年处理4万吨苯-甲苯精馏装置设计课程设计

1、化工原理课程设计报告年处理5.4万 吨 苯-甲苯 精馏装置设计指导教师:完成日期:2013年1月17日学院：化学化工学院班级：应用化学101班姓名：学号：序言化工原理课程设计是化学工程与工艺类相关专业学生学习化工原理课程必 修的三大环节之一， 起着培养学生运用综合基础知识解决工程问题和独立工作能 力的重要作用。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

2、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

3、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。目录一、 化工原理课程设计任书 1二、 设计计算 31）设计方案的选定及基础数据的搜集 32）精馏塔的物料衡算73）塔板数的确定 94）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 155）精馏塔的塔体工艺尺寸计算216）塔板主要工艺尺寸的计算237）塔板负荷性能图27三、个人总结 36四、参考书目 37化工原理课程设计任务书1）板式精馏塔设计任务书1、设计题目： 设计分离苯甲苯连续精馏筛板塔2）设计任务及操作条件2、设计任务： 物料处理量： 5.4 万吨年 进料组成 ：35 苯，苯 -甲苯常温混合溶液 （质量分率，下同） 分离要求：塔顶产

4、品组成苯塔底产品组成苯3、操作条件> 95%< 6%平均操作压力 ：101.3 kPa 平均操作温度：93.7 C 回流比： 3.141 单板压降： 0.9 kPa4、工时： 300天 / 年 24小时运行3）设计方法和步骤1、设计方案简介根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比， 选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对选定的工艺流 程，主要设备的形式进行简要的论述。2、主要设备工艺尺寸设计计算（1）收集基础数据（2）工艺流程的选择（3）做全塔的物料衡算（4）确定操作条件（5）确定回流比（6）理论板数与实际板数（7）塔径计算及板间距确定（8）堰及降液管

5、的设计（9）塔板布置及筛板塔的主要结构参数（10）塔板的负荷性能图（12）塔盘结构（13）塔高3、设计结果汇总4、设计评述4）参考资料化工原理课程设计，贾绍义，柴诚敬主编，天津大学出版社，2002.8 化工原理下册，天津大学华工学院柴诚敬主编，高等教育出版社， 2006.1化工原理课程设计，大连理工大学化工原理教研室编，大连理工大 学出版社， 1994.7化工原理第二版下册，天津大学化工学院柴诚敬主编，高等教育 出版社， 2010.6化工单元过程及设备课程设计，匡国柱，史启才主编，化学工业出 版社， 2001.10传递过程与单元操作下册，陈维杻主编，浙江大学出版社，1994.8 化工原理课程设

6、计指导，任晓光主编，化学工业出版社，2009.1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。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

7、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 1015%。(3 )塔板效率咼，比泡罩塔咼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咼，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。下图是板式塔的简略图2-1 :表2-1苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（C）临界温度tc（C）临界压强PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.5

8、6833.4甲苯BC6HCH92.13110.6318.574107.7表2-2苯和甲苯的饱和蒸汽压温度°C80.1859095100105110.6f0Pa ,kPaPb0 , kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.040.046.054.063.374.386.0表2-3 常温下苯一甲苯气液平衡数据温度0C80.1859095100105110.6液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.1300汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.2620表2-4纯组分的表面张力温度80901

9、00110120苯，mN/m21.22018.817.516.2甲苯，Mn/m21.720.619.518.417.3表2-5组分的液相密度温度（C ）8090100110120苯,kg/ m3814805791778763甲苯,kg/ m3809801791780768表2-6 液体粘度g温度（C）8090100110120苯（mPa .s ）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mFa .s ）0.3110.2860.2640.2540.228表2-7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度tC液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.00

10、2.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.0

11、1100.0100.02) 精馏塔的物料衡算(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 进料液苯的质量分数F =35%塔顶液苯的质量分数d=95%塔底液苯的质量分数W =6%苯的摩尔质量 M苯=78.11kg / mol甲苯的摩尔质量 M甲苯=92.13kg / molf / M苯XFF / M苯1-F/ M甲苯Xf0.35/78.110.3880.35/ 78.111-0.35 /92.13Xdd/M苯0.95/ 78.11D / M苯1-/ M甲苯XD0.957D0.95/ 78.111-0.95 /92.13xww/M苯0.06/78.11W / M苯1-/ M甲苯XW0.070W0.06

