化工原理课程设计

化工原理课程设计化工原理课程设计 甲苯甲苯 二甲苯双组分连续精馏筛板塔的设计二甲苯双组分连续精馏筛板塔的设计 学院 化工学院学院 化工学院 班级 应化班级 应化 10 1 姓名 王姓名 王 孟孟 学号 学号 120103301013 指导老师 钟声指导老师 钟声 1 目目 录录 一 序 2 二 原始数据 3 三 设计计算 5 四 物料衡算 5 五 塔顶温度 塔底温度及最小回流比计算 5 六 确定最佳操作回流比及塔板层数 8 七 塔板结构计算 14 八 溢流堰高度及堰上液层高度的确定 16 九 板面筛孔布置的设计 16 十 水力学性能参数及校核 16 十一 塔板负荷性能图 18 十二 筛板设计计算的主要结果 21 十三 主要符号说明 略 22 十四 主要参考文献 22 十五 双组分连续精馏的流程图 23 十六 结束语 24 2 序序 混合物的分离是化工生产过程中的重要过程 混合物分为均相和非均相物系 非 均相物系的分离主要依靠质点运动与流体流动原理实现分离 而化学工业中通常遇到 的是均相分离 通常有精馏 吸收 萃取和干燥等单元的操作 精馏是分离液体混合物 含可液化的气体混合物 最常用的一种典型单元操 作 在化工 炼油 石油化工等工业中得到广泛应用 按蒸馏方式分为简单蒸馏 平衡蒸馏 精馏和特殊精馏等 当混合物各组分挥发度差别很小或形成共沸时 采 用精馏 精馏是多级分离过程 即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程 因此可 使混合液得到几乎完全的分离 工业上以精馏应用最为广泛 精馏过程在能量剂的 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 该过程是同时进行传质 传热的过程 精 馏塔是大型的设备组装件 分为板式塔和填料塔两大类 一般处理物料量较大时多 采用板式塔 板式塔又有筛板塔 泡罩塔 浮阀塔等 本次设计任务为设计一定产品纯度的精馏塔 实现甲苯 二甲苯的分离 鉴 于甲苯 二甲苯体系比较易于分离 待处理料液清洁的特点 同时对筛板塔的结构 性能做了较充分的研究 认识到只要设计合理 操作正确 就可以获得较满意的塔 板效率和一定的操作弹性 设计决定选用筛板塔 本设计的具体流程 原料液 甲苯和二甲苯 且泡点进料 经预热器加热到指 定的温度后 送入塔的进料板上与自塔上部下降的回流液体汇合后 逐板下降 最 后流入塔的再沸器中 在每层塔板上 回流液体与上升蒸气互相接触 进行传质 3 传热 操作时 连续地从塔底再沸器取出部分液体作为塔底产品 或为塔釜残液排出 部分液体气化 产生的蒸气依次上升通过各层塔板 塔顶蒸气进入冷凝器中被部分 选择适当的回流比 冷凝 并将部分冷凝液用泵或靠位差送回塔顶作为回流液体 其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品 本课程设计的主要内容是过程的物料衡算 热量衡算 工艺计算 结构设计和 校核 设计时间为 2013 年 6 月 4 化工原理课程设计化工原理课程设计 原始数据原始数据 1 设计题目 双组分连续精馏筛板塔的设计 2 原料处理量 1 35 104kg h 3 原料组成 4 分离要求 1 馏出液中低沸点组分的含量不低于 0 97 质量分率 2 馏出液中低沸点组分的收率不低于 0 975 质量分率 5 操作条件 1 操作压力 常压 2 进料及回流状态 泡点液体 组分名称甲苯二甲苯 组成 质量分率 0 650 35 5 设计计算设计计算 一 一 物料衡算物料衡算 苯的摩尔质量 MA 92kg kmol 甲苯的摩尔质量 MB 106kg kmol 原料液摩尔分率 6815 0 106 65 0 1 92 65 0 92 65 0 F x 塔顶产品摩尔分率 9739 0 106 97 0 1 92 97 0 92 97 0 D x 原料液的平均摩尔质量 0 6815 92 1 0 6815 106 96 459kg kmolM 物料衡算原料处理量 139 96kmol h 459 96 1035 1 4 F 塔顶易挥发组分回收率 975 0 F D xF xD 975 0 6815 0 96 139 9739 0 D kmol h49 95 D 总物料衡算 139 96 95 49 44 47kmol hFDW WFD 139 96 0 6815 95 49 0 9739 44 47 FDW FxDxWx W x 0 0536 W x 二 二 塔顶温度 塔底温度及最小回流比的计算塔顶温度 塔底温度及最小回流比的计算 1 确定操作压力 塔顶压力 