甲醇-水的精馏设计.doc

24 化工原理课程设计设计题目名称：甲醇水溶液连续筛板精馏塔设计 学院：化学化工学院 专业：化学工程与工艺 导师：王荣芳 姓名：张斌 学号：200873020156 精馏塔设计任务书一 设计题目甲醇水溶液连续筛板精馏塔的设计二 设计条件1处理量：17500万t/年；2料液组成（质量分数）：40%；3塔顶产品组成（质量分数）：93.0%； 4塔顶易挥发组成回收率：99.5%；5年工作生产时间：300天；6全塔总效率：60%。7. 厂址：兰州市安宁区西北师大三设计内容：设计方案的确定：（1）常压精馏；（2）进料状态：泡点进料；（3）加热方式：塔底间接加热，塔顶全凝；（4）热能的利用。工艺计算：（1）物料衡算；（2）热量衡算；（3）回流比的确定；（4）理论塔板数的确定。 塔板及其塔的主要尺寸的设计： （1）塔板间距的确定； （2）塔径的确定； （3）塔板的布置及其板上流流程的确定。 流体力学的计算及其有关水力性质的校核。板式精馏塔辅助设备的选型。绘制带控制的点工艺流程图及精馏塔设备的条件图。目录一.综述4二、精馏塔的物料衡算4三、塔板数的确定5四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据7五、精馏塔的塔体工艺尺寸8史密斯关联图如下9六、塔板主要工艺尺寸10七、筛板的流体力学验算13八、辅助设备的计算及选型161原料预热器162塔顶全凝器173塔底再沸器174产品冷却器185精馏塔186管径的设计18十.参考文献23十一.设计评价23 一. 综述甲醇是最简单的化学品之一，是重要的化工基础原料和清洁液体燃料，广泛应用于有机合成、染料、医药、农药、涂料、汽车和国防等工业中。它是除了合成氨以外，唯一可以由煤经气化和天然气经蒸气重整大规模合成的简单化学品，是重要的碳化工基础产品和有机化工原料。甲醇作为能由煤和气体天然气转化成的液体清洁燃料，便于携带和运输。甲醇这种既可作为车用替代燃料，又可作为高附加值化工产品原料的特点，以及生产甲醇的原料广泛性，使甲醇合成和应用的研究开发越来越受到人们的重视。可以说，甲醇化学作为21世纪的化学交叉学科的一个分支和甲醇化工同时作为化学工业与能源工业的一个重要领域的地位正在形成。甲醇的一些理化性质：化学式摩尔质量密度熔点沸点黏度(20 )闪点临界温度临界压力临界密度CH3OH32.04 g/mol0.7918 g/cm397 64.7 0.59 mPas11 239.58.09MPa0.272g/ml二、精馏塔的物料衡算 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量为：32.04kg/kmol水的摩尔质量为： 18.01kg/kmolxf=(0.40/32.04)/(0.40/32.04+0.60/18.01)=0.273xd=(0.99/32.04)/(0.99/32.04+0.01/18.01)=0.982 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量Mf=32.040.273+18.01(1-0.273)=21.84kg/molMd=32.040.982+18.01(1-0.982)=31.78kg/mol则可知：原料的处理量：F=17500/(3002421.84) 1000=112kmol/h根据回收率： = xdD/(xfF)=99%则有： D=31kmol/h 由总物料衡算：F= D+W以及: xfF= xd D+Wxw容易得出： W=81kmol/hxw=0.0016三、塔板数的确定 理论板层数NT的求取逐板计算法甲醇-水汽液平衡数据：xyxyxy0.000.0000.150.5170.700.8700.020.1340.200.5790.800.9150.040.2340.300.6650.900.9580.060.3040.400.7290.950.9790.080.3650.500.7791.001.0000.100.4180.600.825最小回流比及其操作回流比的求解：y=0.647，x=0.273Rmin=(xD-y)/(y-x)=(0.882-0.647)/(0.647-0.273)=0.628取操作回流比为：R=1.8Rmin=1.80.628=1.130a精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.130.031=35kmol/hV=(R+1)D=2.130.031=66kmol/hL=L+F=0112+0.035=147kmol/hV=V=66kmol/hb精馏段、提馏段操作线方程精馏段操作线：y=L/Vx+D/Vxd=0.5305x+0.414提馏段操作线：y=L/VxW/Vxw=2.227x-0.002c. 用逐板计算法求塔板数：对于精馏段：y=L/V X+D/VXd即y= 0.5305x+0.414对于提馏段：y=L/VX-W/VXw即y= 2.227x-0.002相平衡方程：yn+1=Xn/1+(-1)Xn由前面可得：Xq=Xf=0.273 y1=Xd=0.982 解得：x1=0.692 依次解得：X1=0.692X2=0.603X3=0.514X4=0.425X5=0.335Y1=0.982 Y2=0.734Y3=0.687Y4=0.0.634Y5=0.592X6=0.246X7=0.156X8=0.067X9=0.064X10=0.058Y6=0.545Y7=0.497Y8=0.449Y9=0.147Y10=0.135X6Xq，即前面六块板是精馏段，后面起用提留段操作线方程和相平衡方程进行计算。