化工原理的课程设计

1、题 目：化工原理课程设计学生院系：学生姓名：学 号：专业班级：指导老师：第1页共39页目录一序言 错.误!未定义书签。二板式精馏塔设计任务书错.误!未定义书签。三设计计算错.误!未定义书签。1.1 设计方案的选定及基础数据的搜集错.误!未定义书签。1.2 精馏塔的物料衡算错.误!未定义书签。1.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算错误!未定义书签。1.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算( 14)错误!未定义书签。1.5 塔板主要工艺尺寸的计算错.误!未定义书签。1.6 筛板的流体力学验算(.20)错误!未定义书签。1.7 塔板负荷性能图(.24)错误!未定义书签。4 设计结果一览表(.29)错误

2、!未定义书签。5 板式塔得结构与附属设备(.31)错误!未定义书签。5.1 附件的计算 (.31)错误!未定义书签。5.1.1 接管 (.31)错误!未定义书签。5.1.2 冷凝器 (.33)错误!未定义书签。5.1.3 再沸器 (.34)错误!未定义书签。5.1.4 原料加热器(.35)错误!未定义书签。6 参考书目(.35)错误!未定义书签。7 设计心得体会(.35)错误!未定义书签。8 附录(.3. 7)错误!未定义书签。一、 序言课程设计是化工原理课程的一个非常重要的实践教学内容。不仅能够培养学生运用所学的化工生产的理论知识，解决生产中实际问题的能力，还能够培养学生的工程意识。健全合理

3、的知识结构可发挥应有的作用。此次化工原理设计是精馏塔的设计。精馏塔是化工生产中十分重要的设备。精馏塔内装有提供气液两相逐级接触的塔板，利用混合物当中各组分挥发度的不同将混合物进行分离。在精馏塔中，塔釜产生的蒸汽沿塔板之间上升，来自塔顶冷凝器的回流液从塔顶逐渐下降，气液两相在塔内实现多次接触，进行传质传热过程，轻组分上升，重组分下降，使混合物达到一定程度的分离。精馏塔的分离程度不仅与精馏塔的塔板数及其设备的结构形式有关，还与物料的性质、操作条件、气液流动情况等有关。本设计我们使用筛板塔。其突出优点为结构简单，造价低板上液面落差小，气体压强低，生产能力较大，气体分散均匀，传质效率较高。 筛板塔是最

4、早应于手工业生产的设备之一。合理的设计和适当的操作筛板塔能够满足要求的操作弹性而且效率高。采用筛板塔可解决堵塞问题适当控制漏夜实际操作表明，筛板在一定程度的漏液状态下，操作是板效率明显降低，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的筛板塔其操作弹性仍可达到标准。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，实现原料混合物中各组分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。

5、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、仪表等构成精馏过程的生产系统，即本次所设计的精馏装置。课程设计是让同学们理论联系实践的重要教学环节，是对我们进行的一次综合性设计训练。通过课程设计能使我们进一步巩固和加强所学的专业理论知识，还能培养我们独立分析和解决实际问题的能力。更能培养我们的创新意识、严谨认真的学习态度。当代大学生应具有较高的综合能力，解决实际生产问题的能力， 课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为毕业论文等奠定基础。更为将来打下一个稳固的基础。二、筛板精馏塔设计任务书一、设

6、计题目苯 - 甲苯连续精馏筛板塔的设计。二、设计任务(1)原料液中苯含量：质量分率=32%,其余为甲苯。(2) 塔顶产品中苯含量不得低于96%(质量)。(3) 残液中苯含量不得高于2 (质量 )。(4) 进料处理量：5.0 t/h 苯产品。三、操作条件(1) 精馏塔顶压强：4.0kPa( 表压 )(2) 进料热状态：50加热蒸气：0.5Mpa (表压)的饱和蒸气(4) 回流比：自选。(5) 单板压降压：不大于0.7kPa四、厂址：荆门地区(年平均水温20)五、设计内容及要求(1) 设计方案的确定及流程说明(2) 塔的工艺计算(3) 塔和塔板主要工艺尺寸的设计塔高、 塔径以及塔板结构尺寸的确定；

