苯—甲苯混合液篩板(浮閥)精餾塔設(shè)計(jì)

苯甲苯混合液篩板浮閥精餾塔設(shè)計(jì)攀枝花學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)題目50000噸/年苯甲苯混合液篩板浮閥精餾塔設(shè)計(jì)年級(jí)2008專業(yè)設(shè)計(jì)者姓名張三指導(dǎo)教師設(shè)計(jì)成績(jī)完成日期年月日1攀枝花學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)設(shè)計(jì)者張三班級(jí)指導(dǎo)教師設(shè)計(jì)時(shí)間2010年月日至月日一、設(shè)計(jì)任務(wù)原料液組成52（苯質(zhì)量分率）處理量50000T/A餾出液組成985（苯質(zhì)量分率）殘液組成2（苯質(zhì)量分率）塔頂壓強(qiáng)4KPA（表壓）單板壓降不超過(guò)07KPA二、設(shè)計(jì)內(nèi)容（一）設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)一份，其內(nèi)容包括（1）說(shuō)明書(shū)封面（2）設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)（3）目錄（4）工藝流程選擇論證及說(shuō)明，流程圖（5）主要設(shè)備的設(shè)計(jì)塔板數(shù)、塔徑、塔板結(jié)構(gòu)元件（6）主要輔助設(shè)備的選用與計(jì)算原料預(yù)熱器、塔頂冷凝器（二）繪制工整的設(shè)備結(jié)構(gòu)圖2目錄1概述511設(shè)計(jì)依據(jù)512技術(shù)來(lái)源613設(shè)計(jì)任務(wù)及要求62正戊烷正己烷精餾塔設(shè)計(jì)621塔型選擇622操作條件的確定723進(jìn)料狀態(tài)724加熱方式725熱能利用73有關(guān)的工藝計(jì)算731精餾塔的物料衡算732塔板數(shù)的確定833實(shí)際板層數(shù)的求取94餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1041操作壓力計(jì)算1042操作溫度計(jì)算1043平均摩爾質(zhì)量計(jì)算1144平均密度計(jì)算1245液體平均表面張力計(jì)算1346液體平均粘度計(jì)算145精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1551塔徑的計(jì)算1552精餾塔有效高度的計(jì)算176塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1761溢流裝置計(jì)算1762塔板布置197浮閥塔板流體力學(xué)驗(yàn)算2271塔板壓降2272霧沫夾帶量2473降液管內(nèi)液面高度HD2574漏液2775液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間及流速278塔板的負(fù)荷性能圖2981精餾段2982提餾段319浮閥塔的輔助設(shè)備3591配管3592輔助設(shè)備36310塔體的初步設(shè)計(jì)37101筒體的設(shè)計(jì)37102封頭的設(shè)計(jì)38103人孔38104塔高H（不包括封頭、裙座）3841概述正戊烷、正己烷均是石油的組分之一。也可從輕石腦油中分離出正戊烷、正己烷。正戊烷可作溶劑、萃取劑、BRILLOUIN散射激發(fā)媒介和反應(yīng)介質(zhì)，制造人造冰、麻醉劑，合成戊醇、異戊烷等，同時(shí)由于它在常溫下具有很高的凝固壓力，因此被廣泛地用于高壓實(shí)驗(yàn)中的傳壓介質(zhì)。例如正戊烷發(fā)泡法制備多孔碳泡沫材料和用于浸出大豆油。正己烷可用于有機(jī)合成，用作溶劑、化學(xué)試劑、涂料稀釋劑、聚合反應(yīng)的介質(zhì)等。例如高純度正己烷主要是作為醫(yī)藥合成反應(yīng)的稀釋劑和高級(jí)溶劑，如制備乙酰氧乙酯等甾族類、激素類、頭孢類等無(wú)菌級(jí)藥物，均使用正己烷作助溶劑。隨著國(guó)內(nèi)外制藥工程、生物基因工程和相關(guān)領(lǐng)域的快速發(fā)展，高純度正己烷市場(chǎng)需求在未來(lái)幾年內(nèi)將大大增加，市場(chǎng)前景廣闊。也可用于浸出大豆油。塔設(shè)備是最常采用的精餾分離裝置，無(wú)論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過(guò)程中得到了廣泛的應(yīng)用，在此我們作板式塔的設(shè)計(jì)以熟悉單元操作設(shè)備的設(shè)計(jì)流程和應(yīng)注意的事項(xiàng)是非常必要的。11設(shè)計(jì)依據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)1正戊烷和正己烷的物理性質(zhì)項(xiàng)目正戊烷正己烷2常壓下正戊烷和正己烷的蒸汽壓溫度，405055603正戊烷和正己烷的液相密度L溫度正戊烷KG/M32040605837805603POAMMHG115815916185182142POBMMHG3726540464447636分子式C5H12C6H14分子量M沸點(diǎn)，臨界溫度TC，7215861736168719642348臨界壓強(qiáng)PC，KPA33703090626260555正己烷KG/M36572638962060024液體表面張力溫度正戊烷MN/M正己烷MN/M5液體粘度L溫度正戊烷MPAS正己烷MPAS12技術(shù)來(lái)源目前，精餾塔的設(shè)計(jì)方法以嚴(yán)格計(jì)算為主，也有一些簡(jiǎn)化的模型，但是嚴(yán)格計(jì)算法對(duì)于連續(xù)精餾塔是最常采用的，我們此次所做的計(jì)算也采用嚴(yán)格計(jì)算法。