分离乙醇和水混合液的板式精馏塔 设计书

0 分离乙醇和水混合液的板式精馏塔设计书 第一章 设计任务书 一 设计题目 分离乙醇 二 设计数据 生产能力：年处理乙醇 吨 原 料：乙醇含量为 26%（质量百分比，下同）的常温液体 分离要求：塔顶含量不低于 93% 塔底含量不高于 三 操作流程的确定和说明 操作压力：由于乙醇 水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。其中塔顶压力为 51 3 2 5 1 0 P a ， 塔底压力 5 1 . 0 1 3 2 5 1 0 ( 2 6 5 5 3 0 ) P 塔型选择：根据生产任务，若按年工作日 300 天，每天开动设备 24 小时计算，产品流量为 ，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。 进料状态：虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进 料。 加热方式：精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇 水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这 1 时只需在塔底安装一个再沸器，并且可以利用压力较低的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。 第二章 塔板的工艺设计 第一节 精馏塔全塔物料衡算 F：原料液流量（ s ） 料组成（摩尔分数，下同） D：塔顶产品流量（ s ） 顶组成 W：塔底产品流量（ s ） 底组成 原料乙醇组成：F 2 6 / 4 6 1 2 . 0 8 %2 6 / 4 6 7 4 / 1 8x 塔顶组成：D 9 3 / 4 6 8 3 . 8 7 %9 3 / 4 6 7 / 1 8x 塔底组成：W 0 . 5 / 4 6 0 . 1 9 6 %0 . 5 / 4 6 9 9 . 5 / 1 8x 进料量： 437 . 4 1 0 1 0 ( 0 . 2 6 / 4 6 0 . 7 4 / 1 8 )7 . 4 0 . 1 1 2 9 k m o l / 0 2 4 3 6 0 0F 万 吨 / 年 =物料衡算式为：F D WF x D x W x联立方程组解得： 0 . 0 1 6 0 k m o l / 0 9 6 8 k m o l / 第二节 计算温度、密度、表面张力 、粘度、相对 挥发度气液相及体积流量 表一 下乙醇 摩尔 )与温度关系 温度 /相 气相 温度 /相 气相 温度 /相 气相 100 2 D 温 度利 用 表 中 数 据 由 拉 格 朗 日 插 值 可 求 得 t 、 t 、 t . 48 5 . 4 8 51 8 5 . 4 . 0 8 1 3 . 1 9 0 . 1 2 0 8 1 2 . 0 87 8 . 27 8 . 2 7 8 . 32 7 8 . 3 . 9 7 8 1 . 8 3 8 2 . 8 5 8 5 . 9 79 9 . 39 9 . 3 9 8 . 7 53 9 9 . 3 1 9 0 . 3 9 0 . 1 9 6 0 . 1 98 5 . 3 9 7 8 . 2 54 8 1 . 822 t， t， 精 馏 段 平 均 温 度 ： 2 . 3 9 9 9 . 2 85 9 4 . 4 提 馏 段 平 均 温 度 ： ( )aa 已 知 ： 混 合 液 密 度 ： 为 质 量 百 分 率 ， 为 平 均 相 对 分 子 质 量 0V 02 2 . 4 混 合 气 密 度 ： (1) 精馏段：1 8 1 C ,t 液相组成1x：18 1. 9 8 1. 7 8 1 . 8 2 8 1. 72 8 . 1 2 2 9 . 8 0 2 9 . 8 0x， 1x =气相组成 1y ：18 1 . 9 8 1 . 7 8 1 . 8 2 8 1 . 75 6 . 7 1 5 7 . 4 1 5 7 . 4 1y， 1y =所以 6 0 . 2 8 7 9 1 8 ( 1 0 . 2 8 7 9 ) 2 6 . 0 6 k g / k m o 6 0 . 5 6 9 9 1 8 ( 1 0 . 5 6 9 9 ) 3 3 . 9 6 k g / k m o (2) 提馏段：2t 液相组成2x：29 2 . 