760mmHg 塔底压力 760 20 100 13 6 907 0588mmHgmmHgmmHg 2 计算塔顶温度 露点温度 根据塔顶压力及塔顶汽相组成用试差法计算塔顶温度 其中二甲苯 三 甲苯的饱和蒸气压由安托因方程计算 设 111 8 顶 t 由 得 785 288 219 4 1344 953 6 lg 0 顶 t PA A P mmHg 由 得 330 4779 214 7 1463 000 7 lg 0 顶 t PB B P mmHg 6 1 033274 760 288 785 0 P P k A A 0 434839 760 4779 330 0 P P k B B AD yx 942538 0 033274 1 9739 0 A A A k y x 060022 0 434839 0 9739 0 1 B B B k y x 0 0004 0025604 0 1060022 0 942538 0 1 i x 设 112 顶 t 由 得 789 7288 219 4 1344 953 6 lg 0 顶 t PA A P mmHg 由 得 332 5719 214 7 1463 000 7 lg 0 顶 t PB B P mmHg 1 039117 760 7288 789 0 P P k A A 0 437595 760 5719 332 0 P P k B B AD yx 937238 0 039117 1 9739 0 A A A k y x 059664 0 437595 0 9739 0 1 B B B k y x 0 0004 0031175 0 1059664 0 937238 0 1 i x 设 111 89 顶 t 由 得 787 2839 219 4 1344 953 6 lg 0 顶 t PA A P mmHg 由 得 331 4189 214 7 1463 000 7 lg 0 顶 t PB B P mmHg 1 035900 760 2839 787 0 P P k A A 7 436078 0 760 4189 331 0 P P k B B AD yx 940149 0 035900 1 9739 0 A A A k y x 059852 0 436078 0 9739 0 1 B B B k y x 0 0004 000001 0 1059852 0 940149 0 1 i x 111 89 假设正确 为所求露点温度 顶 t 3755 2 331 4189 787 2839 P P 0 B 0 A 顶 3 计算塔底温度 泡点温度 根据塔底压力及塔底残液组成用试差法计算塔底温度 其中甲苯 二甲 苯的饱和蒸气压由安托因方程计算 设 145 底 t 由 得 1839 6929 214 7 1463 000 7 lg 0 底 t PA A P mmHg 由 得 856 4888 213 3 1608 074 7 lg 0 底 t PB B P mmHg 0282 2 0588 907 6929 1839 0 P P k A A 9442 0 0588 907 4888 856 0 P P k B B 1087113 0 0282 2 0536 0 AWA kxy 893637 0 9442 0 0536 0 1 BWB kxy 0 0004 0023480 0 1893637 0 1087113 0 1 i y 设 144 8 底 t 由 得 1831 1332 214 7 1463 000 7 lg 0 底 t PA A P mmHg 由 得 852 038 213 3 1608 074 7 lg 0 底 t PB B P mmHg 0188 2 0588 907 1332 1831 0 P P k A A 9393 0 0588 907 038 852 0 P P k B B 8 1082055 0 0188 2 0536 0 AWA kxy 888993 0 9393 0 0536 0 1 BWB kxy 0 0004 0028017 0 1888993 0 1082055 0 1 i y 设 144 91 底 t 由 得 1835 8373 214 7 1463 000 7 lg 0 底 t PA A P mmHg 由 得 854 4837 213 3 1608 074 7 lg 0 底 t PB B P mmHg 0240 2 0588 907 8373 1835 0 P P k A A 9420 0 0588 907 4837 854 0 P P k B B 1084835 0 0240 2 0536 0 AWA