板式塔設(shè)計(jì)范例.docx

化工原理課程設(shè)計(jì)年產(chǎn)26000噸苯-甲苯精餾塔設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)專 業(yè)字體宋體，字號(hào)四號(hào)班 級(jí)字體宋體，字號(hào)四號(hào)學(xué) 號(hào)字體宋體，字號(hào)四號(hào)學(xué)生姓名字體宋體，字號(hào)四號(hào)指導(dǎo)教師字體宋體，字號(hào)四號(hào)完成日期字體宋體，字號(hào)四號(hào)鹽城工學(xué)院化學(xué)工程系35序言化工原理課程設(shè)計(jì)是綜合運(yùn)用化工原理課程和有關(guān)先修課程（物理化學(xué)，化工制圖等）所學(xué)知識(shí)，完成一個(gè)單元設(shè)備設(shè)計(jì)為主的一次性實(shí)踐教學(xué)，是理論聯(lián)系實(shí)際的橋梁，在整個(gè)教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。通過(guò)課程設(shè)計(jì)，要求更加熟悉工程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設(shè)計(jì)的主要程序及方法，鍛煉和提高學(xué)生綜合運(yùn)用理論知識(shí)和技能的能力，問(wèn)題分析能力，思考問(wèn)題能力，計(jì)算能力等。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過(guò)程在能量劑驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進(jìn)行分離。本設(shè)計(jì)的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)，即需設(shè)計(jì)一個(gè)精餾塔用來(lái)分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計(jì)一座板式塔將其分離。目錄第1章 設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)1第2章 設(shè)計(jì)計(jì)算42.1 設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集42.2 精餾塔的物料衡算72.3 塔板數(shù)的確定82.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算162.6 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算182.7 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算212.8塔板負(fù)荷性能圖242.9 各接管尺寸的確定30第3章 個(gè)人總結(jié)33參考書(shū)目34第1章 設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)一、設(shè)計(jì)題目設(shè)計(jì)分離苯甲苯連續(xù)精餾篩板塔二、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件1、設(shè)計(jì)任務(wù)物料處理量：7萬(wàn)噸年進(jìn)料組成 ：37 苯-甲苯常溫混合溶液（質(zhì)量分率，下同）分離要求：塔頂產(chǎn)品組成苯95 塔底產(chǎn)品組成苯6%2、操作條件平均操作壓力 ：101.3 kPa平均操作溫度：94回流比：自選單板壓降：=0.9 kPa工時(shí)：年開(kāi)工時(shí)數(shù)7200小時(shí)課題性質(zhì)：化工原理課程設(shè)計(jì)三、設(shè)計(jì)方法和步驟1、設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)所提供的條件和要求，通過(guò)對(duì)現(xiàn)有資料的分析對(duì)比，選定適宜的流程方案和設(shè)備類型，初步確定工藝流程。對(duì)選定的工藝流程，主要設(shè)備的形式進(jìn)行簡(jiǎn)要的論述。2、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)計(jì)算（1）收集基礎(chǔ)數(shù)據(jù)（2）工藝流程的選擇（3）做全塔的物料衡算（4）確定操作條件（5）確定回流比（6）理論板數(shù)與實(shí)際板數(shù)（7）確定冷凝器與再沸器的熱負(fù)荷（8）初估冷凝器與再沸器的傳熱面積（9）塔徑計(jì)算及板間距確定（10）堰及降液管的設(shè)計(jì)（11）塔板布置及篩板塔的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)（12）塔的水力學(xué)計(jì)算（13）塔板的負(fù)荷性能圖（14）塔盤結(jié)構(gòu)（15）塔高（16）精餾塔接管尺寸計(jì)算3、典型輔助設(shè)備選型與計(jì)算（略）包括典型輔助設(shè)備（換熱器及流體輸送機(jī)械）的主要工藝尺寸計(jì)算和設(shè)備型號(hào)規(guī)格的選定。4、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總5、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖6、設(shè)計(jì)評(píng)述四、參考資料化工原理課程設(shè)計(jì)天津大學(xué)化工原理教研室，柴誠(chéng)敬 劉國(guó)維 李阿娜 編；化工原理（第三版）化學(xué)工業(yè)出版社，譚天恩 竇梅 周明華 等編；化工容器及設(shè)備簡(jiǎn)明設(shè)計(jì)手冊(cè)化學(xué)工業(yè)出版社，賀匡國(guó)編；化學(xué)工程手冊(cè)上卷 化學(xué)工業(yè)出版社，化工部第六設(shè)計(jì)院編；常用化工單元設(shè)備的設(shè)計(jì) 華東理工出版社。第2章 設(shè)計(jì)計(jì)算2.1 設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。由于對(duì)物料沒(méi)有特殊的要求，可以在常壓下操作。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。其中由于蒸餾過(guò)程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計(jì)中設(shè)計(jì)把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開(kāi)有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質(zhì)過(guò)程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：（）結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。（）處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。（）塔板效率高，比泡罩塔高15左右。（）壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。篩板塔的缺點(diǎn)是：（）塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。（）操作彈性較小(約23)。（）小孔篩板容易堵塞。