92160吨年乙醇~水精馏筛板塔设计书

1 92160 吨 /年乙醇 水精馏筛板塔设计书 一、概述 化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。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。精馏过程在能量剂的驱动下（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，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传 质、传热的过程。 乙醇 水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。山东也已推出了推广燃料乙醇的法规。 长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇 水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇 水体系的精馏设备 是非常重要的。 塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。 1. 设计依据 本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。 2 2. 技术来源 目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。 3. 设计任务及要求 原料： 原料乙醇含量：质量分率 =（ 30+8） %=44% 原料乙醇处理量：质量流量 =（ 10+8） =h 原料液温度： 45 设计要求：塔顶的乙醇含量 尔分率 ) 塔底的乙醇含量 尔分率 ) 设计条件： 常压精馏 塔顶全凝 塔底直接加热 泡点进料 泡点回流 m i n(1 . 2 2 )板压降 1 乙醇 水溶液体系的平衡数据 液相中乙醇的含量 (摩尔分数 ) 汽相中乙醇的含量 (摩尔分数 ) 液相中乙醇的含量 (摩尔分数 ) 汽相中乙醇的含量 (摩尔分数 ) 3 二：计算过程 1. 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 12800 /kg h ，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。 它的主要优点是：结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的 60 左右，为浮阀塔的 80%左右； 在相同 条件下，生产能力比泡罩塔大 20% 40%； 塔板效率较高，比泡罩塔高 15%左右； 气体压力降较小，每板降比泡罩塔约低 30%左右 。缺点是：小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；操作弹性较小（约 2 3） 。 2. 操作条件的确定 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 塔底压力 5 1 . 0 1 3 2 5 1 0 7 0 0 N P a 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 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，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行 加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。 4 能利用 精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有 5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。 3 有关的工艺计算 由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。 乙醇的摩尔质量 4 6 k g / k m o 1 8 k g / k m o 323 2 2 / 4 6 0 . 2 3 5 24 4 / 4 6 5 6 / 1 8C H C H O C H O H H 0 . 8 0 , 0 . 0 5原料液的平均摩尔质量： 3 2 2(1 ) 0 . 2 3 5 2 4 6 0 . 7 6 4 8 1 8 2 4 . 