精馏塔设计.doc

齐齐哈尔大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 精馏塔设计姓 名： 冯文宇班 级: 生工091班学 号： 2009053069指导老师: 邢 进设计时间：2012.6.18-6.30前 言 本次课程设计是利用板式精馏塔分离苯-甲苯，采取连续精馏已得到纯度较高的馏出物，根据已给出的设计条件，我们操作条件选取了泡点进料，操作压力选为4kpa，具体设备选取筛板塔，筛板塔具有结构简单，造价低，效率高等优点，但易堵塞，不宜处理粘性大、脏的和带固体粒子的料液。设计过程中根据要求对精馏塔的结构尺寸进行了准确计算和相关流体力学校核，以及接管尺寸的计算，绘制出了装配图。 工业上对塔设备的主要要求: () 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。() 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。() 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。() 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。() 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。() 塔内的滞留量要小。 实际上,任何塔设备都难以满足上述要求,因此,设计者应根据塔型特点,物系性质,生产工艺条件,操作方式,设备投资.操作与维修费用等技术经济评价以及设计经验等因素,依矛盾的主次,综合考虑,选择适宜的塔型。目 录（一）设计任务书-1（二）概述及简介-2（三）设计方案的确定-5 （四）主要物性参数表-5 （五）精馏塔的物料衡算- 8（六）塔板数的确定- 91. 理论板层数的求取-92. 全塔效率的求取-113. 实际板层数的求取-11（七）精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算-121. 操作压力计算-122. 操作温度计算-123. 平均摩尔质量计算-134. 液体平均密度计算-135. 液体平均表面张力计算-146. 液体平均黏度计算-15（八） 精馏塔塔体工艺尺寸计算-151.塔径的计算-152.精馏塔有效高度的计算-17（九） 塔板主要工艺尺寸的计算-171. 溢流装置计算-172. 塔板布置-18（十） 筛板的流体力学验算- 191. 塔板压降-192. 液面落差-203. 液沫夹带-204 漏液-205. 液泛-21（十一） 塔板负荷性能图-211. 漏液线-212. 液沫夹带线-223. 液相负荷下限线-234. 液相负荷上限线-235. 液泛线- 23 （十二） 主要接管尺寸的选取-24 （十三） 法兰的选取-26 （十四） 封头的选取-26（十五） 设计结果汇总-27（十六） 精馏塔工艺流程图-28（十七） 设计评述-30（十八） 设计中主要符号说明-31（十九） 参考文献-34（二十） 设计心得体会-34（一）、设计任务书 专 业：生物工程 班 级： 091班姓 名： 冯文宇 学 号：2009053069指导教师： 邢 进 设计日期：2012.6.182012.6.30一、设计题目：分离苯甲苯精馏设计二、设计任务及操作条件1设计任务 生产能力（进料量）：90000吨/年 操作周期：7200小时/年 进料组成：41（质量分率，下同） 塔顶产品组成：96 塔底产品组成：12操作条件操作压力：4 kpa进料状态：自选单板压降：0.7 kpa3设备型式：筛板塔4厂址：齐齐哈尔地区三、设计内容 1.设计方案的选择及流程说明 2.工艺计算 3.主要设备工艺尺寸设计（1）塔径及精馏段塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定 4.设计结果汇总 5.工艺流程图及精馏塔工艺条件图 6.设计评述四、图纸要求1. 工艺流程图（在说明书上草图）2. 精馏塔装配图（1号图）（二）、概述及简介1.塔设备的要求作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（液）两相能充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求1。1. 生产能力大。在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。2. 操作稳定。弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作。3. 流体流动的阻力小，即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还将时系统无法维持必要的真空度。4. 结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。5. 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述的所有要求，仅是在某些方面具有独到之处。人们对于高效率，大生产能力，稳定操作和低压力降的追求，推动着塔设备新结构形式的不断出现和发展。