教研室编，大连理工大学出版社，1994.7化工

6、原理第二版下册，天津大学化工学院柴诚敬主编，高等教育出版社，2010.6化工单元过程及设备课程设计，匡国柱，史启才主编，化学工业出 版社，2001.10传递过程与单元操作下册，陈维杻主编，浙江大学出版社，1994.8化工原理课程设计指导，任晓光主编，化学工业出版社，2009.1班级：应化101姓名：董煌杰3设计计算1)设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以 在常压下操作。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人精馏塔内。塔顶上升蒸气 采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其

7、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，最小回流比较小，故操作回流比 取最小回流比的2倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却 后送至储罐。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为38mm筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：(1)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。(2)处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015%。(3)塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。(4)压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。筛板塔的缺点是：(1)塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不

8、匀。(2)操作弹性较小(约23)。(3)小孔筛板容易堵塞。班级：应化101姓名：董煌杰4下图是板式塔的简略图2-1:Vn-1g t_降浪港】-一-Q-Q_J/_J/ 弓一- “ W ： ： ： ：!1 T102030405060708090I班级：应化101姓名：董煌杰13PA0PB0155.763.32.460又根据 Rmin1XD(1XD)1XF可解得班级：应化101姓名：董煌杰14Rmin1.571 取 R 2Rmin3.141相平衡方程X2.460 x2.460X1 1.460X1 (1)x1 (2.4601)x精馏段理论板数计算：精馏段操作线方程：yn 1RXnXD0.759Xn0.

9、231R 1R1y10.957小% XD0.957X10.900y1(1%)0.9572.460(1 0.957)y2RX1R 1XD0.7590.900 0.2310.914xz% 0 81R 1X2y20.8 12(1 y2)ya0.759X20.2310.847X3ya0.693ya(1ya)y40.759X30.2310.757X4y40.559y4(1y4)y50.759X40.2310.655X5y50.435y5(1 y5)y60.759 x50.2310.561X6y60.342y6(1y6)因为 x6xF精馏段理论板n 5提馏段理论板数计算:qn,Lqn ,W XYm 1Xm

10、XWyqn,Vqn ,V1(1)x董煌杰15mXF1(1 XF)20.3880.269 (1 0.388) 0.2770.274ET0.170.616lgm0.170.616lg 0.27451.6%NT9ETNp18NP51.6%精馏段实际板层数为 N精5/51.6%9.6910,提馏段实际板层数为 N提4/51.6%7.75 8进料板在第11块板班级：应化101姓名x1X60.342Y2qn,LX1qn,WXW1.431X10.030qn,Vqn,V1X2y20.2571y：1.431X20.0300.33811丫2(1新X3y：0.172y41.431X30.0300.21611y（1y

11、：）X4y40.101y1.431X40.0300.11411y（1 J。）1X5y50.05011(1 Vs)1X5XW所以提馏段理论板n=4全塔效率的计算（查表得各组分黏度10.269，20.277)0.460班级：应化101姓名：董煌杰16捷算法求理论板数D2.453F2.016W1.704m3DF W2.302Nmin1/1 nXD1XWmln(D)(W)11XDxW5.8319由公式丫0.545827 0.591422X0.002743/ XXR Rmin2.92 1.460.374R 13.92代入Y 0.329由NNminN 20.3165,N101、D F2.224XD1 XF

12、Nmin,11 门何(二)(肓)14班级：应化101姓名：董煌杰2174)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以逐板法所计算所得的板数为例：(1)操作压力计算假定塔顶操作压力 FD=93.2 kPa每层塔板压降 P=0.9 kPa塔底操作压力 PwPDNPP 93.2 18 0.9 109.4kPa进料板压力 PFPD10 P 93.2 10 0.9 102.2kPa精馏段平均压力 Pm=(PD+PF)/2=( 93.2+102.2)/2=97.7 kPa提馏段平均压力 Pm=(Pw+R )/2=( 109.4+102.2)/2=105.8kPa(2)操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试