5 8 5 6 /f f C H C H O H f H OM x M x M k g k m o l 同理可求得： 4 0 . 4 / , 1 9 . 4 /k g k m o l M k g k m o l45 下，原料液中2 3 2339 7 1 . 1 / , 7 3 5 /H O C H C H O Hk g m k g m由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表 2。 表 2 原料液、馏出液与釜残液的流量与温度 名称 原料液 馏出液 釜残液 尔分数 ) 尔质量 /kg 点温度 t / 小回流比 及操作回流比的确定 由于是泡点进料，F 0 5 2，过点 ( 0 5 2 , 0 5 2 )e 做直线 交平衡线于点 d ，由点 d 可读得 ，因此： 5 Dm i 8 0 - 0 . 5 4 3 20 . 8 3 3 80 . 5 4 3 2 0 . 2 3 5 2 又过点 (a 作 平 衡 线 的 切 线 ， 切 点 为 g ，读得其坐标为 0 . 6 0 , 0 . 6 9，因此： m i n ( 2 ) 0 . 8 0 0 . 6 9 1 . 2 2 0 . 6 9 0 . 6 0 所以，m i n m i n ( 2 ) 1 . 2 2可取操作回流比m i 5 ( / 1 . 2 3 )R R R顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 进料量为： 31 2 . 8 1 0 5 2 0 . 6 /2 4 . 5 8 5 6F k m o l h由全塔的物料衡算方程可写出： 0V F D W 0 0y(蒸汽 ) 1 1 0 . 2 /D k m o l h 00 f D WV y F x D x W x 6 8 6 /W km ol h W L L q F R D q F 1q (泡点 ) 0 2 7 5 . 6 /V k m o l h 凝器冷凝介质的消耗量 塔顶全凝器的热负荷： ( 1 ) ( )C V D L D I I 可以查得 1 2 6 6 / , 2 5 3 . 9 /V D L DI k J k g I k J k g，所以 7(1 . 5 1 ) 1 1 0 . 2 4 0 . 4 (1 2 6 6 2 5 3 . 9 ) 1 . 1 2 6 5 1 0 /CQ k J h 取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为 25 和 35 则 平均温度下的比热 4 . 1 7 4 /k J k g C，于是冷凝水用量可求 ： 7211 . 1 2 6 5 1 0 2 6 9 8 8 2 /( ) 4 . 1 7 4 ( 3 5 2 5 )CC k g hc t t 6 能利用 以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量1()f f p f f c t t其中 8 2 . 4 4 5 6 3 . 72 在进出预热器的平均温度以及 的情况下可以查得比热4 . 2 7 5 /k J k g C，所以， 361 2 . 8 1 0 4 . 2 7 5 ( 8 2 . 4 4 5 ) 2 . 0 4 7 1 0 /fQ k J h 釜残液放出的热量12()w w p w w c t t若将釜残液温度降至2 50那么平均温度 9 1 . 5 5 0 7 0 . 7 52 其比热为 4 . 1 9 1 /k J k g C，因此， 66 8 6 1 9 . 4 4 . 1 9 1 ( 9 1 . 5 5 0 ) 2 . 3 1 5 1 0 /wQ k J h 可知，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点 论塔板层数的确定 精馏段操作线方程： 1 0 . 6 0 . 3 211 Dn n x 提馏段操作线方程： 1 00 2 . 5 0 . 1 2 5n m w x x q 线方程： 在 7 利用图解法可以求出 15 块 (含塔釜 ) 其中，精馏段 ，提馏段 。 塔效率的估算 用奥康奈尔法 ( O 对全塔效率进行估算： 由相平衡方程式1 ( 1)xy x 可得 ( 1)( 1) 根据乙醇 水体系的相平衡数据可以查得 ： 1 0 1 塔顶第一块板 ) (加料板 ) (塔釜 ) 因此可以求得： 1 1 . 1 6 1 , 3 . 8 6 7 , 8 . 3 9 7 全塔的相对平均挥发度： 8 33 1 1 . 