化工原理課程設計分離苯-甲苯篩板精餾塔的設計

Xx學院化工原理課程設計題目 分離苯-甲苯篩板精餾塔的設計系（院） 化學與化工系 專 業(yè) 應用化工技術 班 級 2008級5班 學生姓名 學號 指導教師 職稱 2008年6月6日設計任務書設計題目試設計一座苯一甲苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度為了7趾的苯工萬噸/年，塔頂餾出液中含苯不得低于97%，塔釜餾出液中含苯不得高于2%，原料液中含苯40%。（以上均為質量分數(shù)）操作條件1）塔頂壓力常壓2）進料熱狀態(tài)自選3）回流比自選4）塔底加熱蒸氣壓力0.5Mpa（表壓）5）單板壓降W0.7kPa塔板類型自選工作日每年工作日為300天，每天24小時連續(xù)運行（7200小時）。設計說明書的內(nèi)容設計內(nèi)容流程和工藝條件的確定和說明操作條件和基礎數(shù)據(jù)精餾塔的物料衡算；塔板數(shù)的確定；精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算；精餾塔的塔體工藝尺寸計算；塔板主要工藝尺寸的計算；塔板的流體力學驗算；塔板負荷性能圖；（10）主要工藝接管尺寸的計算和選取（進料管、回流管、釜液出口管、塔頂蒸汽管、人孔等）（11）塔板主要結構參數(shù)表（12）對設計過程的評述和有關問題的討論。設計圖紙要求：1）繪制生產(chǎn)工藝流程圖（A3號圖紙）；2）繪制精餾塔設計條件圖（A3號圖紙）。目錄TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"流程和工藝條件的確定和說明 0操作條件和基礎數(shù)據(jù) 0操作條件 0\o"CurrentDocument"基礎數(shù)據(jù) 0精餾塔的物料衡算 0\o"CurrentDocument"原料液及塔頂、塔頂產(chǎn)品的摩爾分率 0原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量 1\o"CurrentDocument"物料衡算 1塔板數(shù)的確定 1理論塔板層數(shù)NT的求取 1\o"CurrentDocument"繪t-x-y圖和x-y圖 1\o"CurrentDocument"最小回流比及操作回流比的確定 3\o"CurrentDocument"精餾塔氣、液相負荷的確定 3\o"CurrentDocument"求操作線方程 3\o"CurrentDocument"圖解法求理論板層數(shù) 3\o"CurrentDocument"實際塔板數(shù)的求取 4精餾塔的工藝條件及有關物性的計算 4操作壓力計算 4\o"CurrentDocument"操作溫度計算 4\o"CurrentDocument"平均摩爾質量計算 5\o"CurrentDocument"平均密度計算 5\o"CurrentDocument"氣相平均密度計算 5液相平均密度計算 5液體平均表面張力計算 6液體平均黏度計算 6\o"CurrentDocument"全塔效率計算 7全塔液相平均粘度計算 7全塔平均相對揮發(fā)度計算 7全塔效率的計算 8精餾塔的塔體工藝尺寸計算 8塔徑的計算 8\o"CurrentDocument"精餾塔有效高度的計算 9塔板主要工藝尺寸的計算 10溢流裝置計算 10\o"CurrentDocument"堰長lW 10\o"CurrentDocument"溢流堰高度hW 10\o"CurrentDocument"弓形降液管寬度Wd和截面積Af 10\o"CurrentDocument"降液管底隙高度4 11塔板布置 11塔板分布 11\o"CurrentDocument"邊緣區(qū)寬度確定 11\o"CurrentDocument"開孔區(qū)面積計算 11\o"CurrentDocument"篩孔計算及其排列 11篩板的流體力學驗算 12塔板壓降 12\o"CurrentDocument"干板阻力h計算 12c氣體通過液層的阻力h計算 121\o"CurrentDocument"液體表面張力的阻力h。計算 12\o"CurrentDocument"液面落差 13\o"CurrentDocument"液沫夾帶 13\o"CurrentDocument"漏液 14\o"CurrentDocument"液泛 14塔板負荷性能圖 15漏液線 15\o"CurrentDocument"液沫夾帶線 15\o"CurrentDocument"液相負荷下限線 16\o"CurrentDocument"液相負荷上限線 16液泛線 16主要工藝接管尺寸的計算和選取 18塔頂蒸氣出口管的直徑dV 18\o"CurrentDocument"回流管的直徑dR 19\o"CurrentDocument"進料管的直徑dF 19塔底出料管的直徑dw 19\o"CurrentDocument"塔板主要結構參數(shù)表 19\o"CurrentDocument"設計實驗評論 21\o"CurrentDocument"收獲與致謝 21\o"CurrentDocument"參考文獻 22附圖（工藝流程簡圖、主體設備設計條件圖） 22流程和工藝條件的確定和說明本設計任務為分離苯—甲苯混合物。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入精餾塔內(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)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝冷卻后送至儲罐。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1.4倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。操作條件和基礎數(shù)據(jù)操作條件塔頂壓力常壓101.325kPa進料熱狀態(tài)泡點進料回流比1.6倍塔底加熱蒸氣壓力0.5Mpa（表壓）單板壓降W0.7kPa。基礎數(shù)據(jù)進料中苯含量（質量分數(shù)）40%塔頂苯含量（質量分數(shù)）97%塔釜苯含量（質量分數(shù)）2%生產(chǎn)能力（萬噸/年）9.7精餾塔的物料衡算原料液及塔頂、塔頂產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質量M=78.11kg/kmolA甲苯的摩爾質量M=92.13kg/kmolB0.4/78.11=0.440x= =0.440F0.4/78.11+0.6/92.130.97/78.11=0.974x= =0.974D0.97/78.11+0.03/92.130.02/78.11xW=0.02/78.110.98/92.13=0.024原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量MF=0.440X78.11+(1-0.440)X92.13=85.96kg/kmolMD=0.974X78.11+(1-0.974)X92.13=78.47kg/kmolMW=0.024X78.11+(1-0.024)X92.13=91.79kg/kmol物料衡算生產(chǎn)能力F=2722=113.10kmol/h85.96總物料衡算 113.10=D+W苯物料衡算 113.10X0.440=0.974D+0.02W聯(lián)立解得D=49.79kmol/hW=63.31kmol/h塔板數(shù)的確定理論塔板層數(shù)￡的求取苯—甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。繪t-x-y圖和x-y圖由手冊［1］查的甲醇-水物系的氣液平衡數(shù)據(jù)表一苯一甲苯氣液平衡[苯(101.3KPa)/%(mol)]沸點/℃110.56105.71101.7898.2595.2492.43氣相組成0.020.837.250.761.971.3液相組成0.010.020.030.040.050.0沸點/℃89.8287.3284.9782.6181.2480.01氣相組成79.185.791.295.998.0100.0液相組成60.070.080.090.095.0100.0由上數(shù)據(jù)可繪出和t-x-y圖和x-y圖。圖一云一上率體系和平衡曲號因最小回流比及操作回流比的確定采用作圖法求最小回流比。因為是泡點進料，則XF=xq,在圖二中對角線上，自點（0.440,0.440）作垂線即為進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標為yq=0.660xq=0.440故最小回流比為R—x「y 0.974—0.660-R=Dq==1.427miny-x 0.660-0.440則操作回流比為R=1.6Rmin=1.6X1.427=2.283精餾塔氣、液相負荷的確定L=RD=2.283X49.79=113.67kmol/hV=（R+1）D=（2.283+1）X49.79=163.46kmol/hL'=L+F=113.67+113.10=226.77kmol/hV,=V=163.46kmol/h求操作線方程相平衡方程x= y n2.47-1.47yn精餾段操作線方程為2.283 0.9743^283x+3283=0.695x+0.297提餾段操作線方程為y'=Vy'=V' V'16346x-16346=1.387x-0.00930求理論板層數(shù)1）采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖二所示。求解結果為總理論塔板數(shù) N=14（包括再沸器）T進料板位置 N=7F2）逐板計算求理論塔板數(shù)