6 9 1 . 3 9 2 . 3 4 9 1 . 33 . 2 9 4 . 1 6 4 . 1 6x ， 2x 气相组成 2y ：29 2 . 6 9 1 . 3 9 2 . 3 4 9 1 . 32 6 . 2 1 4 . 1 6 2 9 . 9 2y ， 2y 3 所以 6 0 . 0 3 4 6 4 1 8 ( 1 0 . 0 3 4 6 4 ) 1 8 . 9 7 k g / k m o 6 0 . 2 6 9 2 5 1 8 ( 1 0 . 2 6 9 2 5 ) 2 5 . 5 5 k g / k m o 表二 温度 /乙 水温度 /乙 水80 85 90 735 730 724 5 100 720 716 得在11 8 1 , 8 5 8 0 8 2 . 7 9 8 09 6 8 . 6 9 7 1 . 8 7 3 5乙 -， 乙 = kg/ 5 8 0 8 2 . 7 9 8 09 6 8 . 6 7 9 1 . 8 水 水 = kg/理 ： 2t， 9 5 9 0 9 4 . 4 3 9 09 6 1 . 8 5 9 6 5 . 3 7 2 4 乙， 乙 = kg/ 5 9 0 9 4 . 4 3 9 09 6 1 . 8 5 9 6 5 . 3 水 水 = kg/精馏段：液相密度 ： . 2 8 7 9 4 6 / 0 . 2 8 7 9 4 6 1 8 ( 1 - 0 . 2 8 7 9 ) 1 0 . 5 0 8 27 3 2 . 2 1 9 7 0 . 0 1 2 . 6 0 k g / m 气相密度： 3 3 . 9 6 2 7 3 . 1 5 1 . 1 7 k g / . 4 2 7 3 . 1 5 8 1 . 8 2 在提馏段：液相密度 ： . 0 3 4 6 4 4 6 / 0 . 0 3 4 6 4 4 6 1 8 ( 1 0 . 0 3 4 6 4 ) 1 0 . 0 8 4 07 2 1 . 1 1 9 6 2 . 8 1 9 3 6 . 4 5 k g / m 4 气相密度：2 4 . 5 4 2 7 3 . 1 5 0 . 8 1 9 k g / . 4 ( 2 7 3 . 1 5 + 9 2 . 3 4 ) 3. 混 合 液 体 表 面 张 力 二元有机物 公式： 0 0 x V = 000 W W 0 0 x V 1 / 4 1 / 4 1 / 4m S W W 0 0S S W S W W S/x V V )B 2 / 3 2 / 300 4 4 1 ( ) A B Q 2)A 0 1 式中下角标， W、 O、 S 分别代表水、有机物及表面部分， 、 为纯水、有机物的表面张力，对乙醇 q=2。 （ 1） 精馏段：1 8 4 ,表三：不同温度下的乙醇表面张力和水表面张力 温度 /0 80 90 100 乙醇表面张力/108 表面张力 /10 1 . 6 2 c m / m o 2 . 6 0 3 5 . 2 5 c m / m o 2 . 6 0 乙醇表面张力： 9 0 8 0 1 6 . 2 1 7 . 1 59 0 8 1 . 8 2 1 6 . 2 乙， 乙； 水的表面张力： 9 0 8 0 9 0 8 1 . 8 26 0 . 7 6 2 . 6 6 0 . 7 水， 6 水。 22 00 0 0 0 01 ) W W W W x x V x V x V x V x V（ ） ( 5 2 (1 0 . 2 8 7 9 ) 2 1 . 6 2 0 . 4 7 60 . 2 8 7 9 5 5 . 2 5 ( 0 . 7 1 2 1 2 1 . 6 2 0 . 2 8 7 9 5 5 . 2 5 ) 0 . 2 8 7 9 1 0 . 2 8 7 9 0 . 7 1 2 1 因 为 ， 所 以 20l g ( ) l g 0 . 4 7 6 0 . 3 2 2 2 / 3 2 / 3000 . 4 4 1 ( ) 2 / 3 2 / 32 1 6 . 9 7 7 5 5 . 2 50 . 4 4 1 6 2 . 2 5 4 2 1 . 6 2 8 1 . 8 2 2 7 3 . 1 5 20 . 5 8 9 0 . 3 2 2 0 . 5 8 9 0 . 9 1 1A B Q 联 立 方 程 组 2)A 0 1 . 2 9 2 求 得 ：1 / 4 1 / 4 1 / 4 2 9 2 6 2 . 2 5 4 0 . 