13設(shè)計(jì)任務(wù)及要求原料正戊烷正己烷溶液，年處理量100000噸正戊烷含量44質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同設(shè)計(jì)要求塔頂?shù)漠a(chǎn)品濃度98塔底的產(chǎn)品濃度不高于2O冷卻水溫度20C20164013856063998028809719120618021599204060017203778001510306023401990637048飽和水蒸汽壓力025MPA設(shè)備型式浮閥塔2正戊烷正己烷精餾塔設(shè)計(jì)21塔型選擇根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日330天，每天開(kāi)動(dòng)設(shè)備24小時(shí)計(jì)算，產(chǎn)品流量為15906KG/H，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價(jià)，降低生產(chǎn)過(guò)程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用浮閥塔。622操作條件的確定由于正戊烷正己烷體系對(duì)溫度的依賴性不強(qiáng)，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費(fèi)用，操作壓力選為常壓。其中塔頂壓力為4KPA塔底壓力40N7PK23進(jìn)料狀態(tài)雖然進(jìn)料方式有多種，但是飽和液體進(jìn)料時(shí)進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動(dòng)的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進(jìn)料時(shí)精餾段和提餾段的塔徑相同，無(wú)論是設(shè)計(jì)計(jì)算還是實(shí)際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設(shè)計(jì)中采取飽和液體進(jìn)料。24加熱方式精餾塔的設(shè)計(jì)中多在塔底加一個(gè)再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應(yīng)；由于正戊烷正己烷系中，正戊烷是輕組分，正己烷由塔底排出，且正己烷的比熱較大，故可采用直接水蒸氣加熱，這時(shí)只需在塔底安裝一個(gè)鼓泡管，于是可省去一個(gè)再沸器，并且可以利用壓力較底的蒸汽進(jìn)行加熱，無(wú)論是設(shè)備費(fèi)用還是操作費(fèi)用都可以降低。25熱能利用精餾過(guò)程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此熱效率較低，通常進(jìn)入再沸器的能量只有5左右可以被有效利用。雖然塔頂蒸汽冷凝可以放出大量熱量，但是由于其位能較低，不可能直接用作為塔底的熱源。為此，我們擬采用塔釜?dú)堃簩?duì)原料液進(jìn)行加熱。3有關(guān)的工藝計(jì)算31精餾塔的物料衡算（1）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率正戊烷的摩爾質(zhì)量MA7215KG/KM正己烷的摩爾質(zhì)量MB8617KG/KM044/72150484044/7215056/8617098/7215XD0983098/7215002/8617002/7215XW0024002/7215098/8617XF7（2）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF048472151048486177938KG/KMOLMD098372151098386177239KG/KMOLMW002472151002486178583KG/KMOL（3）物料衡算原料處理量F118079383301254906KMOL/H總物料衡算15906DW正戊烷衡算159060484D0983W0聯(lián)立解得D7630KMOW8276KMOL32塔板數(shù)的確定（1）理論板層數(shù)NT的求取求最小回流比及操作回流比相對(duì)揮發(fā)度M296YXFF11X29604840735F129610484飽和液體進(jìn)料故最小回流比RXDYQDYF0983MINYQXXQYX0735099FF07350484操作回流比R150991485求精餾塔的氣、液相負(fù)荷LRD1485763011330KMOL/HVR1D14851763018961KMOL/HLLF113301896130291KMOL/H8VV18961KMOL/H求操作線方程精餾段操作線方程為YLD113307630XXDX09830598X0402VV1896118961XR14850983XDX0598X0396R1R11485114851提餾段操作線方程為Y圖解法求理論板層數(shù)采用逐板計(jì)算法計(jì)算理論板層數(shù)Y1XD0983X1Y2Y1098309511Y129629610983XR14850983X1D09510964R1R11485114851同理計(jì)算到XNXF0484XN1，得XN0456，N7再令X1XN0456LQFWX1XWLQFWLQFW113301590682760456002411330159068276113301590682760666Y2Y20666X04021Y2296296106662同理計(jì)算到XMXW0024，得XM0021,M7故得總理論板數(shù)NTMN27721進(jìn)料板位置NF7（從塔頂?shù)谝粔K數(shù)起）33實(shí)際板層數(shù)的求取奧康奈爾法求取全塔效率（公式出自賈紹義，柴誠(chéng)敬化工原理課程設(shè)計(jì)）經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)式9ET04910245式中ET全塔效率；塔頂、塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