xyxy10.9380.97490.2800.49020.8830.949100.1980.37930.8060.911110.1270.26540.7080.857120.0750.16750.6020.789130.0410.09560.5040.715140.0200.04870.4260.64780.3600.582x7<xq換提餾段方程逐板計算進料板在NF=7x14<xw總理論塔板數(shù)NT=14實際塔板數(shù)的求取全塔效率假設0.54塔內(nèi)實際板數(shù)N=(14-1)/0.54=24實際進料板位置N=N+1=14mR精餾段實際板層數(shù)N精=7/0.54=13提餾段實際板層數(shù)N提=6/0.54=11精餾塔的工藝條件及有關物性的計算操作壓力計算塔頂操作壓力P=101.325kPaD每層塔板壓降AP=0.70kPa進料板壓力P=101.325+0.70X13=110.43kPaF精餾段平均壓力Pm=(101.325+110.43)/2=105.88kPa操作溫度計算塔頂溫度進料板溫度精餾段平均溫度2)示差法計算塔頂溫度進料板溫度精餾段平均溫度2)示差法計算tD=80.7°Ct=94.6°CFt=(80.7+94.6)/2=87.65°Cm依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試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。計算結果如下：塔頂溫度tD=80.7℃進料板溫度tF=94.6℃精餾段平均溫度t=(80.7+94.6)/2=87.65℃m平均摩爾質量計算1)塔頂平均摩爾質量計算由xD=y1=0.974,逐板計算得x1=0.938MVDJ0.974X78.11+(1-0.974)X92.13=78.47kg/kmolMLDm=0.938X78.11+(1-0.938)X92.13=78.98kg/kmol2)進料板平均摩爾質量計算由逐板計算解理論板，得yF=0.647 xF=0.426MVFm=0.647X78.11+(1-0.647)X92.13=83.06kg/kmolMLFm=0.426X78.11+(1-0.426)X92.13=86.16kg/kmol3)精餾段平均摩爾質量M=(78.47+83.06)/2=81.77kg/kmolVmM=(78.98+86.16)/2=82.57kg/kmolLm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，即P=&)VmRTm105.88x80.778.314x(87.65+273.15)=2.851kg/m3液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即1/pL=￡a/p.塔頂液相平均密度的計算有tD=80.7°C,查手冊［2］得pApA=814.2kg/m3p=809.4kg/m3Bp= 產(chǎn)p= 產(chǎn)LDm0.974/814.2+0.026/809.4進料板液相平均密度計算=814.08kg/m3有tF=94.6°C,查手冊［2］得p=798.1kg/mp=798.1kg/m3ApB=796.0kg/m3進料板液相的質量分率0.360x78.11

