苯甲苯混合液筛板精馏塔设计

1、荆楚理工学院课程设计成果学院：班级：学生姓名：学号：设计地点（单位）：教学楼A栋设计题目：甲苯混合液筛板精储塔设计完成日期：年 月日指导教师评语：成绩（五级记分制）：教师签名：目录1 序言 32 板式精馏塔设计任务书 33 设计计算 73.1 设计方案的选定及基础数据的搜集 73.2 精馏塔的物料衡算 103.3 塔板数的确定 103.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 143.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 173.6 塔板主要工艺尺寸的计算 193.7 筛板的流体力学验算 213.8 塔板负荷性能图 244 设计结果一览表 285 板式塔的结构与附属设备 305.1 接管 305.2

2、冷凝器 325.3 再沸器 335.4 板式塔结构 345.5 加料泵 错误 ! 未定义书签。5.6 高位槽 365.7 贮槽 366 参考书目 367 设计心得体会 378 附录 38附录一板式塔结构简图 38附录二带控制点的工艺流程图 38序言化工原理课程设计是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

3、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，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。工业上对塔设备的主要要求

4、是：（ 1）生产能力大；（ 2）传热、传质效率高；（ 3）气流的摩擦阻力小；（ 4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（ 5）结构简单， 材料耗用量少；（ 6） 制造安装容易，操作维修方便。此外， 还要求不易堵塞、耐腐蚀等。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。设计良好的筛板塔具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。2 板式精馏塔设计任务书设计题目：苯甲苯混合液筛板精馏塔设计学生姓名课程名称化工原理课程设计专业班级地 点起止时间一、

5、设计任务完成精储塔工艺设计，精储设备设计，有关附属设备的设计和选用，绘制带控制 点工艺流程图，塔板结构简图和塔板负荷性能图，编制设计说明书。、设计内容1 .工艺设计(1)选择工艺流程和工艺条件a.加料方式b.加料状态 c.塔顶蒸汽冷凝方式d.塔釜加热方式 e.塔顶塔底产品的出料状态塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温(2)精储工艺计算：设 计 内 容 及 要 求a.物料衡算确定各物料流量和组成。b.经济核算确定适宜的回流比根据生产经常费和设备投资费综合核算最经济原则，确定适宜回流比。c.精储塔实际塔板数确定全塔理论塔板数以及精储段和提储段各自的理论塔板数。然后根据全塔效率 ET,求得全塔、精储段

6、、提储段的实际塔板数，确定加料板位置。2 .精储塔设备设计(1)选择塔型和板型采用板式塔，板型为筛板塔。(2)塔板结构设计和流体力学计算绘制塔板负荷性能图画出精储段或提储段某块的负荷性能图。有关具体机械结构和塔体附件的选定*接管规格：根据流量和流体的性质，选取经验流速，选择标准管道*全塔高度：包括上、下封头，裙座高度。3 .附属设备设计和选用（1）加料泵选型，加料管规格选型加料泵以每天工作3小时计（每班打1小时）。大致估计一下加料管路上的管件和阀门。（2）高位槽、贮槽容量和位置高位槽以一次加满再加一定裕量来确定其容积。贮槽容积按加?f 一次可生产10天计算确定。换热器选型对原料预热器，塔底再沸

7、器，塔顶产品冷却器等进行选型。（4）塔顶冷凝器设计选型根据换热量，回流管内流速，冷凝器高度，对塔顶冷凝器进行选型设计。4 .编写设计说明书设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技术数据，对有关 工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果；对所选用的物性数据和使用的经验公式图表应注明来历。设计说明书应附有带控制点工艺流程图，塔板结构简图。5 .注意事项：写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源;每项设计结束后，列出计算结果明细表； 设计说明书要求字迹工整，装订成册上交。原始数据:设 计 参 数年处理量：70000吨料液初温：35 C料液浓度

