匡超--苯甲苯的分离.doc

匡超 苯甲苯的分离

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2

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学 校: 武 汉 工 程 大 学
专业班级：08化工工艺04班
姓 名：匡超
学 号：0806010409
组 号:02
小组成员： 匡超 戴家明
指导老师：方继德

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。

preface
Principles of chemical engineering course is designed with the principles of chemical synthesis and the relevant course first courses (the physical chemistry ”， ”the chemistry engineering drawing, etc) knowledge， completing a unit equipment design of practice teaching, and mainly one—time a bridge between theory and practice, in the whole teaching plays an important role in training students' ability. Through the course design requirements， more familiar with the basic content of engineering design， master chemical unit operation procedures and design of the main method， exercise and to improve the students’ integrated this theory to the ability of knowledge and skill， problem analysis ability, thinking ability， computing power, etc。文档为个人收集整理,来源于网络本文为互联网收集，请勿用作商业用途

Distillation separation is liquid mixture (including of liquefied gas mixture) can be a kind of the most commonly used unit operation in the chemical， oil refining, chemical and industry， oil has been widely used。 Distillation process in energy agent (and sometimes drive with quality agent）， contentious liquid two phase DuoCi direct contact with and separation, using liquid mixture of components of the volatility for different， make the volatile components to gas by liquid phase transfer, difficult volatile components by the air at phase transfer， realize the mixture of various components of the raw materials of separation. According to the different requirements of production， operation can be continuous distillation or intermittent, some special things is still can use value boiling distillation or extraction distillation to separate and special methods。 This design is the topic of benzene, toluene continuous distillation tower， namely the design of the sieve to design a column used to separate volatile benzene and not easily, the volatile toluene continuous operation mode， need to design a plate tower will be the separation.本文为互联网收集,请勿用作商业用途个人收集整理，勿做商业用途

目录
一、序言…………………………………………………………………1
二、化工原理课程设计任书……………………………………………4
三、设计计算……………………………………………………………4
1.设计方案的确定………………………………………………5
2。精馏塔的物料衡算……………………………………………7
3.塔板数的确定…………………………………………………8
4。精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算………………… 13
5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算………………………………… 17
6。塔板主要工艺尺寸的计算…………………………………… 19
7。筛板的流体力学验算……………………………………… …23
8。塔板负荷性能图………………………………………………26
9。接管尺寸确定…………………………………………………33
10．冷凝器和再沸器……………………………………………35
四、个人总结及参考书目…………………………………………… 36

（一）化工原理课程设计任务书

化工原理课程设计任务书

一 设计题目：苯-甲苯连续板式精馏塔的设计

二 任务要求

1.设计一连续板式精馏塔以分离苯和甲苯,具体工艺参数如下：
原料苯含量：质量分率 = (28+0。5＊2）％=29％
原料处理量：质量流量 = （10 + 0.1＊2） =10.2t/h
产品要求： 摩尔分率： xD = 97％， xW= 0。7％ [组号为偶数] ；
2。工艺操作条件：塔顶压强为4kPa(表压)，单板压降≯0。7kPa，塔顶全凝，
泡点回流，R =（1.2~2）Rmin。

三 主要内容

1 确定全套精馏装置的流程，绘出流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置；
2 精馏塔的工艺计算与结构设计:
1） 物料衡算确定理论板数和实际板数; (可采用计算机编程）
2） 按精馏段首、末板，提馏段首、末板计算塔径并圆整；
3) 确定塔板和降液管结构；
4） 按精馏段和提馏段的首、末板进行流体力学校核；（可采用计算机编程）
5） 进行全塔优化，要求操作弹性大于2。
3 计算塔高和接管尺寸；
4 估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量和再沸器换热面积。
5 绘制塔板结构布置图和塔板的负荷性能图;(如果精馏段和提馏段设计结果不同，则应分别绘出）
6 设计结果概要或设计一览表；
7 设计小结和参考文献;
8 绘制装配图一张（可采用CAD绘图）

二、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3～8mm,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10～15％。
(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2～3).
(３) 小孔筛板容易堵塞。

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(℃）
临界压强PC（kPa）
苯A
甲苯B
C6H6
C6H5—CH3
78.11
92。13
80.1
110.6
288。5
318.57
6833.4
4107.7
表2常压下苯-—甲苯的气液平衡数据