7、塔板的流体力学验算；塔板的负荷性能图。(4) 主要附属设备计算(再沸器、塔顶冷凝剂、原料加热器)。(5) 编制设计结果概要或设计一览表。(6) 对本设计的评述或有关问题分析讨论。(7) 蒸馏塔的工艺条件图。(8) 通过化工过程模拟软件与自己的结果比较。第 4 页 共 39 页绘制精储塔的简图六、按要求编制相应的设计说明书七、主要参考资料化工原理、化工原理课程设计指导书、化工工艺设计手册、物理化学手册 八、指导老师：李文波三、设计计算8.1 设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精储流程。设计中采用进料热状况为50oC的混合物，将原料液通过

8、预热器加热至泡点后送入精储塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔 底产品经冷却后送至储罐。8.2 精储塔的物料衡算(1)原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量M A 78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量M b 92.13kg /kmol0.3670.9660.0240.32/78.11Xf 0.32/78.11 0.68/92.130.96/ 78.11Xd 0.96/78.11 0.04/92.130.02/ 78.11 xW

9、0.02/78.11 0.98/92.13(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF0.36778.11(10.367)92.1386.98(kg/kmol)Md0.96678.11(10.966)92.1378.59(kg/kmol)Mw0.02478.11(10.024)92.1391.79(kg/kmol)(3)物料衡算原料处理量F 5000 57.48(kmol/h)86.98总物料衡算57.48 D W苯物料衡算57.48 0.367 0.966D 0.024W联立解得D 20.93(kmol/h) W36.55(kmol/h)8.3 精储塔的实际板数及工艺条件和有关物性数据的计

10、算8.3.1 塔板数的确定1)理论板层数NT的求取苯-甲苯属于理想物系，可采用图解法求理论版层数。先绘制t-x-y图和x-y图由手册查的苯甲苯物系的气液平衡数据苯一甲苯气液平衡苯(101.3KPa) /% (mol)t/ oC80.184889296100104108110.6x10.8160.6150.5040.3730.2560.1520.0570y10.9190.8250.7170.5940.4550.30.1250由上表用CAD绘制他的免衡曲线(101.3kPa)苯的摩尔分数x(y)采用作图法求最小回流比。在图中的q线与平衡线的交点为q (0.367,0.588 ), q线为x xF

11、,Xd yq0.966 0.588故最小回流比为：Rmin- q1.71yq Xq0.588 0.367取操作回流比为：R 2Rmin2.求精储塔的气、液相负荷L RV (R L LV V2 1.71 3.423.42 20.93 71.58(kmol/h)1)- (3.42 1) 20.93 92.51(kmol/h)qF 71.58 57.48 129.06(kmol / h)92.51(kmol/h)3.求操作线方程。精储段操作线方程为yn1 RS“0.774% 。.219提储段操作线方程为ymiL qF Xm Wxw 1.395xm 0909L qF W L qF W4,用图解法求理论

12、板层数，如上图所示。求解结果为：总理论板层数Nt 12.1（包括再沸器）进料板位置Nf 6,精储段理论板层数为5层，提储段理论板层数为7.1层。2）实际板层数的求取全塔效率假设为0.54。精储段实际板层数N精5/0,54 9.3 10提储段实际板层数N提6.1/0,54 11.3 12实际进料板位置为Nf 10 1 11实际总塔板数层数N 11.1/0,54 20.6 223.3.2精储塔的工艺条件以及有关物性数据的计算操作压力的计算塔顶操作压力Pd101.3 4 105.3kPa每层塔板压降0.7kPa进料板压力Pf105.3 0,7 10 112.3kPa塔底操作压力PW101.3 0,7

13、 20 115.3kPa精微段平均压力Pm精(105.3 112.3)/2 108.8kPa提储段平均压力Pm提(115.3 112.3)/2 113.8kPa第8页共39页塔顶温度进料板温度操作温度的计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法求出泡点温度， 其中苯、甲苯的饱和蒸汽 压由安托万方程计算，计算过程略。计算结果如下:tD 82.1 CtF 96.2 C塔釜温度tW 117.2 C精微段平均温度tm精(82.1 96.2)/2 89.2 C提储段平均温度tm提(117.2 96.2)/2 106.7 C平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量的计算由 xDy1 0.966，查平衡曲线得x1