X11=0.049X12=0.041X13=0.034X14=0.019X15=0.002Y11=0.120Y12=0.102Y13=0.081Y14=0.067Y15=0.049 理论板层数NT的求取精馏段实际塔板数 N精=6/60%=10块提馏段实际塔板数 N提=9/60%=15块四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据 操作压力的计算设每层塔压降： P=0.9KPa（一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.41.1kPa）进料板压力： PF=101.3+50.9=105.8(KPa)精馏段平均压力：Pm=(101.3+105.8)/2=103.5(KPa)塔釜板压力： PW=101.3+140.9=113.9(KPa)提馏段平均压力：Pm=(105.8+113.9)/2=109.85(KPa) 操作温度的计算查表可得安托尼系数ABCMinMaxH2O7.074061657.46227.0210168CH3OH7.197361574.99238.23-1691H2O的安托尼方程： lgPAO=7.07406-1657.46/(tA+227.02)CH3OH的安托尼方程： lgPBO=7.19736-1574.99/(tB+238.86)甲醇的tBlg101.3=7.19736-1574.99/(tB+238.86)tB=64.5()由泡点方程试差可得当 tD=67.0时 Kixi1同理可求出 tF=85.2时 Kixi1tW=103.2时 Kixi1所以 塔顶温度 tD=67.0 进料板温度 tF=85.2 塔釜温度 tW=103.2精馏段平均温度 tm=(67.0+85.2)/2=76.1()提馏段平均温度 tm=(103.2+85.2)=94.2() 平均摩尔质量的计算a. 塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.882 查平衡曲线得 x1=0.727MVDm=0.88232.04+(1-0.882)18.01=30.38kg/molMLDm=0.72732.04+(1-0.727)18.01=28.21kg/molb. 进料板平均摩尔质量计算由yF=0.600 查平衡曲线得 x1=0.220MVFm=0.60032.04+(1-0.600)18.01=26.43kg/molMLFm=0.22032.04+(1-0.220)18.01=21.10kg/molc. 塔釜平均摩尔质量计算由y1=0.006 查平衡曲线得 x1=0.001MVWm=0.00632.04+(1-0.006)18.01=18.09kg/molMLWm=0.00132.04+(1-0.001)18.01=18.02kg/mold. 精馏段平均摩尔质量MVm=(30.38+26.43)/2=28.41kg/molMLm=(28.21+21.10)/2=24.66kg/mole. 提馏段平均摩尔质量MVm=(26.43+18.09)/2=22.26kg/molMLm=(21.10+18.02)/2=19.56kg/mol五、精馏塔的塔体工艺尺寸 由上面可知精馏段 L=35kmol/h V=661kmol/h a 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为 VS=VMVm/3600Vm=(6628.405)/(36001.01)=1.481m3/sLS=LMLm/3600Lm=(3524.655)/(3600819.1)=0.00084m3/s式中，负荷因子由史密斯关联图查得C20再求图的横坐标为 Flv=L/V(l/v)0.5=0.0162取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.05m，则HT-hL=0.35 m史密斯关联图如下由上面史密斯关联图，得知C20=0.075气体负荷因子C= C20(/20)0.2=0.08526Umax=2.43取安全系数为0.8，则空塔气速为 U=0.8Umax=0.82.43=1.94m/s=0.986m按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为At=3.1411=0.785 m2实际空塔气速为U实际=1.481/0.785=1.887 m/sU实际/ Umax=1.887/2.43=0.78(安全系数在充许的范围内，符全设计要求) 由上面可知提馏段 L=389.65kmol/h V=189.61kmol/h a提馏段塔径的计算提馏段的气、液相体积流率为 VS=VMVm/3600Vm=(189.6122.26)/(36000.80)=1.4660m3/sLS=LMLm/3600Lm=(389.6519.56)/(3600915.6)=0.2200m3/s式中，负荷因子由史密斯关联图查得C20再求图的横坐标为 Flv=L/V(l/v)0.5=0.051取板间距，HT=0.40m，板上清液层高度取hL=0.06m，则HT-hL=0.34 m由史密斯关联图，得知 C20=0.076气体负荷因子 C= C20(/20)0.2=0.093Umax=3.14m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为 U=0.7Umax=0.73.14=2.20m/s=0.921m按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为At=3.1411=0.785 m2实际空塔气速为U实际=1.466/0.785=1.868 m/s U实际/ Umax=1.868/3.14=0.59(安全系数在充许的范围内，符全设计要求) 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT=（10-1）0.40=3.6 m提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT=（15-1）0.40=5.6m在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8 m故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.5=3.6+5.2+0.8=9.6m六、塔板主要工艺尺寸 精馏段a溢流装置计算因塔径D=1.0m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。( 此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。)