進料板液相的質量分率0.360x78.11

a= A0.360x78.11+0.640x92.131=0.323p= rLFm0.323/798.1+0.677/796.0精餾段液相平均密度為=796.69kg/m3p=(814.08+796.69)/2=805.39kg/m3Lm液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算,即OLm=ZXH塔頂液相平均表面張力的計算有tD=80.7°C,查手冊［2］得OA=21.30mN/m OB=21.50mN/moLDm=0.974X21.30+0.026X21.50=21.31mN/m進料板液相平均表面張力的計算有tF=94.6°C,查手冊［2］得OA=19.60mN/m OB=20.54mN/mOLFm=0.360X19.60+0.640X20.54=20.20mN/m精餾段液相平均表面張力為OLm=(21.31+20.20)/2=20.26mN/m液體平均黏度計算液相平均粘度依下式計算,即ignLm=2x,ign.塔頂液相平均粘度的計算由tD=80.7°C,查手冊［2］得UJ0.315mPa?s UB=0.319mPa?signLD=0.9741g(0.3157)+0.026g(0.319)解出nLDm=0.315mPa-s進料板液相平均粘度的計算由tF=94.6°C,查手冊［2］得NA=0.271mPa?s nB=0.277mPa?signLF=0.3601g(0.271)+0.6401g(0.277)解出nLFm=0.275mPa?s精餾段液相平均粘度為N=(0.315+0.275)/2=0.295Lm全塔效率計算全塔液相平均粘度計算塔頂液相平均粘度為NLDm=0.315mPa?s塔釜液相平均粘度的計算由tW=n7.2°C,查手冊［2］得NA=0.22mPa-s nB=0.24mPa-signLW=0.0201g(0.22)+(1-0.020)1g(0.24)解出nLW=0.24mPa?s全塔液相平均粘度為NL=(0.315+0.24)/2=0.28mPa-s全塔平均相對揮發(fā)度計算相對揮發(fā)度依下式計算，即a二axaam'DWP-^4PB（理想溶液）塔頂相對揮發(fā)度的計算由t=80.7°C,查手冊由t=80.7°C,查手冊［2］得DPA°=105.53KPaPB°=40KPaP。105.53a=f= =2.64DP。 40B由tW由tW=117.2°CPA°=250KPa查手冊［2］得PB°=100.60KPaP0 250a= = =2.48wP。 100.60B全塔相對揮發(fā)度為a=JaDx'=J2.64x2.48=2.56全塔效率的計算auL=2.56義0.27=0.69查精餾塔全塔效率關聯(lián)圖［3］得全塔效率E0'=0.50篩板塔校正值為1.1故￡0=1.江0'=1.1義0.50=0.55與假定值相當接近，計算正確。精餾塔的塔體工藝尺寸計算塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為V二VMV^-