12、/78.111-0.06/92.13(2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MfXf M 苯(1Xf)M甲苯Mf0.388 78.11(10.388)MdXD M 苯(1Xd)M甲苯Md0.957 78.11(10.957)M wXWM 苯(1xw)M甲苯M w0.070 78.11(10.070)92.1392.1392.1386.68 kg kmol78.71 kg. kmol91.15kg kmol(3) 物料衡算年处理量：5.4万吨原料处理量 qn F5400000086.52kmol/h,86.68 7200苯物料衡算 qn, F xF qn,D xD qn,W xW联立(即采出

13、率 qn,D / qn,F (xF xW )/ (xD xW ) ) 解得：qn,D 31.05kmol / h qn,W55.47kmol / h式中qn,F 原料液流量qn,D 塔顶产品量qn,W 塔底产品量3) 塔板数的确定(1) 理论板层数Nt的求取苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图，见下图10090807060 ： ：m：=： ：；!：=： ： I： I： = ： =i； mi 丑L: 口14丄口 I f H:I 3 p 4 r50403020100:! SB 0102030405060708090100图2-2苯一甲苯

14、物系的气液平衡图 求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。液体为泡点进料，所以q 1。在上图中对角线上，自点(0.388,0.388 )作垂线，即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为故最小回流比为RminXD yqyq Xqxq 0.388yq 0.6080.957 0.6081.5880.608 0.388取操作回流比为 R 2Rmin2 1.588=3.175 求精馏塔的气、液相负荷qn,L R qn,D3.175 31.05 98.59 kmol/hqn,V(R 1) qn,D (3.175 1) 31.05129.64kmohqn,V'qn,V129.64kmo

15、l /h（由于泡点进料）qn,L'Rqn,D q qn,F 3.175 31.05 1 86.52185.11kmol/h 求操作线方程精馏段操作线方程为yn 1RXd7Xn3.1753.175 1Xn0.9573.175 10.760 xn 0.229Ym 1厲丄，qn,W -XmXwqn,V'qn,v提馏段操作线方程为18511 Xm 547 0.070 1.428Xm 0.030129.64129.64Rmin1.571 取 R 2Rmin 3.141根据两操作线方程可以做如下图:100908070605040302010101 r：丨h n丨!II 3040506070

16、8090100I II IL H= = ； = ；=r SiSSSSI J =VJl .w20图2-3作图法求理论塔板数由上图可知精馏段为6块板，提馏段为4块板。（2）逐板法求理论板苯的沸点为80.1 T，甲苯的沸点为110.6 C。两组分的平均沸点为95.35 C。假定整个蒸馏过程中不同温度的饱和蒸汽压与此温度下的两组分 的饱和蒸汽压相等，即假定整个蒸馏过程中两组分的饱和蒸汽压不变。95C下两组分的饱和蒸汽压通过查表可得：PA0 155.7kPaFB0 63.3kPaPA155.72.460Pb063.3又根据R, 1Fin(1 Xd)1Xf 可解得相平衡方程x1 (1)x2.460x1(2

17、.460 1)x2.460x1 1.460x精馏段理论板数计算：精馏段操作线方程：yn 1 xn0.759xn 0.231R 1 R 1y-ixD 0.957X1y1(1 %)0.9570.9572.460(1 0.957)0.900y2RX1 R 1Xd0.7590.9000.2310.9147% 0 812R 1X2y20.8 12(1 y2)ya0.759X20.2310.847x3y30.693y3(1y3)y40.759 x30.2310.757x4y40.559y4(1y4)y50.759x40.2310.655X5y50.435y5(1y5)y60.759 x50.2310.56