温度t
℃
液相中苯的摩尔分率
x
气相中苯的摩尔分率
y
110.56
0.00
0。00
109。91
1.00
2.50
108。79
3。00
7.11
107。61
5。00
11。2
105.05
10.0
20。8
102.79
15.0
29.4
100.75
20.0
37.2
98。84
25。0
44。2
97。13
30.0
50。7
95.58
35。0
56。6
94.09
40.0
61。9
92.69
45.0
66。7
91.40
50.0
71。3
90。11
55。0
75.5
80.80
60.0
79。1
87。63
65.0
82.5
86。52
70.0
85。7
85.44
75.0
88。5
84。40
80。0
91.2
83。33
85。0
93.6
82.25
90。0
95。9
81.11
95。0
98。0
80。66
97。0
98。8
80.21
99。0
99。61
80.01
100。0
100.0

下图是板式塔的简略图

2 精馏塔的物料衡算
苯的摩尔质量
甲苯的摩尔质量
（1）.原料液以及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量 Ma=78。11 kg/kmol
甲苯的摩尔质量 Mb=92.13 kg/kmol
XF = (0。29/78.11)/（0。29/78.11+0。71/92。13)=0.3252
XD=0。97
XW=0.007

（2） 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
原料液的平均摩尔质量：
MF =0。3252×78。11+（1-0.3252）×92。13=87.57 kg/kmol
塔顶馏出液的平均摩尔质量：
MD =0.97*78.11+(1-0.97）＊92.13=78。53 kg/kmol
塔釜液体的平均摩尔质量：
MW =0。007＊78。11+（1—0。007）＊92.13=92.03 kg/kmol

（3） 全塔物料衡算
进料量：F=10。2＊10³/87.57=116.48 Kmol/h
总物料衡算 F=D+W 116.48 =D+W
苯的物料衡算 FXF =DXD+WXW 116.48*0.3252=0.97D+0。007W
解得:D=39.0 Kmol/h
W=77.48Kmol/h

式中 F————--原料液流量
D-—-———塔顶产品量
W————--塔底产品量

3 塔板数的确定
(1)理论板层数NT的求取
知苯和甲苯沸点分别为80。1℃、110.6℃
查得苯、甲苯安托因列如下表

A
B
C
苯
6.023
1206。35
220.24
甲苯
6。078
1343.94
219.58
安托因方程 logPs=A-
及a=Ps1/ Ps2
代入数据分别求得a1=2.588 a2=2。399
=9.6%≦30％
有a= a1+（ a2- a1)x 代入相平衡方程
得相平衡方程
②求最小回流比及操作回流比。
由,代入数据得Rm=1.906
当R=1.4Rm=2。668 Y1=0.727X+0。264 Y2=1.542X-0。000379
进料板第8块 7块精馏段 N t=17。5
当R=1。5Rm=2.859 Y1=0。741X+0.251 Y2=1.515X-0.00036
进料板第8块 7块精馏段 N t=17。5
当R=1。6Rm=3.0493 Y1=0。753X+0.2395 Y2=1。4906X-0。000343
进料板第8块 7块精馏段 N t=16.5
当R=1.7Rm=3.240 Y1=0.764X+0。2287 Y2=1.4685X-0。000328
进料板第7块 6块精馏段 N t=15。5
当R=1.8Rm=3。430 Y1=0.774X+0。219 Y2=1。448X—0。000314
进料板第7块 6块精馏段 N t=15.5

所以当R=1.4Rm=2。668 Y1=0.727X+0.264 Y2=1.542X-0.000379 Nt（R+1）最小为64。19
进料板第8块 7块精馏段 N t=17.5