7 0 8 1 6 . 9 7 72 5 . 9 7 (2) 提馏段： 3 9 . 2 2 c m / m o 6 . 4 5 3 9 . 1 2 c m / m o 6 . 4 5 乙醇表面张力： 1 0 0 9 0 1 0 0 9 2 . 3 41 5 . 2 1 6 . 2 1 5 . 2 乙， 乙； 水的表面张力： 1 0 0 9 0 1 0 0 9 2 . 3 45 8 . 8 6 0 . 7 5 8 . 8 水， 水。 22W W W 0 W W 0 0 W W 01 ) x V x x V x V x V x V x V（ ） ( 2 (1 0 . 0 3 4 6 ) 1 9 . 2 2 1 2 . 0 20 . 0 3 4 6 4 9 . 1 2 ( 0 . 9 6 5 4 1 9 . 2 2 0 . 0 3 4 6 4 9 . 1 2 ) 0 3 4 6 1 0 . 0 3 4 6 0 . 9 6 5 4 因 为 ， 所 以2g ( ) l g 1 2 . 0 2 1 . 0 8B 6 2 / 3 2 / 300 4 4 1 ( ) 2 / 3 2 / 32 1 5 . 9 6 6 4 9 . 1 20 . 4 4 1 6 0 . 2 5 5 1 9 . 2 2 9 2 . 3 4 2 7 3 . 1 5 20 . 7 8 5 1 . 0 8 0 . 7 8 5 0 . 2 9 5A B Q 联 立 方 程 组 20) 0 1 . 7 6 2 求 得 ： 1 / 4 1 / 4 1 / 4 7 3 6 0 . 2 5 5 0 . 2 7 1 5 . 9 6 6 = 2 . 5 74 3 . 8 7 物 的 粘 度 1 查表得： 610 水 =0.3 40 醇 =0.4 ，查表得： 3247 水 =0. 醇 = 1 1(1 ) 醇 水0 . 4 4 0 . 2 8 7 9 0 . 3 6 1 0 ( 1 0 . 2 8 7 9 ) 0 . 3 8 3 7 m P a . s 提馏段粘度：2 2 2(1 ) 醇 水0 . 0 3 4 6 0 . 3 7 5 0 . 3 2 4 7 ( 1 0 . 0 3 4 6 ) 0 . 3 2 6 4 m P a . s 挥 发 度 （ 1） 精馏段挥发度：由 2 8 7 9 5 6 9 9 0 . , y = 0 2 1 4 3 0 1 0 . , y = 0 5 6 9 9 0 . 7 1 2 1 3 . 2 80 . 4 3 0 1 0 . 2 8 7 4= （ 2） 提馏段挥发度：由 6 2 7 0x = 0 . 0 , y = 0 5 4 7 3 0 0 . , y = 0 2 7 0 0 . 9 6 5 4 1 0 . 3 10 . 7 3 0 0 . 0 3 4 6 = 6. 气 液 量 体 积 流 量 计 算 ( 1 ) 2 . 9 1 6 0 4 6 5( 1 ) 2 . 9 1 6 0 6 2 5 L R D 精 馏 段 ： = 0 . 0 = 0 . 0 k m o l / s=( +1) 0.0 6 . 0 6 k g / k m o l ,M 已 知 ： 3 3 . 9 6 k g / k m o l , 3 2 . 6 0 k g / k m o l , 7 . 1 7 k g / k m o l 。 1 L 11 V 12 6 . 0 6 0 . 0 4 6 5 1 . 1 8 8 k g / 0 2 5 2 . 1 2 3 k g / V 则 由 质 量 流 量 ： 331 1 8 8 1 . 4 3 1 0 m / 2 . 6 0 体 积 流 量 ： 31 1 2 3 1 . 8 1 m / 1 7 (2)提馏段：因为本设计为饱和液体进料，所以 q= 0 . 0 4 6 5 + 0 . 1 1 9 6 = 0 . 1 6 5 2 ( - 1 ) = 0 . 0 6 2 5 + 0 . 0 0 6 8 = 0 . 0 6 9 3 L L q q F 8 . 9 7 k g / k m o l ,M 已 知 ： 2 5 . 5 5 k g / k m o l , 3 6 . 4 5 k g / k m o l , . 8 1 9 k g / k m o l 。 2 L 22 V 21 8 . 9 7 0 . 1 6 5 2 3 . 1 3 4 k g / 0 9 3 1 . 