乙醇－水连续浮阀式精馏塔的设计方案

吉林化工学院化工原理课程设计 1 乙醇水连续浮阀式精馏塔的设计 方案 第 1章 前言 实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液 (气相冷却而成 )是沸点低的 B 物质，而残液是沸点高的 馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。 精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下： 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流 动。 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率 发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。 常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。而浮阀塔具有很吉林化工学院化工原理课程设计 2 多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用不锈钢板或合金 。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操作板效率明显下降，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。 浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点。所以在此我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简 单，造价低，制造方便；塔板开孔率大，生产能力大等。 乙醇与水的分离是正常物系的分离，精馏的意义重大，在化工生产中应用非常广泛，对于提纯物质有非常重要的意义。所以有必要做好本次设计 设计所选塔的特性 浮阀塔的优点是： 1生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20% 40%，与筛板塔接近。 2操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入 液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。 4气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50% 80%，但是比筛板塔高 20% 30。 但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。 吉林化工学院化工原理课程设计 3 近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产 经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适 第二章流程的确定和说明 首先， 乙醇和水 的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后 进入 乙醇 的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成 乙醇和水 的分离。 乙醇 水混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物 q=1 送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐 ,塔釜吉林化工学院化工原理课程设计 4 采用直接蒸汽加热 ,塔底产品冷却后 ,送入贮罐 (附流程图 )。 第三章 精馏塔的工艺计算 料衡算 料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 乙醇的摩尔质量 4 6 . 0 7 /AM k g k m o l水的摩尔质量 1 8 . 0 2 /BM k g k m o l原料加料量 F 100h 进料组成 出液组成 液组成 顶压力 p 100板压降 0.7 10 . 2 7 3 4 6 . 0 7 1 0 . 2 7 3 1 8 . 0 2 2 5 . 7 0 /F F FM x M x Mk g k m o l 乙 醇 水（ ） 0 . 8 3 1 4 6 . 0 7 1 0 . 8 3 1 1 8 . 0 2 4 1 . 6 0 /DM k g k m o l 0 . 0 1 2 4 6 . 0 7 1 0 . 0 1 2 1 8 . 0 2 1 8 . 3 6 /WM k g k m o l 料衡算 精馏塔二元系物料 0 . 