③求精馏塔的气、液相负荷

(泡点进料：q=1）

④求操作线方程
精馏段操作线方程为

提馏段操作线方程为

（2)逐板法求理论板
又根据相平衡方程由excel表格得
= 0.97 0。9321

因为＜ 精馏段理论板 n=7

〈xw

塔板效率计算：
假设檀板效率50%、
则精流段 N1=7/50％=14,提馏段 N2=10/50%=20
塔顶压强PD=105。3Kpa，压降取0。7KPa
则进料板压强PF=105。3+14＊0。7=115。1Kpa
塔釜压强PW=105。3+34＊0。7=129。1KPa
由Nenton-Raphson数值法泡点温度公式,P48《分离过程》
F(t)=∑xi/p＊exp（A—)—1
分别由塔顶、进料板、塔釜组成经excel单变量求解得
塔顶温度tD=81.96℃，进料板温度tf=102.53℃,塔釜温度tw=119。60℃
分别查得在以上三中温度下苯、甲苯的黏度
tD=81.96℃时，u1=0。31403,u2=0。31536
tf=102.53℃时，u1=0.25639， u2 =0。26155
tw=119.60℃时，u1=0.21887, u2=0.22334
精馏段液相平均粘度计算
Lg uD=x1Dlgu1 +x2D lgu2 得uD =0.3140646、
LguF= x1Flg u1F+ x2Flg u2F 得 uF=0。2599313
则精馏段液相平均粘度 u1 =（uD+ uF )/2=0.286998mPa*s
精馏段塔板效率ET=0.17-0。616lg u1=50。39%
与50％相差不大故取精馏段塔板效率为50％，精馏段实际塔板数14块
同理计算提馏段的塔板效率
得ET=55%，经圆整取提馏段塔板效率为52.3％,提馏段实际塔板数15块。
4 精馏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＝ 105.3kPa
塔底操作压力=125。6 kPa
进料板压力＝115.1 kPa
精馏段平均压力 P m ＝（105。3+115.1）／2＝110.2 kPa
提馏段平均压力P m =（115。1+125.6）/2 =120。4 kPa
(2）操作温度计算
由以上计算知温度计算结果如下:
塔顶温度＝81。96℃
进料板温度＝102。53℃
塔底温度=119.60℃
精馏段平均温度=（ 81.96+102。53）/2 = 92.25℃
提馏段平均温度=(102.53+119。6）/2 =111。1℃
(3）平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0。97,代入相平衡方程得x1=0.9321

进料板平均摩尔质量计算
由上面理论板的算法，得＝0。4791， ＝0。2673

塔底平均摩尔质量计算
xw=0。070, yw=0。157

精馏段平均摩尔质量

提馏段平均摩尔质量

（4）平均密度计算
①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

提馏段的平均气相密度

②液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算,即

塔顶液相平均密度的计算
由tD＝81.96℃，查手册得

塔顶液相的质量分率

进料板液相平均密度的计算
由tF＝102.53℃，查手册得

进料板液相的质量分率

塔底液相平均密度的计算
由tw＝119。6℃，查手册得

塔底液相的质量分率

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
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 tD＝81.96℃，查手册得
σA=20.88mN/m σB=21.35 mN/m
σLDm=0.97×20。88+（1-0.97)×21.35=20.89mN/m
进料板液相平均表面张力的计算
由tF＝102.53℃,查手册得
σA=18。35m N/m σB=19。07 m N/m
σLFm=0。267×18.35+0。733×19.07=18.88 mN/m
塔底液相平均表面张力的计算
由 tw＝119。6℃,查手册得
σA=16。29 mN/m σB=17.21 mN/m
σLwm=0。07×16.29+（1-0.07）×17.21=17。15mN/m

精馏段液相平均表面张力为
σLm=（20。89+18.88)/2=19。88 mN/m

提馏段液相平均表面张力为
σ‘Lm=（18。88+17.15）/2=18。02 mN/m

（6） 液体平均粘度计算
由前面计算
精馏段液相平均粘度为
μLm=0.2870 mPa·s
提馏段液相平均粘度为
μ‘Lm=0。2416 mPa·s
(7) 气液负荷计算
精馏段：

提馏段：

5 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7 板间距与塔径关系
塔径DT,m
0.3～0。5
0.5～0。8
0.8～1.6
1.6～2.4
2.4～4.0
板间距HT,mm
200～300
250～350
300～450
350～600
400～600
对精馏段：
初选板间距，取板上液层高度，
故；
查教材P131图 得C20=0.072；依式
校正物系表面张力为时

可取安全系数为0.7，则（安全系数0。6—0.8）,
故
按标准,塔径圆整为1。4m，则空塔气速0.713m/s。
对提馏段：
初选板间距，取板上液层高度，
故；
查［2]:图3—8得C20=0.106；依式
校正物系表面张力为时