7 7 1 k g / V 则 由 质 量 流 量 ： 332 3 1 4 3 . 3 5 1 0 m / 6 . 4 5 . 8 8 体 积 流 量 ： 32 7 7 1 2 . 1 6 m / 8 1 9 第三节 理论塔板的计算 理论板：指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。 理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，在本次试验设计中采用图解法。 程： 已知 w=表可得 p ， m ， 此时的泡点进料温度 085.5 ， 所以 p t r= 1 . 0 6 根据 105，乙醇 q=R=8 已知：精馏线操作方程： 1 n 7 4 0 . 2 211x 提馏线操作方程： 1 m mL q F 2 . 4 0 0 . 0 0 2 7L q F - W L q x 在图上作操作线，由点（ 在平衡线和操作线间画阶梯，过精馏段操作线与 q 线交点， 直到阶梯与平衡线交点小于 此得到理论版 7块（包括再沸器），加料板为第 16块理论板。 图 3 求理论板层数的图解法 板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体的力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式 算。 （ 1） 精馏段 已知： ，37 = 0 . 3 m P a . . 2 4 5T 0 . 4 9 ( 3 . 2 8 0 . 3 8 3 7 ) 0 . 4 6 3 ,E 5 3 2 . 4 ,E 0 . 4 6 3N 精P 33N 精故 块。 （ 2） 提馏段 已知： ，264 = 0 . m P a . s 9 所以 0 . 2 4 5T 0 . 4 9 (1 0 . 3 1 0 . 3 2 6 4 ) 0 . 3 6 4 ,E 2 . 7E 0 . 3 6 4N 提 ，P 3N 精故 块。 全踏所需实际塔板数：P 3 3 3 6N N N 提精 块 。全塔效率： 4 . 4 436 加料板位置在第 34块塔板。 第四节 塔经的初步设计 塔的横截面应满足汽液接触部分的面积、溢流部分的面积和塔板支承、固定等结构处理所需面积的要求。在塔板设计中起主导作用，往往是气液接触部分的面积，应保证有适宜的气体速度。 计算塔径的方法有两类：一类是根据适宜的空塔气速，求出塔截面积，即可求出塔径。另一类计算方法则是先确定适宜的孔流气速，算出一个孔（阀孔或筛孔）允许通过的气量，定出每块塔板所需孔数，再根据 孔的排列及塔板各区域的相互比例，最后算出塔的横截面积和塔径。 由于精馏段、提馏段的汽液流量不同，故两段中的气体速度和塔径也可能不同。在初算塔径中，精馏段的塔径可按塔顶第一块板上物料的有关物理参数计算，提馏段的塔径可按釜中物料的有关物理参数计算。也可分别按精馏段、提馏段的平均物理参数计算。 目前，塔的直径已标准化。所求得的塔径必须圆整到标准值。塔径在 1米以下者，标准化先按 100值变化；塔径在 1 米以上者，按 2001000120014001600 塔径标准化以后，应 重新验算雾沫夹带量，必要时在此先进行塔径的调整，然后再决定塔板结构的参数，并进行其它各项计算。 当液量很大时，亦宜先核查一下液体在降液管中的停留时间。如不符合要求，且难以加大板间距来调整时，也可在此先作塔径的调整。 10 图 4 史密斯关联图 图中 塔板间距， m； 板上液层高度， m； V ,L 分别为塔内气、液两相体积流量， m3/s； V， L 分别为塔内气、液相的密度，kg/ 1. 精馏段 0 . 6 0 . 8 , C m a x m a （ 安 全 系 数 ） 安 全 系 数 ， 式 中 可 由 史 密 斯 关 联 图 查 出 ：1 / 2 1 / 231S 1 V 1L 1 . 4 3 1 0 8 3 2 . 6 0 . 0 3V 1 . 8 1 1 . 1 7 横 坐 标 数 值 ：取板间距： 查图可知： 11 0 . 2 0 . 220m a . 9 7( ) 0 . 0 8 5 ( ) 0 . 0 92 0 2 08 3 2 . 6 1 . 1 70 . 0 8 2 . 3 9 9 m / 1 70 . 6 0 . 7 2 . 3 9 9 1 . 6 7 9 m / 1 . 8 11 . 2 . 1 4 1 . 