1 6 1 3 . 8 6 7 8 . 3 9 7 3 . 3 5 3m f w 全塔的平均温度： 7 8 . 2 0 8 2 . 4 9 1 . 5 8 4 . 0 333D f t 在温度 20 . 3 4 0 , 0 . 4 0H O C H C H O a s m P a s 因为L i 所以， 0 . 2 3 5 2 0 . 4 0 (1 0 . 2 3 5 2 ) 0 . 3 4 0 . 3 5 4Lf m P a s 0 . 8 0 0 . 4 0 ( 1 0 . 8 0 ) 0 . 3 4 0 . 3 8 8LD m P a s 0 . 0 5 0 . 4 0 ( 1 0 . 0 5 ) 0 . 3 4 0 . 3 4 3LW m P a s 全塔液体的平均粘度： ( ) / 3 ( 0 . 3 5 4 0 . 3 8 8 0 . 3 4 3 ) / 3 0 . 3 6 1 7L m L f L D L W m P a s 全塔效率0 . 2 4 5 0 . 2 4 510 . 4 9 ( ) 0 . 4 9 4 7 %( 3 . 3 5 3 0 . 3 6 1 7 ) 际塔板数 块 (含塔釜 ) 其中，精馏段的塔板数为： 1 3 0 2 9 块 4 精馏塔主题尺寸的计算 馏段与提馏段的体积流量 馏段 整理精馏段的已知数据列于表 3(见下页 )， 由表中数据可知： 液相平均摩尔质量： 1 2 4 . 5 8 5 6 3 9 . 7 3 2 . 1 /22k g k m o l 液相平均温度： 8 2 . 4 7 8 . 2 8 0 . 322 表 3 精馏段的已知数据 9 位置 进料板 塔顶 (第一块板 ) 质量分数 1 0 1 摩尔分数 1 0 1 摩尔质量 / /kg 2 4 5 6 3 3 9 6 温度 / 平均温度下查得2 3 2339 7 1 . 1 / , 7 3 5 /H O C H C H O Hk g m k g m液相平均密度为： 3 2 211 L m L mL m C H C H O H H 其中，平均质量分数 0 . 4 4 0 . 8 9 8 0 . 6 6 92所以， 37 9 9 /Lm kg m 精馏段的液相负荷 1 . 5 1 1 0 . 2 1 6 5 . 3 /L R D k m o l h 31 6 5 . 3 3 2 . 16 . 6 4 /799m h 同理可计算出精馏段的汽相负荷。精馏段的负荷列于表 4。 表 4 精馏段的汽液相负荷 名称 液相 汽相 平均摩尔质量 / /kg 均密度 / 3/kg m 799 积流量 / 3/6 . 6 4 ( 0 . 0 0 1 8 4 4 / )7 9 8 9 . 3 ( 2 . 2 1 9 / ) 提馏段 整理提馏段的已知数据列于表 5，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提 10 馏段的负荷，结果列于表 6。 表 5 提馏段的已知数据 位置 塔釜 进料板 质量分数 摩尔分数 摩尔质量 / /kg 2 4 5 6 3 3 9 6 温度 / 6 提馏段的汽液相负荷 名称 液相 汽相 平均摩尔质量 / /kg 均密度 / 3/kg m 889 积流量 / 3/1 6 . 9 7 ( 0 . 0 0 4 7 1 4 / )8 1 4 2 . 7 ( 2 . 2 6 2 / )径的计算 由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。有以上的计算结果可以知道： 汽塔的平均蒸汽流量： 3() 2 . 2 1 9 2 . 2 6 2 2 . 2 4 0 5 /22S J S VV m s 汽塔的平均液相流量： 3() 6 . 6 4 1 6 . 9 7 0 . 0 0 3 2 8 /2 2 3 6 0 0S J S L m s 汽塔的汽相平均密度： 11 31 . 2 6 9 1 . 0 1 1 31 . 1 4 /22V J V TV k g m 汽塔的液相平均密度： 37 9 9 8 8 98 4 4 /22L J L TL k g m 塔径可以由下面的公式给出： 4 由于适宜的空塔气速m a x( 0 . 6 0 . 8 )因此，需先计算出最大允许气速 m a x 取塔板间距 板上液层高度1 6 0 0 . 0 6h m m m，那么分离空间： 1 0 . 4 0 . 0 6 0 . 3 4TH h m 功能参数： 0 . 0 0 3 2 8 8 4 4( ) 0 . 0 3 9 82 . 2 4 0 5 1 . 