13、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 tD803C塔底温度 tw= 107.1C进料板温度 tF95C80 395精馏段平均温度 tm一一 一 87.65C2提馏段平均温度 tm=95+107.1=101.05C班级：应化101姓名：董煌杰218(3)平均摩尔质量计算班级：应化101姓名：董煌杰19塔顶平均摩尔质量计算由 yXD0.957,代入相平衡方程得为 0.900ML,Dm0.900 78.11(10.900)92.1379.51 kg. kmolMV,Dm0.957 78.11(1 0.957)92.1378.71 kg k

14、mol进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法， 得yF0.610，xF0.388MV ,Fm0.610 78.11(10.610)92.1383.57 kg kmolML,Fm0.38878.11(1 0.388)92.1386.68 kg kmol塔底平均摩尔质量计算由XW0.070J由相平衡方程，得yWO.156MV ,Wm0.15678.11(1 0.156)92.1389.94 kg kmolML,Wm0.070 78.11(1 0.070)92.1391.15 kg kmol精馏段平均摩尔质量MV ,m78.71 83.572kg；81.14 kg kmolML,m79.51 86

15、.682kg kmol83.09 kg kmol班级：应化101姓名：董煌杰20提馏段平均摩尔质量MV,m83.57289.94kg/kmol 86.76 kg/kmolML,m86.68291.15kg/kmol 88.92 kg/kmol班级：应化101姓名：董煌杰21塔顶液相平均密度的计算，由 tD803C，查手册得A813.73kg m3,B808.76 k m3塔顶液相的质量分率0.957 78.110.957 78.11 92.13 0.0431/L,Dm0.95/813.73 0.05/808.76L,Dm=813.48kg /m3进料板液相平均密度的计算，由 tF95C，查手册

16、得A798.337 kg m3,B796.405 kg m3进料板液相的质量分率0.388 78.110.388 78.11 92.13 (1 0.388)(4)平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即v,mPmMv,m97.7 81.14RTm8.314 (273.15 87.65)2.64 kgm3提馏段的平均气相密度v,mPmMv,m105.8 86.76RTm8.314 (273.15 105.8)2.95 kg；m3液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1/LmA/LA B/LB0.950.35班级：应化101姓名：董煌杰221LFm0.35/7

17、98.337 0.65/796.405,L,Fm797.08 kg/kmol塔底液相平均密度的计算，由 tw=107.C，查手册得A781.77 kg m3,B783.19 kg m3塔底液相的质量分率0.07 78.110.07 78.1192.13 0.930.94/783.19,L,wm783.10 kg/kmol精馏段液相平均密度为提馏段液相平均密度为(5)液体平均表面张力计算塔顶液相平均表面张力的计算，由 tD80.3C，查手册得A21.2mN/mB21.7mN/mLDm0.95721.2 (10.957)21.721.2mN/m进料板液相平均表面张力的计算，由 tF95C，查手册得

18、A19.4mN/ mB20.05mN / mLFm0.38819.4 (1 0.388)20.0519.8mN/m塔底液相平均表面张力的计算，由 tw= 107.1C，查手册得A17.877mN /mB18.719mN /m0.061L,wm0.06/781.77L,m813.48 797.082805.28 kg kmolL,m797.08 783.102790.09 kg kmol液相平均表面张力依下式计算，即nLm=为ii班级：应化101姓名：董煌杰23LWm0.070 17.877(1 0.070) 18.71919.9mN /m精馏段液相平均表面张力为班级：应化101姓名：董煌杰24

19、Lm(21.219.8)/220.51mN/m提馏段液相平均表面张力为Lm(19.9 19.8)/219.85mN /m(6)液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即lgLm人lgi塔顶液相平均粘度的计算，由 tD803C，查手册得A0.308mPa sB0.311mPa slgLDm0.957 lg 0.3081 0.957 lg 0.311解出LDm0.308mPa s进料板液相平均粘度的计算，由 tF95C，查手册得A0.267mPa sB0.275mPa s解出LFm0.272mPa slgLWm0.070 lg 0.25281 0.070 lg 0.265解出LWm0.264mPa