6 7 91 . 2 1 . 1 3 m ,41 . 8 11 . 0 4 m / 1 3r 面 积 ： = 0 . 7 8 5 = 空 塔 气 速 ： =2. 提馏段 1 / 2 1 / 232S 2 V 23 . 3 5 1 0 9 3 6 . 4 5 0 . 0 5 22 . 1 6 0 . 8 1 9 横 坐 标 数 值 ：取板间距： 查图可知： 0 . 2 0 . 220m a x2 m a . 8 7( ) 0 . 0 8 ( ) 0 . 0 9 42 0 2 09 3 6 . 4 5 0 . 8 1 90 . 0 9 4 3 . 1 8 m / 8 1 90 . 7 0 . 7 3 . 1 8 2 . 2 3 m / 2 . 1 61 . 1 1 1 4 2 . 2 31 . 1 , 1 . 1 0 . 9 6 7 ,2 . 1 9 6 7m A 22圆 整 ： 横 截 面 积 ： = 0 . 7 8 5 = 气 速 ： = 2 3 m / s 。第五节 溢流装置 1、 堰长 0 . 6 5 0 . 7 8 m ? 出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度 2 / 3 8 41000 近似取 E=1 12 （ 1） 精馏段 2 / 33 8 4 3 6 0 0 1 . 4 3 1 0 0 . 0 1 0 0 0 0 . 7 8hW L O W 0 . 0 7 0 . 0 1 0 . 0 6 mh h h （ 2） 提馏段 2 / 33 8 4 3 6 0 0 3 . 3 5 1 0 0 . 0 1 7 6 0 0 0 . 7 8h W L O W 0 . 0 7 0 . 0 1 7 6 0 . 0 5 2 4 mh h h 2、 方形降液管的宽度和横截面 查图得： 2df 0 7 2 1 , 0 . 1 2 4 , A = 1 . 1 3 0 . 0 7 2 1 = 0 . 0 8 1 m ,0 . 1 2 4 1 . 2 0 . 1 4 9 则 验算降液管内停留时间： 精馏段： 0 8 1 0 . 4 5 2 5 . 51 . 4 3 1 0AH 提馏段： 0 8 1 0 . 4 5 1 0 . 93 . 3 5 1 0AH 停留时间 5s ，故降液管可使用。 3. 降液管底隙高度 （ 1） 精馏段 取降液管底隙的流速 u=m/s,则 3 4 3 1 0 0 . 0 1 4 7 8 0 . 1 3 （ 2） 提馏段 13 3 3 5 1 0 0 . 0 3 3 7 8 0 . 1 3 因为 0以 第六节 塔板布置及浮阀数目与排列 1 塔板分布 本设计塔板直径 D=用整块式塔板。 2. 浮阀数目与排列 （ 1）精馏段 取阀孔动能因子 2，则孔速 1 . 0 9 m / 0 8 2 8 1 1 3 7 F 10 . 7 8 5 0 . 0 3 9 1 1 . 0 94 块 采 用 型 浮 阀取边缘区宽度 沫区宽度 计算塔板上的鼓泡区面积，即 22a 2 2 a r c s i x R x R R 1 . 2 0 . 0 5 0 . 5 5 . 2 0 . 1 4 9 0 . 0 6 0 . 3 9 1 W 所以 2 2 2 23 . 1 4 0 . 5 9 12 0 . 5 7 7 0 . 5 4 0 . 3 5 4 0 . 5 4 a r c s i n 0 . 7 7 9 0 0 . 5 4 在整块式塔板中，浮阀数以等边三角形排列，取孔心距为 t=75 排间距：s 0 . 7 7 9 7 6t 1 3 7 0 . 0 7 5 14 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑和衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用 75应小一些，故取土 t =65等腰三角形交叉作图 ,排得阀 数 132个 . 按 N=132重新核算孔速即阀孔功能因数 1 . 8 1 1 1 . 4 8 m / 0 3 9 1 3 24u 1 1 . 4 8 1 . 1 7 1 2 . 4 2 阀孔动能因数变化不大，仍在 9板开孔率为 1 . 6 7 9 1 4 . 6 3 %1 1 . 4 8 。 （ 2）提馏段 取阀孔动能因子 2，则孔速 3 . 2 6 m / 9 0 5 2O O 22 . 