苯-甲苯连续精馏塔设计.doc

化工原理课程设计题 目： 苯-甲苯连续精馏塔的设计 学生姓名： 学号： 系别： 专业： 指导教师： 起止日期：2011年6月3日 设计任务书(一) 设计题目苯甲苯连续精馏塔的设计（二）设计任务及操作条件进入精馏塔的料液含苯38%，其余为苯。塔顶馏出的液中含苯92%，塔釜液中含甲苯不低于4%。原料液处理量为96吨日（24小时）。操作条件 精馏塔塔顶压力 4KPa（表压） 进料热状态 自选 回流比 R=1.12.0Rmin 塔底加热蒸气压力 500KPa（表压） 单板压降 0.7kPa。(三) 设备形式设备形式为筛板塔(四) 厂址厂址为湖南地区(五)设计内容 (1)设计方案的确定及流程说明(2) 塔的工艺计算(3) 塔和塔板主要尺寸的设计塔高塔径及塔板结构尺寸的确定。 塔板的流体力学验算。 塔板的负荷性能图。(4)设计结果概要或设计结果一览表。 (5)辅助设备选型与计算。 (6) 生产工艺流程图（手绘，A2）及精馏塔的工艺条件图（手绘，A1）。(7) 对本设计的评述及有关问题的分析。（六）设计基础数据（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78.1180.1288.56833.4甲苯92.13110.6318.574107.7（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y110.56109.91108.79107.61105.05102.79100.7598.8497.1395.5894.0992.6991.4090.1188.8087.6383.5285.4484.4083.3382.2581.1180.6680.2180.010.001.003.005.0010.015.020.025.030.035.040.045.050.055.060.065.070.075.080.085.090.095.097.099.0100.00.002.507.1111.220.829.437.244.250.756.661.966.771.375.579.182.585.788.591.293.695.998.098.899.61100.0（3）饱和蒸气压P0苯和甲苯的饱和蒸气压可用Antoine方程求解，即lg P0=A式中t物系温度，；P0饱和蒸汽压，KPa； A、B、CAntoine常数，其值见下表：组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58（4）苯和甲苯的液相密度L温度t/8090100110120815803.9792.5780.3768.9810800.2790.3780.3770.0（5）液体表面张力温度t/809010011012021.2720.0618.8517.6616.4921.6920.5919.9418.4117.31（6）液体黏度L温度t/80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.228（7）液体汽化热温度t，8090100110120394.1386.9379.3371.5363.2379.9373.8367.6361.2354.6（8）其它物性数据其它物性数据可查化工原理或化工工艺设计院手册。试设计筛板精馏塔并选择原料预热器、塔顶冷凝器及塔釜再沸器等附属设备，计算塔主要接管尺寸.（七）主要参考文献1 贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，20022 大连理工大学化工原理教研室.化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版社，19943 谭天恩，麦本熙，丁惠华.化工原理（第二版）.北京：化学工业出版社，19984 时钧主编.化学工程手册（第二版）.北京：化学工业出版社，19965 潘国昌，郭庆丰.化工设备设计.北京：清华大学出版社，19966 上海医药设计院.化工工艺设计手册.北京：化学工业出版社，20007 路秀林,王者相等.塔设备.北京:化学工业出版社,2004参考文献并不局限于上述所列。目录设计任务书2(一) 设计题目2（二）设计任务及操作条件2(三) 设备形式2(四) 厂址2(五)设计内容3（六）设计基础数据3（七）主要参考文献6目录81.概述11.1苯甲苯连续精馏的简介11. 2流程和工艺条件的确定和说明31.2.1板式塔的简略图42. 操作条件和基础数据52.1. 操作条件52.2. 基础数据52.3符号说明53. 精馏塔的物料衡算73.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率73.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量73.3. 物料衡算74. 塔板数的确定84.1. 理论塔板层数NT的求取84.1.1. 绘t-x-y图和x-y图84.1.2.最小回流比及操作回流比的确定104.1.3.精馏塔气、液相负荷的确定114.1.4. 求操作线方程114.1.5. 图解法求理论板层数114.2. 实际塔板数的求取115. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算125.1. 操作压力计算125.2. 操作温度计算125.3. 平均摩尔质量计算125.4.平均密度计算135.4.1. 气相平均密度计算135.4.2. 液相平均密度计算135.5. 液体平均表面张力计算145.6.液体平均黏度计算155.7. 全塔效率计算165.7.1. 全塔液相平均粘度计算165.7.2. 全塔平均相对挥发度计算165.7.3. 全塔效率的计算176. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算186.1. 