度；1進(jìn)料液在塔頂、塔底平均溫度下的粘度，單位厘泊（CP）（法定1CP103PAS）計(jì)量單位為PAS，換算關(guān)系為，可由式1XILII計(jì)算；XI進(jìn)料中組分I的摩爾分率；LI組分I的液相粘度（CP），取塔頂、底平均溫度下的數(shù)值；進(jìn)料液在塔頂、塔底平均溫度下的黏度1XILI04840199104840480344I全塔效率ET04910245024504929603440488精餾段實(shí)際板層數(shù)N精6/0488122913提餾段實(shí)際板層數(shù)N提6/04881229134餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算41操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力PD101341053PA每層塔板壓降P07K進(jìn)料板壓力PF1053塔底操作壓力P6W111071307134114120精餾段平均壓力PM10531144/21099KPA提餾段平均壓力PN11441207/211755KPA42操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過(guò)試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中正戊烷、正己10烷的飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算。塔頂溫度TD370O7C塔底溫度TW687O8C進(jìn)料板溫度TF580O9C精餾段平均溫度TM（370758）09/2O4758C提餾段平均溫度TN68785809/2O6344C43平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由XDY10983故X109831Y1Y1296296100995813MVDM098372151098386177239KG/KMOLMLDM095172151095186177284KG/KMOL進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算YF0713XF0456MVFM071372151071386177617KG/KMOLMLFM045672151045686177978KG/KMOL塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算YW0060XW0021MVWM006072151006086178533KG/KMOLMLWM002172151002186178588KG/KMOL精餾段平均摩爾質(zhì)量MVM72397617/27428KG/KMOLMLM72847978/27631KG/KMOL11提餾段平均摩爾質(zhì)量MVN85337617/28075KG/KMOLMLN85887978/28283KG/KMOL44平均密度計(jì)算（1）氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即精餾段VM提餾段PMMVM10997428306KG/M3RTM8314475827315VNPNMVN11838075341KG/M3RTN8314634427315（2）液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算（公式出自賈紹義，柴誠(chéng)敬化工原理課程設(shè)計(jì)），即1/LMAI/I塔頂液相平均密度的計(jì)算由TD3707，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得A60853KG/M3B64158KG/M3LDM160916KG/M3098/60853002/64158進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由TF5809，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得A58578KG/M3B62181KG/M312進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率04567215AA04567215054408641127LFM10412/5857805886/06621448K1G3/M由TW6878OC，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得A57343KG/M33B61131KG/MAA0021721572150979861700180021LWM10018/573430982/6113161058KG/M3精餾段液相平均密度為L(zhǎng)M6091660644/260780KG/M3提餾段液相平均密度為L(zhǎng)N6064461058/260851KG/M345液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即LMXII塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由TD3707，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得A1416MN/MB1628MN/MLDM09831416001716281420MN/M進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由TF5809，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得A711MN/MB879MN/M13LFM04567110544879802MN/M塔底液相平均表面張力的計(jì)算由TW6878，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得A786MN/MB980MN