8、：50% （苯质量分率）塔顶产品浓度：98% （苯质量分率）塔底釜液含甲苯量不低于98%（以质量计）每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）精储塔塔顶压强：4 kpa （表压）冷却水温度：30 c饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm 2（表压）设备型式：筛板塔进 度要 求第f:根据课程设计任务书查阅相关资料。第二天:根据设计任务和工艺要求，确定设计方案。第三天:确定塔径、塔高等工艺尺寸。第四天：进行塔板设计。第五天:进行流体力学验算第六天：绘制负荷性能图，编写工艺计算结果。第七天：进行塔附件设计第八天：进行附属设备设计及选型第九天：绘制带控制点工艺流程图，整理设计说明书第十天：答辩参 考

9、 资 料1马江权等.化工原理课程设计M.北京：中国石化出版社，20092陈英南.常用化工单元设备的设计M.上海：华东理工大学出版社，19933谭天恩.化工原理（第二版）下册.北京：化学工业出版社，1998其它说明本表应在每次实施前一周由负责教师填写二份，教研室审批后交学院院备案， 一份由负责教师留用。若填写内容较多可另纸附后。一题多名学生共用的，在设计内容、参数、要求等方面应有所区别。教研室主任：指导教师：2013年11月18日3 设计计算3.1 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。

10、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。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。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

11、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)塔板效率高，比泡罩塔高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，否则气液接触不匀。(2 )操作弹性较小(约23)。(3)小孔筛板容易堵塞。数据搜集：表 1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点()临界温度tc(C)临界压强Pc(kPa)苯ACH78.1180.1288.56833.4甲苯BCHCH92.13110.63

12、18.574107.7表2苯和甲苯的饱和蒸汽压温度(C)80.1859095100105110.6PA0,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0PB0, kPa40.046.054.063.374.386.0表3 苯和甲苯的液相密度温度()8090100110120苯,kg/ m3815803.9792.5780.3768.9甲苯,kg/ m3810800.2790.3780.3770.0表4 液体表面张力温度8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，mN/m21.6920.5919.9418.4117

13、.31表5液体粘度l温度()8090100110120苯(mPa s)0.3080.2790.2550.2330.215甲苯(mPa- s)0.3110.2860.2640.2540.228表6 苯一甲苯物系在总压101.3kPa下的t x(y)关系t/ C80.184889296100104108110.6x10.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570y10.910.820.710.590.450.300.1209574505表7常压下苯一一甲苯的气液平衡数据温度tC液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50

14、108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100

15、.0100.03.2 精微塔的物料衡算(1)原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量M A78.11kgkmol甲苯的摩尔质量 M B92.13kgkmol(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量(3)物料衡算原料处理量F7000000085.1233024103.83kmol h总物料衡算D W 103.83苯物料衡算0.983D0.0235W103.830.541联立解得D 56.00kmol h3.3 塔板数的确定(1)理论板层数nt的求取苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数求最小回流比及操作回流比查得苯一甲苯物系的气、液平衡数据(表6),绘出t x(y)图，采用作图法求最

16、小回流比。泡点进料q 1,在t x(y)图中对角线上，自点f (0.541,0.541)作垂线fe即为进料线(q线)，该线于平衡线的交点坐标为:e(0.541 , 0.7442),故最小回流比为：RminXdyNeXe0.9830.74420.74420.5411.175故操作回流比为：R2Rmin21.1752.35求精储塔的气、液相负荷求操作线方程精微段操作线方程为：yn 1提储段操作线方程为：ym 1逐板计算法求理论板层数xn0.701xn0.293R 1 R 1L xmWXw1.255xm0.00599VV又根据 （Rmin）q 1过 一，可解得1 xF 1 xF2.469相平衡方程y

17、x,即1(1)x2.469x11.469x变形得xy2.4691.469y%XD(0.983 ,X1Y10.959 ,2.4691.469 y1y20.701x10.2930.965 , X2y20.918 ,2.4691.469y2y30.701x20.2930.937 , X3y30.857 ,2.4691.469y3y40.701x30.2930.894 , X4y，0.773 ,2.4691.469y4y50.701x40.2930.835 , x5y50.672 ,2.4691.469y5y60.701x50.2930.764 , x6y60.568 ,2.4691.469 y精储段