1 4S 从史密斯关联图查得：20 ，由于 0 )20，需先求 平均表面张力：全塔平均温度 7 8 . 2 8 2 . 4 9 1 . 5 8433D F T C ，在此温度下，乙醇的平均摩尔分数为 0 . 7 7 5 0 . 2 3 5 2 0 . 0 5 0 . 3 5 3 43 ，所以，液体的临界温度： 0 . 3 5 3 4 ( 2 7 3 2 4 3 ) ( 1 0 . 3 5 3 4 ) ( 2 7 3 3 4 2 . 2 ) 5 8 0c i i cT x T K 设计要求条件下乙醇 水溶液的表面张力 21 2 6 /m 平均塔温下乙醇 水溶液的表面张力可以由下面的式子计算： 1 . 22211() ， 1 . 225 8 0 ( 2 7 3 8 6 . 5 ) 2 6 1 9 . 4 6 /5 8 0 ( 2 7 3 2 5 ) d y n c m 所 以： 0 . 21 9 . 4 60 . 0 7 4 ( ) 0 . 0 7 2 620C m a 4 1 . 1 40 . 0 7 2 6 1 . 9 7 4 /1 . 1 4 m s 取安全系数为 空塔气速为： 12 0 . 7 1 . 9 7 4 1 . 3 8 2 /u m s 4 2 . 2 4 0 5 1 . 4 41 . 3 8 2根据塔径系列尺寸圆整为 1600D 此时，精馏段的上升蒸汽速度为： 224 4 2 . 2 1 9 1 . 1 0 4 /1 . 6u m 提馏段的上升蒸汽速度为： 24 1 . 1 2 5 /u m 高的计算 塔的高度可以由下式计算： 2 ) P F N S H S H H H 已知实际塔板数为 32N 块，板间距 于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔 8 块板设一个人孔，则人孔的数目 S 为 4 个，在进料板上侧有 1个人孔，精馏段 3 个，提馏段 1 个。 取人孔两板之间的间距 两板之间的间距 ，塔底空间 ，进料板空间高度 ，那么，全塔高度： 1 . 2 ( 3 2 2 4 ) 0 . 4 4 0 . 6 0 . 5 2 . 5 1 7 有效高度( 3 2 2 4 ) 0 . 4 4 0 . 6 0 . 5 1 3 . 3 5. 塔板结构尺寸的确定 板尺寸 由于塔径 D=1600 以采用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 堰长 取堰长 13 采用平直堰，堰高h h； 液流收缩系数 E 取 E=1 精馏段： 2 23 32 . 8 4 2 . 8 4 6 . 6 41 0 . 0 1 01 0 0 0 1 0 0 0 1 . 0 5 6 提馏段： 2 23 32 . 8 4 2 . 8 4 1 6 . 9 71 0 . 0 1 81 0 0 0 1 0 0 0 1 . 0 5 6 取板上清液层高度 60Lh 所以： 精馏段： 0 . 0 6 0 . 0 1 0 . 0 5w L o wh h h m 提馏段： 0 . 0 6 0 . 0 1 8 0 . 0 4 2w L o wh h h m f 由 查弓形降液管截面尺寸参数比例图得： ； ； 则 220 . 0 7 2 2 0 . 0 5 6 0 . 8 0 . 1 4 5 2 m 0 . 1 2 4 0 . 1 2 4 1 . 6 0 . 1 9 8 4 m 验算 液体在降液管中停留时间，则 精馏段：3 6 0 0 0 . 1 4 5 2 0 . 4 5 3 5 ( 3 5 )6 . 6 4 提馏段：3 6 0 0 0 . 1 4 5 2 0 . 4 4 2 1 3 . 4 ( 3 5 )1 6 . 9 7 故降液管设计合理。 4降液管底隙高度 取降液管底隙流速 0 0 /u m s 精馏段： 00 6 . 6 4 0 . 0 1 2 /3 6 0 0 3 6 0 0 1 . 0 5 6 0 . 1 5h m 0 0 . 0 5 0 . 0 1 2 0 . 0 3 8 0 . 0 0 6wh h m m 提馏段： 00 1 6 . 9 7 0 . 0 3 0 /3 6 0 0 3 6 0 0 1 . 0 5 6 0 . 1 5h m 14 0 0 . 0 4 2 0 . 0 3 0 0 . 0 1 2 0 . 0 0 6wh h m m 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度 50wh 板布置 因为 1600D ，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为 3块。 