塔径的计算186.2. 精馏塔有效高度的计算197. 塔板主要工艺尺寸的计算197.1. 溢流装置计算197.1.2. 溢流堰高度hW207.1.3. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af207.1.4. 降液管底隙高度h0207.2. 塔板布置217.2.1. 塔板分布217.2.2. 边缘区宽度确定217.2.3. 开孔区面积计算217.2.4. 筛孔计算及其排列218. 筛板的流体力学验算228.1. 塔板压降228.1.1. 干板阻力hc计算228.1.2. 气体通过液层的阻力h1计算228.1.3. 液体表面张力的阻力h计算238.2. 液面落差238.3. 液沫夹带248.4. 漏液248.5. 液泛259. 塔板负荷性能图269.1. 漏液线269.2. 液沫夹带线279.3. 液相负荷下限线279.4.液相负荷上限线289.5.液泛线2810. 主要工艺接管尺寸的计算和选取3010.1. 塔顶蒸气出口管的直径dV3010.2. 回流管的直径dR3110.3. 进料管的直径dF3110.4. 塔底出料管的直径dW3111. 塔板主要结构参数表3212. 设计实验评论3491.概述1.1苯甲苯连续精馏的简介精馏是分离液体混合物（含液化的气体混合物）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（有时家质量剂），是气、液两相多次接触和分离，利用液相混合物中个组分挥发度不同，使易挥发组分由液相向气象转移，难挥发由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分流。该过程使同时进行传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表；由这些设备实现精馏过程的生产系统，剂设计所需要的连续精馏装置。工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。苯的沸点为80.1，熔点为5.5，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ，沸点为111 。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0866克厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯几乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0,6 mPa s，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940 kJ/kg，闪点为4 ，燃点为535 。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。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（或喷射的液滴群）。筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，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。但设计良好的筛板塔仍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，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。1. 2流程和工艺条件的确定和说明本设计任务为分离苯甲苯混合物。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，将原料液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，其余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。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1.4倍。塔釜采用间接蒸汽加热，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38mm，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：() 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。() 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。() 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。() 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是：() 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。() 操作弹性较小(约23)。() 小孔筛板容易堵塞。1.2.1板式塔的简略图2. 操作条件和基础数据2.1. 操作条件精馏塔顶压力 4KPa(表压)进料热状态 泡点进料 回流比 R=1.12.0Rmin 塔底加热蒸气压力 500KPa(表压) 单板压降 0.7kPa。2.2. 