化工原理課程設(shè)計(jì)ww

1、目錄目錄 .1第 1 章 精餾流程的確定 .21、操作壓力 .22、進(jìn)料狀況 .33、加熱方式 .34、冷卻方式 .35、熱能利用 .3第二章精餾塔工藝尺寸的計(jì)算 .32.1設(shè)計(jì)方案的確定 . .32.2精餾塔的物料衡算 .32.3塔板數(shù)的確定 .42.4精餾段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算.62.5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 .82.6提餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算.92.7提餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 .102.8精餾段塔板主要工藝尺寸計(jì)算 .112.9篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 .132.10塔板負(fù)荷性能圖 .142.11提餾段塔板主要工藝尺寸計(jì)算 .18第 3章 精餾塔主要接管尺寸的計(jì)算與選型

2、.253.1接管 .253.2筒體與封頭 .28第 4章輔助設(shè)備選型及校核 .294.1確定設(shè)計(jì)方案 .284.2確定物性數(shù)據(jù) .294.3計(jì)算總傳熱系數(shù) .294.4計(jì)算傳熱面積 .304.5工藝結(jié)構(gòu)尺寸 .304.6換熱器核算 .34第 5章設(shè)計(jì)評(píng)述第 1 章 精餾流程的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為設(shè)計(jì)苯氯苯連續(xù)精餾塔。 設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料， 將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。 塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝， 冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)， 其余部分產(chǎn)品經(jīng)餾出液冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。 該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻

3、后送至儲(chǔ)罐。1、操作壓力蒸餾操作可在常壓， 加壓，減壓下進(jìn)行。 應(yīng)該根據(jù)處理物料的性能和設(shè)計(jì)總原則來確定操作壓力。 例如對(duì)于熱敏感物料， 可采用減壓操作。 本次設(shè)計(jì)為一般物料因此，采用常壓操作。2、進(jìn)料狀況進(jìn)料狀態(tài)有五種：過冷液，飽和液，氣液混合物，飽和氣，過熱氣。但在實(shí)際操作中一般將物料預(yù)熱到泡點(diǎn)或近泡點(diǎn)， 才送入塔內(nèi)。 這樣塔的操作比較容易控制。 不受季節(jié)氣溫的影響， 此外泡點(diǎn)進(jìn)料精餾段與提餾段的塔徑相同， 在設(shè)計(jì)和制造上也叫方便。本次設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料即 q=1。3、加熱方式本次設(shè)計(jì)采用的是間接加熱。4、冷卻方式塔頂?shù)睦鋮s方式通常水冷卻， 應(yīng)盡量使用循環(huán)水。 如果要求的冷卻溫度較低。 可考

4、慮使用冷卻鹽水來冷卻。本次設(shè)計(jì)所需設(shè)計(jì)的輔助設(shè)備是餾出液冷卻器。5、熱能利用蒸餾過程的特性是重復(fù)進(jìn)行氣化和冷凝。 因此，熱效率很低， 可采用一些改進(jìn)措施來提高熱效率。 因此，根據(jù)上敘設(shè)計(jì)方案的討論及設(shè)計(jì)任務(wù)書的要求， 本設(shè)計(jì)采用常壓操作，泡點(diǎn)進(jìn)料，間接蒸汽加熱以及水冷的冷卻方式，適當(dāng)考慮熱能利用。本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯氯苯混合物。 對(duì)于二元混合物的分離， 應(yīng)采用連續(xù)精餾方法，設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料， 將混合料液經(jīng)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。 塔頂上升器采用全凝器冷凝后， 部分回流。其余部分作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入儲(chǔ)罐。 工藝流程圖見附圖。第二章精餾塔工藝尺寸的計(jì)算在一常壓操作的連續(xù)精餾塔內(nèi)分離苯

5、- 甲苯混合液。已知原料液的處理量為 4000kg/h ，組成為 0.41( 苯的質(zhì)量分率 ) ，要求塔頂餾出液的組成為 0.96 ，塔底釜液的組成為 0.01 。2.1設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。 設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料， 將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送人精餾塔內(nèi)。 塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝， 冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)， 其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。 該物系屬易分離物系， 最小回流比較小， 故操作回流比回流比的 2 倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。2.2精餾塔的物料衡算(1) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品