20、 s精馏段液相平均粘度为Lm(0.3080.272)/20.290mPa s提馏段液相平均粘度为Lm(0.272 0.264)/20.268mPa s(7)气液负荷计算精馏段：qn,vR 1 qn,D(3.141 1) 31.05 128.58kmol/hlgLFm0.388 lg 0.2671 0.388 lg 0.275塔底液相平均粘度的计算，由tw= 107.1C，查手册得A0.2528mPa sB0.265mPa s班级：应化101姓名：董煌杰25Vsqn,VMv,m3600V ,m128.5881.141.097m3/s班级：应化101姓名：董煌杰26qn,LRqn,D3.141 3

21、1.0597.54kmol/h3Lh0.003 360010.770m /h提馏段:qn,Vqn,V(q 1)qn,F128.58kmol/hq.qn,Lqqn,F97.54 1 86.52 184.06kmol/hn,L1 13Lh0.0058 360020.71m /hLsqn, LML,m3600L,m184.06 88.923600 790.090.0058m3/sLsqn, LML ,m3600L,m97.54 83.093600 805.280.003m3/sqn,VMV,m3600v,m128.58 86.763600 2.951.050m3/ s班级：应化101姓名：董煌杰27

22、LS12Lmvm0.00581.0501790.09 22.950.08965）精馏塔的塔体工艺尺寸计算（1）塔径的计算塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操 作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表2-8板间距与塔径关系塔径 DT，m0.3 -0.50.5 0.80.8 1.61.6-2.42.4 4.0板间距HT，mm200-300250350300450350-600400 600对精馏段:初选板间距HT0.45m，取板上液层高度 hL0.06m，故HThL0.45 0.060.39m；1 2LS亠20003 805.28 0047

23、6 VSvm1.097 2.640.2查，教材 R48图9-45得 C200.085；依式 C C20 20校正物系表面张力为20.51mN / m时可取安全系数为0.7,则安全系数（0.6-0.8），0.7max0.7 1.4891.042m/s故D弘、41.971.2mV 3.142 1.042按标准，塔径圆整为1.4m，则空塔气速1.042m/ s。对提馏段：初选板间距HT0.45m，取板上液层高度 hL0.06m，故HThL0.45 0.06 0.39m0.20.0720.220.51200.0854805.28 2.64V 2641.489m/s200.0854班级：应化101姓名：

24、董煌杰28可取安全系数为0.7,则安全系数（0.60.8），0.7max0.7 1.2880.902m/s4VS4 1.050彳U.142 0.902按标准,塔径圆整为1.4m,则空塔气速0.902m/s在设计塔的时候塔径取1.4m0.2查：P48图9-45得 C200.079；依式 C C2020校正物系表面张力为19.85mN/m时0.2 0.219 85C C200.0790.07920 20790.09 2.95V 2951.288m/ s1.2mmax班级：应化101姓名：董煌杰296）塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装置计算因塔径D 1.4m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘

25、 对精馏段各项计算如下：a）溢流堰长 lw:单溢流去 lw（0.60.8）D取堰长 L=0.7D0.7 1.40.98查：P65图3-20，知E1.02,依式how需E故 hw0.06 0.0140.046mc）降液管的宽度 Wd与降液管的面积 Af:由 lw/D 0.7 查（：P65图3-22）得 Wd/DWJ0.15D 0.15 1.4 0.21m23 14222Af0.09 D20.091.420.1386m244利用（：P66式3-33）计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,AfHTAfHT0.1386 0.45厂-=20.84s（大于5s,付合要求）Ls0.003d）降液管底隙

26、高度 ho:b）出口堰高九：hwhLhow由 lw/D 0.7 ,Lh/lw25卫務11.328m0.9扌5可得how空4E1000 lw2Lh3竺41.021000210.77 s0.980.014m0.15 , Af/ 片 0.09取液体通过降液管底隙的流速0.20m/s （0.07-0.25）班级：应化101姓名：董煌杰30故 hw0.06 0.0220.038mc）降液管的宽度 Wd与降液管的面积 Af:Wd0.15D0.15 1.4 0.21m23 14222Af0.09 -D20.。9M 0.1386m2利用（：P66式3-33）计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,AfHT