取 0 . 0 6 5 m ， 。 开孔区面积用 a 12022 s i 式计算 ( ) 0 . 8 ( 0 . 1 9 8 4 0 . 0 6 5 ) 0 . 5 3 6 62 W m 0 . 8 0 . 0 3 5 0 . 7 6 52 m 故 2 2 2 12 2 2 122 s i n 1800 . 5 3 6 62 0 . 5 3 6 6 0 . 7 6 5 0 . 5 3 6 6 0 . 7 6 5 s i n 1 8 0 0 . 7 6 5= 1 . 4 9 5x R x 所处理的物系无腐蚀性，可选用 =3钢板，取筛孔直 0 6d 。 筛孔按正三角排列，取中心距03 3 6 1 8t d m m 筛孔数目为221 . 1 5 5 1 . 1 5 5 1 . 4 9 5 53300 . 0 1 8t 开孔率为 0 220 . 0 0 6/ 0 . 9 0 7 ( ) 0 . 9 0 7 ( ) 1 0 . 1 %0 . 0 1 8oa t 精馏段气体通过筛孔的气速为 02 . 2 1 9 1 4 . 7 /0 . 1 0 1 1 . 4 9 5u m 提馏段气体通过筛孔的气速为 15 02 . 2 6 2 1 4 . 9 8 /0 . 1 0 1 1 . 4 9 5u m 6筛板的流体力学验算 6. （ 1）干板阻力由式 2000 . 0 5 1 进行计算 由 0 6 23d ， 查干筛孔的流量系 数得 0 故 21 4 . 8 4 1 . 1 40 . 0 5 1 0 . 0 2 6 30 . 7 6 8 4 4 液柱 （ 2）气体通过液层阻力1气体通过液层的阻力由1 计算 精馏段： 2 . 2 1 9 1 . 1 8 9 /2 . 0 1 1 0 . 1 4 5 2m 1 / 2 1 / 20 1 . 1 8 9 1 . 2 6 9 1 . 3 4 0 / ( )u k g s m 查充气系数关联图得 故 0 . 5 9 0 . 6 0 . 0 3 7h m 提馏段： 2 . 2 6 2 1 . 2 1 2 /2 . 0 1 1 0 . 1 4 5 2m 1 / 2 1 / 20 1 . 2 1 2 1 . 0 1 1 3 1 . 2 2 / ( )u k g s m ，所以 1 0 . 6 2 5 0 . 6 0 . 0 3 7 5Lh h m 液柱 （ 3）液体表面张力的阻力 h的计算 精馏段： 304 4 1 9 . 4 6 1 0 0 . 0 0 1 6 67 9 9 9 . 8 1 0 . 0 0 6 液柱 提馏段： 304 4 1 9 . 4 6 1 0 0 . 0 0 1 4 98 8 9 9 . 8 1 0 . 0 0 6LL 液柱 16 气体通过每层塔板的液柱高度精馏段：1 0 . 0 2 6 3 0 . 0 3 7 0 . 0 0 1 6 6 0 . 0 6 4 9 6h h h m 液柱 0 . 0 6 4 9 6 7 9 9 9 . 8 1 5 0 9 0 . 7h g P k P （设计允许值） 提馏段：1 0 . 0 2 6 3 0 . 0 3 7 5 0 . 0 0 1 4 9 0 . 0 6 5 2 9h h h m 液柱 0 . 0 6 5 2 9 8 8 9 9 . 8 1 5 6 9 0 . 7h g P k P （设计允许值） 面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本塔的塔径和流量均不是很大，故可以忽略液面落差的影响。 沫夹带 液沫夹带可以由公式： 3 . 265 . 7 1 0 进行计算，其中 般规定 kg m；设计经验 。 2 . 5 0 . 0 6 0 . 1 5 ； 精馏段： 3 . 265 . 7 1 0 3 . 2635 . 7 1 0 1 . 1 8 9 0 . 0 4 31 9 . 4 6 1 0 0 . 4 0 . 1 5 0.1 提馏段： 3 . 265 . 7 1 0 3 . 2635 . 7 1 0 1 . 2 1 2 0 . 0 4 61 9 . 4 6 1 0 0 . 4 0 . 1 5 0.1 所以本设计液 沫夹带量在允许范围内。 液验算 对于筛板塔，漏液点气速可由 00 m i n 4 . 4 ( 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 ) /L L h h 17 计算，故 精馏段： 00 m i n 4 . 4 ( 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 ) / h h 4 . 