基础数据进料中苯含量（质量分数） 38%塔顶苯含量 （质量分数） 92%塔釜苯含量 （质量分数） 4%生产能力 （吨/日） 962.3符号说明项目符号单位各段平均压强PmkPa各段平均温度tm气相VSm3/s液相LSm3/s实际塔板数N块板间距HTm塔的有效高度Zm塔径Dm空塔气速um/s堰长lwm堰高hwm溢流堰宽度Wdm管底hom板上清液层高度hLm孔径domm孔间距tmm孔数n个开孔面积m2筛孔气速uom/s塔板压降hPkPa液体在降液管中停留时间s降液管内清液层高度Hdm雾沫夹带eVkg液/kg气气相最大负荷VSmaxm3/s气相最小负荷VSminm3/s3. 精馏塔的物料衡算3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol 水的摩尔质量 MB=92.13 kg/kmolxF=0.419xD=0.931xW=1.1410-23.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF= 0.41978.11+（1-0.419）92.13=85.255kg/kmolMD= 0.93178.11+（1-0.931）92.13=79.077 kg/kmolMW= 1.1410-278.11+（1-1.1410-2）92.13=91.970kg/kmol3.3. 物料衡算 生产能力 =46.92 kmol/h 总物料衡算 46.92=D+W 苯物料衡算 0.3846.92=0.92D+0.04W 联立解得 D=18.13 kmol/h W=28.79 kmol/h4. 塔板数的确定4.1. 理论塔板层数NT的求取苯甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。4.1.1. 绘t-x-y图和x-y图由设计任务书查的常压下苯甲苯的气液平衡数据表一 苯甲苯气液平衡苯（101.3KPa）/%（mol）沸点/110.56109.91108.79107.61105.05102.79气相组成0.02.507.1111.220.829.4液相组成0.01.003.005.0010.0015.00沸点/100.7598.8497.1395.5894.0992.69气相组成37.244.250.756.661.966.7液相组成20.025.030.035.040.045.0沸点/91.4090.1188.8087.6383.5285.44气相组成71.375.579.182.585.788.5液相组成50.055.060.065.070.075.0沸点/84.4083.3382.2581.1180.6680.21气相组成91.293.695.998.098.899.61液相组成80.085.090.095.097.099.0沸点/80.01气相组成100.0液相组成100.0由上数据可绘出和t-x-y图和x-y图。图一图二4.1.2.最小回流比及操作回流比的确定采用作图法求最小回流比。因为是泡点进料，则xF =xq，在图二中对角线上，自点（0.336，0.336）作垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为yq = 0.55 xq=0.336故最小回流比为Rmin=1.780则操作回流比为最小回流比的两倍: R= 2Rmin =21.780=3.564.1.3.精馏塔气、液相负荷的确定L=RD=3.5618.13=64.54kmol/hV=(R+1)D=（3.56+1）18.13=82.67kmol/hL=L+F=64.54+46.92=111.46 kmol/hV=V=82.67 kmol/h4.1.4. 求操作线方程精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为两条操作线的横坐标为:xf = = =0.4194.1.5. 图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图二所示。求解结果为总理论塔板数 NT=21（包括再沸器）进料板位置 NF=7(第八块为进料板)4.2. 实际塔板数的求取取全塔效率为0.56则精馏段实际板层数 N精=6/0.56=10.7111提馏段实际板层数 N提=15/0.56=26.78275. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算5.1. 操作压力计算 塔顶操作压力 PD=4 kPa+101.3kPa=105.3kPa每层塔板压降 P=0.70 kPa进料板压力 PF=105.3kPa+0.7011=113.0 kPa精馏段平均压力 Pm=（105.3+109）/2=107.15 kPa塔底压力 P底=105.3+0.727=124.2kPa因为P底 1.5atm所以塔底压力符合要求平均操作压力=（P顶+P底）2=（105.3+124.2）2=114.75kPa5.2. 操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯和甲苯的饱和蒸汽由安托尼方程计算，计算结果如下塔顶温度 tD=81.10 C进料板温度 tF=97.46 C精馏段平均温度 tm=（81.10+97.46）/2=89.28 C5.3. 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.931，查图二得 x1=0.90 MVDm=0.93178.11+（1-0.931）92.13=78.71 kg/kmolMLDm= 0.9078.11+（1-0.90）92.13=79.51 kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图二解理论板，得 yF=0.533 xF=0.323MVFm=0.53378.11+（1-0.533）92.13= 84.66 kg/kmol MLFm=0.32378.11+（1-0.323）92.13=87.60 kg/kmol精馏段平均摩尔质量MVm=（78.71+84.66）/2=81.68 kg/kmolMLm=（79.51+87.60）/2=83.56 kg/kmol5.4.