苯與甲苯精餾塔課程設計

1、班級：應化101姓名：董煌杰倍x if r rt化工原理課程設計報告年處理5.4萬 噸 苯-甲苯 精餾裝置設計學院：化學化工學院班級：應用化學 101101 班姓名：董煌杰學號：1011430810114308（ 1414）指導教師：陳建輝完成日期：20132013 年 1 1 月 1717 日班級：應化101姓名：董煌杰丿丁言化工原理課程設計是化學工程與工藝類相關(guān)專業(yè)學生學習化工原理課程必 修的三大環(huán)節(jié)之一，起著培養(yǎng)學生運用綜合基礎知識解決工程問題和獨立工作能 力的重要作用。綜合運用化工原理課程和有關(guān)先修課程（物理化學，化工制圖等） 所學知識，完成一個單元設備設計為主的一次性實踐教學， 是理

2、論聯(lián)系實際的橋 梁，在整個教學中起著培養(yǎng)學生能力的重要作用。通過課程設計， 要求更加熟悉 工程設計的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設計的主要程序及方法， 鍛煉和提高學 生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計算能力等。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)中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑驅(qū)動下（有 時加質(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

3、，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行分 離。本設計的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設計，即需設計一個精餾塔用來 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，需設計一板式塔將其分 離。班級：應化101姓名：董煌杰I目錄一、 化工原理課程設計任書. 1二、 設計計算. 3 31）設計方案的選定及基礎數(shù)據(jù)的搜集 .3 32）精餾塔的物料衡算.7 73）塔板數(shù)的確定.9 94）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 .155）精餾塔的塔體工藝尺寸計算.216）塔板主要工藝尺寸的計算.237）塔板負荷性能圖.27三、.個人總結(jié)36四、 參考書目. 37班級：應化101姓名：董煌

4、杰1化工原理課程設計任務書1)板式精餾塔設計任務書1、設計題目：設計分離苯一甲苯連續(xù)精餾篩板塔2)設計任務及操作條件2、設計任務：物料處理量：5.4萬噸/年進料組成：35%苯，苯-甲苯常溫混合溶液(質(zhì)量分率，下同)分離要求：塔頂產(chǎn)品組成苯塔底產(chǎn)品組成苯3、操作條件95%6%平均操作壓力：101.3 kPa平均操作溫度：93.7C回流比：3.141單板壓降：0.9 kPa4、工時：300 天/年 24 小時運行3)設計方法和步驟1、設計方案簡介根據(jù)設計任務書所提供的條件和要求，通過對現(xiàn)有資料的分析對比, 選定適宜的流程方案和設備類型，初步確定工藝流程。對選定的工藝流 程，主要設備的形式進行簡要的

5、論述。2、主要設備工藝尺寸設計計算(1) 收集基礎數(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)與實際板數(shù)(7) 塔徑計算及板間距確定(8) 堰及降液管的設計(9) 塔板布置及篩板塔的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)班級：應化101姓名：董煌杰2(10)塔板的負荷性能圖(12) 塔盤結(jié)構(gòu)(13) 塔咼3、設計結(jié)果匯總4、設計評述4)參考資料化工原理課程設計，賈紹義，柴誠敬主編，天津大學出版社，2002.8化工原理下冊，天津大學華工學院柴誠敬主編，高等教育出版社，2006.1化工原理課程設計，大連理工大學化工原理教研室編，大連理工大學出版社，1994.7化工

6、原理第二版下冊，天津大學化工學院柴誠敬主編，高等教育出版社，2010.6化工單元過程及設備課程設計，匡國柱，史啟才主編，化學工業(yè)出 版社，2001.10傳遞過程與單元操作下冊，陳維杻主編，浙江大學出版社，1994.8化工原理課程設計指導，任曉光主編，化學工業(yè)出版社，2009.1班級：應化101姓名：董煌杰3設計計算1)設計方案的選定及基礎數(shù)據(jù)的搜集本設計任務為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以 在常壓下操作。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用 泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣 采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其