可取安全系数为0.8，则（安全系数0.6—0。8），
故
按标准,塔径圆整为1.2m，则空塔气速1。29m/s。
将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取1.2m

（2） 精馏塔有效高度的计算
①精馏段有效高度
=（-1）=（14-1）×0。4=5。2 m
②提馏段有效高度
=（—1）=（15-1）×0.4=5。6m
③在精馏塔上开1个人孔，高度为0。8m，
精馏塔的效高度为Z=++0.8=5。2+5.6+0。8=11。6m

6 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.对精馏段各项计算如下：
a)溢流堰长:单溢流去lW=（0。6～0.8）D,取堰长为0。7D=0。7×1.4=0.98m
b）出口堰高：
由,
查［2］:图3—11，知E=1.005,依式
可得
故
c)降液管的宽度与降液管的面积：

由查（［2］：图3—13）得，
故,
利用(［2］:式3-10)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，
即（大于5s，符合要求）
d）降液管底隙高度:取液体通过降液管底隙的流速（0。07—-—0.25）
依（[2］：式3—11)：符合(）
e）受液盘
采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm
同理可以算出提溜段
a）溢流堰长：单溢流去lW=（0.6～0.8）D，取堰长为0。8D=0。8×1.2=0.96m
b）出口堰高：
由
查［2]:图3—11,知E=1.04,依式
可得
故
c）降液管的宽度与降液管的面积:
由查([2]:图3-13）得，
故，
利用([2］：式3—10)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，
即（大于5s,符合要求)
d）降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0。07---0。25）
依（[2］:式3-11）：符合（)
（2） 塔板布置
精馏段
①塔板的分块
因D≥800mm，故塔板采用分块式.查表3-7得，塔极分为4块。对精馏段：
a）取边缘区宽度Wc=0。05m（30～50mm）,安定区宽度，（当D<1。5m时，Ws=60～75mm〉
b）依([2]：式3—18）：计算开空区面积
，

c）筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列,一般碳的板厚为，取，
故孔中心距
筛孔数个， 则（在5—15范围内）
则每层板上的开孔面积为
气体通过筛孔的气速为

提馏段：
a）取边缘区宽度Wc=0。05m(30~50mm)，安定区宽度，（当D<1.5m时，Ws=60～75mm〉
b)依（[2］：式3—18）：计算开空区面积
，

c）筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，
故孔中心距
筛孔数个, 则(在5—15范围内)
则每层板上的开孔面积为
气体通过筛孔的气速为
7 筛板的流体力学验算
塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作,以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。

(1） 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算
精馏段：
a）干板压降相当的液柱高度:依，查《干筛孔的流量系数》图得，C0=0.78由式
b）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：
，
由与关联图查得板上液层充气系数=0.625，依式
c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：
依式，故
则单板压强:
（2） 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大,故可忽略液面落差的影响。
（3） 雾沫夹带
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。
(4) 漏液
由式

筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。
(5） 液泛
为防止降液管液泛的发生,应使降液管中清液层高度
依式， 而
H=0.0598+0。0375+0。001=0.0983m
取，则
故在设计负荷下不会发生液泛.
根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。
提溜段：
a）干板压降相当的液柱高度：依,查《干筛孔的流量系数》图得，C0=0.78由式
b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：
，
由与关联图查得板上液层充气系数=0。585，依式
c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度:
依式， 故
则单板压强：
（2） 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例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
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带.
(4) 漏液
由式

筛板的稳定性系数,故在设计负荷下不会产生过量漏液.
（5） 液泛
为防止降液管液泛的发生,应使降液管中清液层高度
依式， 而
H=0.129m
取,则
故在设计负荷下不会发生液泛.
根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。
8 塔板负荷性能图
精馏段：
（1) 漏液线
由 ，
得
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3—19.
表3-19

Ls /（m3/s）
0.001
0。002
0.003
0。004
Vs /(m3/s)
0.5868
0。6047
0。6193
0.6321
由上表数据即可作出漏液线。
（2） 雾沫夹带线
以 ev＝0.1kg液/kg气为限,求 Vs—Ls关系如下:
由