各项计算如下：1) 堰长lw可取lw=0.60D=0.60m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow选用平直堰，( 溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。) 堰上层液高度how由下列公式计算，即有 how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)并由图液流收缩系数计算图，则可取用E= 1.0 ，则how=0.0083m取板上清液层高度hL=0.05 m故 hw=0.0417m3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由Wd/D=0.6 m 查可求得Af/AT=0.057 Wd/D=0.125 Af=0.0570.785=0.0448 m2Wd=0.1251.0=0.125 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即=3600 AfHT/Lh= 3600 0.04480.40/ (36000.0084)=21.31s5s 其中HT即为板间距0.40m，Lh即为每小时的体积流量验证结果为降液管设计符合要求。4）降液管底隙高度hoho= Lh/（3600lwuo）取uo=0.07m/s则ho=0.00843600/(36000.60.07) =0.020024 m0.02m Hw-ho=0.0417-0.020024=0.021671910.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=55mm。b塔板布置1) 塔板的分块因为D 800mm，所以选择采用分块式，查可得，塔板可分为3块。2) 边缘区宽度确定取Ws=Ws= 65mm , Wc=35mmc开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算，则有Aa=2【x（r2x2）0.5+ r2/180sin-1（x/r）】其中 x=D/2(WdWs)r= D/2Wc并由Wd/D=0.125， 推出Wd=0.125由上面推出 Aa=0.530m2d 筛孔计算与排列本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3 do=15mm筛孔的数目n为n=1.155Ao/t2=2721个开孔率为=0.907（do/t）2=10.1%气体通过阀孔的气速为uo=Vs/Ao=1.481/（Aa）=27.67m/s提馏段 (计算公式和原理同精馏段)a溢流装置计算因塔径D=1.0m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（同精馏段）。各项计算如下：1) 堰长lw可取lw=0.60D=0.60m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow可选取平直堰，堰上层液高度how由下列公式计算，即有how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)并由图液流收缩系数计算图，则可取用E= 1.0 ，则how=0.0159m取板上清液层高度hL=0.06 m故 hw=0.06-0.0159=0.0441 m3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由Wd/D=0.6 m 查图可求得Af/AT=0.057 Wd/D=0.125Af=0.0570.785=0.044745 mWd=0.1251.0=0.125 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即=3600 AfHT/Lh= 3600 0.0447450.40/ (36000.0022)=8.14s5s 其中HT即为板间距0.40m，Lh即为每小时的体积流量验证结果为降液管设计符合要求。4）降液管底隙高度hoho= Lh/（3600lwuo）取 uo=0.17m 则ho=0.00223600/(36000.60.17) =0.022 m0.02mHw-hO=0.0417-0.022=0.0197m0.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=55mm。 b 塔板布置1) 塔板的分块因为D 800mm，所以选择采用分块式，查表可得，塔板可分为3块。2) 边缘区宽度确定取Ws=Ws= 65mm , Wc=35mmc 开孔区面积计算开孔区面积Aa按式子5-12计算，则有Aa=2【x（r2x2）0.5+ r2/180sin-1（x/r）】其中 x=D/2(WdWs)r= D/2Wc并由Wd/D=0.125，推出Wd=0.125由上面推出Aa=0.530m2d 筛孔计算与排列本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3 do=15mm筛孔的数目n为n=1.155Ao/t2=2721个开孔率为=0.907（do/t）2=10.1%气体通过阀孔的气速为uo=Vs/Ao=1.466/（0.1010.530）=27.38m/s七、筛板的流体力学验算 精馏段1) 塔板的压降a 干板的阻力hc计算干板的阻力hc计算由公式hc=0.051(uo/co)2（v/l）并取do/= 5/3=1.67 ,可查史密斯关联图得，co=0.772所以hc=0.051(27.67/0.772) 2(1.01/819.1)=0.0786m液柱b 气体通过液层的阻力hl的计算气体通过液层的阻力hl由公式hl=hLua=Vs/（ATAf）=1.481/(0.785-0.0047)=1.897m/sFo=1.897(1.01)1/2=1.90kg1/2/(s m1/2)可查得，得=0.54所以hl=hL=0.54(0.0417+0.0083)=0.027 m液柱c 液体表面张力的阻力h计算液体表面张力的阻力h由公式h=4L/（lgdo）计算,则有h=(437.9710-3)/(819.19.810.005)=0.0038 m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按下面公式计算hP=hc+hl+h=0.0786+0.027+0.0038=0.1094m液柱气体通过每层塔板的压降为 Pp= hPlg =0.1094819.19.81=879.07Pa0.9KPa（设计允许值） 2) 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。