2.塔设备的发展及现状20实世纪初，随着炼油工业的发展和石油化学工业的兴起，塔设备被广泛应用，并逐渐积累了有关设计、制造、安装、操作等方面的数据和经验。当时炼油工业中多用泡罩塔，无机酸碱工业则以填料塔为主，而筛板塔因当时尚无精确的设计方法和操作经验，故未能广泛使用。20世纪中期，为了适应各种化工产品的生产和发展，不仅需要新建大量的塔，还得对原有的塔设备进行技术改造，故而陆续出现了一批能适应各方面要求的新塔型。这一时期发展的塔盘如下。1. 泡罩型（1） 条形泡罩塔盘。（2） 单流式泡罩塔盘，亦称s型塔盘。2. 筛板型（1） 有溢流的栅板塔盘。（2） 波纹筛板塔盘。3. 浮阀型（1） 条形浮阀塔盘。（2） 重盘式浮阀塔盘。（3） a型和t型的圆盘形浮阀塔盘。4. 喷射型（1） 文丘里阶梯式塔盘。（2） 条孔网状塔盘。（3） 舌型塔盘。（4） 导向浮阀塔盘。这批新型塔盘的出现，不仅为创建综合性能更好的塔型打开了思路，而且为接着发生的设备大型化后选择塔型指出了方向。在此期间许多学者总结了塔设备长期操作的经验，并对筛板塔做了系统的研究，认为设计合理的筛板塔，不仅保留了制作方便、用材省、处理能力大等优点，而且操作负荷在较大范围内变动时，仍能保持理想的效率。近年来，随着对筛板塔研究工作的不断深入和设计方法的的日趋完善，筛板塔已成为生产上最为广泛采用的塔型之一。目前，我国常用的板式塔型仍为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔和舌型塔等，填料种类除拉西环、鲍尔环外，阶梯环以及波纹填料、金属丝网填料等规整填料也常采用。近年来，参考国外塔设备技术的发展动向，加强了对筛板塔的科研工作，提出了斜孔塔和浮动喷射塔等新型塔。对多降液管塔盘、导向筛板、网孔塔盘等，也都做了较多的研究，并推广应用于生产2。（三）、设计方案的确定1装置流程的确定本设计任务是分离苯甲苯混合物。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，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。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，其余部分产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却后送至储罐。2塔板类型的选择本设计采用筛板塔。筛孔塔板简称筛板，结构特点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小,分为小筛孔筛板（孔径为38mm）和大筛孔筛板（孔径为1025mm）两类,本设计中采用的是大筛孔筛板取其直径为10mm。筛板的优点是结构简单,造价低；板上液面落差小，气体压降低,生产能力较大；气体分散均匀，传质效率高。其缺点是筛孔易堵塞不易处理结焦、粘度大的物料3。（四）、主要物性参数表 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 c6h6 7811 8012885 68334 甲苯c6h5-ch3 9213 110631857 410772. 常压下苯甲苯的气液平衡数据温度，液相中苯的摩尔分数，x气相中苯的摩尔分数，y110560000001099110025010879300711107615001121050510020810279150294100752003729884250442971330050795583505669409400619926945066791405007139011550755888060079187336508258652700857854475088584408009128333850936822590095981119509808066970988802199099618001100010003饱和蒸气压p苯甲苯的饱和蒸气压可用方程求算，即式中 t_物系温度， p_饱和蒸气压，kpa abc_antoine常数，其值见附表：组分abc苯603212063522024甲苯6078134394219584.苯与甲苯的液相密度温度t，8090100110120l苯,kg/m3815803.9792.5780.3768.9l甲苯,kg/m3810800.2790.3780.3770.0 5.液体表面张力温度t，8090100110120苯 , mn/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯 ,mn/m21.6920.5919.9418.4117.31 6液体粘度l温度t，8090100110120苯，mpa.s0.3080.2790.2550.2330.215甲苯，mpa.s0.3110.2860.2640.2540.228 7液体汽化热4温度t，8090100110120苯，kj/kg394.1386.9379.3371.5363.2甲苯，kj/kg379.9373.8367.6361.2354.68塔板分块数表塔径，mm800120014016001800200022002400塔板分块3456 9塔板间距与塔径关系3塔径 d,m 0.30.5 0.50.8 0.81.6 1.62.0 2.02.4 2.4板间距ht,mm 200300300350 350450 450600 500800 800 （五）、精馏塔的物料衡算1概述本次设计一筛板塔用来分离苯和甲苯,筛板是在塔板上钻有均布的筛孔,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.