2 7 3 0 . 0 1 2 0 . 3 1 90 . 8 3 1 0 . 0 1 2x x F D WF x D x W x 1001 0 0 0 . 2 7 3 0 . 8 3 1 0 . 0 1 2 1W 解得： D=h W=h 精馏段： L=h V=（ R+1） D=（ ） h 吉林化工学院化工原理课程设计 5 提馏段： L =L+00=h V =V+(q 1)F=V=h 流比的确定 查 1由相平衡方程1 ( 1)xy x 得 ( 1)( 1) 由常压下乙醇 x .4 y x .7 y 道尔顿分压定律 及A A 得 11 B A x x x 将上表数据代入 得： 序号 1 2 3 4 5 号 6 7 8 9 10 ii吉林化工学院化工原理课程设计 6 则 101 2 3 1 0 3 . 0 4 则 平衡线方程： 3 . 0 4 3 . 0 41 1 1 3 . 0 4 1 1 2 . 0 4x x xy x x x 小回流比的计算和适宜回流比的确定 =因为 q=1 所以 相平衡方程1 ( 1 ) = 小回流比m i n 1 . 1 8操作回流比取最小回流比的 R =1.6 数的确定 馏塔的气液相负荷 精馏段： L=h V=（ R+1） D=（ ） h 提馏段： L =L+00=h V =V+(q 1)F=V=h 馏段与提馏段操作线方程 精馏段操作线方程： 1 0 . 7 0 2 0 . 2 5 1n n D x x 提馏段操作线方程：1 1 . 6 4 5 0 . 0 0 8n D nD x F x x 板法确定理论板数及进料位置 对于甲醇 水属物系，可采用逐板计算法求理论板层数。根据求得的相对挥发度 可知 相平衡方程为 1 ( 1)nn x ( 1 ) 2 . 0 8 1 . 0 8 因为泡点进料， q=1， 0 5吉林化工学院化工原理课程设计 7 第一块板上升的蒸汽组成 1 0 3第一块板下降的液体组成由式（ c ）求取 1 由第二块板上升的气相组成用（ a）式求取 : 2 由第二块板下降的液体组成 如此反复计算： 3 ,3 4 ,4 块板上升的气相组成由提馏段操作方程（ b） : 计算1 1 . 6 4 5 0 . 0 0 8n D nD x F x x 如此反复计算： 5 ,5 6 ,6 7 ,7 8 ,8 9 ,9 据以上求解结果得： 总理论板数为 9 （包括再沸器） 进料板位置为 4 精馏段理论板数 3 提馏段理论板数 6 塔效率 由进料组成 经查表 得 泡点温度 在此温度下 查文献 得 ： 0 . 5 5 5 8 3 p s 0 . 2 8 7 6 7 p s 吉林化工学院化工原理课程设计 8 则进料液再该温度下的平均粘度为： 0 . 5 5 5 8 3 0 . 2 8 7 6 7 / 2 0 . 4 2 1 7 5 则板效率 E 由 0 . 2 4 50 . 4 9 计算 E = 实际塔板数： 9N 2 20 1精 馏 段 : 1 3N 7 . 4 8 70 . 4 0 1 提 馏 段 : 2 6 1 4 . 9 6 1 50 . 4 0 1N 馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 作温度的计算 1.)塔顶温度计算 查文献乙醇 ,其沸点分别为 顶温度为 则由内插法 : 0 . 7 0 7 8 . 70 . 8 0 0 . 7 0 7 8 . 4 7 8 . 7 , 7 8 2.)进料板温度 查文献乙醇 ,其沸点分别为 设塔顶温度为 则由内插法 : 0 . 2 0 8 3 . 20 . 3 0 0 . 2 0 8 3 . 2 8 1 . 7 , 8 2 3.)塔釜的温度 吉林化工学院化工原理课程设计 9 查文献乙醇 其沸点分别为 100和 塔顶温度为 则由内插法 : 0 . 0 0 1 0 00 . 0 5 0 . 0 0 9 0 . 6 1 0 0 , 9 6 则 精馏段的平均温度 : 2 7 8 . 2 4 8 2 . 1 3 8 0 . 1 92 提馏段的平均温度 : 1 9 6 . 9 2 8 2 . 1 3 8 9 . 5 32 作压强 塔顶压强： 00 取每层塔板压降 :P= 进料板压力 : 1 0 0 0 . 7 7 1 0 4 . 9FP k p a 塔釜 压力 : 1 0 0 0 1 0 4 则 精馏段的平均操作压强 : 1 1 0 0 1 0 4 . 9 1 0 2 . 52mP k p a提馏段的平均操作压强 : 2 1 1 0 . 5 1 0 4 . 9 1 0 7 . 72内各段气液两相的平均分子量 乙醇的摩尔质量 4 6 . 0 7 /AM k g k m o l水的摩尔质量 1 8 . 0 2 /BM k g k m o l1x M 吉林化工学院化工原理课程设计 10 由公式 得 1.)对于塔顶 1 , 1 对于气相平均分子量 : 1110 . 8 4 3 4 6 . 