kxy 891545 0 9420 0 0536 0 1 BWB kxy 0 0004 0000281 0 1891545 0 1084835 0 1 i y 144 91 假设正确 为所求泡点温度 底 t 1485 2 4837 854 8373 1835 P P 0 B 0 A 底 2592 2 1485 2 3755 2 底顶 4 计算最小回流比 Rmin 0 6815 1q Fe xx 8286 0 1 1 e e e x x y 9878 0 6815 0 8286 0 8286 0 9639 0 min ee eD xy yx R 三 三 确定最佳操作回流比与塔板层数确定最佳操作回流比与塔板层数 1 列相平衡关系式 n n n n n y y y y x 2592 1 2592 2 1 2 列操作线方程 精馏段 1 11 D nn xR yx RR 9 提馏段 1mmw LFW yxx LFWLFW 3 由塔顶向下逐板计算精馏段的汽 液相组成 即 由 y1 xD 根据平衡关系计算 x1 由操作关系计算 y2 由平衡关系计算 x2 由平衡关系计算 xn 当 xn xF时 则 n 1 即为精馏段的理论板数 4 由进料口向下逐板计算提馏段的汽 液相组成 即 由 x1 xn 根据操作关系计算 y2 由平衡关系计算 x2 由操作关系计算 y3 由平衡关系计算 xm 当 xm xw时 则 m 即为提馏段的理论板数 5 逐板法计算塔板层数 由 R 1 1 2 0 Rmin 范围内 步长为 0 1Rmin 逐次增大操作回流比 按上述 2 4 步计算 具体计算结果如下表 1 R 1 1Rmin 精馏段 0 5207 0 4667 1 n y n x 提馏段 1 2232 0 0120 1 m y m x 精馏段提馏段 yxyx 0 97390 94290 6778 0 95770 90920 81710 6641 0 94010 87420 80040 6396 0 92190 83940 77030 5975 0 90380 80610 71890 5309 0 88640 77550 63740 4376 0 87050 74850 52330 3270 0 85640 72530 38800 2191 0 84440 70600 25600 1322 0 83430 69030 14970 0723 0 82610 67780 07640 0353 21 包括釜 9 12 包括釜 T N 精 N 提 N 2 R 1 2Rmin 精馏段 0 5424 0 4456 1 n y n x 提馏段 1 2131 0 0114 1 m y m x 精馏段提馏段 yxyx 0 6744 0 97390 94290 80670 6488 0 95700 90790 77570 6048 0 93810 87020 72230 5352 0 91760 83130 63780 4380 0 89650 79310 52000 3241 0 87580 75740 38180 2146 10 0 85640 72520 24900 1280 0 83900 69750 14380 0692 0 82390 67440 07260 0335 18 包括釜 8 10 包括釜 T N 精 N 提 N 3 R 1 3Rmin 精馏段 0 5622 0 4264 1 n y n x 提馏段 1 2039 0 0109 1 m y m x 精馏段提馏段 yxyx 0 6710 0 97390 94290 79690 6346 0 95650 90680 75310 5745 0 93620 86660 68080 4856 0 91360 82400 57370 3733 0 88960 78110 43850 2569 0 86550 74020 29840 1584 0 84250 70310 17980 0885 0 82170 67100 09560 0447 16 包括釜 7 9 包括釜 T N 精 N 提 N 4 R 1 4Rmin 精馏段 0 5803 0 4087 1 n y n x 提馏段 1 1954 0 0105 1 m y m x 精馏段提馏段 yxyx 0 6804 0 97390 94290 80290 6432 0 95590 90560 75840 5814 0 93420 86270 68460 4899 0 90930 81610 57520 3747 0 88230 76840 43740 2561 0 85460 72240 29560 1566 0 82790 