筛板塔的优点是结构简单,制造维修方便,造价低,相同的条件下生产能力高于浮阀塔,塔板效率接近浮阀塔.他的缺点是操作范围小,小孔径筛板易堵塞不适宜处理粘性大的,脏的和带固体粒子的料液.但设计良好的筛板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,故近年来我国对筛板的应用日益增多.2.原料液及塔顶、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/kmol3.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量0.45078.11+（1-0.450）92.1385.82kg/kmol0.96678.11+（1-0.966）92.1378.59kg/kmol0.01278.11+（1-0.012）92.1391.96kg/kmol4.物料衡算原料处理量 f9000吨/年=12500kg/h=145.65kmol/h总物料恒算 f=d+w 得145.65dw苯物料恒算 145.650.4500.966d+0.012w 联立解得 d66.87kmol/h w78.78kmol/h（六）塔板数的确定1.理论板层数nt的求取苯甲苯理想物系，可采取图解求理论板层数 由手册（表2）查苯甲苯物系的气液平衡数据绘出x-y图,见下图。苯甲苯物系的气液平衡图 求最小回流比及操作回流比采用图解法求最小回流比。在上图中对角线线上，自点e（0.45，0.45）作垂线ef即为进料线（q线）,该线与平衡线交点坐标为yq =0.667 xq =0.450故最小回流比为:rmin可取操作回流比为r=2 rmin =21.38=2.76 求精馏的气、液相负荷l=rd2.7666.87184.56kmol/hv=(r+1)d(2.76+1)66.87251.43kmol/hll+f184.56+145.65=330.21kmol/hvv251.43kmol/h 求操作线方程精馏段操作线方程提馏段操作线方程 图解法求理论塔板层数采用图解法求理论板层数，如上图所示。求解结果为总理论板层数nt12.5(包括再沸器)进料板位置nf62.全塔效率et的求取 et=1.17-0.616lg甲苯根据塔顶塔底液相组成查图，得塔平均温度为95.15，该温度下进液相平均粘度为：m =0.450苯+(1-0.450) 甲苯 =0.4500.267+(1-0.450)0.275=0.271mpas 故 et=1.17-0.616lg0.271=0.519523.实际板层数的求取精馏段实际板层数 n精5/0.529.610提馏段实际板层数 n=7.5/0.52-1=14.42-114（七）. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算以精馏段为例进行计算1.操作压力计算（每块塔板压降p0.7kpa）塔顶操作压力pd=101.3+4=105.3kpa进料板压力pf=105.3+0.710=112.3kpa总压降为p总=24p=240.7=16.8 kpa精馏段平均压力 kpa2.操作温度计算（试差法）泡点方程：安托尼方程： 求塔顶温度td其中p=105.3kpa由xd=y1=0.966查平衡曲线得x1=0.916设td=82.4lgpa= pa=111.17kpa lgpb= pb=42.46kpa 两x值近似相等，故可认为塔顶温度td为82.4 求进料板温度tf其中p=112.3kpa查平衡曲线得xf=0.388设tf=98.6lgpa= pa=176.9kpa lgpb= pb=71.4kpa 即进料板温度tf为98.6精馏段平均温度t=(82.4+98.6)/2=90.53.平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算由xd=y1=0.966，查平衡曲线，得x1=0.916mvdm0.96678.11+(1-0.966)92.1378.59kg/kmolmldm0.91678.11+(1-0.916)92.1379.29kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板，得yf=0.604查平衡曲线，得xf=0.388mvfm=0.60478.11+（1-0.604）92.13=83.66 kg/kmolmlfm=0.38878.11+(1-0.388)92.13=86.69 kg/kmol精馏段平均摩尔质量mvm=(78.59+83.66)/2=81.13kg/kmolmlm=(79.29+86.69)/2=82.99kg/kmol4.