联立以上几式，整理得

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3—20.
表3-20

Ls /（m3/s）
0.001
0.002
0.003
0.004
Vs /（m3/s）
2.3611
2.2784
2。2090
2。1471
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hOW＝0.006m作为最小液体负荷标准。由式3—21得

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θ＝4s作为液体在降液管中停留时间的下限

据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线0。01312。
（5) 液泛线
令
由

联立得
忽略hσ,将hOW与Ls,hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式，并整理得

式中:
将有关的数据代入整理，得
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3-22。
表3—22

Ls /（m3/s)
0。001
0.002
0。03
0.004
Vs /（m3/s）
3。26
3.18
3。11
3。04

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3—23 精馏段筛板负荷性能图
在负荷性能图上,作出操作点P，连接OP,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
Vs,max=1。056 m3/s Vs,min=0。329m3/s
故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=3。328
提馏段
（1） 漏液线
由 ,
得
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3—19。
表3—19

Ls /(m3/s)
0.001
0。002
0.003
0.004
Vs /（m3/s）
0.50256
0.51713
0。52904
0.47673
由上表数据即可作出漏液线.
（2) 液沫夹带线
以 ev＝0.1kg液/kg气为限，求 Vs—Ls关系如下：
由

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3-20。
表3-20

Ls /（m3/s)
0.001
0。002
0。003
0.004
Vs /（m3/s)
1。7995
1.7387
1。6876
1.6421
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hOW＝0.006m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θ＝4s作为液体在降液管中停留时间的下限

据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线0.0474。
(5） 液泛线
令
由

联立得
忽略hσ，将hOW与Ls，hd与Ls,hc与Vs的关系式代人上式,并整理得

将有关的数据代入整理，得
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3—22。
表3—22

Ls /（m3/s)
0.001
0。002
0.003
0.004
Vs /（m3/s)
5.93
5。67
5。43
5。13

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。

在负荷性能图上，作出操作点P,连接OP，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
Vs，max=1。086 m3/s Vs，min=0.319 m3/s
故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=3.359

所设计筛板的主要结果汇总于表。
设计结果一览表
项目
符号
单位
计算数据
精馏段
提留段
各段平均压强
Pm
kPa
110.2
120.4
各段平均温度
tm
℃
92。25
111。1
平均流量
气相
VS
m3/s
1.096
1.055
液相
LS
m3/s
0.00303
0.00704
实际塔板数
N
块
14
15
板间距
HT
m
0。40
0。40
塔的有效高度
Z
m
5.2
5.6
塔径
D
m
1.4
1.2
空塔气速
u
m/s
0.713
1。29
塔板液流形式

单流型
单流型

溢流管型式

弓形
弓形
堰长
lw
m
0。98
0。96
堰高
hw
m
0.0458
0。034
溢流堰宽度
Wd
m
0.207
0.238
管底与受业盘距离
ho
m
0.039
0。044
板上清液层高度
hL
m
0。06
0。06
孔径
do
mm
5。0
5.0
孔间距
t
mm
15.0
15。0
孔数
n
个
5178
3093
开孔面积

m2
0。1014
0。0606
筛孔气速
uo
m/s
10.81
17。41
塔板压降
hP
kPa
0。0759
0。1424
液体在降液管中停留时间
τ
s
17。32
9。3
降液管内清液层高度
Hd
m
0。0983
0。129
雾沫夹带
eV
kg液/kg气
0.0119
0。0354
负荷上限

雾沫夹带控制
雾沫夹带控制
负荷下限

漏液控制
漏液控制
气相最大负荷
VS·max
m3/s
1.056
1.086
气相最小负荷
VS·min
m3/s
0.329
0.319
操作弹性
VS·max /VS·min

3.328
3.359

9。 各接管尺寸的确定
（1） 进料管
进料体积流量
取适宜的输送速度，故

经圆整选取热轧无缝钢管（YB231—64)，规格：
实际管内流速：
（2） 釜残液出料管
釜残液的体积流量：

取适宜的输送速度，则

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64），规格：
实际管内流速：
（3) 回流液管
回流液体积流量

利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么

经圆整选取热轧无缝钢管（YB231-64)，规格：
实际管内流速：
（4） 塔顶上升蒸汽管