18、用精储段操作线方程和相平衡方程进行逐板计算,y70.701x60.2930.691 , x7 0.475 ,2.4691.469 y7提储段用提储段操作线方程和相平衡方程进行逐板计算，y81.255x70.005990.591 ,X8y80.369 ,2.4691.469y8y91.255x80.005990.457 ,X9y90.254 ,2.4691.469y9v/1.255x90.005990.313,y100.156 ,y10x102.4691.469y10y111.255x100.005990.189 ,X11y110.086 ,2.4691.469 yli1.255x110.005

19、990.103,Vy120.044 ,y12x122.4691.469y12y131.255x120.005990.050 ,y130.021 ,X132.4691.469y13工 rm. 、J 尺尺 . I=t r理论板数为Nt13,世仰侬仪JL刃用t J云侬，(2)实际板层数的求取板效率可用奥康奈尔公式Et0.49( l) 0.245计算，式中塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；l塔顶与塔底平均温度下的液相粘度 mPa s ,平均温度利用表7中数据和Xf, Xd, Xw,由拉格朗日插值可求得tF、tD、tW,tF -91.490.11tF91.4tF90.34 C50.055.054.150

20、tD :80.6680.21tD80.66tD80.37C97.099.098.397tw ：109.91108.79tw109.91tW109.15C132.351精储段平均温度：t190.3480.3785.36 C2提储段平均温度：t290.34109.1599.74C组成精微段:励柏幺日&NZ .85.4485.36X175.0，X1，y10.75380.8871气相组成x1 -yi:85.4485.4484.4085.3680.0 y175.088.585.4484.4091.288.5提储段：液相组成x2 :100.7599.74X220X20.2264100.7598.8

21、42520气相组成y2:10Q7599.74y237.20.409010Q7598.8444.237.2 '2相对挥发度精储段挥发度:由Xa0.7538,yA0.8871 得 xB0.2462 ,y0.1129所以YaXb0.88710.24622.566 ,YbXa0.11290.7538提储段挥发度:由Xa0.2264 ,y0.4090 得 xB0.7736 ,yB0.5910所以YaXb0.40900.77362.365 ,YbXa0.59100.2264粘度精微段，tl85.36 C查手册得,注:0.3033mPa甲苯:0.3058mPa sAxABxB0.30330.7538

22、0.30580.24620.3039mPa s提储段，t299.74C ,查手册得,0.2633mPa s ,0.2683mPaaXabXb0.26330.22640.26830.77360.2672mPa s板效率提储段，Et0.49(0.2452 )0.49(2.3650.2672) 0.245实际板层数精储段实际板层数N精6 0.5211.5412 ,提储段实际板层数N提6 0.5510.9111 ,故全塔所需实际塔板数：NPN精N提121123 ,全塔效率：Et上Np1310.52,23精微段，Et0.49(1) 02450.49(2.5660.3039)加料板位置为第13块板。0.5

23、2 ,0.55,3.4 精微塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1)操作压力计算塔顶操作压力PD101.34105.3kPa每层塔板压降p 0.7kPa塔底操作压力pW105.30.723121.4kPa精微段平均压力Pm(105.3113.7) 2109.5kPa进料板压力Pf105.30.712113.7kPa提储段平均压力Pm(113.7121.4)2117.55kPa(2)平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：由 x10.959, y10.983 可得进料板平均摩尔质量计算由理论板计算，得xF0.475, yF0.691,塔釜平均摩尔质量计算：由理论板计算，得Xw0.021, yw0.0

24、50, 精微段平均摩尔质量提储段平均摩尔质量 (3)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,精储段VmPmMVm RTT109.580.408.314(85.36273.15)2.95kg提储段VmPmMVm RTT8.314液相平均密度计算Lm117.5586.94(99.74273.15)3.30kgaAaBLALB塔顶:aA%0.959 , aB0.041由tD80.37C ,查手册，得814.82kg m811.19kg_ 3m ,则,L, Dm0.959814.820.041811.19L,Dm814.70kg进料板:aA Xf0.541 ,aB 0.459由tF90.3

25、4C ,查手册，得A 803.67kg m801.18kg m 3,则，L, Fm0.541803.670.459801.18L,Fm802.51kg塔釜:aAX130.021 ,3b0.979由tF109.15C ,查手册，得781.94kg m781.78kg m 3,则，L,Wm0.021781.940.979781.78L,Wm781.78kg精储段L814.70提储段l802.51802.512781.782808.61kg792.15kg(4)液体平均表面张力计算 液相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tD80.37 C ,查手册，得1A 21.08mN