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,即vm=pmmvm/rtm=(108.881.13)/8.314(90.8+273.15)=2.92kg/m3 液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即1/lm=ai/i1塔顶液相平均密度计算由td=82.4查得a=812.7kg/m3 b=807.9 kg/m3 ldm=1/ (0.96/821.7+0.04/807.9)=812.5 kg/m32进料板液相平均密度计算由tf=98.6查得a=794.1kg/m3 b=791.7kg/m3 进料板液相的质量分率a =(0.38878.11)/ (0.38878.11+0.61292.13)=0.350 lfm=1/ (0.35/794.1+0.65/791.7)=792.5kg/m3 精馏段液相平均密度为lm =(812.5+792.5)/2=802.5 kg/m35.液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即lm=xii 塔顶液相平均表面张力的计算： 由td=82.4, 查表5得：a =21.24 mn/m b=21.42 mn/mldm=0.96621.24+0.03421.42=21.25 mn/m 进料板液相平均表面张力的计算：由tf=98.6 ,查表5得：a =19.02 mn/m b=20.03 mn/mlfm= 0.38819.02+0.61220.03=19.64 mn/m精馏段液相平均表面张力为lm=(21.25+19.64)/2=20.45 mn/m6.液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即lglm=xilgi 塔顶液相平均粘度的计算由td=82.4，查表6得：a =0.302 mpa.s b=0.306 mpa.slgldm=0.966lg(0.302)+0.034lg(0.306) 解得：ldm=0.302 mpa.s 进料板液相平均粘度的计算 由tf=98.6 查表6得：a =0.258mpa.s b=0.267 mpa.slglfm=0.338lg(0.258)+0.612lg(0.267) 解得：lfm=0.264mpa.s精馏段液相平均粘度为lfm=（0.264+0.302）=0.283 mpa.s（八）精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算 精馏塔的气、液相体积流率为： vs=vmvm/3600vm=(251.4381.13)/(36002.92)=1.940 m3/sls=lmlm/3600lm=(184.5682.99)/(3600802.5)=0.0053m3/s由 可知式中c= c20(l/20)0.2计算，其中的c20由图中所查取其中横坐标为： 取板间距ht=0.45m , 板上液层高度hl=0.06m,则hthl=0.450.06=0.39m史密斯关联图由上图可查得：c20=0.084 c=c20(l/20)0.2= 0.084(20.45/20)0.2=0.0844umax=0.0844(802.52.92)/2.921/2=1.397m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7umax=0.71.397=0.978 m/sd=(4vs/u)1/2=(41.940)/(3.140.978)1/2=1.59 m按标准塔径圆整后为： d=1.6m 塔截面积为：at=(3.14/4)d2=（3.14/4）1.62=2.01m2 实际空塔气速为：u= vs/at =1.940/2.01=0.965m/s2.精馏塔有效高度的计算精馏段的有效高度为：z精=（n精1）ht=(101)0.45=4.05m 提馏段得有效高度为：z提=（n提1）ht=（141）0.45=5.85m在进料板上方开一人孔，其高度是0.8 m, 精馏塔的有效高度为：z= z精+ z提+0.8=4.05+5.85+0.8=10.7m (九). 塔板主要工艺尺寸的计算 1溢流装置的计算因为塔径d=1.6m，可以选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：1）堰长lw 取 lw=0.66d=0.661.6=1.06 m2)溢流堰高度hw 由 hw=hlhow 选用平直堰，堰上液层高度how由公式： 液流收缩系数图近似取 e=1，则how=(2.84/1000)e(lh/lw)2/3=0.002841(0.00533600)/1.06 2/3=0.02m取板上清液层高度：hl=60 mm，则hw=0.060.02=0.04m3)弓形降液管宽度wd和截面积af由 lw/d=0.66 , 查图可得：af/at=0.0722, wd/d=0.124 故 af=0.0722 at=0.07222.01=0.145 wd=0.124d=0.1241.6=0.198 m 验算液体在降液管中停留的时间，即=3600 af ht/lh=(36000.1450.45)/(0.00533600)=12.31s5 s故降液管设计合理。