6、的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量M A78.11kg / kmol甲苯的摩爾質(zhì)量M B92.13kg / kmol0.54 / 78.11=0.581xF054 / 78.110.46 / 92.130.98/ 78.11xD0.98/78.11 0.02/92.13 0.9840.03 / 92.13xW=0.0260.97 / 78.110.03/ 92.13（2）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M F0.58178.11(10.581)92.1383.98kg / kmolM D0.98478.11(10.984)92.1378.33kg / kmolM W0.02678.11(10.026)

7、92.1391.77kg / kmol（3）物料衡算餾出液量 D12500148.878.33總物料衡算 F=159.6+W苯物料衡算 F ×0.581 159.6 ×0.984 0.026 W聯(lián)立解得 F 256.1kmol hW=107.3kmolh2.3塔板數(shù)的確定（1）理論板層數(shù) NT的求取苯一甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。由手冊(cè)查得苯一甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出 xy 圖 1 求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在圖 1 中對(duì)角線上，自點(diǎn) e（0.581 ， 0.581 ）作垂線 ef 即為進(jìn)料線 (q 線) ，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為

8、yq0.790 xq0.581故最小回流比為RminxDyq0.9840.79yqxq0.790.90.581取操作回流比為R 2Rmin20.9 1.8求精餾塔的氣、液相負(fù)荷L1.8 159.6287.28V2.8 159.6446.88L'LF287.28275.7562.98V 'V446.8圖 1圖解法求理論板層數(shù)求操作線方程精餾段操作線方程為yL xD xD147.168 x81.760.984 0.643x 0.351VV228.928228.928提餾段操作線方程為y'L ' xW xW287.28116.10.026 0.643x' 0.

9、0067V 'V '446.88446.88圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖 1 所示。求解結(jié)果為總理論板層數(shù) NT 119（包括再沸器）進(jìn)料板位置 NF6（2）實(shí)際板層數(shù)的求取全塔效率求取E T=0.54E T0.49 (L )0.245甲苯0.29 m pas苯 0 .27 m pa s0.5810.27(10.581 ) 0.29 0.282.46ET 0.49( 2.460.28 ) 0 .245精餾段實(shí)際板層數(shù)N精=5/0.54=9.2 10提餾段實(shí)際板層數(shù)N提=6.9/0.54=10.9 112.4精餾段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（1）操作壓力計(jì)算

10、塔頂操作壓力 P D 101.3 4= 105.3 kPa每層塔板壓降P 0.7 kPa×1 進(jìn)料板壓力PF105.30.7112.3kPa0精餾段平均壓力Pm（105.3112.3） 2 108.8 kPa（2）操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力， 由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度， 其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由相圖塔頂溫度 t D=80進(jìn)料板溫度t F89.5 精餾段平均溫度t m（ 82.l 89.5 ）/2 = 87.6（3）平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由 xD=y1=0.984, 查平衡曲線，得 x1=0.97M VDM0.98478.11(10.0984) 92.13 78

11、.33kg / kmolM LDM0.97 78.11(10.97)92.13 78.5306kg / kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖解理論板圖1，得y0.76F查平衡曲線（圖1），得x0.55FM VFM0.7678.11(10.76)92.1381.4748M LFM0.5578.11(10.55)92.1384.419精餾段平均摩爾質(zhì)量M VM78.3381.4779.9kg / km ol2M LM78.5384.4281.48kg / km ol2（4）平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即VmPmM Vm108.879.92.84 kg / m3RTm8.314

12、 (94.5273.15)液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即塔頂液相平均密度的計(jì)算由t80.0，查手冊(cè)得DA 820kg / m3B817.5kg / m3LDM1得 820kg/m30.98 / 820 (10.98) / 817.5進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由 tF 89.5 ，查手冊(cè)得A 815kg / m3B805kg / m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率aA0.7678.110.72978.110.240.7692.13LFM1812.3kg / m30.729 / 8150.271/ 805精餾段液相平均密度為3Lm=（820+812.3） /2=816kg/m(5) 液體平均表面張