27、LsAtL0.1386 0.45=10.84s（大于5s，符合要求）Ls0.0058d）降液管底隙高度 ho:依（：P66式3-60）: hoLsIlw oho士=肌=0.02符合（h0hw0.0060.046 0.0060.04）e）受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为 同理可以算出提溜段60mma）溢流堰长 lw:单溢流去（0.6 0.8）取堰长 lw=0.7 D0.71.40.98b）出口堰高 hw: hwhLhow由 lw/D 0.7 ,2.5習21.787mO.982查：F65图3-20，知E皿依式how竄E2L3h_lw2可得how誥E書空41.030100020.710.9

28、80.022由 lw/D 0.7 查（：P65图3-22）得 Wd/D0.15，Af/ 舛0.09班级：应化101姓名：董煌杰31I依(：式3-60)：ho宀09|0=0.03m符合(h0hw0.0060.038 0.0060.032)（2）塔板布置精馏段塔板的分块 因D 800mm故塔板采用分块式。查R18表5-3得，塔极分为4块对精馏段：a）取边缘区宽度 Wc0.04m （3050mm）,安定区宽度 Ws0.070m ,(当D1.5m时，Ws6075mm )b) Aa2x .R22xR2180.1x sinR计算开孔区面积R D WC1.40.040.66m,22DxWdWs1.40.21

29、 0.0700.4222A 2 0.42 0.6620.42231420.662sin1-01.029m2180 0.66c）筛孔数 n 与开孔率：取筛孔的孔径 d。为5mm，正三角形排列,般碳的板厚为3mm,取 t/d3.0 ,故孔中心距t 3.0 5 15.0mm殳器10.。8% （在5-15范围内）提馏段:取液体通过降液管底隙的流速0.20m/s(0.07-0.25)筛孔数n1.155 AAat21.1550.01521.029 5283个,则每层板Aa0.1008 1.0290.104气体通过筛孔的气速为1.0970.10410.58m/s班级：应化101姓名：董煌杰32a）取边缘区宽

30、度 Wc0.04m （3050mm）,安定区宽度 Ws0.070m,（当D1.5m时，Ws6075mm ）b） Aa2 x R2x2R180 xsin计算开孔区面积RD1.4RW0.040.66m221.4xDWdWs0.21 0.0700.4222A 2 0.42 . 0.6620.42231420.662sin1-01.029m2180 0.66c）筛孔数 n 与开孔率：取筛孔的孔径 d0为5mm，正三角形排列,般碳的板厚为3mm,取 t/d。3.0 ,故孔中心距t 3.0 5 15.0mm筛孔数n1.1255A丄理1.029 5283个，t20.0152贝U玉0.9072% 10.08%

31、 （在5-15范围内）Aa（t/d。）2则每层板上的开孔面积 A为 A0Aa0.1008 1.029 0.104气体通过筛孔的气速为VS105010.13m/sA 0.104班级：应化101姓名：董煌杰337)塔板负荷性能图精馏段：(1)漏液线由U0,minVs,min/A04.4C。.(0.00560.13hLh )L/V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2-9表2-9Ls/ m3/s0.0010.0020.030.004Vs /(m3/s)0.6220.6350.6470.657由上表数据即可作出漏液线1。(2)雾沫夹带线以 ev0.1kg液/kg气为限，求V

32、s-Ls关系如下:hLhwhow2.84E2/3Lh10004_Lgd04 20.51805.28 9.81 50.0021u0,min4.4C0,(0.00560.13hLh )L/V4.40.7720.00560.13 hw2/32.48ELh1000 lwhL/V4.40.772,0.0056 0.13 0.046 0.602 LS2/30.0021805.282.64Vs,min、0.3572.960 LS2/3班级：应化101姓名：董煌杰343.2uHThf2/333600 Lshf2.5 hw2.84 10 Es0.982/30.114 1.506 Lss0.714Vs联立以上几式

33、，整理得1.5396 0.13862/3Vs2.960 13.272 Ls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2-10表2-103Ls /(m /s)0.0010.0020.0030.0043Vs /(m /s)2.8272.7492.6842.626由上表数据即可作出液沫夹带线2。(3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 how0.006m 作为最小液体负荷标准据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3(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AfHT4LS5.7 106ow計2/33600Ls0.980.602L/3UaAtAfhow2