4)降液管底隙高度h0 h0=lh/（3600 lwu0 ） 取 u0=0.15 m/s 则 h0=(0.00533600)/(36001.060.15)=0.033 mhwh0=0.04-0.033=0.0170.006 m降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度 hw=50 mm2塔板布置1）塔板得分块：因塔径d800 mm，故塔板采用分块式。查表8可知，塔板分为4块2）边缘区宽度确定：取ws=ws=0.065 m , wc=0.035 m3）开孔区面积计算： 开孔区面积aa由下式计算，即aa=2x(r2x2)1/2+3.14r2/180sin-1(x/r)其中，x=d/2(wd+ws)=1.6/2(0.198+0.065)=0.537 mr=d/2wc=1.6/20.035=0.765 m 将上面得有关数据带入公式中,得aa=1.495 m24）筛孔计算及其排列本次所处理的物系无腐蚀性，可以采用=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=10mm.筛孔按正三角行排列，取孔中心距t为：t=3d0=310=30 mm 筛孔数目n为：n=1.155aa/t2=1.1551.495/(0.030)2=1919个开孔率为：=0.907（d0/t）2=0.907(0.010/0.030)2=10.1每层塔板上的开孔面积：a0=aa=0.1011.495=0.151 m2气体通过阀孔的气速为：u0=vs/a0=1.940/0.151=12.85 m/s（十）筛板的流体力学验算1.塔板压降 干板阻力hc计算 由公式：hc=0.051（u0/c0）2(v/l) 由d0/=10/3=3.33 ，查图可知：c0=0.72， 因d0=10mm10mm,查c0得后再乘以1.15的校正系数 ，故 c0=0.721.15=0.828hc=0.051（12.85/0.828）2(2.92/802.5)= 0.0445 m液柱 气体通过液层的阻力的 h1计算 气体通过的阻力h1由公式：h1=hl ua=vs/(ataf)=1.940/(2.01-0.145)=1.040m/s f0= ua(v)1/2 =1.040(2.92)1/2=1.78kg1/2/ (s.m1/2)查图得：=0.57 故 h1=hl=（hw+how）=0.57(0.04+0.02)=0.0342m 液柱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h=4l/lgd0=420.4510-3/(802.59.810.01)=0.0010 m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp可以按下列公式计算，即hp= hc+ hl +hhp=0.0445+0.0342+0.0010=0.08m液柱 气体通过每层塔板的压降为pp =hplg=0.08802.59.81=630pa 0.7 kpa (设计允许值)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.液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即ev=(5.710-6/l)( ua/hthf)3.2hf=2.5hl=2.50.06=0.15 m ev=(5.710-6/20.4510-3) 1.040/(0.450.15)3.2=0.015 kg液/kg气 1.5 故在本设计中无明显漏液，设计合理。5.液泛为了防止塔内发生液泛，降液管内液层高hd，应遵循下列公式：hd(hthw)苯甲苯物系属于一般物系，取=0.5 ， 则(hthw)=0.5(0.45+0.04)=0.245 m 而hd= hp+hl+hd板上不设进口堰，hd由下式计算，即hd=0.153(u0)2=0.153(0.15)2=0.003m 液柱 hd=0.08+0.06+0.003=0.143 m液柱 hd(hthw)故在本设计中不会发生液泛现象，设计合理。（十一）塔板负荷性能图1.漏夜线：u0,min=4.4c0(0.0056+0.13hlh)l/v1/2 u0,min=vs,min/ao hl=hw+how how=(2.84/1000)e(lh/lw)2/3 vs,min=4.4c0ao|0.0056+0.13hw+(2.84/1000)e(lh/lw)2/3hl/v|1/2 =4.40.8280.15|0.0056+0.130.04+(2.84/1000) 1(3600ls/1.06)2/30.0010802.5/2.92|1/2 整理得vs,min=9.120(0.098+0.0834ls2/3) 1/2 在操作范围内，任取几个ls值，依上式算出vs值，计算结果列于下表ls,m/s0.00060.00150.00300.0045vs,，m/s0.9300.9520.9791.002 由上表数据，即可作出漏液线12液沫夹带线 以ev=0.1kg液/kg气为限，求vs,ls关系如下 由ev=(5.710-6/l)ua/（hthf)3.2 ua=vs/(at-af)=vs/(2.010-0.145)=0.536vs hf=2.5hl=(hw+how) hw=0.04 how=(2.84/1000)1(3600 ls /1.06)2/3 =0.64ls2/3 故 hf=2.5(0.04+0.64ls2/3)=0.1+1.6ls2/3ht-hf=0.45-(0.1+1.6 ls2/3)=0.35-0.72ls2/3ev=(5.710-6/20.4310-3)0.536 vs /（0.35-0.72ls2/3)3.2=0.1整理得vs=4.11-8.45ls2/3 在操作范围内，任取几个ls值，依上式算出vs值,计算结果列于下表ls,m/s0.00060.00150.00300.0045vs,，m/s4.0504.0003.9343.880 由上表数据，即可作出液沫夹带线23.