/MLWM00217860979980976MN/M精餾段液相平均表面張力為L(zhǎng)M1420802/21111MN/M提餾段液相平均表面張力為L(zhǎng)N976802/2889MN/M46液體平均粘度計(jì)算LGMXILGI塔頂液相平均粘度的計(jì)算由TD3707，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得A0204MPASB0503MPASLGLDM0983LG（0204）0017LG（0503）解出LDM0207MPAS進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由TF5809，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得A0175MPASB0387MPASLGLFM0456LG（0175）0544LG（038714解出LFM0269MASP塔底液相平均粘度的計(jì)算由TW6878，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得A0163MPASB0346MPASLGLWM0021LG（0163）0979LG（0346）解出LWM0341MASP精餾段液相平均粘度為L(zhǎng)M（02070269）/20238MPAS提餾段液相平均粘度為L(zhǎng)N（03410269）/20305MPAS5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算51塔徑的計(jì)算（1）精餾段的氣、液相體流率為VSVMVM1896174281279M3/S3600VM3600306LSLMLM11330763000040M3/S3600LM360060780由UMAX化工原理課程設(shè)計(jì)）L2002計(jì)算，其中的C20由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為式中C由式CC20LHL1/2000403600607/280）100441VHV12793600306取板間距HT045M，板上液層高度HL006M，則HTHL045006039M15查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C200084CC20L11110202008400747202006M/SU0071047MAX取安全系數(shù)為07，則空塔氣速為U07UMAX0710470733M/SD1491M按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D15M（2）提餾段塔的氣、液相體流率為VMVN189618075VS1247M3/S3600VN3600341LM3029182833LNLS00115M/S3600LN360060851由UMAXL2002計(jì)算，其中的C20由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐式中C由式CC20為L(zhǎng)HL1/2001153600608511/2）01232VHV12473600341取板間距HT045M，板上液層高度HL006M，則HTHL045006039M查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C200076CC20L20020076889020064620UMAX取安全系數(shù)為07，則空塔氣速為0861M/S1607UMAX0708610603M/SD1623M按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D17M故為方便設(shè)計(jì)，另全塔塔徑D17M（內(nèi)徑）塔截面積為AT4D241722270M2實(shí)際空塔氣速為精餾段U12790563M/S227012470549M/S2270提餾段U52精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為Z精（N精1）HT（131）0448M提餾段有效高度為Z提（N提1）HT（131）0448M在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔，其高度為08M故精餾塔的有效高度為ZZ精Z提08484808104M6塔板主要工藝尺寸的計(jì)算61溢流裝置計(jì)算因塔徑D17M，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下（1）堰長(zhǎng)LW17LW066D（公式出自賈紹義，柴誠(chéng)敬化工原理課程設(shè)計(jì)）LW066D066171122M（2）溢流堰高度HW由HWHLHOW選用平直堰，堰上液層高度H284OW由式HOW1000ELH2/3L計(jì)算W近似取E1，則精餾段HOW2840004036001000111222/30016M提餾段H284OW1000100115360011222/30031M精餾段取板上清液層高度HL65MMHW00600160049M提餾段取板上清液層高度HL80MMHW00800310049M（3）弓形降液管寬度WD和截面積AF由LWD066查弓形降液管的參數(shù)圖，得AFA00722WDTD0124故AF00722AT00722201101452M2WD0124D0124160198M依式3600AFHTL35驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即H精餾段183600AFHTL360001452045H00040360016355S5S提餾段3600AFHTL360001452045H0011536005682S5S故降液管設(shè)計(jì)合理。