34、.84E10002/33600Ls,minL,Ls,minlw0.811 103m3s班级：应化101姓名：董煌杰35据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线(5)液泛线取 0.5 取 0.6忽略 h，将 how与Ls，hd与Ls，山与Vs的关系式代人上式，并整理得2/32/3式中：h2.84 厂 Lh2.84 .3600Ls06022/3how厂1.020.602 Ls1000lw10000.98将有关的数据代入整理,得 VS211.414 6815.113Ls280.751Ls2/3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2-11。Ls,max0.4 0.474

35、15.588 103ms令HdHThw由叽 hphLhdhchihihLhL九how2VsVhc0.051A0C0LLs2hd0.1531wh02/32.84 L Lh2.84howEh1000lw1000联立得HT1hwhhLhd2/31.023600Ls0.602Ls2/30.981 how九hhd班级：应化101姓名：董煌杰36表2-113Ls /(m /s)0.0010.0020.030.004Vs /(m3/s)6.3226.1045.9205.755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，如图所示图2-4在负荷性能图上，作出操作点0.003,1.09

36、7，连接0,0，0.003,1.097，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。由上图查得故操作弹性为 Vs,max/Vs,min4.59Vs,max32.833 m /s Vs,min0.617 m3/s精馏段筛板负荷性能图7.0006.0005.0004.000 V3.0002.0001.0000.000班级：应化101姓名：董煌杰37提馏段(1)漏液线由U0,minVs,min/A04.4C。.(0.00560.13hLh )L/V2/32.84厂Lh 2/3howE0.608 Lh1000 lw在操作范围内， 任取几个Ls值， 依上式计算出Vs值， 计算结

37、果列于 表2-12。表2-12Ls /(m3/s)0.0010.0020.0030.0043Vs /(m /s)0.3070.3220.3350.347由上表数据即可作出漏液线1(2)液沫夹带线以 e 0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:3.2uHThf44 19.85Lgd0790.09 9.81 50.0020u0,min4.44.44.4C。，(0.0056 0.13hLh )L/V0.7720.7720.00560.13 hw2/32.48ELh1000 lwL/V:0.0056 0.13 0.038 0.608LS2/30.0020790.092.952.627LS2/3

38、5.7 1060.2806班级：应化101姓名：董煌杰382/3how2.84E -Lh0.608 Ls2/31000lw2/30.094 1.520 Ls1.5396S0.1386 豚讥联立以上几式，整理得Vs3.105 13.265 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2-13。表2-13s /(m3/s)0.0010.0020.0030.0043Vs /(m /s)2.9732.8952.8292.771由上表数据即可作出液沫夹带线2(3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 how0.006m 作为最小液体负荷标准据此可作出与气体流量无关的垂

39、直液相负荷下限线3(4)液相负荷上限线hf2.5 hw2.84 103E2/33600 Ls0.98VsAtAfOW2.84 匚10002/33600 Ls,minlwLs,min0.800 103m3.s班级：应化101姓名：董煌杰100039式中：hOw2/32.84LhE 1000lw2.841.032/33600 Ls0.982/30.608 Ls将有关的数据代入整理，得 Vs222/36.36 5319.2 Ls42.36 Ls以4s作为液体在降液管中停留时间的下限AHT/4LS0.4 0.473 3:Ls,max15.588 10 ms4据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线

40、4液泛线令HdHThw由 HdhphLhdhchih h hdhihL2Vshc0.051一AoCo取 0.5取 0.6hLhwhowhd0.153Lslwh0how2/3284E51000 lw2.8410001.032/33600Ls0.980.608Ls2/3联立得HT1hw1howhchhd忽略 h，将 how与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式，并整理40班级：应化101姓名：董煌杰Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表2-14Ls /(m3/s)0.0010.0020.0030.0043Vs /(m /s)2.4182.3742.3332.292由上表数据即可作出液泛

41、线5根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示图2-5在负荷性能图上，作出操作点0.0058,1.0500，连接0,0，0.0058,1.0500，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。由上图查得33乂max2.350 m /s Vs,min0.300 m /s故操作弹性为 Vs,max/Vs,min7.83在操作范围内，任取几个表2-14。提馏段筛板负荷性能图3.5003.0002.5002.0001.5001.0000.5000.000班级：应化101姓名：董煌杰41设计结果一览表2-15项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强PmkPa97.7105.8各段平均温度