7、余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻 器冷卻后送至儲罐。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 后送至儲罐。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔，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)過程常用的塔設備，它的主要優(yōu)點有：(1)結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60%，為浮閥塔的80%左右。(2)處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015%。(3)塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。(4)壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30%左右。篩板塔的缺點是：(1)塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不

8、勻。(2)操作彈性較小(約23)。(3)小孔篩板容易堵塞。班級：應化101姓名：董煌杰4下圖是板式塔的簡略圖2-1:Vn-1g t_降浪港】-一-Q-Q_J/_J/ 弓一- “ W ： ： ： ：!1 T102030405060708090I班級：應化101姓名：董煌杰13PA0PB0155.763.32.460又根據(jù) Rmin1XD(1XD)1XF可解得班級：應化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精餾段理論板數(shù)計算：精餾段操作線方程：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)因為 x6xF精餾段理論板n 5提餾段理論板數(shù)計算: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%精餾段實際板層數(shù)為 N精5/51.6%9.6910,提餾段實際板層數(shù)為 N提4/51.6%7.75 8進料板在第11塊板班級：應化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所以提餾段理論板n=4全塔效率的計算（查表得各組分黏度10.269，20.277)0.460班級：應化101姓名：董煌杰16捷算法求理論板數(shù)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 門何(二)(肓)14班級：應化101姓名：董煌杰2174)精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算以逐板法所計算所得的板數(shù)為例：(1)操作壓力計算假定塔頂操作壓力 FD=93.2 kPa每層塔板壓降 P=0.9 kPa塔底操作壓力 PwPDNPP 93.2 18 0.9 109.4kPa進料板壓力 PFPD10 P 93.2 10 0.9 102.2kPa精餾段平均壓力 Pm=(PD+PF)/2=( 93.2+102.2)/2=97.7 kPa提餾段平均壓力 Pm=(Pw+R )/2=( 109.4+102.2)/2=105.8kPa(2)操作溫度計算依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試

13、差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯 的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結(jié)果如下：塔頂溫度 tD803C塔底溫度 tw= 107.1C進料板溫度 tF95C80 395精餾段平均溫度 tm一一 一 87.65C2提餾段平均溫度 tm=95+107.1=101.05C班級：應化101姓名：董煌杰218(3)平均摩爾質(zhì)量計算班級：應化101姓名：董煌杰19塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由 yXD0.957,代入相平衡方程得為 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進料板平均摩爾質(zhì)量計算由上面理論板的算法， 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塔底平均摩爾質(zhì)量計算由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精餾段平均摩爾質(zhì)量MV ,m78.71 83.572kg；81.14 kg kmolML,m79.51 86

15、.682kg kmol83.09 kg kmol班級：應化101姓名：董煌杰20提餾段平均摩爾質(zhì)量MV,m83.57289.94kg/kmol 86.76 kg/kmolML,m86.68291.15kg/kmol 88.92 kg/kmol班級：應化101姓名：董煌杰21塔頂液相平均密度的計算，由 tD803C，查手冊得A813.73kg m3,B808.76 k m3塔頂液相的質(zhì)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進料板液相平均密度的計算，由 tF95C，查手冊

16、得A798.337 kg m3,B796.405 kg m3進料板液相的質(zhì)量分率0.388 78.110.388 78.11 92.13 (1 0.388)(4)平均密度計算氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即v,mPmMv,m97.7 81.14RTm8.314 (273.15 87.65)2.64 kgm3提餾段的平均氣相密度v,mPmMv,m105.8 86.76RTm8.314 (273.15 105.8)2.95 kg；m3液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即1/LmA/LA B/LB0.950.35班級：應化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計算，由 tw=107.C，查手冊得A781.77 kg m3,B783.19 kg m3塔底液相的質(zhì)量分率0.07 78.110.07 78.1192.13 0.930.94/783.19,L,wm783.10 kg/kmol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算塔頂液相平均表面張力的計算，由 tD80.3C，查手冊得A21.2mN/mB21.7mN/mLDm0.95721.2 (10.957)21.721.2mN/m進料板液相平均表面張力的計算，由 tF95C，查手冊得