下圖是板式塔的簡(jiǎn)略圖表 2-1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量M沸點(diǎn)（）臨界溫度tC（）臨界壓強(qiáng)PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5-CH392.13110.6318.574107.7表2-2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6，kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.0101.33表2-3 常溫下苯-甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（2：例1-1附表2）溫度80.1859095100105110.6液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.1300汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000.7770.6300.4560.2620表2-4 純組分的表面張力(1：附錄圖7)溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表2-5 組分的液相密度(1：附錄圖8)溫度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表6 液體粘度（1：）溫度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228表7常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02.2 精餾塔的物料衡算1. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 2. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量（3）物料衡算原料處理量總物料衡算 121.54=DW苯物料衡算 121.540.4090.957D0.070 W聯(lián)立解得 D42.99 kmol/hW=69.55 kmol/h式中，F(xiàn)原料液流量D塔頂產(chǎn)品量W塔底產(chǎn)品量2.3 塔板數(shù)的確定 1. 理論板層數(shù)NT的求取苯-甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。由手冊(cè)查得苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x y圖，見(jiàn)下圖求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。在上圖中對(duì)角線上，自點(diǎn)e（0.409,0.409）作垂線ef即為進(jìn)料線(q線)，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為0.567 , 0.346故最小回流比為取操作回流比為求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 (泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1)求操作線方程精餾段操作線方程為提餾段操作線方程為（2）逐板法求理論板又根據(jù) 可解得=2.475相平衡方程為： = 0.957=0.901 0.696 因?yàn)?精餾段理論板 n=5 所以提留段理論板 n=4全塔效率的計(jì)算（查表得各組分黏度=0.269，=0.277）捷算法求理論板數(shù)由公式 代入 Y=0.488由精餾段實(shí)際板層數(shù)5/0.52=9.610,提餾段實(shí)際板層數(shù)4/0.52=7.698進(jìn)料板在第11塊板2.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1. 操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力 93.2 kPa塔底操作壓力=109.4 kPa每層塔板壓降 P0.9 kPa進(jìn)料板壓力93.20.910102.2kPa精餾段平均壓力 P m （93.2102.2）297.7 kPa提餾段平均壓力P m =（109.4+102.2）/2 =105.8 kPa2. 操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過(guò)試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過(guò)程略。計(jì)算結(jié)果如下：塔頂溫度82.7進(jìn)料板溫度94.2 塔底溫度=105.1精餾段平均溫度=（ 82.794.2）/2 = 88.5提餾段平均溫度=（94.2+105.1）/2 =99.73. 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xD=y1=0.957,代入相平衡方程得x1=0.901進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由上面理論板的算法，得0.622， 0.399塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xw=0.070,由相平衡方程，得yw=0.157精餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均摩爾質(zhì)量4. 平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，精餾段的平均氣相密度即提餾段的平均氣相密度液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即塔頂液相平均密度的計(jì)算由tD82.7，查手冊(cè)得塔頂液相的質(zhì)量分率進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由tF94.25.3，查手冊(cè)得進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率塔底液相平均密度的計(jì)算由tw105.1，查手冊(cè)得塔底液相的質(zhì)量分率精餾段液相平均密度為提餾段液相平均密度為5. 液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由 tD82.7，查手冊(cè)得A=20.94mN/m B=21.39 mN/mLDm=0.95720.94+(1-0.957)21.39=20.98 mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由tF94.2，查手冊(cè)得A=19.36 m N/m B=20.21 m N/mLFm=0.40919.36+0.59120.21=19.86 mN/m塔底液相平均表面張力的計(jì)算由 tD105.1，查手冊(cè)得A=19.10 mN/m B=19.48 mN/mLwm=0.0719.10+(1-0.07)19.48=19.45mN/m精餾段液相平均表面張力為L(zhǎng)m=（20.98+19.86）/2=20.42 mN/m提餾段液相平均表面張力為L(zhǎng)m=（19.86+19.48）/2=19.85 mN/m6. 液體平均粘度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，即lgLm=xilgi塔頂液相平均粘度的計(jì)算：由tD82.7，查手冊(cè)得A=0.300 mPas B=0.304 mPaslgLDm=0.957lg(0.300)+ (1-0.95)lg(0.304)解出LDm=0.300 mPas進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由tF94.2，查手冊(cè)得A=0.269 mPas B=0.277 mPaslg LFm=0.409lg(0.269)+ (1-0.409)lg(0.277)解出LFm=0.274 mPas塔底液相平均粘度的計(jì)算由tw105.1，查手冊(cè)得A=0.244 mPas B=0.213 mPaslgLwm=0.07lg(0.244)+ (1-0.07)lg(0.213)解出Lwm=0.215 mPas精餾段液相平均粘度為L(zhǎng)m=(0.300+0.27)/2=0.287 mPas提餾段液相平均粘度為L(zhǎng)m=(0.300+0.215)/2=0.258 mPas7. 