4 0 . 7 6 ( 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 6 0 . 0 0 1 6 6 ) 7 9 9 / 1 . 2 6 9 09 . 0 9 / 1 4 . 7 /m s m s u 稳定系数：00 , m i 6 1 . 5uK u 故无明显漏液。 提馏段： 00 m i n 4 . 4 ( 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 ) / h h 4 . 4 0 . 7 6 ( 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 6 0 . 0 0 1 4 9 ) 8 8 9 / 1 . 0 1 1 3 01 0 . 7 4 / 1 4 . 9 8 /m s m s u稳定系数：00 , m 5uK u故无明显漏液。 泛验算 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应 ()d T h。 水 乙醇属于一般物系，取故 =馏段： ( ) 0 . 6 ( 0 . 4 0 . 0 5 ) 0 . 2 7h m 提馏段： ( ) 0 . 6 ( 0 . 4 0 . 0 4 2 ) 0 . 2 6 5h m 溢流管内的清液层 高度d p d LH h h h 板上不设进口堰， 2 2 300 . 1 5 3 ( ) 0 . 1 5 3 0 . 1 5 3 . 4 4 1 0dh u m 精馏段： 0 . 0 6 4 9 6 0 . 0 6 0 . 0 0 3 4 4 0 . 1 2 8 4 提馏段： 0 . 0 6 5 2 9 0 . 0 6 0 . 0 0 3 4 4 0 . 1 2 8 7d 可见， ()d T h，即不会产生液泛。 7. 塔板负荷性能图 液线 由 00 m i n 4 . 4 ( 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 ) /L L h h , 18 L h h h232 . 8 41000 得： 2 / 3, m i n 0 02 . 8 44 . 4 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 /1000 L A h E 精馏段 ：, m i 34 . 4 0 . 7 6 0 . 1 0 1 1 . 4 9 536002 . 8 4 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 5 1 0 . 0 0 1 6 6 7 9 9 / 1 . 2 6 91 0 0 0 1 . 0 5 6 整理得 ： 2 / 3, m i n 1 2 . 6 7 0 . 0 1 0 4 4 0 . 0 8 3 6 3 提馏段：, m i 34 . 4 0 . 7 6 0 . 1 0 1 1 . 4 9 536002 . 8 4 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 4 2 1 0 . 0 0 1 4 9 8 8 9 / 1 . 0 1 1 31 0 0 0 1 . 0 5 6 整理得 ： 2 / 3, m i n 1 4 . 9 7 0 . 0 0 9 5 7 0 . 0 8 3 6 3 根据精馏提馏段方程可得漏液线 （ 1） 沫夹带线 以 系 ： 由 3 . 265 . 7 1 0 0 . 5 3 6 02 . 0 1 1 0 . 1 4 5 2 0 . 5 3 6 02 . 0 1 1 0 . 1 4 5 2 2 23 3 2 / 336002 . 8 4 2 . 8 4 1 0 . 6 4 31 0 0 0 1 0 0 0 1 . 0 5 6w 精馏段： 2 / 3 2 / 32 . 5 2 . 5 ( ) 2 . 5 ( 0 . 0 5 0 . 6 4 3 ) 0 . 1 2 5 1 . 6 0 8 O W S Sh h h h L L 2 / 30 . 2 7 5 1 . 6 0 8T f SH h L 19 3 . 263 2 / 30 . 5 3 6 05 . 7 1 0 0 . 11 9 . 4 6 1 0 0 . 2 7 5 1 . 6 0 8整理得： 2 / 33 . 1 7 6 1 8 . 5 7提馏段： 2 / 3 2 / 32 . 5 2 . 5 ( ) 2 . 5 ( 0 . 0 4 2 0 . 6 4 3 ) 0 . 