68040 17680 0868 0 11830 0561 0 07420 0343 16 包括釜 6 10 包括釜 T N 精 N 提 N 5 R 1 5Rmin 精馏段 0 5971 0 3924 1 n y n x 提馏段 1 1877 0 0101 1 m y m x 11 精馏段提馏段 yxyx 0 6225 0 97390 94290 72920 5438 0 95540 90460 63580 4359 0 93250 85950 50760 3133 0 90560 80950 36210 2008 0 87570 75720 22840 1158 0 84450 70630 12750 0607 0 78840 62250 07990 0370 14 包括釜 6 8 包括釜 T N 精 N 提 N 6 R 1 6Rmin 精馏段 0 6125 0 3774 1 n y n x 提馏段 1 1805 0 0097 1 m y m x 精馏段提馏段 yxyx 0 6395 0 97390 94290 74520 5642 0 95490 90370 65640 4581 0 93090 85640 53110 3340 0 90190 80280 38450 2166 0 86910 74610 24600 1262 0 83440 69040 13930 0668 0 80030 63950 08760 0408 14 包括釜 6 8 包括釜 T N 精 N 提 N 7 R 1 7Rmin 精馏段 0 6268 0 3635 1 n y n x 提馏段 1 1738 0 0093 1 m y m x 精馏段提馏段 yxyx 0 6755 0 97390 94290 78360 6158 0 95450 90280 71350 5244 0 92940 85350 60620 4053 0 89850 79660 46640 2790 0 86280 73570 31810 1712 0 82470 67550 19160 0950 0 12560 0598 0 07700 0356 12 14 包括釜 5 9 包括釜 T N 精 N 提 N 8 R 1 8Rmin 精馏段 0 6400 0 3506 1 n y n x 提馏段 1 1676 0 0090 1 m y m x 精馏段提馏段 yxyx 0 6607 0 97390 94290 76240 5869 0 95410 90190 67620 4804 0 92780 85050 55190 3528 0 89490 79030 40300 2300 0 85640 72530 25960 1343 0 81480 66070 14780 0713 0 09200 0429 13 包括釜 5 8 包括釜 T N 精 N 提 N 9 R 1 9Rmin 精馏段 0 6524 0 3385 1 n y n x 提馏段 1 1619 0 0087 1 m y m x 精馏段提馏段 yxyx 0 6466 0 97390 94290 74260 5608 0 95370 90110 64290 4435 0 92640 84770 50660 3125 0 89160 78450 35430 1954 0 85030 71540 21840 1101 0 80520 64660 11920 0565 0 0 07120 0328 13 包括釜 5 8 包括釜 T N 精 N 提 N 10 R 2 0Rmin 精馏段 0 6639 0 3273 1 n y n x 提馏段 1 1565 0 0084 1 m y m x 精馏段提馏段 yxyx 0 6336 0 97390 94290 72440 5377 0 95330 90040 61350 4126 0 92500 84530 46880 2809 13 0 88850 77910 31650 1701 0 84450 70620 18830 0931 0 79620 63360 09930 0465 12 包括釜 5 7 包括釜 T N 精 N 提 N 6 对上表塔板数列表 R nRmin1 11 21 31 41 51 61 71 81 92 精馏段 10876665555 提镏段 1110910889887 N 含釜 21181616141414131312 7 绘制 R NT曲线 确定最佳操作回流比及最佳理论板数 N 含釜 R关系图 0 5 10 15 20 25 1 11 21 31 41 51 61 71 81 92 R nmin