氣液負(fù)荷計(jì)算精餾段：提餾段：2.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1. 塔徑的計(jì)算塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)。可參照下表所示經(jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。表7 板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT，mm200300250350300450350600400600對(duì)精餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查教材P131圖 得C20=0.071；依式校正物系表面張力為時(shí)可取安全系數(shù)為0.8，則（安全系數(shù)0.60.8），故按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.6m,則空塔氣速0.820m/s。對(duì)提餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查2：圖38得C20=0.106；依式校正物系表面張力為時(shí)可取安全系數(shù)為0.8，則（安全系數(shù)0.60.8），故按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速0.820m/s。將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對(duì)于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計(jì)塔的時(shí)候塔徑取1.6m2.6 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1. 溢流裝置計(jì)算因塔徑D1.6m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對(duì)精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下：a)溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌魅W=（0.60.8）D，取堰長(zhǎng)為0.66D=0.661.6=1.056mb)出口堰高：由，查2：圖311，知E=1.042,依式可得故c)降液管的寬度與降液管的面積：由查（2：圖313）得，故,，利用(2：式310)計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過(guò)降液管底隙的流速（0.07-0.25）依(2：式311)：符合（）e)受液盤采用平行形受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm同理可以算出提溜段a)溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌魅W=（0.60.8）D，取堰長(zhǎng)為0.66D=0.81.6=1.056mb)出口堰高：由查2：圖311，知E=1.02,依式可得故c)降液管的寬度與降液管的面積：由查（2：圖313）得，故，利用(2：式310)計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過(guò)降液管底隙的流速（0.07-0.25）依(2：式311)：符合（）2.塔板布置 精餾段塔板的分塊因D800mm，故塔板采用分塊式。查表3-7得，塔極分為4塊。對(duì)精餾段：a)取邊緣區(qū)寬度Wc=0.05m(3050mm),安定區(qū)寬度，（當(dāng)D1.5m時(shí)，Ws=6075mmb)依(2：式318)：計(jì)算開(kāi)空區(qū)面積，c)篩孔數(shù)與開(kāi)孔率：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，故孔中心距篩孔數(shù)個(gè)則（在515范圍內(nèi)）則每層板上的開(kāi)孔面積為氣體通過(guò)篩孔的氣速為提餾段：a)取邊緣區(qū)寬度Wc=0.05m(3050mm)，安定區(qū)寬度，（當(dāng)D1.5m時(shí)，Ws=6075mmb)依(2：式318)：計(jì)算開(kāi)空區(qū)面積， c)篩孔數(shù)與開(kāi)孔率：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，故孔中心距篩孔數(shù)個(gè)則（在515范圍內(nèi)）則每層板上的開(kāi)孔面積為氣體通過(guò)篩孔的氣速為2.7 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 塔板的流體力學(xué)計(jì)算，目的在于驗(yàn)算預(yù)選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決定對(duì)有關(guān)塔板參數(shù)進(jìn)行必要的調(diào)整，最后還要作出塔板負(fù)荷性能圖。1.氣體通過(guò)篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?jì)算精餾段：a)干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂?，查干篩孔的流量系數(shù)圖得，C0=0.78由式b)氣體穿過(guò)板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋海膳c關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.61，依式c)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂朗焦蕜t單板壓強(qiáng)：2.液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3.霧沫夾帶故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶。4.漏液由式篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。5.液泛精餾段：為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度依式，而H=0.073+0.037+0.001=0.11m取，則故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。提溜段：a)干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂?，查干篩孔的流量系數(shù)圖得，C0=0.78由式b)氣體穿過(guò)板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋海?由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.65，依式c)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂朗?，故則單板壓強(qiáng)：（）液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。