18、1X6y60.342y6(1y6)因为x6 xF精馏段理论板n 5提馏段理论板数计算:'qn,L'qn ,W XYm 1X mXWyqn,V'qn ,V'1(1)xxX60.342Y2qn,L''X1qn,V'qn,WXWqn,V'1.431x1 0.030 0.4601X21y210.2571y：1.431 x20.0300.338y2(1新1X31y：10.172y1.431x'30.0300.216y（1 y：）1X41y410.101y1.431 x'40.0300.114y（1 J。）1X51y510.0

19、50(1Vs)1X5Xw所以提馏段理论板n=4全塔效率的计算（查表得各组分黏度10.269， 20.277)mXF1(1 XF )20.3880.269(1 0.388) 0.2770.274Et0.170.616lgm0.170.616lg0.27451.6%Nt9EtNp18Np51.6%精馏段实际板层数为N精5/51.6%9.6910,提馏段实际板层数为N提4/51.6%7.75 8进料板在第11块板捷算法求理论板数D 2.453F 2.0161.7042.302X d 1 Xw5.83190.002743/ XNmin 1/ln mln()(W) 11 XdXw由公式 Y 0.5458

20、27 0.591422XR RminR 12.92 1.460.3743.92代入 Y 0.329N N由 N f o.3165,n10N 21 d f 2.224Xd1 X fNmin,11/ln 伽(二)(肓)4) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以逐板法所计算所得的板数为例：(1) 操作压力计算假定塔顶操作压力FD=93.2 kPa每层塔板压降 P=0.9 kPa塔底操作压力 Pw Pd Np P 93.2 18 0.9109.4kPa进料板压力 PFPd 10 P 93.2 10 0.9 102.2kPa精馏段平均压力 Pm=(PD+PF )/2=( 93.2 + 102.2)/2

21、 = 97.7 kPa提馏段平均压力 Pm=(Pw+R )/2=( 109.4+102.2)/2=105.8kPa(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、甲苯 的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度tD 803C塔底温度tw = 107.1C进料板温度tF 95C80 395精馏段平均温度tm 一一 一 87.65C2提馏段平均温度t'm= 95+107.1 =101.05C2(3) 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由yXd 0.957 ,代入相平衡方程得为0.900M L,Dm0.900 78.11 (1 0.900

22、) 92.1379.51 kg. kmolM v ,Dm0.957 78.11 (1 0.957) 92.1378.71 kg kmol进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得yF 0.610 ,xF0.388M V ,Fm0.610 78.11(1 0.610) 92.1383.57 kg kmolM L,Fm0.388 78.11(1 0.388) 92.1386.68 kg kmol塔底平均摩尔质量计算由XW0.070J由相平衡方程，得yW0.156M V ,Wm0.15678.11(1 0.156)92.1389.94 kg kmolM L,Wm0.07078.11(1 0.070

23、)92.1391.15 kg kmol精馏段平均摩尔质量M V ,m78.71 83.572kg kmol81.14 kg. kmolML,m79.51 86.682kg kmol83.09 kg kmol提馏段平均摩尔质量M V,m 83.57 2 89.94 kg/kmol 86.76 kg/kmolM 'L,m 86.68 291.15 kg/kmol 88.92 kg/kmol(4)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，精馏段的平均气相密度即v,mPmMv,m97.7 81.14RTm8.314 (273.15 87.65)2.64 kg'm3提馏段的平均

24、气相密度v,mPmMv,m105.8 86.76RTm8.314 (273.15 105.8)2.95 kg； m3液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1/LmA / LA B / LB塔顶液相平均密度的计算，由tD 803C，查手册得a 813.73kg m3, b 808.76 k m3塔顶液相的质量分率0.957 78.110.957 78.11 92.13 0.0430.951/ L,Dm 0.95/813.73 0.05/808.76L,Dm =813.48kg / m3进料板液相平均密度的计算，由tF 95C，查手册得A 798.337 kg m3, B 796.405 kg