平均密度计算5.4.1. 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即Vm= kg/m35.4.2. 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1/Lm=塔顶液相平均密度的计算有tD=81.10 C，查手册2得A=810 kg/m3 B=809 kg/m3 LDm= kg/m3进料板液相平均密度计算有tF=97.46 C，查手册2得A=792 kg/m3 B=790kg/m3 进料板液相的质量分率A=LFm= kg/m3 精馏段液相平均密度为Lm=（809.92+790.68）/2=800.30 kg/m35.5. 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有tD=81.10 C，查手册2得A=21.10 mN/m B=21.30 mN/mLDm=0.9221.10+0.0821.30=21.12 mN/m进料板液相平均表面张力的计算有tF=97.46 C，查手册2得A=19.10 mN/m B=19.60 mN/mLFm=0.3819.10+0.6219.60=19.41 mN/m精馏段液相平均表面张力为Lm= （21.12+19.41）/2=20.27 mN/m5.6.液体平均黏度计算液相平均粘度依下式计算，即塔顶液相平均粘度的计算由tD=81.11C，查手册2得A=0.31 B=0.32 解出LDm=0.31 mPas 进料板液相平均粘度的计算由tF=97.46C，查手册2得A=0.26 B=0.29 解出LFm=0.28 mPas 精馏段液相平均粘度为Lm=（0.31+0.28）/2=0.305.7. 全塔效率计算5.7.1. 全塔液相平均粘度计算塔顶液相平均粘度为 LDm=0.31 mPas 塔釜液相平均粘度的计算由tW=110.40C，查手册2得A=0.22 B=0.24 解出LWm=0.24 mPas 全塔液相平均粘度为L=（0.31+0.24）/2=0.285.7.2. 全塔平均相对挥发度计算相对挥发度依下式计算，即 （理想溶液）塔顶相对挥发度的计算(1)相对挥发度的求取苯的沸点为80.1，甲苯的沸点为110.63 当温度为80.1时 解得， 当温度为110.63时 解得，则有 5.7.3. 全塔效率的计算查精馏塔全塔效率关联图3得全塔效率E0=0.51筛板塔校正值为1.1故E0=1.1E0=1.10.51=0.566. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算6.1. 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为m3/sm3/s由 umax=式中C=0.2，C20查手册史密斯关联图4可得其中横坐标为 =0.08取板间距HT=0.60m，板上液层高度hL=0.06m,则HT-hL=0.60-0.06=0.54m查史密斯关联图可得C20=0.12 C=0.2=0.12=0.12umax=0.12=2.01m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u= 0.7umax=0.702.01=1.41 m/sD=0.77m按标准塔径圆整后为 D=1m塔截面积为AT=m2实际空塔气速为u=0.21 m/s6.2. 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=(N精-1)HT=(11-1)0.60=6 m提馏段有效高度为Z提=(N提-1)HT=(27-1)0.60=15.60m在进料板上方开一个人孔，其高度为0.80m则精馏塔的有效高度为Z= Z精+ Z提 +0.80=6.00+15.60+0.80=22.20m7. 塔板主要工艺尺寸的计算7.1. 溢流装置计算因塔径D=1m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：7.1.1. 堰长lW取 lW=0.80D=0.801=0.80m7.1.2. 溢流堰高度hW由 hW=hL-hOW 选用平直堰，堰上液层高度hOW=2/3近似取E=1，则 hOW=0.024m取板上请液层高度 hL=0.06m则 hW=hL-hOW=0.06-0.024=0.036m7.1.3. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由 lW/D=0.8查手册弓形降液管的参数图4得 则 Af=0.153.14=0.47 m2=0.42=0.80m验算液体在降液管中停留时间，即=25.64s5s故降液管设计合理7.1.4. 降液管底隙高度h0取 u0=0.25则 =0.028 hW-h0=0.036-0.028=0.008m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度=50mm7.2. 塔板布置7.2.1. 塔板分布因D=1m0.80m，所以本实验采用分块式。查手册4可得，塔板分为3块。7.2.2. 边缘区宽度确定取0.06mWc=0.03m。7.2.3. 开孔区面积计算开孔区面积Aa按下式计算， 其中 x=-(0.30+0.06)=0.14m r=-0.03=0.47m则 Aa=0.90 m27.2.4. 筛孔计算及其排列苯甲苯体系处理的物系无腐蚀性，选用=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。筛孔按正三角排列，取孔中心距t为 t=2.5 d0=35=15mm筛孔数目n为n=4642个开孔率为=0.907（）2=0.907=6.5%气体通过阀孔的气速为u0=m/s8. 