（4）降液管底隙高度HO精餾段HLHO3600LWUO取UO015M/S則H00040360O3600112200010524MHWHO004900240025M0006M提餾段HLHO3600LWUO取UO025M/S則H00115360O3600112200020541MHWHO004900410008M0006M故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，深度W50MM62塔板布置（1）塔板的分塊因D1700MM，故板塔采用分塊式。由表塔徑，MM8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù)3456得，塔板分塊數(shù)4塊。19（2）邊緣區(qū)寬度確定取WF90MMWC85MM（3）開(kāi)孔率的確定精餾段728728臨界閥孔氣速UOL0548V30605485679M/S故取UO5679M/開(kāi)孔率空塔氣速100U1000636閥孔氣速U56791001O提餾段臨界閥孔氣速U728OL0548728V34105485352M/S故取UO5352M/開(kāi)孔率空塔氣速閥孔氣速100UU100063653521001188O（4）浮閥數(shù)的確定取閥孔直徑DO39MM故精餾段浮閥總數(shù)NOVS1279188531894D2OUO4003925679提餾段浮閥總數(shù)NVSO1247195041964D2OUO4003925352塔板上有效鼓泡面積20120AA2XXR2SIN1180R由XD/2WDWF17/201980090562MRD/2WC17/200850765M故開(kāi)孔區(qū)面積A1A2056218007652SIN0562076513272令浮閥按等腰三角形排列取等腰三角形底邊長(zhǎng)S75MM則排間距（即三角形的高）精餾段TAAN1327200936MOS1890075圓整得T00M9提餾段TAAN1327200903MOS1960075圓整得T009M與液流方向垂直的浮閥排數(shù)ND2WD2WFT117201980090091134914217浮閥塔板流體力學(xué)驗(yàn)算71塔板壓降精餾段（1）干板壓力降HC對(duì)于33GF1型重閥，全開(kāi)前的干板壓力降（M液柱）01750175HO5679C19919900444M液柱L60780全開(kāi)后的干板壓降H2OV56792306C5372G53700445M液柱L2G60780故取較大值HC00445液柱M（2）液層壓力降H1取液流收縮系數(shù)E1堰上液頭高（平口堰）HHOW000284ELL2/3W000284100040360011222/300156M液柱取05H1HWHOW0500490015600323M液柱3克服表面張力的壓力降H23HL2111110H434388710LG85106078098于是，塔板壓降為HPHCH1H00445003234388710400772M液柱氣體通過(guò)每層塔板的壓降為22PPHPLG007726078098460PA07KPA設(shè)計(jì)允許值提餾段（1）干板壓力降HC對(duì)于33GF1型重閥，全開(kāi)前的干板壓力降（M液柱）0175HU0175OC1991995352L6085100439M液柱全開(kāi)后的干板壓降22HOV2G5375352341C53700440M液柱L2G60851故取較大值HC00440M液柱（2）液層壓力降H1取液流收縮系數(shù)E1堰上液頭高（平口堰）HLH2/3OW000284ELW000284100115360011222/300315M液柱取05H1HWHOW0500490031500403M液柱克服表面張力的壓力降HH2L28891034H34499510LG85106085198于是，塔板壓降為HPHCH1H00440004033499510400846M液柱氣體通過(guò)每層塔板的壓降為PPHPLG008466085198505PA07KPA設(shè)計(jì)允許值2372霧沫夾帶量F1100CV136LSZABKSCF100CV078ATKSCFF1（公式出自賈紹義，柴誠(chéng)敬化工原理課程設(shè)計(jì)）式中F1泛點(diǎn)率，；CV氣相負(fù)荷因數(shù)，M3/S；VS,LS氣、液相體積流率，M3/S；CF泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)，與氣相密度及塔板間距有關(guān)，可由浮閥塔板泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖查得。KS系統(tǒng)因數(shù)，查系統(tǒng)因數(shù)KS表得；Z液相流程長(zhǎng)，M；查系統(tǒng)因數(shù)KS表，取KS098查浮閥塔板泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖，得CF0127精餾段CVV提餾段127900910CVVS對(duì)單流式124700887ZD2WD16201981204對(duì)單流式ABAT2AF20112014521720624精餾段故式中10000910136000401204F11720609801274555故式中F100009101078227009801274129取二式中較大值，即F1466180故其霧沫夾帶量E01KG/KG提餾段故式中F1000088713600115120411720609801275021故式中F100009361078227009801274247取二式中較大值，即F1502180故其霧沫夾帶量E01KG/KG73降液管內(nèi)液面高度HD（1）精餾段HDHWHOWHHDHP（公式出自賈紹義，柴誠(chéng)敬化工原理課程設(shè)計(jì)）其中HL2D1015SLWHOHL2D20ASR式中HD1,HD2液體流經(jīng)降液管底隙及流經(jīng)進(jìn)口堰的阻力損失，M液柱；HO降液管底隙高，M；LW弓形降液管長(zhǎng)，M；25AR液體流經(jīng)進(jìn)口堰時(shí)的最窄截面面積，M2如果采用凹形受液盤，則AR應(yīng)為降液管下沿到受液盤直邊的水平截面積，通常ARLWHOHDHD1HD2故HSD10153L20153000402267103LWHO11220027HLSD201A2010004000272174103R1122HDHD1HD2267103174103441103H忽略不計(jì)。