25、 m3进料板液相的质量分率0.388 78.110.388 78.1192.13 (1 0.388)0.351 LFm 0.35/798.337 0.65/796.405, L,Fm 797.08 kg/kmol塔底液相平均密度的计算，由tw = 107.1C，查手册得a 781.77 kg m3, b 783.19 kg m3塔底液相的质量分率0.060.07 78.110.07 78.1192.13 0.931 L,wm 0.06/781.770.94/783.19, L,wm 783.10 kg/kmol精馏段液相平均密度为L,m813.48 797.082805.28 kg kmol提

26、馏段液相平均密度为L,m797.08 783.102790.09 kg kmol(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Lm 一i塔顶液相平均表面张力的计算，由tD 803c，查手册得A 21.2mN/mB21.7mN/mLDm 0.95721.2(10.957)21.721.2mN/m进料板液相平均表面张力的计算，由tF 95C，查手册得A 19.4mN/ mB20.05mN / mLFm 0.38819.4(10.388)20.0519.8mN/m塔底液相平均表面张力的计算，由tw = 107.1 C，查手册得A 17.877mN /m B 18.719mN /mLWm 0

27、.070 17.877(1 0.070) 18.71919.9mN /m精馏段液相平均表面张力为Lm(21.219.8)/220.51mN/m提馏段液相平均表面张力为'Lm (19.9 19.8)/219.85mN /m(6)液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即lg Lm 人lg i塔顶液相平均粘度的计算，由tD 803C，查手册得A 0.308mPa s B 0.311mPa slg LDm 0.957 lg 0.3081 0.957 lg 0.311解出 LDm 0.308mPa s进料板液相平均粘度的计算，由tF 95C，查手册得A 0.267mPa s B 0.275mP

28、a slg LFm 0.388 lg 0.2671 0.388 lg 0.275解出 LFm 0.272mPa s塔底液相平均粘度的计算，由tw = 107.1C，查手册得A 0.2528mPa s B 0.265mPa slg LWm 0.070 lg 0.25281 0.070 lg 0.265解出 LWm 0.264mPa s精馏段液相平均粘度为Lm(0.308 0.272)/2 0.290mPa s提馏段液相平均粘度为Lm (0.272 0.264)/2 0.268mPa s(7) 气液负荷计算 精馏段：qn,VR 1 qn,D(3.1411) 31.05 128.58kmol/hVs

29、qn,V M V,m128.5881.14 1.097m3/s3600V ,m3600 2.64qn,L Rqn,D 3.141 31.0597.54kmol/hLsqn, LM L ,m3600 L,m97.54 83.093600 805.280.003m3 /s3Lh 0.003 360010.770m /h提馏段qn,V' qn,V (q 1)qn,F 128.58kmol/hVsqn,V'M V,m3600 v,m128.58 86.763600 2.951.050m3 / sq .' qn,L qqn,F 97.54 1 86.52 184.06kmol/h

30、n, L1 1Lsqn, L'M L,m3600 L,m184.06 88.923600 790.090.0058m3/s'3Lh 0.0058 360020.71m /h0.25）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2-8 板间距与塔径关系塔径DT，m0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0板间距Ht，mm200300250350300450350600400 600对精馏段:初选板间距Ht 0.45m，取板

31、上液层高度hL 0.06m，故hthL0.45 0.060.39m ；LSVSLmvm查,教材0.0031.097180釧 0.04762.640.2R48 图 9-45 得 C200.085 ；依式 CC20 20校正物系表面张力为20.51mN / m时C C20200.20.0720.2空10.085420max CLV0.085480528 2641.489m/s2.64可取安全系数为0.7,则安全系数（0.6-0.8），0.7 max 0.7 1.4891.042m/s4Vs故D3.142 1.042 1.2m4 1.097初选板间距按标准,塔径圆整为1.4m，则空塔气速1.042m

32、/ s。 对提馏段：Ht 0.45m，取板上液层高度hL 0.06m，故hthL0.45 0.060.39mLsVsLmvm120.00581.050790.092.95120.0896查：P48 图 9-45得 C200.079 ；依式 C C2020校正物系表面张力为19.85mN/m时0.2C C200.07920.219.85200.079max790.09 2.95V 2951.288m/ s可取安全系数为0.7,则安全系数（0.60.8）,0.7 max 0.7 1.2880.902m/s1.2m4VS4 1.050彳U.142 0.902按标准,塔径圆整为1.4m,则空塔气速0.