14、0.916MVDm0.966 78.11(10.966)92.1378.59(kg/kmol)MLDm0.916 78.11(10.916)92.1379.29(kg/kmol)进料板平均摩尔质量的计算由图解理论板，得yF 0.564查平衡曲线(上图)，得xF 0.345MVFm0.56478.11(10.564) 92.1384.22(kg / kmol)MLFm0.34578.11(10.345) 92.1387.29(kg / kmol)塔釜平均摩尔质量的计算由图解理论板，得yW 0.055查平衡曲线，得xW 0.024MVWm0.05578.11(10.055) 92.1391.36(

15、kg/kmol)MLWm0.02478.11(10.024) 92.1391.79(kg/kmol)精馏段平均摩尔质量：MVm (78.59 84.22) / 2 81.13(kg/kmol)ML (79.29 87.29) / 2 83.29(kg/kmol)提馏段平均摩尔质量：MV(91.36 84.22) / 2 87.79(kg / kmol)ML(71.79 87.29) / 2 79.54(kg/kmol)由理想气体状态方程计算，即:精微段:V.PmMVmRTT10&8 8132.93(kg/m3)8.314 (89.2 273.15)提储段:VmPmMVmRTm113.8

16、 87.793、3.16(kg/m )8.314 (106.7 273.15)液相平均密度的计算。苯和甲苯的液相密度t/c8090100110120错误！未找到 引用源。814805791778763错误！未找到 引用源。809801791780768液相平均密度依下式计算，即:aA aBLA LB塔顶液相平均密度的计算。由tD 82.1 C,查手册得:第45页共39页807.9kg/m812.7kg/mLDm0.960.04812.7 807.9LD812.5kg/m3进料板液相平均密度的计算。由tF 96.2 C,查手册得:796.8kg/m3794.0kg / m3进料板液相的质量分率0

17、.34578.11aA0.3090.345 78.11 (1 0.345) 92.13LFm0.309 0.691796.8 794.0LFm794.9kg/m3塔釜液相平均密度的计算。由tW 117.2 C,查手册得:773.2kg/m33773.4kg/m3LWm0.02773.20.98773.4LWm.3773.4kg / m3精储段液相平均密度为:Lm(812.5794.9)/2803.7(kg/m3)提储段液相平均密度为:Lm(773.47949)/ 2784.1(kg/m3)液体平均表面张力计算苯和甲苯纯组分的表面张力t / c8090100110120错误！未找到引 用源。21

18、.22018.817.516.2错误！未找到引 用源。21.720.619.518.417.3液相平均表面张力依下式计算，即:nLmXi i1塔顶液相平均表面张力的计算:由tD 82.1 C,查手册得:A 21.24mN /mB 21.42mN/mLDm0.966 21.24 (10.966) 21.42 21.25(mN/m)进料板液相平均表面张力的计算:由tF 96.2 C,查手册得:A 19.34mN/m B 20.27mN/mLFm 0.345 19.34 (1 0.345) 20.27 19.95(mN/m)塔釜液相平均表面张力的计算：由tw 117.2 C,查手册得：LWmA 16

19、.52mN/mA0.024 16.52 (118.56mN/m0.024) 18.56 18.51(mN/m)精储段液相平均表面张力为：Lm (21.25 19.95)/2 20.60(mN/m)提储段液相平均表面张力为：Lm (18.51 19.95)/2 19.23(mN/m)液体平均黏度的计算苯和甲苯的液体粘度t/ C8090100110120错误!未找到引用 源。0.3080.2790.2550.2330.215错误!未找到引用 源。0.3110.2860.2640.2540.228液体平均黏度依下式计算，即:lg Lm Xlg i塔顶液相平均黏度的计算：由tD 82.1 C,查手册得

20、A 0.302mPas B 0.306mPaslg LDm 0.966 lg(0.302) (1 0.966) lg(0.036) 解得 LDm0.302(mPas)进料板液相平均黏度的计算：由tF 96.2 C,查手册得：A 0.265mPasB 0.273mPas1g LFm 0.345 lg(0.265) (1 0.345) lg(0.273) 解得 LFm 0.270(mPas)精储段液相平均黏度为：Lm (0.302 0.270)/2 0.281(mPas)提储段液相平均黏度为：Lm (0.239 0.270)/2 0.2545(mPa s)3.3.3全塔效率的计算全塔液相平均黏度计