1 6 1 3 7 F 10 . 7 8 5 0 . 0 3 9 1 3 . 2 64 块 采 用 型 浮 阀。 在整块式塔板中，浮阀数以等边三角形排列，按孔心距为 t=75s 0 . 7 7 9 7 6t 1 3 7 0 . 0 7 5 取 t=65得浮阀数为 132块。 按 N=132重新核算孔速即阀孔功能因数 2 . 1 6 1 3 . 7 0 m / 0 3 9 1 3 24u 15 O 1 3 . 7 0 0 . 8 1 9 1 2 . 4 0F 阀孔动能因子为 在 9板开孔率为 2 3 1 6 . 2 8 %1 3 . 7 0 。 图 6阀塔示意图 第三章 塔板的流体力学计算 第一节 气相通过浮阀塔板的压降 可根据p c 1 h h h h 计算 1. 精馏段 （ 1） 干板阻力1 . 8 2 5o c 1 7 3 . 1 9 . 6 4 m / 1 7u 。 因01 故 2 2 1 7 1 1 . 0 95 . 3 4 5 . 3 4 0 . 0 3 5 8 8 3 2 . 6 9 . 8 （ 2） 板上充气液层阻力 16 0 . 5 0 . 5 0 . 0 7 0 . 0 3 5 m 1 1 O ， h = h（ 3） 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为 . 0 4 7 0 . 0 3 5 0 . 0 8 2 ，p 1 p 1 L 1 0 . 0 8 2 8 3 2 . 6 9 . 8 6 6 9 . 1 p ap h g 2. 提馏 段 （ 1） 干板阻力1 . 8 2 5o c 2 7 3 . 1 1 1 . 7 2 m / 8 1 9u 。 因02 故 2 2 8 1 9 1 3 . 2 65 . 3 4 5 . 3 4 0 . 0 4 2 9 3 6 . 4 5 9 . 8 （ 2） 板上充气液层阻力 0 . 5 0 . 5 0 . 0 7 0 . 0 3 5 m 1 2 O ， h = h（ 3） 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为 . 0 4 2 0 . 0 3 5 0 . 0 7 7 ，p 2 p 2 L 2 0 6 7 9 3 6 . 4 5 9 . 8 7 0 6 . 7 pp h g 第二节 堰塔 为了防止发生堰 塔 现 象 ， 要 求 控 制 降 液 管 中 清 液 高 度 d T W d p L d,H H h h h h h 即。 1精馏段 （ 1） 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 m （ 2） 液体通过降液管的压头损失 17 2 23 11 . 4 3 1 00 . 1 5 3 0 . 1 5 3 0 . 0 0 2 6 7 8 0 . 0 1 4 （ 3） 板上液层高度 T W 10 . 5 H 0 . 4 5 m h = 0 . 0 6 m 取 ， 以 选 定 ，则 0 . 5 ( 0 . 4 5 0 . 0 6 ) 0 . 2 5 5 可见 d 1 t W 1H H h，所以符合要求。 2 提馏段 （ 1） 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 2） 液体通过降液管的压头损失 2 23 23 . 3 5 1 00 . 1 5 3 0 . 1 5 3 0 . 0 0 2 6 7 8 0 . 0 3 3 （ 3） 板上液层高度 T W 20 . 5 H 0 . 4 5 m h = 0 . 0 6 m 取 ， 以 选 定 ，则 0 . 5 ( 0 . 4 5 0 . 0 1 7 6 ) 0 . 2 3 4 可见 d 2 t W 2H H h，所以符合要求。 第三节雾沫夹带验算 泛点率 = 3 6100%V L A 泛点率 = . 7 8 A 1精馏段 18 查得物性系数 ，泛点负荷系数F . 2 2 0 . 1 4 9 0 . 9 0 2 W 2b T . 1 3 2 0 . 0 8 1 0 . 9 6 8 A 所以， 泛点率 = 31 . 1 70 . 2 4 7 1 . 3 6 1 . 4 3 1 0 0 . 9 0 28 3 2 . 6 1 . 1 7 6 9 . 1 9 % 8 0 %1 0 . 1 0 4 0 . 9 6 8 泛点率 =1 . 