故HD004900164411030077201466取05HTHW0504500490250故HDHTHW，即可防止淹塔。（2）提餾段HDHWHOWHHDHPHLSD10153H20153001152279102LWO11220024H01LS201001152182102D2AR11220024HDHD1HD2279102182102461102H忽略不計(jì)。故HD004900314611020084602107取05HTHW050450049025026故HDHTHW，即可防止淹塔。74漏液F29680190027OAAHWL0219（公式出自賈紹義，柴誠(chéng)敬化工原理課程設(shè)計(jì)）（1）精餾段F29680190027OAAHWL02192968ATA01900490027800219A29681120212213272019004900278002195078FOU56799934故FOFOA故為正常操作，不發(fā)生泄漏。（2）提餾段F0190027OA2968AHWL02192968AT019A00490027800219A29681188212201900490027800219132725135FOU53529988故FOFOA故為正常操作，不發(fā)生泄漏。75液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間及流速（1）液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間的計(jì)算精餾段HTAF04501452L0004016335S35SS提餾段27HA04501452TFL001155682S35SS故降液管不超負(fù)荷（2）液體在降液管中的流速UD精餾段ULS00040DA00275M/SF01452UDMAX017KS01709801666M/SHT075MUDMAX789103KS78910309801276M/S故取其UDMAX中較小值，UDMAX01276M/S07UDMAX070127600893故UD07UDMAX故符合塔設(shè)計(jì)的要求提餾段ULSDA0004300296M/SF01452UDMAX017KS01709801666M/SHT075MUDMAX789103KS78910309801276M/S故取其UDMAX中較小值，UDMAX01276M/S07UDMAX070127600893故UD07UDMAX28故符合塔設(shè)計(jì)的要求8塔板的負(fù)荷性能圖81精餾段（1）過(guò)量霧沫夾帶線82SBF82故VS2472158LS（2）淹塔線A00148VN200148306918926078020910LBHT1HW05045051050049017619521081952108C5L2224010WHO10560027D00028411L2/300028410513W10562/341110故VH故3600VS故VS（3）過(guò)量泄漏線029/3360VH故VS0645（4）降液管超負(fù)荷線215232295液體在降液管中的最小停留時(shí)間MIN4LH故LS00163600AFHTMIN360001452045588064（5）液相負(fù)荷下限線LH307LW105630732419故LS9005104由以上各線的方程式，可畫出精餾段塔的操作性能負(fù)荷圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A（00040，1279），連接OA，即作出操作線。由圖可看出，由該塔的霧沫夾帶及液相負(fù)荷下限，即由漏液所控制。由圖可30讀得VSMAX2361M3/S,VSMIN0641M3/S該塔板的操作彈性K，即KVS,MAXV236136830641S,MIN82提餾段（1）過(guò)量霧沫夾帶線82SBF82故VS2342043LS（2）淹塔線A00148V0014834160851216109N22L196BHT1HW050450510500490176C195210819521085LH2224010WO10560027D00028411L2/30002841051W10562/3411103故VH故3600VS故VS031/3360（3）過(guò)量泄漏線VH215228201故VS0634（4）降液管超負(fù)荷線液體在降液管中的最小停留時(shí)間MIN4L3600AFHT01452045H3600MIN458806故LS0016（5）液相負(fù)荷下限線LH307LW105630732419故L4S900510由以上各線的方程式，可畫出提餾段塔的操作性能負(fù)荷圖32在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A（00043，1247），連接OA，即作出操作線。由圖可看出，由該塔的霧沫夾帶及液相負(fù)荷下限，即由漏液所控制。由圖可讀得VSMAX2288M3/S,VSMIN0634M3/S該塔板的操作彈性K，即KVS,MAXVS,MIN22883609063433浮閥塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果序號(hào)123456789101112131415161718192021222324252627項(xiàng)目平均溫度TM,平均壓力PM，KPA氣相流量VS，M3/S液相流量LS，M3/S實(shí)際塔板數(shù)有效段高度Z，M塔徑（內(nèi)徑）M板間距HR，M溢流形式LW，M降液管形式HW，M堰長(zhǎng)HL，M堰高HW，M板上液層高度HL，M堰上液層高度M降液管底隙高度H0，M安定區(qū)寬度M邊緣區(qū)寬度M開(kāi)孔區(qū)面積M2浮閥數(shù)N，個(gè)閥孔氣速U0，M/S閥孔動(dòng)能因數(shù)F0臨界閥孔氣速U0C，M/S孔心距T，M排間距T，M單板壓降P，PA46056791895679553520075009505151950139100250065精餾段475810991279000413