sV二VMV^-

s3600PVm 二1.286m3/s3600義2.851

L二L二JM^

s3600PLm36.45*82.983600義805.39=0.00324m3/s由uC；PlZP.max卜piv式中C=C(A)0.2,查手冊史密斯關聯(lián)圖[4]20'20其中橫坐標為LP 0.00324805.39F八,二」(L)1/2= ( )1/2=0.042Lvvp 1.286 2.851sv取板間距H=0.45m，板上液層高度h=0.08m,則TLHT-hL=0.45-0.08=0.37m查史密斯關聯(lián)圖可得C20=0.082TOC\o"1-5"\h\zA 2026C=C(一)。.2=0.082X(—^)0.2=0.08222020 20u=0.0823X；805.39-2.851=l.379m/smax \ 2,851取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7umax=0.70X1.379=0.965m/sn而:4*1.286D=j-s=- =1.303m，九u\'3.14*0.965按標準塔徑圓整后為D=0.80m塔截面積為.冗 冗 一. A=一D2二—x1.42=1.539m2T4 4實際空塔氣速為u=1.2861.539=0.836m/s精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z精二(N精-1)XHT=(13-1)X0.45=5.4m

提餾段有效高度為Z提二(N提-1)XHT=(11-1)X0.45=4.50m在進料板上方開一個人孔，其高度為1.4m則精餾塔的有效高度為Z=Z精+Z提+1.40=5.4+4.5+1.4=11.30m塔板主要工藝尺寸的計算溢流裝置計算因塔徑D=1.40m,選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下:堰長lW取lW=0.726D=0.726X1.4=1.016m溢流堰高度卜W由hW=hL-hOW選用平直堰，堰上液層高度卜=理(L)2/3OW1000lwh=OW2.84 0.00324xh=OW2.84 0.00324x3600. x1.025x( )2/3=0.0148m10001.016取板上請液層高度h=0.08mL則 hw=hL-how=0.08-0.0148=0.0652m符合加壓情況下40~80mm的范圍弓形降液管寬度W和截面積Adf由lW/D=0.726查手冊弓形降液管的參數(shù)圖［4］得A_=0.100 Wd.=0.16A DT則A=0.154m2fWd=0.224m驗算液體在降液管中停留時間，即

0=3600AH=3600x0.154x0.45=2139S>5sLf1 0.00324x3600"ssh故降液管設計合理降液管底隙高度卜0h= h 036001u0’取u0=0.06m/s則h=O.00324x3600=0.0531m符合小塔徑h0不小于25mm的要求。03600x1.016x0.06 0hw-ho=0.0652-0.0531=0.0121m>0.006m故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度h'w=70mm塔板布置塔板分布因D=1.40m,所以采用分塊式。查手冊［4］得，塔板分為3塊。邊緣區(qū)寬度確定取安定區(qū)W=W'=0.075m,邊緣區(qū)W=0.06m。開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積A按下式計算，a:=2(:=2(x\r2一x2+九r2180xsin-1—)rTOC\o"1-5"\h\zD 14其中x=—-(W+W)=--(0.224+0.75)=0.401m2 ds2— 14r=―-W=一-0.06=0.64m2c2則A=0.1.016m2a7.2.4.篩孔計算及其排列苯一甲苯體系處理的物系無腐蝕性，選用6=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d=5mm。0篩孔按正三角排列，取孔中心距土為t=2.5d=2.5X5=12.5mm0篩孔數(shù)目n為n=1158x1000A=口58必tXta 0.01252=7530個開孔率為@=0.907(do)2=0.907x(0.005)2=14.51%