33、902m/s在设计塔的时候塔径取1.4m6）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lw :单溢流去lw （0.60.8）D取堰长lw=0.7D0.7 1.40.98b）出口堰高九:hwhL how由 lw/D 0.7 ,Lh/lw2'5卫務 11.328m0.9扌5查：P65图3-20，知E1.02,依式how需E可得how空4 E1000 lw2Lh 3竺4 1.021000210.77 s0.980.014m故 hw 0.06 0.0140.046mc）降液管的宽度Wd与降液管的面积Af

34、 :0.15 , Af / 片 0.09由 lw/D 0.7 查（：P65 图 3-22 ）得 Wd /DWj0.15D 0.15 1.4 0.21m23 14222Af 0.09 D2 0.091.42 0.1386m244利用（：P66式3-33）计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,AfHTAfHT 0.1386 0.45 厂-=20.84s （大于5s,付合要求）Ls0.003d）降液管底隙高度ho :取液体通过降液管底隙的流速0.20m/s （ 0.07-0.25）依（：P66 式 3-60） : hoLsI1 w o0.04）ho = 03 =0.02 符合（h0 hw 0.

35、006 0.046 0.006lw o 0.98 0.20e）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1w :单溢流去（0.6 0.8）D,取堰长lw=0.7 D0.71.40.98b）出口堰高hw : hwhLhow由 lw/D 0.7 ,2.5習 21.787mO.982查：F65图3-20，知E皿依式how竄E2L'3h_lw2可得how誥E書空4 1.030100020.710.980.022故 hw 0.06 0.0220.038mc）降液管的宽度Wd与降液管的面积Af :由 lw/D 0.7 查（：P65 图 3-22 ）得 Wd

36、 /D0.15 , Af / 舛0.09Wd0.15D 0.15 1.4 0.21m23 14222Af 0.09 D2 0.091.42 0.1386m244利用（：P66式3-33）计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,AfHTLs如土 0.1386 0.45=1o.84s （大于 5s，符合要求）Ls0.0058d）降液管底隙高度ho :取液体通过降液管底隙的流速o0.20m/s (0.07-0.25)I依（：p66式3-6o）： % 宀 需0鲁=0.03m符合(h0 hw 0.0060.038 0.0060.032 )（2）塔板布置精馏段塔板的分块 因D 800mm故塔板采用分块

37、式。查R18表5-3得，塔极分为4块对精馏段：a）取边缘区宽度Wc 0.04m （3050mm）,安定区宽度Ws0.070m ,(当 D<1.5m 时，Ws 6075mm )b) A,180RRD1.40.040.66m,221.4xDWs0.21 0.0700.4222代20.42 0.662 0.422 3142 0.662sin1802 x1 0.42R2x一sin 1 计算开孔区面积2 x R21.029m20.66c）筛孔数n与开孔率：取筛孔的孔径d。为5mm，正三角形排列,一般碳的板厚为3mm,取t/d°3.0 ,故孔中心距t 3.0 5 15.0mm筛孔数n1.1

38、55 AAt21.1550.01521.029 5283 个,Aa% 器 10.08% (在5-15范围内)则每层板上的开孔面积A° 为 A0Aa 0.1008 1.029 0.104气体通过筛孔的气速为Vs1.097o10.58m/ sA 0.104提馏段:a）取边缘区宽度Wc 0.04m （3050mm）,安定区宽度 Ws 0.070m ,（当 D<1.5m 时，Ws 6075mm ）b） Aa2 x R2x2R sin 1 x计算开孔区面积180RD1.4RW0.040.66m221.4xDWdWs0.210.0700.422222 3.14221 0.422A 2 0.