筛板的流体力学验算8.1. 塔板压降8.1.1. 干板阻力hc计算干板阻力可由下式计算，hc=0.051由d0/=4/3=1.33，查相关资料干筛孔的流量系数图4，可得C0=0.78故 ：hc=0.051m液柱8.1.2. 气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1通过下式计算h1=hLua=m/sF0=kg1/2/（sm1/2）查手册充气系数关联图4可得=0.55则 h1=hL=0.55（0.036+0.024）=0.033m液柱8.1.3. 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h=m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp由下式得hp= h1+ h+ hchp=0.050+0.033+0.0026=0.086气体通过每层塔板的压降为Pp= hpg=0.086800.309.81=675.16 Pa700Pa（设计允许值）8.2. 液面落差液面落差由下式5计算平均液流宽度m塔板上鼓泡层高度m内外堰间距离m液相流量=0.019 m3/s故 m/0.05=0.0380.5所以液面落差符合要求8.3. 液沫夹带液沫夹带量由下式计算hf=2.5hL=2.50.06=0.15则 因为0.016kg液/kg气u0，min稳定系数为因为2.161.5故在本设计中无明显漏液。8.5. 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层Hd高应服从下式 苯甲苯物系属一般物系，取=0.5，则 =0.5（0.60+0.036）=0.32m又 Hd=hp+ hL+ hd板上不设计进口堰，hd可由下式算得 m液柱Hd = 0.086+0.060+0.0096=0.156m液柱 则本设计中不会发生液泛现象。9. 塔板负荷性能图9.1. 漏液线由 u0，min=hL=hOW +hWhOW=2/3得 =4.40.782.280.145 整理得=在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表二。表二Ls，m3/s0.00700.0100.0300.060Vs，m3/s1.331.371.561.75由上表作出漏液线1。9.2. 液沫夹带线以ev=0.1 kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：由 ua=hf=2.5hL=2.5（hOW +hW）hW=0.036hOW=故 hf=0.09+1.22Ls2/3 HThf=0.6（0.09+1.22Ls2/3 ）=0.511.22Ls2/3 =0.1整理得 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表三。表三Ls，m3/s0.00700.0100.0300.060Vs，m3/s9.038.807.616.27由上表可作出液沫夹带线2。9.3. 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。由下式 hOW=2/3=0.006取E=1，则Ls，min= m3/s则可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。9.4.液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式=4得 Ls，max= m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。9.5.液泛线令 由 Hd=hp+ hL+ hd；hp= h1+ h+ hc；h1=hL；hL=hOW +hW联立得忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系代入上式，并整理得式中将有关数据代入，得 则 即 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表四。表四Ls，m3/s0.00700.0100.0300.040Vs，m3/s9.329.137.065.07由上表数据可以作出液泛线5.根据以上各线方程，可以作出筛板塔的负荷性能图，如下：在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可知，改筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图得=1.18 m3/s =7.83 m3/s则操作弹性为 /=6.6410. 主要工艺接管尺寸的计算和选取10.1. 塔顶蒸气出口管的直径dV操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为1220 m/s，蒸气管的直径为 ，其中dV-塔顶蒸气导管内径m Vs-塔顶蒸气量m3/s，取uv=5.00 m/s，则m 故选取接管外径厚度 63020mm10.2. 回流管的直径dR塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速uR可取0.20.5 m/s。取uR=0.3 m/s，则m故选取接管外径厚度259mm10.3. 进料管的直径dF采用高位槽送料入塔，料液速度可取uF=0.40.8 m/s，取料液速度uF= 0.5 m/s，则m 故选取接管外径厚度21914mm10.4. 塔底出料管的直径dW一般可取塔底出料管的料液流速UW为0.51.5 m/s，循环式再沸器取1.01.5 m/s(本设计取塔底出料管的料液流速UW为0.8 m/s)则 m接管外径厚度1335.5mm11. 塔板主要结构参数表表五.筛板塔设计计算结