18、A19.4mN/ mB20.05mN / mLFm0.38819.4 (1 0.388)20.0519.8mN/m塔底液相平均表面張力的計算，由 tw= 107.1C，查手冊得A17.877mN /mB18.719mN /m0.061L,wm0.06/781.77L,m813.48 797.082805.28 kg kmolL,m797.08 783.102790.09 kg kmol液相平均表面張力依下式計算，即nLm=為ii班級：應化101姓名：董煌杰23LWm0.070 17.877(1 0.070) 18.71919.9mN /m精餾段液相平均表面張力為班級：應化101姓名：董煌杰24

19、Lm(21.219.8)/220.51mN/m提餾段液相平均表面張力為Lm(19.9 19.8)/219.85mN /m(6)液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即lgLm人lgi塔頂液相平均粘度的計算，由 tD803C，查手冊得A0.308mPa sB0.311mPa slgLDm0.957 lg 0.3081 0.957 lg 0.311解出LDm0.308mPa s進料板液相平均粘度的計算，由 tF95C，查手冊得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精餾段液相平均粘度為Lm(0.3080.272)/20.290mPa s提餾段液相平均粘度為Lm(0.272 0.264)/20.268mPa s(7)氣液負荷計算精餾段：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計算，由tw= 107.1C，查手冊得A0.2528mPa sB0.265mPa s班級：應化101姓名：董煌杰25Vsqn,VMv,m3600V ,m128.5881.141.097m3/s班級：應化101姓名：董煌杰26qn,LRqn,D3.141 3

21、1.0597.54kmol/h3Lh0.003 360010.770m /h提餾段: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班級：應化101姓名：董煌杰27

22、LS12Lmvm0.00581.0501790.09 22.950.08965）精餾塔的塔體工藝尺寸計算（1）塔徑的計算塔板間距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)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗關(guān)系選取。表2-8板間距與塔徑關(guān)系塔徑 DT，m0.3 -0.50.5 0.80.8 1.61.6-2.42.4 4.0板間距HT，mm200-300250350300450350-600400 600對精餾段:初選板間距HT0.45m，取板上液層高度 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圖9-45得 C200.085；依式 C C20 20校正物系表面張力為20.51mN / m時可取安全系數(shù)為0.7,則安全系數(shù)（0.6-0.8），0.7max0.7 1.4891.042m/s故D弘、41.971.2mV 3.142 1.042按標準，塔徑圓整為1.4m，則空塔氣速1.042m/ s。對提餾段：初選板間距HT0.45m，取板上液層高度 hL0.06m，故HThL0.45 0.06 0.39m0.20.0720.220.51200.0854805.28 2.64V 2641.489m/s200.0854班級：應化101姓名：

24、董煌杰28可取安全系數(shù)為0.7,則安全系數(shù)（0.60.8），0.7max0.7 1.2880.902m/s4VS4 1.050彳U.142 0.902按標準,塔徑圓整為1.4m,則空塔氣速0.902m/s在設計塔的時候塔徑取1.4m0.2查：P48圖9-45得 C200.079；依式 C C2020校正物系表面張力為19.85mN/m時0.2 0.219 85C C200.0790.07920 20790.09 2.95V 2951.288m/ s1.2mmax班級：應化101姓名：董煌杰296）塔板主要工藝尺寸的計算（1）溢流裝置計算因塔徑D 1.4m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤

25、 對精餾段各項計算如下：a）溢流堰長 lw:單溢流去 lw（0.60.8）D取堰長 L=0.7D0.7 1.40.98查：P65圖3-20，知E1.02,依式how需E故 hw0.06 0.0140.046mc）降液管的寬度 Wd與降液管的面積 Af:由 lw/D 0.7 查（：P65圖3-22）得 Wd/DWJ0.15D 0.15 1.4 0.21m23 14222Af0.09 D20.091.420.1386m244利用（：P66式3-33）計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積,AfHTAfHT0.1386 0.45廠-=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衛(wèi)務11.328m0.9扌5可得how空4E1000 lw2Lh3竺41.021000210.77 s0.980.014m0.15 , Af/ 片 0.09取液體通過降液管底隙的流速0.20m/s （0.07-0.25）班級：應化101姓名：董煌杰30故 hw0.06 0.0220.038mc）降液管的寬度 Wd與降液管的面積 Af:Wd0.15D0.15 1.4 0.21m23 14222Af0.09 -D20.。9M 0.1386m2利用（：P66式3-33）計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積,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）受液盤采用平行形受液盤，不設進堰口，深度為 同理可以算出提溜段60mma）溢流堰長 lw:單溢流去（0.6 0.8）取堰長 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圖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圖3-22）得 Wd/D0.15，Af/ 舛0.09班級：應化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）塔板布置精餾段塔板的分塊 因D 800mm故塔板采用分塊式。查R18表5-3得，塔極分為4塊對精餾段：a）取邊緣區(qū)寬度 Wc0.04m （3050mm）,安定區(qū)寬度 Ws0.070m ,(當D1.5m時，Ws6075mm )b) Aa2x .R22xR2180.1x sinR計算開孔區(qū)面積R D WC1.40.040.66m,22DxWdWs1.40.21

29、 0.0700.4222A 2 0.42 0.6620.42231420.662sin1-01.029m2180 0.66c）篩孔數(shù) n 與開孔率：取篩孔的孔徑 d。為5mm，正三角形排列,般碳的板厚為3mm,取 t/d3.0 ,故孔中心距t 3.0 5 15.0mm殳器10.。8% （在5-15范圍內(nèi)）提餾段:取液體通過降液管底隙的流速0.20m/s(0.07-0.25)篩孔數(shù)n1.155 AAat21.1550.01521.029 5283個,則每層板Aa0.1008 1.0290.104氣體通過篩孔的氣速為1.0970.10410.58m/s班級：應化101姓名：董煌杰32a）取邊緣區(qū)寬

30、度 Wc0.04m （3050mm）,安定區(qū)寬度 Ws0.070m,（當D1.5m時，Ws6075mm ）b） Aa2 x R2x2R180 xsin計算開孔區(qū)面積RD1.4RW0.040.66m221.4xDWdWs0.21 0.0700.4222A 2 0.42 . 0.6620.42231420.662sin1-01.029m2180 0.66c）篩孔數(shù) n 與開孔率：取篩孔的孔徑 d0為5mm，正三角形排列,般碳的板厚為3mm,取 t/d。3.0 ,故孔中心距t 3.0 5 15.0mm篩孔數(shù)n1.1255A丄理1.029 5283個，t20.0152貝U玉0.9072% 10.08%

31、 （在5-15范圍內(nèi)）Aa（t/d。）2則每層板上的開孔面積 A為 A0Aa0.1008 1.029 0.104氣體通過篩孔的氣速為VS105010.13m/sA 0.104班級：應化101姓名：董煌杰337)塔板負荷性能圖精餾段：(1)漏液線由U0,minVs,min/A04.4C。.(0.00560.13hLh )L/V在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表2-9表2-9Ls/ m3/s0.0010.0020.030.004Vs /(m3/s)0.6220.6350.6470.657由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。(2)霧沫夾帶線以 ev0.1kg液/kg氣為限，求V

32、s-Ls關(guān)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班級：應化101姓名：董煌杰343.2uHThf2/333600 Lshf2.5 hw2.84 10 Es0.982/30.114 1.506 Lss0.714Vs聯(lián)立以上幾式

33、，整理得1.5396 0.13862/3Vs2.960 13.272 Ls在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表2-10表2-103Ls /(m /s)0.0010.0020.0030.0043Vs /(m /s)2.8272.7492.6842.626由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。(3)液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度 how0.006m 作為最小液體負荷標準據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線3(4)液相負荷上限線以4s作為液體在降液管中停留時間的下限AfHT4LS5.7 106ow計2/33600Ls0.980.602L/3UaAtAfhow2