0 7 1 0 . 8 4 3 1 8 . 0 24 1 . 7 4 /V D A BM y M y Mk g k m o l 对于液相平均分子量 : 111L D A BM x M x M 0 . 6 3 8 5 4 6 . 0 7 1 0 . 6 3 8 5 1 8 . 0 23 5 . 8 8 /k g k m o l 2.)对于进料板 6 , 6 对于气相平均分子量 ; 551V F A BM y M y M 0 . 2 1 5 7 4 6 . 0 7 1 0 . 2 1 5 7 1 8 . 0 22 4 . 0 4 /k g k m o l 对于液相平均分子量 : 551L F A BM x M x M 0 . 4 5 5 3 4 6 . 0 7 1 0 . 4 5 5 3 1 8 . 0 23 0 . 7 5 /k g k m o l 吉林化工学院化工原理课程设计 11 3.)对于塔釜 16 16 对于气相平均分子量 : 1 6 1 61V W A BM y M y M 0 . 0 3 6 8 4 6 . 0 7 1 0 . 0 3 6 8 1 8 . 0 21 9 . 0 3 /k g k m o l 对于液相平均分子量 : 1 6 1 61L W A BM x M x M 0 . 0 1 2 4 4 6 . 0 7 1 0 . 0 1 2 4 1 8 . 0 21 8 . 3 5 /k g k m o l 则 精馏段的平均分子量 ; 气 相 : 1 2V F V 4 1 3 0 23 6 /kg km o l液 相 : 1 2L F L 3 5 2 4 22 9 /kg km o l提馏段的平均分子量 ; 气 相 : 2 2V D V 1 9 3 0 22 4 /kg km o l吉林化工学院化工原理课程设计 12 液 相 : 2 2L D L 1 8 2 4 22 1 /kg km o l馏塔各组分的密度 1.）气相平均密度 由 计算： 精馏段的气相平均密度： 1111m V 31 0 2 . 5 3 6 . 2 5 1 . 2 7 /8 . 3 1 4 8 0 . 1 9 2 7 3 . 1 5 k g m提馏段的气相平均密度： 2222m V 31 0 7 . 7 2 4 . 8 9 0 . 8 9 /8 . 3 1 4 8 9 . 5 3 2 7 3 . 1 5 k g m2.）液相的平均密度 由 11 计算 （ 1.）对于塔顶 文献 37 4 1 /A kg m ， 39 7 2 B kg m 质量分率 0 . 8 4 3 4 6 . 0 7 0 . 9 3 2 10 . 8 4 3 4 6 . 0 7 1 0 . 8 4 3 1 8 . 0 2A 1 0 . 0 6 7 9 吉林化工学院化工原理课程设计 13 则 1 B D31 7 7 5 . 2 /0 . 9 3 2 1 0 . 0 6 7 97 6 3 . 6 9 7 2 . 9m k g（ 2.）对于进料板 文献 37 3 9 A kg m ， 39 7 0 /B kg m 质量分率 0 . 2 1 5 7 4 6 . 0 7 0 . 4 1 2 70 . 2 1 5 7 4 6 . 0 7 1 0 . 2 1 5 7 1 8 . 0 2A 1 0 . 5 1 0 2 则 1 B F31 8 6 2 . 1 /0 . 4 1 2 7 0 . 5 8 7 37 3 9 . 6 9 7 0 . 5m k g（ 3.）对于塔釜 6 0 9 1 9 5x 查文献 37 2 1 A kg m ， 39 5 5 B kg m 质量分率 0 . 0 1 2 4 4 6 . 0 7 0 . 0 3 1 10 . 0 1 2 4 4 6 . 0 7 1 0 . 0 1 2 4 1 8 . 0 2A 1 0 . 9 6 8 9 则 1 B 吉林化工学院化工原理课程设计 14 w 31 9 4 5 . 6 /0 . 0 3 1 1 0 . 9 6 8 97 2 1 . 2 9 5 5 . 1m k g则 精馏段的液相平均密度： 31 7 6 9 . 2 8 6 2 . 1 8 1 5 . 6 /22k g m 提馏段的液相平均密度： 32 9 4 5 . 6 8 6 2 . 1 9 0 3 . 8 /22k g m 体表面张力的计算 由 1x计算 （ 1.）对于塔顶 查文献 1 8 . 4 5 /A m N m ， 6 2 . 9 8 /B m N m 则 0 . 8 4 3 1 8 . 7 5 1 0 . 8 4 3 6 6 3 . 4 22 5 . 4 4 /LD m N m （ 2.）对于进料板 5 2 . 7 5 /LF m N m （ 3.）对于塔釜 文献 1 6 . 6 0 /A m N m ， 5 9 . 4 9 /B m N m 则 0 . 0 1 2 4 1 6 . 6 0 1 0 . 0 1 2 4 5 9 . 4 9 5 8 . 