13、力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由 t D80，查手冊(cè)得A=21.22 m N/m B=21.72 m N/mLDm=0.984× 21.2 2+(1-0.984 ) × 21. 27=21.22 mN/m 進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由 t F89.5 ，查手冊(cè)得 A=20.95 m N/m B=20.72m N/mLFm=0.55× 20.95+(1-0.55 ) × 20. 74=20.86 mN/m 精餾段液相平均表面張力為L(zhǎng)m=（21.22+20.86 ）/2=21.03 mN/m(6) 液體平均粘度計(jì)算液相平均粘

14、度依下式計(jì)算，即lg Lm= xi lg i塔頂液相平均粘度的計(jì)算由 tD 82.1 ，查手冊(cè)得 A=0.31 mPa·s B=0.345 mPa·slg LDm=0.98 ×lg(0. 31)+ (1-0.984) ×lg(0.345)解出LDm=0.31 mPa·s進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由 tF 89.5 ，查手冊(cè)得 A=0.271 mPa· s B=0.305 mPa·slgLFm=0.55×lg(0.271)+ (1-0.55) ×lg(0.305)解出 LFm=0.286 mPa·s

15、精餾段液相平均粘度為 Lm=(0.305+0.286)/2=0.297 mPa·s2.5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算(1) 塔徑的計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率為VSVMVM446.8877.93.492m3 / s3600LVM36002.84LSLM LM287.2881.480.0079m3 / s3600 LM3600816由 umaxCLVVC由圖查取，圖的橫坐標(biāo)為20Lh (L)1/20.0076 ( 816 )1 /20.0369VhV3.492 2.84取板間距 HT=0.60m，板上液層高度 hL 0.06m，則 HT- hL0.6-0.06 0.54 m查圖得 C20=

16、0.14CC 20( L )0.14( 21.03)0 .20.1412020umaxCLV0.141816 2.842.36m/ s2.84V取安全系數(shù)為 0.7 ，則空塔氣速為u = 0.7 ×umax0.7 × 2.36 1.652 m/s4VS43.492D3.141.64mu1.652按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D2m塔截面積為AT=0.785 D2=0.785× 4=3.14m2u=VS/A T=3.492/3.14=1.112m/s(2) 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=(10- 1) ×0.4=3.6 m提餾段有效

17、高度為Z 提=(N 提H×0.4=5.6 m-1) T=(15- 1)在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m故精餾塔的有效高度為ZZ 精+Z 提+0.8=3.6+5.6+0.8=10m=2.6提餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算(1 ）操作壓力計(jì)算塔底操作壓力 P W PF+N×P=112.3+11×0.7=120kPa每層塔板壓降P 0.7 kPa） 提餾段平均壓力Pm（120 112.32 116.15 kPa（2）操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力， 由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度， 其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由相圖可得塔底溫度 t =109W進(jìn)料板溫度 t F89

18、.5 ）提餾段平均溫度t m'（89.5/2 = 99.25109（3）平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由 xW=y1=0.984, 查平衡曲線，得 y1=0.09M LWM0.02678.11(10.026) 92.13 91.77kg / kmolM VWM0.0978.11(10.09) 92.13 90.87kg / kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量M VM(81.47890.87) / 2863174kg / kmolM LM(84.41991.77) / 288.0945kg / kmol（4）平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即PM MVM116.15 9

19、0.873VM8.314 (99.25 273.15)3.41kg / mTM R液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即塔底液相平均密度的計(jì)算由t ，查手冊(cè)得W 109A 781kg / m3B787.5kg / m3LWM1787.3kg / m30.026 / 781(10.026 / 787.5)精餾段液相平均密度為=（781.3+812.3） /2=799.8kg/m3Lm(5) 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，即塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由 t W109，查手冊(cè)得A=17.7m N/m B =18.6 m N/mLWm=20.86 mN/m提餾段液相平均表面張力為

20、Lm=（21.22+20.86 ）/2=21.03 mN/m(6) 液體平均粘度計(jì)算塔底液相平均粘度的計(jì)算由 tW82.1 ，查手冊(cè)得=0.251 mPa·sA=0.223 mPa·s Blg Lwm=0.026 ×lg(0 .223)+ (1-0.026) ×lg(0.251)解出lwm=0.50 mPa·s提餾段液相平均粘度為L(zhǎng)m=(0.25+0.286)/2=0.268 mPa·s2.7提餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算(1) 塔徑的計(jì)算提餾段的氣、液相體積流率為VSVMVM446.883.592m3 / s3600 VM3600 3.4