26、m , B21.53mN进料板液相平均表面张力的计算:由tF90.34 C ,查手册，得1A 19.83mN m , B20.41mN塔釜液相平均表面张力的计算:由tW109.15C ,查手册，得1A 17.55mN m , B18.34mN精储段液相平均表面张力为: 提储段液相平均表面张力为:(5)液体平均粘度计算 液相平均黏度依下式计算，即: 塔顶液相平均粘度的计算:由tD80.37C ,查手册，得A 0.319mPa s, B0.320mPalg L, Dm0.959 lg 0.3190.041lg 0.320 ,0.319mPa s,进料板液相平均粘度的计算:由tF90.34 C ,查

27、手册，得a 0.289mPa s , b0.292mPalg L,Fm 0.541 lg 0.2890.459lg 0.292 ,行L,Fm0.290mPa s,塔釜液相平均粘度的计算:由tw109.15C ,查手册，得A 0.241mPa s,B 0.246mPas,lg L, Dm0.021 lg0.2410.979lg 0.024 ,行 L,D, m0.246mPas,精储段液相平均粘度为:Lm0.3190.29020.305mP S,提储段液相平均粘度为:3.5 精微塔的塔体工艺尺寸计算(1)塔径的计算 对于精储过程，由于精储段和提提储段的气、液相符合及物性数据不同，故设计中两段的塔径

28、应分别计算（一）精微段精储段的气、液相体积流率为：由 UmaxCJ-L0.2式中C由式C C20 计算，其中C20由史密斯关系图查取，图的横坐标为: 20取板间距HT0.40m,板上液层高度hL 0.06m,则：查史密斯关系图得C200.078取安全系数为0.7,则空塔气数为：（二）提微段提储段的气、液相体积流率为：取板间距HT0.40m,板上液层高度hL 0.06m,则：史密斯关系图横坐标为：查史密斯关系图得C200.072取安全系数为0.7,则空塔气数为：综上，按标准塔径圆整后为 D 1.6m ,塔截面积为： AT0.785D20.7851.622.01m2精微段空塔气数uVs .1.42

29、0.706m s 1AT2.0 1提储段空塔气数uVs 1.370.682ms1Ap2.0 1（2）精储塔有效高度的计算精储段有效高度为：Z精（N精1）HT（121）0.44.4m提储段有效高度为：Z提（N提1）HT（111）0.44m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m,故精储塔的有效高度为:3.6 塔板主要工艺尺寸的计算(一)精微段(1)溢流装置的计算因塔径D1.6m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下:堰长lw :取 lw0.66 D 0.661.61.06m。溢流堰高度hw :由hwh_how,选用平直堰，堰上液层高度how2.841000LhlW23计算,近似取E

30、 1 ,则w空 110000.00373600 231.060.015m取板上清液层高度hL 0.06m ,故hwhow0.060.0150.045m 。弓形降液管宽度Wd和截面积Af :由叱 0.66,查弓形降液管参数图，得 土 0.0722, W 0.124,DAtD则 Wf0.07222.010.145m Wd0.1241.60.198m验算液体在降液管中停留时间：故降液管设计合理。降液管底隙高度h。：取降液管底隙高度U00.1m s1,则故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受7盘，深度hw0.05m(2)塔板布置塔板的分块。因D1.6m,故塔板米用分块式。塔板分为4块。边缘区宽度确定:取

31、双Ws0.065m ,WC0.035m开孔区面积计算。开孔区面积按式Aa2 x R2x2R2180sin1 -计算R其中 x D2(WdWs)0.8(0.1980.065)0.537m筛孔计算及其排列由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径d05mm o筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为:筛孔数目n为:开孔率为：气体通过筛孔的气速为:(二)提微段(1)溢流装置的计算堰长lw：取lw0.75D0.751.61.2m o溢流堰高度hw :取板上清液层高度hL0.06m ,故hwhhow0.060.0220.038m 0弓形降液管宽度Wd和截面积Af :0.75,查弓形降液管参数图，得