1 0 5 1 . 6 0 8 O W S Sh h h h L L 2 / 30 . 2 9 5 1 . 6 0 8T f SH h L 3 . 263 2 / 30 . 5 3 6 05 . 7 1 0 0 . 11 9 . 4 6 1 0 0 . 2 9 5 1 . 6 0 8整理得： 2 / 33 . 4 0 6 5 1 8 . 5 7根据精馏提馏段方程可得液沫夹带线 （ 2） 体负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度 23 3 2 / 336002 . 8 4 2 . 8 4 1 0 . 6 4 3 0 . 0 0 61 0 0 0 1 0 0 0 1 . 0 5 6w L 得 3, m i n 0 . 0 0 0 9 /SL m s据此可得与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（ 3） 体负荷上限线 以 4s 作为液体在降液管内停留时间的下限，由 430 . 1 4 5 2 0 . 4 0 . 0 1 4 5 2 /4HL m s 据此可得与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（ 4） 泛线 令 ()d T h由d P L d c l L dH h h h h h h h h 20 L W h h 联立得： ( 1 ) ( 1 )T w o w c dH h h h h h 忽略 h ， 将 关系带入上式 整理得 ： 2 2 2 / 3S S b c L d L 其中 ， 0200 . 0 5 1 c ( 1 ) h 2 / 3 2 . 8 4 3 6 0 0( 1 )1000 l 将相关数据代入式中： 精馏段： 20 . 0 5 1 1 . 2 6 9 0 . 0 0 6 1 57990 . 1 0 1 1 . 4 9 5 0 . 7 6a 0 . 6 0 . 4 ( 0 . 6 1 0 . 6 1 5 ) 0 . 0 5 0 0 . 1 8 9 2 5b 20 . 1 5 3 9 5 2 . 81 . 0 5 6 0 . 0 1 2c 2 / 3 2 / 3 2 . 8 4 3 6 0 0 2 . 8 4 3 6 0 0( 1 ) ( 1 0 . 6 1 5 ) 1 1 . 0 3 91 0 0 0 1 0 0 0 1 . 0 5 6l 代入上式化简后可得： 2 2 2 / 33 0 . 7 7 1 5 4 9 2 6 . 8 1 6 8 . 9S S L 提馏段： 20 . 0 5 1 1 . 0 1 1 3 0 . 0 0 4 4 18890 . 1 0 1 1 . 4 9 5 0 . 7 6a 0 . 6 0 . 4 ( 0 . 6 1 0 . 6 2 5 ) 0 . 0 4 2 0 . 1 9 7 0b 20 . 1 5 3 1 5 2 . 41 . 0 5 6 0 . 0 3 0c 2 / 3 2 / 3 2 . 8 4 3 6 0 0 2 . 8 4 3 6 0 0( 1 ) ( 1 0 . 6 2 5 ) 1 1 . 0 4 51 0 0 0 1 0 0 0 1 . 0 5 6l 21 代入上式化简后可得： 2 2 2 / 34 4 . 6 7 3 4 5 5 7 . 8 2 3 7S S L 根据精馏提馏段方程可得液泛 线（ 5） 作性能负荷图 由以上各线可以画出精馏段筛板负荷性能图，如下图由图可以看出，该筛板的操作线上限为泡沫夹带线，下限为漏液线。从图中数据可以得出： 3, m /SV m s3, m a x 2 . 8 2 /SV m s故操作弹性为 , m a x, m i 8 2 2 . 11 . 3 4由以上各线可以画出精馏段筛板负荷性能图，如下图 22 由图可以看出，该筛板的操作线上限为泡沫夹带线，下限为漏液线。从图中数据可以得出： 3, m /SV m s3, m a x 2 . 8 2 /SV m s故操作弹性为 , m a x, m i 8 2 1 . 8 61 . 5 2板塔的工艺设计计算结果 有关该筛板塔的工艺设计计算结果汇总于表 9 表 9 筛板塔工艺设计计算结果 项目 数值与说明 备注 全塔平均温度 ,4 全塔平均压力 ,气相流量 2, ( )/馏段 馏段 液相流量 2, ( )/S 馏段 馏段 塔的有效高度 ,实际塔板数 32 塔径 , 23 板间距 ,塔板型式 单溢流弓形 降液管 分块式塔板 空塔气速,/精馏段 提馏段 流堰长度 ,溢流堰高度,馏段 馏段 上液层高度 ,降液管底隙高度0,馏段 板孔数 ,N