21、1LSL MLM562.9891.7733600 LM3600799.80.00179m / s由umaxCLVVC20 由圖查取，圖的橫坐標(biāo)為0.0763取板間距 HT=0.60m，板上液層高度 hL 0.06m，則 HT- hL0.6-0.06 0.54 m查圖得 C20=0.14C 0.14(19.715)0 .2 0.13 20umax0.13 799.83.141.9873.14取安全系數(shù)為 0.8 ，則空塔氣速為u = 0.8 × 1.987 1.587 m/sD4VS3.592 41.69mu'3.14 1.587按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D2m塔截面積為AT=0.78

22、5 D2=0.785× 4=3.14m2u=VS /A T=3.592/3.14=1.112m/s(2) 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=(10- 1) ×0. 6=5.4 m提餾段有效高度為Z 提=( N 提-1) HT=(11-10 ) ×0. 6=6 m在進(jìn)料板，精餾段，提餾段上方開一人孔，其高度為 0.8m 故精餾塔的有效高度為 Z= Z 精 + Z 提+2.4=14.8M2.8 精餾段塔板主要工藝尺寸計(jì)算(1) 溢流裝置計(jì)算因塔徑 D2.0m，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：堰長(zhǎng) lw取 l w0.

23、721.4m溢流堰高度 hw由選用平直堰，堰上液層高度hOW由式 3-7 計(jì)算，即近似取 E1, 則 how2.841 (0.0079 3600 )2 / 30.021110001.4取板上清液層高度h L60 mm故 hw 0.06 0.0211 0.0389m弓形降液管寬度Wd和截面積 Af由 l w0.7 ，查圖，得DAfWd0.1510.092DAtAf =0.289m2Wd=0.302m依式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即3600 AF H T36000.289 0.6 >5sLh0.0079 3600故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度h0取降液管底隙的流速u=0.2m/s ，則h

24、0Lh0.00790.02823600/ lW u03600 1.4 0.2hWh00.0110.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，深度hW40mm(2) 塔板布置塔板的分塊因 D800mm，故塔板采用分塊式。查表得，塔極分為5 塊。邊緣區(qū)寬度確定取 WsWs'0.05mmWc0.06mm開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積 Aa 按式 3-16 計(jì)算，即其中x=DWW/2 - (d +s )= 1-(0.05+0.06)=0.648 mr=D/2 -Wc =1-0.06=0.94 m故 Aa=2.158m2篩孔計(jì)算及其排列本例所處理的物系無腐蝕性，可選用 3 mm碳鋼板，取篩孔直

25、徑 d0 5 mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距 t 為t 3d03 × 5 15mm篩孔數(shù)目 n 為1.155 A01.155 2.15811078個(gè)n20.0152t開孔率為 = A0 /A a = 0.907 /(t/d 0)2 = 10.1%氣體通過篩孔的氣速為篩孔氣速Vs3.492u015.5m/sA00.101 2.1582.9篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算(1) 塔板壓降干板阻力 hc 計(jì)算 干板阻力 hc 計(jì)算，即由 d0 5 3 1.67 ，查圖得， C00.772故 hc 0.051( 15.5 )( 2.84 )2 0.066m 0.772 820氣體通過液層的阻力hl

26、計(jì)算氣體通過液層的阻力hL 計(jì)算，即hlhL( hWhOW ) 0.531mhlhLF05.056usVs3.192AT Af1.22m/ s3.14 0.289查圖 3-15 ，得 =0.525液體表面張力的阻力h 計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h 計(jì)算，即4L421.22103h8209.810.0021mL gd00.005氣體通過每層塔板的液柱高度hp 可按下式計(jì)算，即hp0.060.00210.0531氣體通過每層塔板的壓降為Php L g0.8kpa(2) 液面落差對(duì)于篩板塔， 液面落差很小， 且本例的塔徑和液流量均不大， 故可忽略液面落差的影響。(3) 液沫夾帶液沫夾帶量由式 3-