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=0.006 取e=1，则 ls,min=(0.0061000)/2.84 3/21.06/3600=0.00090 m/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线34.液相负荷下限线 以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，则=af ht/ls=4 故ls,max=af ht/4=(0.1450.45)/4=0.0163 m/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 5.液泛线令 hd=(ht +hw)由 hd=hp+hc+hd, hp=hc+h1+h， h1=hl, hl=hw+how联立得 ht+(-1)hw=(+1)how+hc+hd+h忽略h将how与ls,hd与ls, hc与vs的关系代入上式，并整理得avs2=b-cls2-dls2/3式中: a=0.051/(aoco) 2(v/l)b=ht+(-1)hwc=0.153/(lwh0) 2d=2.8410-3e(1+)(3600/lw)2/3将有关数据代入得：a=0.051/(0.1011.4950.828)2(2.92/802.5)=0.0119b=0.50.45(0.50.571)0.04=0.182c=0.153/(1.060.033) 2 =125.04d=2.8410-31(10.57)(3600/1.06)2/3=1.008故0.0119vs2=0.182125.04ls21.008ls2/3 或 vs2=15.2910507.56ls284.71ls2/3 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ls,m3/s0.00060.00150.00300.0045vs,m3/s14.68414.15713.43412.769由上表数据可作出液泛线5根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图,如下图vs(m3/h) (3) 15 （5） (4)10 5 （2） （1） 0 5 10 15 ls10-3,m3/s精馏段筛板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点a,连接oa，即作出操做线。由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制5。由图查得：vs,max=3.680m/s vs,min=0.960m/s 故操作弹性为vs,max/ vs,min=3.680/0.960=3.833（十二）主要接管尺寸的选取1.进料管由已知料液流率为12500kg/h ,取料液密度为792.5kg/m,则料液的体积流率 vf=12500/792.5=15.77 m/h取管内流速 uf=0.5m/s 则进料管直径 df =(4vf/3600uf)1/2=(415.77)/（36000.5）1/2=0.106m所以,查手册6取进料管尺寸为108mm4mm2.回流管由已知回流液体积流率 vr= ls3600=0.00533600=19.08m/h取管内流速ur=0.3m/s ,则回流管直径dr=(419.08)/（36000.3）1/2=0.150m所以,查手册取回流管尺寸为159mm4.5mm3.釜液出口管塔底压强 pw=122.8kpa 塔底温度 tw =116.8 ,查表4得 a=772.5kg/m, b=773.3kg/m则lwm=1/(0.01/772.5)+(0.99/773.3)=773.3 kg/m已知釜液流率为lmlwm=330.21(0.01278.11)+(0.98892.13)=30366.6 kg/m则釜液体积流率vw=30366.6/773.3=39.27m/h取管内流速 uw=0.5m/s ,则釜液出口管直径dw=(439.27)/（36000.5）1/2=0.167m所以，查手册取釜液出口管径194mm14mm 4.塔顶蒸汽管近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率vt=vs3600=1.9403600=6984 m/h,并取管内蒸汽流速ut=15m/s ,则塔顶蒸汽管直径dt=(46984)/（360015）1/2=0.406m所以，查手册取塔顶蒸汽管尺寸为426mm11mm （十三）法兰的选取1. 进料管因为进料管尺寸为108mm4mm，查手册5选取法兰pg6dg100hg5