21、算塔顶液相平均黏度：LDm 0.302(mPa s)塔釜液相平均黏度的计算查苯-甲苯的温度-组成相图可得tw 117.20 C ,查手册得：a 0.220mPas b 0.240mPas查平衡曲线得倒数第二块板的xW 0.024,故：lg LWm 0.024 lg(0.22) (1 0.024) lg(0.24) 解得 l% 0.239mPa s全塔液相平均黏度L (0.302 0.239)/2 0.2705mPa s全塔平均相对挥发度的计算相对挥发度的计算依照下式，m塔顶相对挥发度的计算，由tD 82.1 C,查手册得：Pa即:PaPb107.9kPaPb41.7kPa由tw 117.20

22、C ,查手册得:PaDPb107.941.72.6PA 277.0kPaPB 120.1kPaPA277.0 _ .W 2.3PB120.1故平均相对挥发度mdw2.6 2.3 2.445 2.4全塔效率的计算全塔效率由O'connell法计算，计算公式如下：E 0.49( m L) 0.245 0.49(2.445 0.2705) 0.245 0.542实际的全塔效率为：ET1.1E 1.1 0.542 0.596此结果与假设值相当接近，故假设正确。3.4 精储塔的塔体工艺尺寸计算塔径的计算精储段的气、液相的体积流率为：VsLsVMV m92.51360071.58360081.13

23、2.9383.29803.70.712(m3/s)0.0021(m3/s)3600 V mLM L m3600 L m提储段的气、液相的体积流率为：VsVMV m92.5187.790.714(m3/s)3600 V m36003.16LML71.5879.54,3 .、Ls0.0020(m /s)3600 lm3600784.1由 umaxCL VVDt02 0,04 0*城0.10.3 d4 k1 1.0（早M詈广史密斯关联图图(3-2)式中C由式（3-5）计算，其中的C20由查取，图3-2的横坐标为:1/2Lh LVhV1/20.0021 3600803.70.04880.712 360

24、02.93提储段为:1/2Lh1/20.0020 3600784.10.04410.714 36003.16取板间距Ht 0.45m,板上液层高度hi. 0.06m ,则:Ht hL 0.45 0.06 0.39(m)查图3-2得C20 0.082 （提储段跟精储段相同）提储段:0.20.220.60C0.082_L0.0820.082520200.20.219.23C0.082_L0.0820.08152020精微段:umax803.7 2.930.0825 , 1.364(m/ s)2.93提储段:L V784.1 3.16umax C0.08151.281(m/s)V3.16取安全系数为

25、0.7,则空塔气速为:u 0.7umax 0.7 1.364 0.9548(m/s)提储段:精微段:提储段:u 0.7umax 0.7 1.281 0.8967(m/s)cf4VT4 4 0.712 C 、D 0.975(m)u u V3.14 0.95484Vs4 0.714D .,u 1 3.14 0.89671.007(m)按标准塔径圆整后为D 1.2(m)塔截面积为:AT 0.785D2 0.785 1.22 1.13(m2)精微段:u Vs/AT 0.712/1.13 0.630(m/s)提储段：u Vs/AT 0.714/1.13 0.632(m/s)精储塔有效高度的计算精储段有效

26、高度为：Z精N精1 Ht1010.454.05 m提储段有效高度为：Z提N提1 Ht1210.454.95 m在进料板上方开一人孔，其高度为 0.8m,故精储塔的有效高度为:Z Z 精 Z 提 0.8 4.05 4.95 0.8 9.8 m3.5 塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置计算因塔径D 1.2m ,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下:堰长lW：取 lW 0.66D 0.66 1.2 0.792(m)溢流堰高度hw :由hw hL hOw，选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算,即:hOw2/30.0021 36000.7920.01278(m)一 一 一 2 84近似取