34、.84E10002/33600Ls,minL,Ls,minlw0.811 103m3s班級：應化101姓名：董煌杰35據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負荷上限線(5)液泛線取 0.5 取 0.6忽略 h，將 how與Ls，hd與Ls，山與Vs的關(guān)系式代人上式，并整理得2/32/3式中：h2.84 廠 Lh2.84 .3600Ls06022/3how廠1.020.602 Ls1000lw10000.98將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理,得 VS211.414 6815.113Ls280.751Ls2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表2-11。Ls,max0.4 0.474

35、15.588 103ms令HdHThw由嘰 hphLhdhchihihLhL九how2VsVhc0.051A0C0LLs2hd0.1531wh02/32.84 L Lh2.84howEh1000lw1000聯(lián)立得HT1hwhhLhd2/31.023600Ls0.602Ls2/30.981 how九hhd班級：應化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，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示圖2-4在負荷性能圖上，作出操作點0.003,1.09

36、7，連接0,0，0.003,1.097，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。由上圖查得故操作彈性為 Vs,max/Vs,min4.59Vs,max32.833 m /s Vs,min0.617 m3/s精餾段篩板負荷性能圖7.0006.0005.0004.000 V3.0002.0001.0000.000班級：應化101姓名：董煌杰37提餾段(1)漏液線由U0,minVs,min/A04.4C。.(0.00560.13hLh )L/V2/32.84廠Lh 2/3howE0.608 Lh1000 lw在操作范圍內(nèi)， 任取幾個Ls值， 依上式計算出Vs值， 計算結(jié)

37、果列于 表2-12。表2-12Ls /(m3/s)0.0010.0020.0030.0043Vs /(m /s)0.3070.3220.3350.347由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1(2)液沫夾帶線以 e 0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)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班級：應化101姓名：董煌杰382/3how2.84E -Lh0.608 Ls2/31000lw2/30.094 1.520 Ls1.5396S0.1386 豚譏聯(lián)立以上幾式，整理得Vs3.105 13.265 Ls2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于 表2-13。表2-13s /(m3/s)0.0010.0020.0030.0043Vs /(m /s)2.9732.8952.8292.771由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2(3)液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度 how0.006m 作為最小液體負荷標準據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂

39、直液相負荷下限線3(4)液相負荷上限線hf2.5 hw2.84 103E2/33600 Ls0.98VsAtAfOW2.84 匚10002/33600 Ls,minlwLs,min0.800 103m3.s班級：應化101姓名：董煌杰100039式中：hOw2/32.84LhE 1000lw2.841.032/33600 Ls0.982/30.608 Ls將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得 Vs222/36.36 5319.2 Ls42.36 Ls以4s作為液體在降液管中停留時間的下限AHT/4LS0.4 0.473 3:Ls,max15.588 10 ms4據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負荷上限線

40、4液泛線令HdHThw由 HdhphLhdhchih h hdhihL2Vshc0.051一AoCo取 0.5取 0.6hLhwhowhd0.153Lslwh0how2/3284E51000 lw2.8410001.032/33600Ls0.980.608Ls2/3聯(lián)立得HT1hw1howhchhd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40班級：應化101姓名：董煌杰Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表2-14Ls /(m3/s)0.0010.0020.0030.0043Vs /(m /s)2.4182.3742.3332.292由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛

41、線5根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示圖2-5在負荷性能圖上，作出操作點0.0058,1.0500，連接0,0，0.0058,1.0500，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33乂max2.350 m /s Vs,min0.300 m /s故操作彈性為 Vs,max/Vs,min7.83在操作范圍內(nèi)，任取幾個表2-14。提餾段篩板負荷性能圖3.5003.0002.5002.0001.5001.0000.5000.000班級：應化101姓名：董煌杰41設計結(jié)果一覽表2-15項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強PmkPa97.7105.8各段平均溫度