t 0.0125氣體通過閥孔的氣速為V1.286u=-s-= 0A01.016x0.1451=8.72m/s8.篩板的流體力學驗算塔板壓降干板壓降h計算d干板壓降可由下式計算，由d/6=5/3=L67,查手冊干篩孔的流量系數(shù)圖［4］,可得孔流系數(shù)C=0.788.1.2.h=-1—(872)2(2.851)=0.023m液柱d2x9.810.78 805.39氣體通過液層的阻力hL計算ii=V= 1.286ua-A^aA_1.539-0.154Tf=0.929m/sFa=〃八P「0.929,2851=1.69kg1/2/(S?m1/2)查手冊充氣系數(shù)關聯(lián)圖［4］可得P=0.58則 h「P(hw+how)=0.59(0.0652+0.0148)=0.045m液柱8.1.3.液體表面張力的阻力h計算o液體表面張力所產(chǎn)生的阻力ho由下式計算h= l-。pM4x20.26X10-3805.39x9.81x0.005=0.0021m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hp由下式得hp=h1+hQ+h=0.023+0.047+0.0021=0.0721m液柱氣體通過每層塔板的壓降為APp=hppLg=0.0721X805.39X9.81=569.65Pa<700Pa(設計允許值)8.2.液面落差液面落差Ah由下式計算[0,215(250b+1000h)2^(3600L)Z]1000bhj】pl平均液流寬度b=X)=(1—+L016)=1.208m2 2塔板上鼓泡層高度h廣2.5hL=2.5x0.047=0.1175m內(nèi)外堰間距離Z1=D-2Wd=1.4-2x0.224=0.95m液相流量Ll=L=0.00324m3/s故[0,215(250x1.208+1000x0.1175)2x0.28x(3600x0.00324)x0.95][(1000x1.208x0047)5x805.39=7.96x10-4mAh/0.05=0.016<0.5所以液面落差符合要求8.3.液沫夾帶液沫夾帶量由下式計算5.7x10-3U

a IHT—hj、3.2hf=2.5hL=2.5X0.047=0.n75則e=5.7x10]”至)3.2=0.0072kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣v20.26 0.45-0.1175所以本設計中液沫夾帶ev在允許范圍內(nèi)。漏液對篩板塔，漏液點氣速,min由下式算得u0i:4.4C00;1(0.0056+0.13hL—h'pjp=4.4義0.78」(0.0056+0.13*0.047—0.0021)805，39=5.65m/s2.851實際孔速u0=8.72m/s>u0min計算正確穩(wěn)定系數(shù)為K=u\-=872=1.543>1.5u0,min 5.65故在本設計中無明顯漏液。液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層H高應服從下式dHdV①(HT+h)苯一甲苯物系屬一般物系，取①=0.5,則(HT+h)=0.5(0.45+0.0652)=0.26m又 Hd=hp+hL+hd板上不設計進口堰，hd可由下式算得hd=0.153。0)=0.1536.25、=0.0096m液柱Hd=0.0711+0.047+0.0096=0.121m液柱則Hd<^(HT+h)所以本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。

9.塔板負荷性能圖漏液線由u0i=4.4C0%,'>(0.0056+0.13hL-h0)pL/pJU ―—s,min0,minA0l_2.84尸/L、h= ( f)2/3OW1000lw得V=4.4CA"0.0056得V=4.4CA"0.0056+0.13hs,min 00l| i2.84攻1000ArAE~^