32、AfAt0.125 ,WdD0.28,贝U Af0.1252.010.251m Wd0.1751.60.28m验算液体在降液管中停留时间:故降液管设计合理。降液管底隙高度h。:取降液管底隙流速U00.2m s1,则故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受7盘，深度hw0.05m(2)塔板布置塔板布置与精储段相同,气体通过筛孔的气速为:3.7筛板的流体力学验算(一)精微段(1)塔板压降干板阻力hc计算。干板阻力由hc12gU0C02计算:由 do：5 31.67,查干筛孔的流量系数图得C0 0.772 ,故 hc2g l2U0C012.9529.81808.6129.370.7720.0274m 气

33、体通过液层的阻力hi计算气体通过液层的阻力hL由下式计算，即查充气系数关联图得0.62,故 1%0.620.060.0372m 液体表面张力的阻力h计算 液体表面张力所产生的阻力h由下式计算，即：气体通过每层塔板的液柱高度hp按下式计算： p气体通过每层塔板的压降为：(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。(3)液沫夹带液沫夹带按下式计算：63.25.710 6Ua5.710ev lHt2.5hL20.60100.0098kg液 / kg气0.1kg液 / kg气0.7613.20.402.50.06故液沫夹带量e/在允许的范围内 漏液

34、对筛板塔，漏液点气速u0. min可由以下公式计算：实际气速 u09.37m / s u0. min稳定系数为K u09.371.561.5U0,min6.01故在本设计中无明显漏液(5) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式的关系，即:苯甲苯物系属一般物系，取0.5，则：而H d hp hL hd塔板不设进口堰，hd 可由下式计算，即：H d (HThw ) ， 故在本设计中不会发生液泛现象。(二)提馏段(1) 塔板压降 干板阻力hc 计算。C00.772， 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，即查充气系数关联图得0.60，故h1hL0.600.0

35、60.036m 液体表面张力的阻力h 计算(2) 液面落差本设计可忽略液面落差的影响。(3) 液沫夹带故液沫夹带量eV 在允许的范围内。(4)漏液实际气速u09.04m / su0. min稳定系数为K U00 , min9.04 1.611.55.62故在本设计中无明显漏液(5)液泛为防止液泛，降液管内液层高Hd(Ht hw)Hd0.5,则：(Hthw)0.5(0.400.038)0.219m(Hthw)故在本设计中不会发生液泛现象。3.8塔板负荷性能图(一)精微段(1)漏液线A4.4Co (0.00560.13(hwhow) h ) l / vAahow维E工得1000lw在操作范围内，任

36、取几个Ls值，依上式计算出乂值，计算结果列于下表0.00200.00300.00400.00500.8820.8980.9130.921漏液线计算结果由上表数据即可作出漏液线1(2)液沫夹带线以ev 0.1kg液/kg气为限，求VsL关系如下:-5.710 6由eV 3.2UaHT hf整理得 Vs3.37918.865L：3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出乂值，计算结果列于下表液沫夹带线计算结果0.00200.00300.00400.00503.0792.9872.9042.827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

37、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，故 Ls,min0.0145m3s 1据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 o(5)液泛线令 Hd (Ht hw)由 Hd hp 儿 hdhchih 儿hd联立解得 Ht (1)hw (1)。hc hhd忽略h ,将how与Ls, hd与Ls, hc与Vs的关系式代入上式，并整理得:aVs2bcLs2dLs23 其中:11. 2g A0C029.810.10111.500.7722.95808.610.0136bHt(1)hw0.50.4(0.50.621)0.04

38、50.1500.1532(lwh。)20.153(1.0620.034)2117.792.8410 3 E (1)2.8410 31(10.62)233600 3l w3600 23T061.040将有关的数据代入整理，得0.0136Vs20.150117.79LS1.040Ls3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出乂值，计算结果列于下表,液泛线计算结果0.00200.00300.00400.00503.1273.0602.9942.930由上表即可作出液泛线5根据以上各线方程，可作出精微段筛板塔的负荷性能图，如下图：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