9 6 /LW m N m 则精馏段的液体平均表面张力： 1 2 5 . 4 4 5 2 . 7 5 3 9 . 1 0 /22m N m 吉林化工学院化工原理课程设计 15 提馏段的液体平均表面张力： 2 5 8 . 9 6 5 2 . 7 5 5 5 . 8 5 /22m N m 体平均粘度的计算 由 1x计算 （ 1.）对于塔顶 查文献 0 4 p s ， 0 . 3 6 4 4 p s 则 0 . 4 7 9 am p s （ 2.）对于进料板 文献 0 1 p s ， 0 9 p s 则 0 . 3 7 4 am p s （ 3.）对于塔釜 文献 0 2 p s ， 0 5 p s 则 0 . 2 9 6 am p s 则精馏段的液体平均粘度： 1 0 . 4 7 9 0 . 3 7 4 0 . 4 2 7 L DL m am p s 提馏段的液体平均粘度： 2 0 . 2 9 6 0 . 3 7 4 0 . 3 3 5 L WL m am p s 液负荷计算 精馏段气液负荷计算： 吉林化工学院化工原理课程设计 16 3111 0 6 . 0 8 3 6 . 2 5 0 . 8 4 1 /3 6 0 0 3 6 0 0 1 . 2 7m s 3117 4 . 5 1 3 1 . 0 5 0 . 0 0 0 8 /3 6 0 0 3 6 0 0 8 1 5 . 6m s 提馏段气液负荷计算： 3221 0 6 . 8 2 4 . 8 9 0 . 8 2 4 /3 6 0 0 3 6 0 0 0 . 8 9m s 32 9 6 6 hV m s 221 7 4 . 5 1 2 1 . 2 0 0 . 0 0 1 1 /3 6 0 0 3 6 0 0 9 0 3 . 8m s 33 /hL m h馏塔的塔体工艺尺寸计算 径的计算 精馏段液气流动参数 1 12 2220 . 0 0 0 8 3 6 0 0 8 1 5 . 6 0 . 0 2 4 10 . 8 4 1 3 6 0 0 1 . 2 7s L 取板间距 板上清液高度 0 . 4 0 0 . 0 6 0 . 3 4h m 则 查史密斯关联图 得 20 又 液体的表面张力 20 /mN m 0 0 0 . 2 0 . 2203 9 . 10 . 0 7 3 0 . 0 8 32 0 2 0 吉林化工学院化工原理课程设计 17 m a 5 . 6 1 . 2 70 . 0 8 3 2 . 0 8 4 /1 . 2 7c m s 取安全系数为 空塔气速： m a 8 0 . 7 2 . 0 8 4 1 . 4 5 9 /u u m s 则 4 4 0 . 8 4 1 0 . 8 5 73 . 1 4 1 . 4 5 9 按标准塔径园整后为： 塔截面积 220 . 7 8 54 m实际空塔气速 u： 0 . 8 4 1 1 . 0 7 1 /0 . 7 8 5m 提馏段液气流动参数 1 12 2220 . 0 0 1 1 9 0 3 . 8 0 . 0 4 2 50 . 8 2 4 0 . 8 9s L 取板间距 板上清液高度 0 . 4 0 0 . 0 6 0 . 3 4h m 则 查史密斯关联图 得 20 又 液体的表面张力 20 /mN m 0 0 0 . 2 0 . 2205 5 . 8 50 . 0 7 3 0 . 0 8 8 42 0 2 0 吉林化工学院化工原理课程设计 18 m a 3 . 8 0 . 8 90 . 0 8 8 4 2 . 8 1 6 /0 . 8 9c m s 取安全系数为 空塔气速： m a 8 0 . 7 2 . 8 1 6 1 . 9 7 1 /u u m s 则 4 4 0 . 8 2 4 0 . 7 33 . 1 4 1 . 9 7 1 按标准塔径园整后为： 塔截面积 220 . 7 8 54 m实际空塔气速 u： 0 . 8 2 4 1 . 0 5 /0 . 7 8 5m 馏塔有效高度的计算 板式塔的塔高按下式计算 初选板间距 则 7 1 0 . 4 1 5 1 0 . 4 0 . 8 流装置计算 因为 D=1米，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 1.）堰长 0 . 6 6 0 . 6 6 1 . 0 0 . 6 6 m 2.）溢流堰高度 w l h h选用平直堰，堰上液层高度 吉林化工学院化工原理课程设计 19 232 . 8 41000 近似取 E=1，则 232 . 8 4 0 . 0 0 1 1 3 6 0 01 0 . 0 0 91 0 0 0 0 . 7 取板上清液高度 0 . 0 6 0 . 0 0 9 0 . 0 5 1 3.）弓形降液管宽度查 弓形降液管的参数 得 , 故 20 . 0 7 2 2 0 . 0 7 2 2 0 . 7 8 5 0 . 0 5 6 7 m 0 . 1 2 4 0 . 1 2 4 1 . 0 0 . 