(3) 液沫夾帶故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶。(4) 漏液由式篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。(5) 液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度依式， 而H=0.098m取，則故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。2.8塔板負(fù)荷性能圖 精餾段：(1) 漏液線由 ，得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-19。表3-19Ls /(m3/s) 0.0010.0020.030.004Vs /(m3/s)0.690.720.740.76由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。(2) 霧沫夾帶線 以 ev0.1kg液/kg氣為限，求 Vs-Ls關(guān)系如下：由 聯(lián)立以上幾式，整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-20。表3-20Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)13.1111.849.458.88由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。(3) 液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度hOW0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式3-21得 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。 (4) 液相負(fù)荷上限線 以4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線0.0474。(5) 液泛線 令 由聯(lián)立得忽略h，將hOW與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關(guān)系式代人上式，并整理得 式中：將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-22。 表3-22Ls /(m3/s) 0.0010.0020.030.004Vs /(m3/s)3.263.183.113.04由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。 圖- 精餾段篩板負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)P，連接OP，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得Vs,max=1.064 m3/s Vs,min=0.324 m3/s故操作彈性為 Vs,max / Vs,min=3.381所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于表3-23。 提餾段(1) 漏液線由 ，得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-19。 表3-19Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)0.360.380.390.40由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。(2) 液沫夾帶線以 ev0.1kg液/kg氣為限，求 Vs-Ls關(guān)系如下：由 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-20。表3-20Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)1.771661.571.49由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。(3) 液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度hOW0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式3-21得據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。 (4) 液相負(fù)荷上限線 以4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線0.0474。 (5) 液泛線 令 由聯(lián)立得忽略h，將hOW與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關(guān)系式代人上式，并整理得 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-22。 表3-22Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)5.935.675.435.13由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。 所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于表。設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均壓強(qiáng)PmkPa97.7109.4各段平均溫度tm88.599.7平均流量氣相VSm3/s1.6061.37液相LSm3/s0.00370.0075實(shí)際塔板數(shù)N塊108板間距HTm0.400.40塔的有效高度Zm4.03.2塔徑Dm1.61.6空塔氣速um/s0.8200.651塔板液流形式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長(zhǎng)lwm1.0561.056堰高h(yuǎn)wm0.0430.034溢流堰寬度Wdm0.1240.243管底與受業(yè)盤距離hom0.03550.0292板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm5.05.0孔間距tmm15.015.0孔數(shù)n個(gè)75515729開(kāi)孔面積m21.4671.113篩孔氣速uom/s10.8512.19塔板壓降hPkPa0.5930.421液體在降液管中停留時(shí)間s10.4514.94降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.2460.124霧沫夾帶eVkg液/kg氣0.00057480.0074負(fù)荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制負(fù)荷下限漏液控制漏液控制氣相最大負(fù)荷VSmaxm3/s氣相最小負(fù)荷VSminm3/s操作彈性2.9 各接管尺寸的確定1. 進(jìn)料管進(jìn)料體積流量取適宜的輸送速度，故經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：實(shí)際管內(nèi)流速：2 釜?dú)堃撼隽瞎芨獨(dú)堃旱捏w積流量：取適宜的輸送速度，則 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：實(shí)際管內(nèi)流速：3 回流液管回流液體積流量 利用液體的重力進(jìn)行回流，取適宜的回流速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(YB231-64)，規(guī)格：實(shí)際管內(nèi)流速：4 塔頂上升蒸汽管