27、E=1，则how卫110002/32.84 ?E? 1h1000 '' lw提储段:hOW2.8410002/3嘴/ 0.01237(m)取板上清液层高度为hL 60mm故 hW hL hOW 0.06 0.01278 0.04722(m)提储段：故 hw hL hOW0.06 0.01237 0.04763(m)弓形降液管宽度Wd和截面积Af :由lw/D 0.66，查下图得：0.01口一40.5。.岔 0 7 0,8I .口勺 0.0722, Wl 0.124，则：Af0.0722 1.13 0.0816m2,ATDWd 0.124 1.2 0.1488(m)依下式验算液体

28、在降液管中停留时间，即：3600Af Ht 3600 0.0816 0.45 /°17.48s >5sLh0.0021 3600提储段：3600Af Ht 3600 0.0816 0.4518.36s >5s Lh0.0020 3600故降液管设计合理。降液管底隙高度%:取降液管底隙的流速u0 0.08/s,则：hoLh3600此0.0021 36003600 0.792 0.080.033(m)hW h0 0.04722 0.033 0.014m>0.006m提储段：h。Lh36001WU00.0020 36003600 0.792 0.080.03157(m)h

29、W h0 0.04763 0.03157 0.016m> 0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受7盘，深度hW 50mm。塔板布置塔板分块数塔径，mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456塔板的分块。因D 800mm,故塔板采用分块式。查手册得，塔板分为3块边缘区宽度确定：取 WS WS 0.065m , Wc 0.035m开孔区面积计算。开孔区面积 Aa按下式计算，即:222 .Aa 2 x . r x r sin180x D/2 (Wd Ws) 0.5 (0.124 0.065) 0.311(m)苴中八r D/2 Wc 0.5 0.

30、035 0.465(m)故Aa 2(0.3110.4652 0.3112 314 0.4652 sin 10311) 0.532(m2)1800.465筛孔计算及其排列。本例所处理的物系无腐蚀性，可选用2.5mm的碳钢板,取筛孔直径d0 5mmo筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：t 2.5d0 2.5 5 12.5(mm)筛孔数目n为:1.155Aat21.155 0.53220.012523933(个)开孔率为:AJAd0 0.907 t14.5%气体通过筛孔的气速为:筛孔气速u0Vs / A00.712/(0.1450.532)9.230(m/s)提储段为:筛孔气速u0Vs / A00.

31、714/(0.1450.532)9.256(m/s)21 c V cu00.7550.0278(m 液柱)3.6筛板的流体力学验算塔板压降 干板阻力hc计算。干板阻力hc由下式计算,2.939.23故 hc 0.051?803.70.755提储段:0.031(m液柱)故 hc 0.051?史？ 9256784.10.755由下式计算,即:气体通过液层的阻力 灯的计算。气体通过液层的阻力几hlAtAf0.7121.13 0.08160.679(m/s)F00.679 2.93 1.162 kg1/2 /(s m1/2)查图充气系数关联图得，0.625故 h1 hL提储段：hW hOW0.625

32、0.06 0.0375 m液柱FoAtAf0.7140.681(m/s)1.13 0.08160.681 3.16 1.211kg1/2/(s m1/2)查图充气系数关联图得，0.624故 hihLhW how 0.624 0.06 0.03744 m 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:3h 4二 4 2°60 10 0.0021(m液柱)Lgdo 803.7 9.81 0.005提储段为:4 ,4 19 23 10 h 上 19.23 10 0.0020(m 液柱) Lgd0784.1 9.81 0.005气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式

33、计算，即： phP hc h1 h 0.0278 0.0375 0.0021 0.0674(m 液柱)提储段为：hP hc h1 h 0.031 0.03744 0.0020 0.07(m 液柱)气体通过每层塔板的压降为：Pp hp Lg 0.0674 803.7 9.81 531Pa<0.7(kPa)(设计允许值)提储段为：Pp hp Lg 0.07 784.1 9.81 538Pa< 0.7(kPa)(设计允许值)液面落差 液面落差由下式计算20.215(250b 1000hf )2 (3600Ll)乙(1000bhL)3 L平均液流宽度塔板上鼓泡层高度内外堰间距离液相流量D

34、1w2(1.2 0.792)20.996mhf2.5hL2.5 0.060 0.15mZ1 D 2Wd 1.2 2 0.1488 0.9024Ll Ls 0.0021m3/s23.68 10 4 * *m0.215 (250 0.996 1000 0.15)2 0.2705 3600 0.0021 0.902431000 0.996 0.06784.13.59 10 4m0.215 （250 0.996 1000 0.15）2 0.2705 3600 0.0020 0.9024由于 h/0.05 0.0072V0.5,所以液面落差符合要求。液沫夹带液沫夹带由下式计算，即:5.7 10 6 ua