1 2 4 m 依式 3600 3 6 0 0 0 . 0 5 6 7 0 . 4 0 2 0 . 6 2 50 . 0 0 1 1 3 6 0 0 故 降液管设计合理 4.）降液管底隙高度0h03600Lh 取 0 u m s则0 0 . 0 0 1 1 3 6 0 0 0 . 0 2 0 83 6 0 0 0 . 6 6 0 . 0 8h 0 . 0 5 4 0 . 0 2 0 8 0 . 0 3 3 2 0 . 0 0 6wo 故 降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度 林化工学院化工原理课程设计 20 板布置 1.）边缘宽度的确定 取 0 5 m， .）开孔区面积计算 开孔区面积22 2 12 s i x r 其中： 1 . 0 0 . 1 2 4 0 . 0 6 5 0 . 3 1 122 W m 1 . 0 0 . 0 3 5 0 . 4 6 522 m 故 22 2 10 . 4 6 5 0 . 3 1 12 0 . 4 0 2 0 . 4 6 5 0 . 3 1 1 s i 0 0 . 4 6 5 3.）浮阀个数及其排布 乙醇 选用 3 的碳钢板，在塔板上按等腰三角形错排排列浮阀，并取塔板上液体进出口安定区宽度 均为 60缘区宽度为 50 取 浮阀直径0 0 9d m m选取 浮阀，重型，其阀孔直径 取孔动能因子00 1 0故阀孔气速 22000 . 8 2 4 630 . 7 8 5 0 . 0 3 9 1 14 设计条件下阀孔气速： 吉林化工学院化工原理课程设计 21 0 2200 . 8 2 4 110 . 7 8 5 0 . 0 3 9 6 34 m/s 动能因子：00 1 1 0 . 8 9 1 0 塔板上浮阀开孔率： 2 20 6 3 0 . 7 8 5 0 . 0 3 94 0 . 0 90 . 7 8 5 气体通过筛孔的气速0u： 0 00 . 8 2 4 1 3 . 3 1 /0 . 0 9 0 . 6 9 3m 板的流体力学验算 板压降 1.）干板阻力由0h h h ；干板阻力0界孔速 故0 0 . 1 7 5 0 . 1 7 500 111 9 . 9 1 9 . 9 0 . 0 3 3 78 9 7 . 5 3 液柱； 塔板上液层阻力： 0 . 5 ( ) 0 . 5 ( 0 . 0 5 1 0 . 0 0 9 ) 0 . 0 3l w o wh h h m 液柱； 表面张力产生阻力： 304 4 5 8 . 9 6 1 0 0 . 0 0 0 7 60 . 0 3 9 8 1 5 . 6 9 . 8 1 液柱； 故0h h h =柱。 2.）气体通过液层的阻力气体通过液层的阻力 计算 0 . 8 2 4 1 . 1 3 1 /0 . 7 8 5 0 . 0 5 6 7m 1 . 5 1 1 . 5 1 0 . 8 2 4 0 . 7 3 9 查充气系数关联图 得 吉林化工学院化工原理课程设计 22 则 0 . 5 0 . 0 5 1 0 . 0 0 9 0 . 0 3l L w o wh h h h 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 4 计算 即 34 4 5 5 . 8 5 1 0 0 . 0 0 5 09 0 3 . 8 9 . 8 1 0 . 0 0 5 则气体通过每层板的压降 P ： h g 0 . 0 6 4 4 6 8 5 7 . 9 7 9 . 8 1 5 4 2 . 5 4 0 . 7k p （设计允许值） 沫夹带 液沫夹带由 3 . 265 . 7 1 0 计算 2 . 5 2 . 5 0 . 0 6 0 . 1 5h m 3 . 265 . 7 1 0 3 . 265 . 7 1 0 1 . 1 3 13 9 . 1 0 0 . 4 0 0 . 0 6 0.1 故在本设计中液沫夹带量 液 对筛板塔，漏液点气速, , m i n 04 . 4 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3o L L Vu c h h 计算 即 , m i n 04 . 4 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3o L L Vu c h h 4 . 4 0 . 8 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 6 0 . 0 0 5 0 8 1 5 . 6 1 . 2 7 实际孔速 吉林化工学院化工原理课程设计 23 稳定系数0, m i . 3 1 1 . 6 3 1 . 58 . 1 8 故 在设计中无明显的漏液 泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式： d T h取 ， 则 0 . 