ilj2/3-h'p/p=4.4X0.78X1.016X0.1451284 (3600L■X10.0056+0.130.036--x1x . -0.002。805.39/2.85、[ [ 1000I1.016)\I整理得V =8.505..10.01198+0.0858L2/3min s在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果如下表二。表二Ls，m3/s0.0050.010.0150.02Vs，m3/s1.0241.0751.1151.151由上表作出漏液線1。液沫夾帶線5.7x10-63.2以e=0.1kg液5.7x10-63.2u a H-hTTf7A-Af 1.539-0.154A-Af 1.539-0.1540.722Vsh=2.5h=2.5(hh)OW+Wh=0.0652Wh=184X1X(3600￡)2/3=0.66L2/3OW1000 1.016 s故hf=0.163+1.65Ls2/3HT－h(huán)f=0.45－(0.163+1.65Ls2/3)=0.287－1.65Ls2/3=0.15.7x10-6=0.120.26x103-3整理得V=2.49-14.32L2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果如下表三。表三Ls，m3/s0.0050.0100.0150.02Vs,m3/s2.0711.8251.6191.435由上表可作出液沫夾帶線2。液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度hOW=0.006m作為最小液體負荷標準。由下式2.84 3600Lh= E( h)2/3=0.006OW1000lw取E=1,則0.006X1000 1.016L=( )3/2 =0.000867m3/ss，min2.84 3600則可以作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3。液相負荷上限線以0=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式得L=AfHTs，maxLs0.154得L=AfHTs，maxLs4據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4。9.5.液泛線

令H<^^Ht+h)由 Hd=h+ hL+ hd； h= h1+ h+h； h1=BhL； hL=hOW hW聯(lián)立得①HT+(①-0-1嗎=(P+1)hgw+h+hd+h0忽略h。，將hoW與Ls,hd與Ls,hc與Vs的關系代入上式，并整理得a'V2=b'-c'L2一d'L2/3S SS式中a'=t0053文)腦0cJPLb=5H+(^-0-1)hc=0.153/(/Jd'=2.84*10-3E(1+0)(3600)2/3l

w將有關數(shù)據(jù)代入,得0.0512.85一將有關數(shù)據(jù)代入,得0.0512.85一(0.145x1.016x0.78)(805.39)=0.01370.153b'=0.50x0.45+(0.45-0.58-1.00)x0.0652=0.1550.153=52.57C=-z =52.57(11.016x0.0531)d'=2.84x10-3x1x(1+0.58)(^600)2/3=1.041.016則0.0137V2-0.155-52.57L?-1.02L2/3即V2=8.28-3837L2-76.12L2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果如下表四。表四Ls,m3/s0.0050.0100.0150.020Vs,m3/s2.4412.0881.6691.066由上表數(shù)據(jù)可以作出液泛線5.根據(jù)以上各線方程,可以作出篩板塔的負荷性能圖,如下：

0150.50.0050150.50.0050.010_精憎段篩板負荷件熊國—二在負荷性能圖上，作出操作點A,連接OA,即作出操作線。由圖可知，改篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖得Vs，min=1.02m3/s Vs，max=2.07m3/s則操作彈性為Vs，max/Vs，min=2.0310.主要工藝接管尺寸的計算和選取10.1.塔頂蒸氣出口管的直徑dV操作壓力為常壓時，蒸氣導管中常用流速為12?20m/s，蒸氣管的直徑為，其中dV---塔頂蒸氣導管內(nèi)徑m Vs---塔頂蒸氣量m3/s，取u=15.00m/s，則工—：4x4.25_1—s— 0.6m，冗u\3.14x15LV

故選取接管外徑X厚度630X20mm回流管的直徑dR塔頂冷凝器械安裝在塔頂平臺時，回流液靠重力自流入塔內(nèi)，流速uR可取0.2~0.5m/s。取Ur=0.3m/s,貝U4l~ .'4X0.011 =. =0.02m冗uV \-3.14x0.3故選取接管外徑X厚度25X2mm進料管的直徑dF采用高位槽送料入塔，料液速度可取Uf=0.4~0.8m/s,取料液速度1=0.5m/s,則4l~ 4l~ F,九U1F:亙亞:0.19m\,3.14x0.5故選取接管外徑X厚度219X14mm塔底出料管的直徑dW一般可取塔底出料管的料液流速 Uw為0.5?1.5m/s，循環(huán)式再沸器取1.0?1.5m/s（本設計取塔底出料管的料液流速Uw為0.8m/s）/ .14Ld/ .14Ld=,——^W、，冗u

'W' =0.12m\'3.14x0.8接管外徑X厚度133X5.5mm塔板主要結構參數(shù)表表五.篩板塔設計計算結果序號項目數(shù)值1平均溫度tm℃87.652平均壓力PmkPa105.883氣相流量Vsm3/s1.2864液相流量Lsm3/s0.003245實際塔板數(shù)24

678910111213141516171819202122232