35、eV L HT 2.5hL3.25.7 10 6320.60 100.6790.45 2.5 0.063.20.0038（kg液 / kg气）<0.1（kg液 / kg气）提储段:5.7 10 UaeV L HT 2.5hL3.25.7 10 6319.30 100.6810.45 2.5 0.063.20.0041（kg液/kg气）<0.1（kg液 / kg气）故在本设计中液沫夹带量向在允许范围内。漏液 对筛板塔，漏液点气速U0,min可由下式计算。u0,min4.4C0J 0.0056 0.13hL h5.849（m/s）4.4 0.755. 0.0056 0.13 0.06

36、0.0021 803.7/2.93提储段为:u0,min4.4C0 J 0.0056 0.13hL h4.40.755 . 0.0056 0.13 0.06 0.0020 784.1/3.165.587（m/s）实际孔速Uo9.23m/S> U0,min提储段:实际孔速Uo9.256m/s>精储段稳定系数Ku0 / u 0,min9.3/5.980 1.56>1.5提储段稳定系数K %/%领9.256/5.713 1.62>1.5故在本设计中无明显漏液。液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式关系，即HdHt hw苯一甲苯物系属一般物系，取 0.5,则：Ht

37、 hw0.5 0.45 0.04722 0.249提储段：HT hw 0.5 0.45 0.04763 0.249而HdhP hL hd板上不设进口堰，hd可由下式计算，即：221% 0.153 U00.153 0.080.001 m披柱精储段：Hd 0.0674 0.06 0.001 0.128 m/液柱提储段：Hd 0.07 0.06 0.001 0.13 m/液柱由于Hd Hthw ,故在本设计中不会发生液泛现象3.7塔板负荷性能图漏液线由 u0,mim Vs,min/ A0 4.4C00.0056 0.13hw how h l/ vhow也？E? 10002/3Lhlw行：2/3Vss

38、0,min4.4C0A00.0056 0.13 hW 2.84 E Lh1000 lw2/34.4 0.755 0.145 0.5320.0056 0.13 0.04722 2.84 3600Ls 0.0021 803.7/2.931000 0.792整理得 Vs,min2.5630.02644 0.278Ls2/3提储段：2/3Vsns0 ,min4.4C0A00.0056 0.13 hW2.84 E Lhh L/ V1000lW2/32.84 3600Ls4.4 0.755 0.145 0.5320.0056 0.13 0.04763s 0.0020 784.1/3.161000 0.79

39、2整理得 Vs,min2.563(0.02445 0.251Ls2/3在操作范围内，取任几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表中。Ls / m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs / m3 / s0.4320.4450.4600.473提储段:Ls / m3 / s0.00060.00150.00300.0045Vs / m3/s0.4150.4270.4410.453由上表数据可作出漏液线1液沫夹带线以eV 0.1kg液/kg气为限，求VsLs关系如下:由eV5.7 1063.2hOW2.841000hf2.5hLUaHThf3600Ls0.7922/32/3

40、0.78Ls2.5 hW hOW2/32/32.5 0.04722 0.78Ls0.118 1.95Ls2/3Ht hf 0.332 1.95Ls5.7 10 60.954Vs01eV 一 一 _ _ 32730. 120.60 100.332 1.95Ls整理得VS 2.19 12.88Ls2/3提储段： 2/32/3hf 2.5，2.5 hw how 2.5 0.04763 0.78Ls0.119 1.95LsHt hf 0.331 1.95Ls2/33.20.15.7 10 60.954Vs19.23 10 3 0.331 1.95Ls2/3整理得 V 2.14 12.60Ls2/3在操

41、作范围内，任取几个Ls的值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表。Ls/ m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs / m3 / s2.0982.0211.9221.839提储段:Ls/ m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs / m3 / s2.0501.9751.8781.797由上表数据可作出液沫夹带线 2。液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 w 0.006m作为最小液体负荷标准。由下式得:2/3,2.843600Ls2/3h°W ?1?0.78Ls0.00610000.7923 . Ls,min 0.00067m / s据此可作出