5 0 . 4 0 0 . 0 5 4 0 . 2 2 7 而 d p L dH h h h 板上不设进口堰， 20 3算 20 3 20 . 1 5 3 0 . 0 8 5 0 . 0 0 1 1 3 m 液柱 p L dd h h 0 . 0 4 9 3 0 . 0 6 0 . 0 0 1 1 3 0 . 1 3 1 7 液柱 d T h 故 在本设计中不会发生液泛现象 板负荷性能图 量液沫夹带线关系式 在11 . 3 6vs s c A 式中，令1 ，并将塔板有关数据代入得： 1 3 1 吉林化工学院化工原理课程设计 24 相下限线关系式 由 23 30 2 . 8 4 1 0 ( / )w h L L，令 E=1，取 0 6并将得： 30 0 6 /hL m s重漏夜线关系式 令0 5F则：2 2 30 55( / 4 ) 0 . 7 8 5 0 . 0 3 9 7 6 0 . 4 8 7 8 /0 . 8 8 6 9d n m s 或 30 /hV m s相上限线关系式 在 中，令 5s ，并将 入得 30 4 4 /hL m s 液管液泛线关系式 由降液管液泛校核条件式d T h 将其中 E=1）， 去其中 h），和 得： ( ) 0 . 6 ( 0 . 4 0 . 0 4 5 )d T H d p L dH h h h ；p c lh h h h ；l w h h得： ( 1 ) ( 1 )T w w c dH h h h h h 将有关数据代入得： 22239 . 3 8 6 5 2 1 1 2 8s s L 以 得塔板负荷性能图为： 吉林化工学院化工原理课程设计 25 在负荷性能图上，作出操作点 A，与原点连接，即为操作线 图可知，筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得 3, m a x 1 m / ， 3, m i n 0 7 8 m / 故弹性操作为 , m a x, m i 5 7 3 . 2 20 . 4 8 7 8要接管尺寸的选取 料管 进料管的结构类型很多，有直管进料管、 T 型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下： 4 取 s，而 38 5 7 /kg m 7 31 . 8 5 3 1 0 0 . 0 0 0 8 3 /3 6 0 0 3 0 0 2 4 8 5 7 . 9 7sV m s 4 0 . 0 0 0 8 3 0 . 0 2 63 . 1 4 1 . 6吉林化工学院化工原理课程设计 26 已知釜液流率为 6 8 /w km ol h 釜液密度： 39 4 5 kg m 则： 36 8 . 4 3 2 1 . 2 / 9 4 5 . 6 1 . 5 3 /V w m h 取管内流速为： wu m s4 4 1 . 5 3 0 . 0 23 6 0 0 3 6 0 0 1 . 6ww 顶蒸汽管 体积流速： 1 0 6 . 0 8 /DV k m o l h塔顶蒸密度 31 /kg m 则： 31 0 6 . 0 8 3 6 . 2 5 / 1 . 2 7 3 0 2 7 . 9 /DV m h 取 20 /Du m s4 4 3 0 2 7 . 9 0 . 2 3 1 53 6 0 0 3 . 1 4 2 0 流管 采用直管回流管，取 s。 0 . 8 4 147 7 5 . 2 0 . 0 33 . 1 4 1 . 6 底蒸汽管 体积流速： 1 0 6 . 0 8 /DV k m o l h塔顶蒸密度 30 /kg m 则： 31 0 6 . 0 8 1 9 . 0 3 / 0 . 8 9 2 2 6 8 . 2 /DV m h 取 20 /Du m s4 4 2 2 6 8 . 2 0 . 23 6 0 0 3 . 1 4 2 0 第四章主要计算计算结果列表 阀塔计算结果汇总 项 目 符 号 单 位 计算数据 吉林化工学院化工原理课程设计 27 精馏段 提馏段 平均分子量 气相 kg/相 kg/段平均压强 段平均温度 均密度 气相 m 相 m 段平均表面张力 m 段平均粘度 均流量 气相 m3/s 相 m3/s 际塔板数 N 块 7 15 板间距 m 有效高度 Z m 径 D m 1 塔气速 u m/s 板液流形式 单流型 单流型 项 目 符 号 单 位 计算数据 提馏段 溢流装置 溢流管形式 弓形 吉林化工学院化工原理课程设计 28 堰长 m 0. 66 堰高 m 流堰宽度 m 底与受液盘距离 0h m 上清夜层高度 1h m 阀数 n 个 63 开孔面积 孔流速 0u m/s 11 塔板压降 46 液体在降液管中停留的时间 s 液管内清液层高度 m 沫夹带 荷上限 液沫夹带控制 负荷下限 漏液控制 液相最大负荷 ,s 相最小负荷 ,m3/s 性操作 ,林化工学院化工原理课程设计 29 结束语 课程设计是对以往学过的知识加