39、筛板的操作上限为夜沫夹带控制，下限为漏液控制。由图查得：故操作弹性为:2.664. 0.8863.01(二)提微段(1)漏液线漏液线计算结果0.00550.00650.00750.00850.8680.8790.8890.899由上表数据即可作出漏液线1(2)液沫夹带线由 e 5.710 6uaLHThf整理得 Vs3.30216.001Ls23在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表液沫夹带线计算结果0.00550.00650.00750.00852.8032.7452.6892.636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ho

40、w0.006m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5s作为液体在降液管中停留时间的下限，故 Ls,min0.020m3 s1说据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 O(5)液泛线令 Hd (Hthw)由 Hd hp 儿hdhc % h 儿hd联立解得 Ht (1)hw(1)howhchhd忽略h ,将how与Ls , hd与Ls , hc与Vs的关系式代入上式，并整理得：其中：oo2将有关的数据代入整理，得 0.0143VS20.158118.06L：0.945Ls3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出乂值，计算结果列于下表

41、液泛线计算结果0.00550.00650.00750.00852.9562.8982.8382.775由上表即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出提储段筛板塔的负荷性能图，如下图：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夜沫夹带控制，下限为漏液控制。由图查得：故操作弹性为：”3、，2.5052.96Vs,min0.845四设计结果一览表项目符号单位计算数据精储段提留段平均温度85.3699.74平均压力109.5117.55平均流量气相1.422.02液相0.00370.0072实际塔板数块1211板间距0.400.40塔径1.61.6塔的有效

42、高度4.44.0空塔气速0.7060.682塔板液流形式单流型降液管型式弓形堰长1.061.2堰上液层局度0.0150.022板上液层局度0.060.06堰图0.0450.038降液管宽度0.1980.280液体在降液管中停留时问15.6813.94降液管底隙高度0.0340.030安定区宽度0.0650.035边缘区宽度0.0650.035开孔区囿积1.501.50孔径5.05.0孔数个77007700孔间距1515开孔回积0.150.15筛孔气速9.349.04塔板压降0.5310.521降液管内清液层图度0.1290.133稳定系数1.561.61负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷卜限

43、漏液控制漏液控制雾沫夹带kg液/kg气0.00980.011气相负荷2.6642.505气相负荷0.8860.846操作弹性3.012.96五 板式塔的结构与附属设备5.1接管(1)进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管11802.51kg m 3体积流量VfFM FL,Fm103.8385.12802.51一 311.01m3hF 103.83kmol h , Mf 85.12kg kmol , l,f _1管内流速Uf 1.6m s ,则管径4Vf / 3600411.01 / 36003.141.60.0493m49.3mm查表取573.5

44、mm(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量D156.00kmol h 1M d 78.39kgkmol1,L,Dm3814.70kg m3体积流量VdDM D56.00L,Dm814.70箜 5.39m3 h 1管内流速Ur1.6m4Vd / 3600Ur45.39 / 36003.141.60.0345m34.5mm查表取 45 3mm(3)塔釜出料管W 47.83kmolMw91.85kg kmolW1,L,Wm781.78kg m3体积流量VwWMwL,Wm47.8391.85781.785.62m3h 1管内流速UW1.6m4VW / 3600查表取 45 3mm45.62 / 3

45、6003.141.60.0353m35.3mm(4)塔顶蒸汽出料管V 187.60kmol78.35kg kmolV,Dm体积流量pDMV, DmRTD8.314105.378.35(80.37273.15)2.81kgVvVMv,DmV,Dm187.6078.352.8135030.77m3则管径,4VV / 3600du查表取 356 10mm45030.77 / 36003.14200.298m298 mm(5)塔釜进气管187.60kmol1,M V,Wm91.43kg kmol1,V,WmpW M V ,WmRTw8.314121.491.43(109.15273.15)3.48kg体积流量VwVMV,Wm187.6091.43V,Wm3.484928.81m3h管内气速u20m则管径4VW / 360044928.81 / 36000.295m295mm查表取 35610mm3.14205.2冷凝器热负荷Qc塔顶温度tD80.37C ,查该温度下汽化潜热 平均汽化潜热为: 冷却水用量qm2已知冷凝水t130C ,取出口温度t245C ,水的比热容Cp 4.18kJ(kg C)-2C)(3)