27、36計(jì)算，即eV5.7 10 6(ua)3.25.710 63 (1.22)3.20.007 kg 液/kg 氣<0.1 kg 液 /kgLH T hf21.03100.6 0.15氣Hf=2.5 ×0.06=0.15m故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量ev 在允許范圍內(nèi)。(4) 漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速u0,max 可由式計(jì)算，uomin4.4C0(0.00560.13hLh ) L /V7.3m / s實(shí)際孔速 u07.3m/s u0,min穩(wěn)定系數(shù)為 K=uo/ u0,min=15.5/5.985=2.1>1.5故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。(5) 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液

28、層高Hd應(yīng)服從Hd ( HT+hw)苯一甲苯物系屬一般物系，取 0.5 ，則 ( HT+hw)=0.5(0.6+0.0.0389)=0.163m 而 Hd=hP+hL+hd板上不設(shè)進(jìn)口堰， hd 可由式即 hd=0.153( u0' )2=0.00612 m 液柱液柱 Hd( HT+hw), 故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。2.10塔板負(fù)荷性能圖(1) 漏液線由，2.84 ELh2 / 3Vs 4.4C 0 A00.0056 0.13 hWhL / V1000lW得2 / 34.4 0.84 0.217 0.0056 0.13 0.03892.843600 Ls0.0021 820100

29、00.72.84整理得 Vs min 13 0.00910.109Ls2/ 3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls 值，依上式計(jì)算出 Vs 值，計(jì)算結(jié)果列于表 1表 1Ls0.00150.0150.0250.03/(m 3/s)V31.331.61.761.82s /(m/s)由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線l 。(2) 液沫夾帶線以 ev 0.1kg 液/kg 氣為限，求 Vs-Ls 關(guān)系如下：由整理得 Vs9.031.02ls 2/ 3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls 值，依上式計(jì)算出Vs 值，計(jì)算結(jié)果列于表2。表 2L0.00060.0150.0250.03s/(m 3/s)V39.029.01669.0098

30、.997s /(m/s)由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。(3) 液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度hOW 0.006m 作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)得how2.84 E( 3600 Ls ) 2 / 30.0061000lW得 Lm3/ss 0.00119據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。(4) 液相負(fù)荷上限線以 4s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限Af H T4Lsmax0.289 0.63Ls40.0433m / s據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。(5) 液泛線令由聯(lián)立得忽略 h ，將 h 與 L，h與 L，h與 V的關(guān)系式代人上式，并整理得OWsdscsa&

31、#39;Vs2b' c' Ls 2 d' Ls2/ 3a'0.051VA0 c0 2Lb'H T (1)hWc'0.153 /(lW h0 ) 2d '2.84 103E(1)( 3600 )2 /3lW將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得VS56.618520.7 Ls2154.7Ls 2/ 3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls 值，依上式計(jì)算出Vs 值，計(jì)算結(jié)果列于表3。表 3L3/s)0.0150.0250.0300.04s /(mV343.1431.8925.038.5s /(m /s)由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷

32、性能圖，如圖所示。在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn) A，連接 OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得33Vs,max=1.075 m /sVs,min=0.317 m /s所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于表。篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目數(shù)值序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值序號(hào)tm 1平均溫度99.2517邊緣區(qū)寬度 ,m0.05,2平均壓力pm116.1518開孔區(qū)面積 22.914,kPa,m3氣相流量VS3/s)3.49219篩孔直徑 ,m0.005,(m4液相流量LS3/s) 0.007920篩孔數(shù)目2731,(m孔中心距5Z5.621,m0.015塔的有效高度,m6實(shí)際塔板數(shù)1

33、022開孔率 ,%10.17塔徑 ,m2.023空塔氣速 , m/s0.738板間距0.424篩孔氣速 , m/s11.569溢流型式單溢流25穩(wěn)定系數(shù)1.9310降液管型式弓型26單板壓降 ,kPa0.711堰長(zhǎng) ,m1.427負(fù)荷上限液泛控制12堰高 ,m0.038928負(fù)荷下限漏夜控制13板上液層高度 ,m0.0629液沫夾帶 ,kg 液 /kg0.007氣14堰上液層高度 ,m0.021130氣相負(fù)荷上限 , m 3/s0.043315降液管底隙高度 ,m0.03231氣相負(fù)荷下限 , /s0.0011916安定區(qū)寬度 ,m0.0632操作彈性52.11 提餾段塔板主要工藝尺寸計(jì)算(1) 溢流裝置