39、42 . 0.662 0.4220.662 sin 11.029m2180 0.66c）筛孔数n与开孔率：取筛孔的孔径d0为5mm，正三角形排列,般碳的板厚为3mm,取t/d。3.0，故孔中心距t 3.0 5 15.0mm筛孔数n 1.1255 A 丄理 1.029 5283个， t20.0152则 玉0.9072 % 10.08% （在 5-15范围内）Aa（t/d。）2则每层板上的开孔面积A0为A0Aa 0.1008 1.0290.104气体通过筛孔的气速为1.050A 0.10410.13m/s7)塔板负荷性能图精馏段：(1) 漏液线由 Uo,minVs,min / A0 4.4C。(0

40、.0056 0.13_ h ) l / VhLhwhow2.84E2/3Lh10004_Lgd04 20.51805.28 9.81 50.0021u0,min4.4C0 . (0.00560.13hL h ) L/ V4.40.7720.00560.13 hw2/32.48 e Lh1000 lwh l/ v4.40.7720.0056 0.13 0.046 0.602 LS2/30.0021805.282.64Vs,min、0.3572.960 LS2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表2-9表2-9Ls / m3 /s0.0010.0020.030.004

41、Vs /(m 3/s)0.6220.6350.6470.657由上表数据即可作出漏液线1。(2)雾沫夹带线以ev 0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下:由ev5.7 1063.2ow2.8410001.02hfuHt hf2.5 hw 2.842/33600Ls0.602.2/30.9810 3e2/33600 Ls0.982/30.114 1.506 LsUaAtAfs0.714Vs联立以上几式，整理得1.5396 0.13862/3Vs 2.960 13.272 Ls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2-10表 2-103Ls /(m /s)0.0

42、010.0020.0030.0043Vs /(m /s)2.8272.7492.6842.626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h°w2.84 E10002/33600Ls,min L,Ls,minl w0.811 103m3；s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4s作为液体在降液管中停留时间的下限AfHT4 LSLs,max畔7 15,588 Em3 s据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4(5) 液泛线令 Hd Hthw由叽hp hLhdhchlhh

43、LhdhihLhLh)whowhc0.051VsA0C0hd0.153LsI wh02/3howLh2.84E1000 lw2.8410001.023600Ls0.982/32/30.602 Ls联立得Hthwhhd取0.5 取0.6忽略h，将how与Lshd与Ls , hc与Vs的关系式代人上式，并整理得2/3式中：血誥E 迪 1.0210002/3鬻0.602Ls23将有关的数据代入整理,得 Vs211.414 6815.113Ls280.751Ls2/3在操作范围内，任取几个 Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表2-11。表 2-113Ls /(m /s)0.0010.0020.0

44、30.004Vs /(m 3/s)6.3226.1045.9205.755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，如图所示精馏段筛板负荷性能图7.0006.0005.0004.000 V3.0002.0001.0000.000故操作弹性为Vs,max /Vs,min4.59图2-4在负荷性能图上，作出操作点0.003,1.097，连接0,0， 0.003,1.097，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,max32.833 m /s Vs,min0.617 m3/s提馏段漏液线由 U°,minVs,min

45、/ A04.4Co . .(0.0056 0.13hL h ) l / V2/32.84 厂 Lh' 2/3howE0.608 L h1000 lw44 19.85Lgd0790.09 9.81 50.0020u0,min4.44.44.4C。.,(0.0056 0.13hL h ) l/ v0.7720.7720.00560.13 hw2/32.48 e Lh1000 lwl/ V0.2806、0.0056 0.13 0.038 0.608 Ls2/30.0020790.092.952.627LS2/3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 表 2-12。表

46、2-12Ls /(m 3/s)0.0010.0020.0030.0043Vs /(m /s)0.3070.3220.3350.347由上表数据即可作出漏液线1(2) 液沫夹带线以e 0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:5.7 1063.2uHthf2/3g総E严0.皿3hf2.5 hw2.84 10 3E2/33600 Ls0.982/30.094 1.520 LsUa ss0.714Vs联立以上几式，整理得At Af 1.5396 0.1386Vs 3.105 13.265 Ls2/3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 表 2-13。表 2-13s /(m 3/s)0.0010.0020.0030.0043Vs /(m /s)2.9732.8952.8292.771由上表数