N 含釜 N 含釜 本题取回流比 284 1 9878 0 3 13 1 min RR 16 包括釜 7 9 包括釜 T N 精 N 提 N 8 查取塔板效率 4 128 2 144 91111 89 2 顶底 tt t 2066 0 20 4 128 0035 0 586 0 20 20 t t A 23172 0 20 4 1580042 0 687 0 20 20 t t B 2146 0 23172 0 6815 0 12066 0 6815 0 iiL x 5851 0 2146 0 259 2 49 0 49 0 245 0 245 0 LT E 9 计算全塔理论板数 14 块 26 块 25 63 8515 0 116 ET 不含釜 实 T N N 四 四 塔板结构计算 设计塔顶第一块板 塔板结构计算 设计塔顶第一块板 1 计算塔顶实际的汽液相体积流量 1 液相体积流量计算 869 0 978 111 89 20 779 13158 kg 20 20 t t A 3 m 864 0 875 111 89 20 783 59625 kg 20 20 t t B 3 m 9429 0 9739 0 2592 1 2592 2 9739 0 1 D D A x x x 0571 0 9429 01 B x 9348 0 1060571 0 929429 0 929429 0 BBAA AA A MxMx Mx W0652 0 9348 0 1 B W 5963 783 0652 0 1316 779 9348 0 1 B B A A L WW kg 4211 779 L 3 m kg kmol7994 921060571 0 929429 0 L M hmMRDV LLL 5981 143852 779 7994 9249 95284 1 3 2 汽相体积流量计算 kg 2 9120 89 11115 273314 8 92325 101 RT PM A A 3 m kg 3551 3 89 11115 273314 8 106325 101 RT PMB B 3 m kg 9236 2 3551 3 9739 0 1 9120 2 9739 0 V 3 m 0 9739 92 1 0 9739 106 92 3654 kg kmol G M hmMDRV VG 4146 68909236 2 3654 9249 95 1284 1 1 3 2 选取塔板间距 T H 选取塔板间距 0 45m 两板间有人孔 0 7m T H T H 3 计算液汽动能参数 C 液气动能参数 0346 0 9236 2 4211 779 4146 6890 5981 14 V L G L V V 15 选取板上液层高度 0 05m 则 0 45 0 05 0 40m L h T H L h 查史密斯关联图 查得汽相负荷参数0 084 20 C 液体表面张力的计算 28 53 0 113 144 91 20 14 4152 dyne cm 20 20底 t t A 28 99 0 109 144 91 20 15 3748 dyne cm 20 20底 t t B 14 4152 0 9429 15 3748 0 0571 14 4700 dyne cm i iix 0787 0 20 4700 14 084 0 20 2 0 2 0 20 CC 4 计算液泛速度 F u max u m s2826 1 9236 2 9236 2 4211 779 0787 0 V VL F Cu 5 空塔气速 取安全系数为 0 7 则空塔气速 0 7 0 7 1 2826 0 8978m s G u F u 6 选取溢流方式及堰长同塔径的比值 Dlw 选用单溢流弓形降液管 取 0 7 查弓形降液管的参数图 查取降 w lD 液管面积同塔截面积的比值及降液管宽度同塔径的比值 0 14 088 0 Td AA d WD 7 计算塔径 2 1319 2 8978 0 3600 4146 6890 m u V A G G G 截塔面积 2 3376 2 088 0 1 1319 2 1 m AA A A Tf G T 塔径 m A D T 7252 1 3376 2 44 按标准塔径圆整后 D 1 8m 8 计算塔径圆整后的实际气速 222 5447 28 1 44 mDAT 2 3208 2 088 0 1 5447 2 1 mAAAA TdTG m s8247 0 3208 12 3600 4146 6890 G G A Vs u 16 液泛分率 m s 在 0 6 0 8 范围内 6430 0 