42、与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。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。AfHT )4Ls故 Ls,min 0.0816 0.45/4 0.00918(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液泛线令 Hd(Ht hw)由 Hd hP hL hd hc h1 h hL hdhi IhL hW hOW联立得 Ht1 hw1 how hc h hd 忽略h ,将how与Ls,hd与Ls,hc与Vs的关系式代入上式，并整理得:aV：bcLsd Ls2/30.051AA 20.0512.93_ _20.145 0.532 0.755803.70.055式中:b HT

43、1 hw0.5 0.45 0.5 0.625 1 0.04722 0.1722 -2c 0.153/ lwh00.153/ 0.792 0.033223.981/32/3.2663 360033600d 2.84 10 3 E 12.84 10 3 1 1 0.6251lw0.792将有关的数据代入整理，得222/3Vs3.13 4072Ls23.02Ls提储段：0.051 vL0.0610.0513.16_ _20.145 0.532 0.755784.1式中:Ht1 hW 0.5 0.45 0.5 0.624 1 0.047630.1712-2_0.153/ lWhb0.153/ 0.79

44、2 0.03157244.73_3_2.84 10 E 11/33600lW_3_2.84 101 1 0.6242/336001.2660.792将有关的数据代入整理，得222/3Vs2.80 4012Ls20.75Ls在负荷性能图上，作出操作点 A,连接OA,即作出操作线。由上图可以看出,根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图所示。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。Ls/ m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs / m3 / s1.7221.6791.6171.556提储段:Ls / m3 / s0.00060.00150.

45、00300.0045错误!未找到引用源。1.6281.5871.5271.467由上表数据即可作出液泛线5。该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查出:1.553m3/sVs min 0.443m3/s故操作弹性为：Vs max /Vsmin3.506s ,i maxs,i i iin提储段的负荷性能图为：由上图查得： 33Vs,max 1.482m3/sVs,min0.423m3 / s故操作弹性为：Vs max / Vsmin3.504s ,i max s,i i iin四、设计结果一览表厅P项目数值精储段提储段1平均温度tm/ C89.2106.72平均压力Pm/kPa108

46、.8113.83气相流量Vs(m3/s)0.7120.7144液相流量Ls(m3/s)0.00210.00205塔的肩效图度Z/m44.56实际塔板数10117塔径/m1.21.28板间距/m0.450.459溢流形式单溢流10降液管形式弓型11堰长错误！未找到引用源。0.7920.79212堪同/m0.0470.04813板上液层高度/m0.060.0614堰上液层局度/m0.0130.01215降液管底隙高度/m0.0330.03216安定区宽度/m0.0650.06517边缘区宽度/m0.0350.03518开孔区面积/m0.5320.53219筛孔直径/m0.0050.00520筛孔数

47、目1873206021孔中心距/m12.512.522开扎率/ %14.514.523空塔气速/ m/s0.6300.63224筛孔气速/ m/s9.239.2625稳定系数1.561.6226单板压降/ kPa0.70.727负荷上限液泛控制28负荷卜限漏液控制29液沫夹带/ kg液/ kg气0.00380.004130气相负荷上限/m3/s1.5531.48231气相负荷卜限/ m3/s0.4430.42332操作弹性3.5063.504五、板式塔得结构与附属设备5.1 附件的计算5.1.1 接管进料管进料管采用采用高位槽送料入塔，料液速度可取Uf 0.40.8m/s,取料液速度Uf 0.

48、5m/ s ,则lfLM Lm3600 LmDUf4Lf71.58 87.293600 794.90.0022(m3/s)c 4LF-40.0022D.0.075m Uf3.14 0.5查参考数据选常用管道推荐尺寸选取76 4mm回流管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0.20.5m/s。取 Ur 0.3m/s,则dRLsLM Lm3600 Lm71.58 79.293600 812.50.0019(m3/s)dR4 0.0019,、3.14 0.30.090m查参考数据选常用管道推荐尺寸选取108 4mm塔顶蒸气出料管操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为1220m/s,蒸气管的直径为dv取Uv15m/s o塔顶气相密度:VmPDMDmRTd1