1 71 . 8 18 3 2 . 6 1 . 1 7 7 4 . 4 9 % 8 0 %0 . 7 8 1 0 . 1 0 4 1 . 1 3 可见，雾沫夹带在允许的范围之内 2提馏段 查得物性系数 ，泛点负荷系数 所以， 泛点率 = 30 . 8 1 92 . 1 6 1 . 3 6 3 . 3 5 1 0 0 . 9 0 29 3 6 . 4 5 0 . 8 1 9 6 9 . 5 7 % 8 0 %1 0 . 1 0 1 0 . 9 6 8 泛点率 =0 . 8 1 90 . 2 5 79 3 6 . 4 5 0 . 8 1 9 7 1 . 7 9 % 8 0 %0 . 7 8 1 0 . 1 0 1 1 . 1 3 可见，雾沫夹带在允许的范围之内 第四节 塔板负荷性能图 1 雾沫夹带线 泛点率 = 3 6V L A 据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线，取泛点率为 80%代入泛点率计算式。 （ 1）精馏段 19 1 7 1 . 3 6 0 . 9 0 28 3 2 . 6 1 . 1 70 . 81 . 0 0 . 1 0 4 0 . 9 6 8 整理可得雾沫夹带上限方程为： 1 3 3 2 . 7 2（ 2）提馏段 8 1 9 1 . 3 6 0 . 9 0 29 3 6 . 4 5 0 . 8 1 90 . 81 . 0 0 . 1 0 1 0 . 9 6 8 整理可得雾沫夹带上限方程为： 2 . 6 4 4 1 . 4 4 5 表四：精馏段与提馏段的 系 精馏段 m3/s） V（ m3/s） 馏段 m3/s） V（ m3/s） 液泛线 t W p L d C 1 h h h h h h h h h 由此确定液泛线，忽略式中 h。 2 2 / 32 8 45 . 3 4 0 . 1 5 3 ( 1 )2 1 0 0 0 LH h h Eg l h l 而24（ 1） 精馏段 20 2 2 2 / 3 S 12 2 41 . 1 70 . 2 5 5 5 . 3 4 1 2 8 3 1 . 5 ( 0 . 0 6 0 . 7 8 7 )0 . 7 8 5 1 3 2 0 . 0 3 9 8 3 2 . 6 9 . 8 2V 整理后可得： 2 2 2 / 3S S 1 S 11 6 . 3 9 8 2 7 7 8 9 9 . 5 7V L L （ 2） 提馏段 2 2 2 / 3 S 22 2 40 . 8 1 90 . 2 3 4 5 . 3 4 2 3 0 . 9 3 1 . 5 ( 0 . 0 1 7 6 0 . 7 8 7 )0 . 7 8 5 1 3 2 0 . 0 3 9 9 3 6 . 4 5 9 . 8 2V 整理后可得： 2 2 2 / 3222 4 . 3 8 2 4 0 5 2 1 3 0 . 6 7S S L 在操作范围内，任意取若干个 出相应的 表五：精馏段与提馏段的 系 精馏段 m3/s） 1L（ m3/s） 馏段 m3/s） 2L（ m3/s） 液体负荷上限线 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于 3 5s。 液体在降液管内停留时间 55AH s 以 5s 作为液体在降液管内停留时间的下限，则 3S m a x 0 . 0 8 1 0 . 4 5 0 . 0 0 7 3 m / 4 漏液线 对于 重阀，依动能因数0 5F作为规定气体的最小负荷的标准，则2S 0 d （ 1）精馏段 2 2 3S 1 m i n 0 550 . 7 8 5 0 . 0 3 9 1 3 2 0 . 7 2 9 m / . 1 7VV d N 21 （ 2）提馏段 2 2 3S 2 m i n 0 550 . 7 8 5 0 . 0 3 9 1 3 2 0 . 8 7 1 m / . 8 1 9VV d N 5 取堰上液层高度 为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线 ,该线于气相流量无关的竖直线。代入 2 / 3S m i 8 4 1 . 0 2 0 . 0 0 61000 取 E 2 / 330 . 0 6 1 0 0 0 0 . 7 8 0 . 0 0 1 7 m / 8 4 1 . 0 3 6 0 0 6 操作性能负荷图 由以上 1 5作出塔