2826 1 8247 0 F G u u 9 在 D 1 8m 时 塔板结构尺寸 堰长 m26 1 8 17 07 0 Dlw 降液管宽度 0 14D 0 14 1 8 0 252m d W 降液管面积 2 2239 0 5447 2 088 0 088 0 mAA Td 五 溢流堰高度溢流堰高度及堰上液层高度及堰上液层高度的确定的确定 w h ow h 选取溢流堰高度 50mm 8 1916 0 7 查取液流收缩系数图 w h 5 2 w h L L w lD 得液流收缩系数 E 1 02 选用平直堰 堰上液层高度 0 0028E0 0028 0 0146m ow h 3 2 w h L L 3 2 26 1 5981 14 02 1 50 14 6 64 6mm L h w h ow h 六 板面筛孔布置的设计 板面筛孔布置的设计 1 选取筛孔直径 do 5mm 筛孔按正三角形排列 3 孔中心距 t 3d0 3 5 15mm孔径孔中心距 选塔板厚度 3 5mm 碳钢板 p t 2 计算开孔区面积 a A 2 2 5447 2 0 2239 2 0969m2 a A T A d A 3 开孔率 0 907 0 907 0 101 10 1 a o A A 2 t do 2 3 1 4 开孔面积 0 101 2 0969 0 2118m2 o A a A 5 气体通过筛孔的流速 9 0638 o U o s A V 2118 0 3600 4146 6890 s m 6 孔个数 N 10786 个 2 4 o o d A 2 005 0 4 2118 0 七 七 学性能参数计算及校核学性能参数计算及校核 17 1 液沫夹带分率的检验 0 0113 0 1 owwT G G hhH u e 5 2 057 0 0646 0 5 245 0 8247 0 4700 14 057 0 kgkg液气 kgkg液气 故在本设计液沫夹带量在允许范围内 G e 2 塔板压降 1 干板压降 由 故 5 3 5 1 43 查干筛孔的流量系数表 mmd5 0 mmtp5 3 0 p dt 得孔流系数 0 79 0 c 0 0250m L V o o o C U g h 2 2 1 4211 779 9236 2 79 0 0368 9 81 9 2 1 2 2 液层静压降 对单溢流板 通过有效传质区的气速 s m AA V u dT G a 8247 0 2239 0 5447 2 3600 4146 6890 气相动能因子 4101 1 9236 2 8247 0 0 Va uF 11 22 kgs m 查充气系数关联图 得充气系数 0 61 0 61 0 0646 0 0394m owwL hhh 3 液层表面张力压降 0 0015m 0 3 104 gd h L 005 0 81 9 77904211 4700 14104 3 4 单板总压降 0 0250 0 0394 0 0015 0 0659m hhhH Lo 3 液面落差的校验 对于筛板塔 液面落差很小 本设计塔径和液流量均不大 可忽略液面落差影响 4 塔板漏液状况的校验 1 产生漏液的干板压降 0 0083m owwo hhh 05 0 0051 0 0646 0 05 0 0051 0 2 工作状态下 18 稳定系数 1 74 1 5k 2 1 o o o o h h u u 2 1 0083 0 0250 0 故不会产生严重漏液 5 降液管液泛情况的校验 1 选取降液管下缘至下层塔板的距离 20mm 0 h 则降液管下缘缝隙通道的截面积 0 02 1 26 0 0252m2 da A 0 h w l 2 液体流出降液管的阻力损失 d h 2 39 1 da L d A V g hm0037 0 0252 0 3600 5981 14 81 9 39 1 2 3 计算降液管内的清液层高度及泡沫层高度 d H 0 02 0 0394 0 0594m t H L hh0 d H t H w h ow h d h 0 0659 0 050 0 0146 0 0 0037 0 1342m 甲苯 二甲苯物系属一般物系 取 0 5 则 d d H H m2684 0 5 0 1342 0 4 校核 0 45 0 05 0 5m T H w h dTw HHh 故在本设计中不会发生液泛现象 6 液体在降液管内停留时间的校验 5s L dd V HA3600 s41 7 5981 14 1342 0 2239 0 3600 故降液管设计合理 八八 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 一一 负荷性能图 1 过量液沫夹带线 3 2 2 3 1 0028 0 5 28812 w L wwTGG L V FhHAV 3 2 2 3 1 26 1 02 1 0028 0 05 0 5 245 0 4700 143208 2 8812 L V 19 15319 41 288 50 3 2 L V VL m3 h 1 06121824303642 VG m3 h 1 1531914366 3913806 8313337 512918 5812533 5612173 5611833 12 2 最大气相负荷线 以 3s 作为液体在降液管中停留时间的下限 3600 3 dd L HA V0569 36 3600 3 2239 0 1342 0 3 m h 3 最小液相负荷线 3 8367 w w L l F V 2 3 8 2 6 26 1 02 1 8 2 6 2 3 3 m h 4 最小气相负荷线 5 0 3 2 5 0 0028 0 13 0 0056 015946 h l V FhACV w L wwo V L oG 5 0 3 2 5 0 0015 0 26 1 02 1 0028 0 05 0 13 0 0056 0 2118 0 9236 2 4211 779 79 015946 L V 43563 41 3 2 000318 0 0119 0 L V VL m3 h 1 06121824303642 VG m3 h 1 4752 2074957 4345074 1175169 9545254 0195330 1145400 2935465 831 5 降液管液泛线 5 0 2 3 2 5 0 3600 142 0 0028 0 1 5 0 5 015946 da L w L wwTo V L oG A V l V FhHACV 5 0 2 3 2 5 0 0252 0 3600 142 0 26 1 02 1 0028 0 61 0 1 05 0 61 0 5 0 45 0 5 0 9236 2 4211 779 2118 0 79 0 15946 L L V V 43563 4 2 5 3 2 10725 1 0039 0 1695 0 LL VV VL m3 h 1 06121824303642 20 VG m3 h 1 17935 2217198 9616666 3216115 5215511 3814832 9914061 4213174 96 根据以上各线方程 可作出筛板的负荷性能图 如图 筛板负荷性能图 0 5000 10000 15000 20000 25000 30000 01020304050 VL m3 h 1 VG m3 h 1 1 过量液沫夹带线2 最小气相负荷线 3 降液管液泛线4 操作线 5 最大气相负荷线6 最小液相负荷线 二 操作性能的评定 1 本设计的操作条件为 14 5981 6890 4146 L V h m3 G V h m3 在负荷性能图上作出操作点 P 连接 OP 即作出操作线 L V G V 2 根据操作线同负荷性能图的交点及设计工作点的坐标 计算下列参数 根据负荷性能图及操作线的交点 可以看出 从图上读出 12 855 103 5 066 103 max G V h m3 min G V h m3 27 31 10 77 max L V h m3 min L V h m3 A 操作弹性系数 极限负荷比 按汽相负荷计算 GT K min max G G V V 54 2 5066 12855 按液相负荷计算 LT K min max L L V V 54 2 77 10 31 27 21 B 设计工作点的安定系数 设计负荷对极限之比 对汽相负荷上限 GA K G G V V max 87 1 4146 6890 12855 对汽相负荷下限 GAK min G G V V 36 1 5066 4146 6890 对液相负荷上限 LA K L L V V max 87 1 5981 14 31 27 对液相负荷下限 LAK min L L V V 36 1 77 10 5981 14 九 筛板设计计算的主要结果 九 筛板设计计算的主要结果 筛板塔设计计算结果 项目符号单位数据 气相 VG6890 4146 平均 流量液相 VL m3 h 14 5981 实际塔板数 N 块 25 板间距 HTm0 45 塔径 Dm1 8 空塔气速 UGm s0 8247 塔板液流型式 单溢流 降液管型式 弓形 堰长 lWm1 26 堰高 hwm0 05 降液管宽度Wd m0 252 堰上方液层高度 hOWm0