3) 液沫夹带 液沫夹带量，采用公式 ev=5.7106/L【 ua/(HThf)】3.2由hf=2.5hL=2.50.05=0.125m 所以：ev=(5.710-6/37.9710-3) 【1.897/(0.4-0.125)】=0.068kg液/kg气0.1kg液/kg气可知液沫夹带量在设计范围之内。4) 漏液对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2=8.81m/s实际孔速为o27.67m/sUo,min稳定系数为 =Uo/Uo,min=27.67/8.81=3.141.5故在本设计中无明显漏液。5) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd(HThw)甲醇与水属于一般物系，取= 0.5，则(HThw)=0.5（0.40+0.0417）=0.221m而Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有hd=0.153(uo)2=0.153(0.07)2=0.0007m液柱Hd=hp+hL+hd=0.1094+0.05+0.0007=0.160m液柱则有： Hd(HThw)于是可知本设计不会发生液泛 提馏段1) 塔板的压降a 干板的阻力hc计算干板的阻力hc计算由公式hc=0.051(uo/co)2（v/l）并取do/= 5/3=1.67 ,可查图得，co=0.772所以hc= 0.0561m液柱b 气体通过液层的阻力hl计算气体通过液层的阻力hl由公式hl=hLua=Vs/（ATAf）=1.879m/sFo=1.8970.80.5=1.68kg1/2/s m1/2可查图得=0.58所以hl=hL=0.0344m液柱c 液体表面张力的阻力h计算液体表面张力的阻力h由公式h=L/（lgdo）计算,则有h=0.0052m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按公式hP=hc+hl+h=0.0947m液柱气体通过每层塔板的压降为Pp= hPlg = 850.59Pa0.9kPa 计算结果在设计充值内2) 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，因塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。3) 液沫夹带 液沫夹带量，采用公式ev=5.710-6/L【 ua/(HThf)】3.2 由hf=2.5hL=0.125m所以ev=5.710-6/55.1310-3【 1.879/(0.40-0.125)】3.2 =0.048 kg液/kg气0.1 kg液/kg气可知液沫夹带量在设计范围之内。4) 漏液对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2=9.55m/sUo=27.38m/sUo,min稳定系数为 K= Uo / Uo,min =27.38/9.55=2.871.5故在本设计中无明显漏液。5) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd(HThw)甲醇与水属于一般物系，取= 0.5 则(HThw)=0.5（0.40+0.417）=0.221m而Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有hd=0.153(uo)2=0.004m液柱Hd=hp+hL+hd=0.095+0.05+0.004=0.149 m液柱则有：Hd(HThw)于是可知本设计不会发生液泛。八、辅助设备的计算及选型1原料预热器原料加热：采用压强为270.25kPa的水蒸汽加热，温度为130，冷凝温度至130流体形式采用逆流加热则Qm,h=500001000/(33024)=6313.13 kj/(kgK)同时有p,h,甲醇=2.48 kj/(kgK) Cp,h,水=4.183 kj/(kgK)质量分数 xF=0.40根据上式可知：Cp c=2.480.4+4.1380.6=3.502kj/(kgK)设加热原料温度由10到85 则有：= Qm,hcp,cT =6313.133.50275 =1.658106 kj/h选择传热系数K=800 w/(m2K)则传热面积由下列公式计算：A=/（KTm） 其中 Tm=(T1T2)/ln(T1/T2) =76.49 K 故有：A=/（KTm）= 27.20 m2取安全系数为0.8 则A实际=27.20/0.8=33.87 m2选择固定管板式换热器系列，规格为：采用加热管的直径为：252.5mm名称公称直径Dg/mm公称压力Pg/MPa管程数N管子根数n规格5001.6152名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格-0.011933.8730002塔顶全凝器甲醇的气化热rQc=(R+1)Dr=(1.130+1)(89.0230.38/3600)1101= 1758.85kg/h冷凝塔顶产品由温度67.0冷却到温度40采用冷凝水由20到40 知道Tm=(T1T2)/ln(T1/T2) =23.33 K选择K=800w/( m2K) 则有：A= Qc /(KTm)= 94.24m2 取安全系数为0.8 实际面积A=94.24/0.8=117.80 m2选择冷凝器的系列：采用加热管的直径为：252.5mm名称公称直径Dg/mm公称压力Pg/MPa管程数N管子根数n规格6001.6254名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格0.0399117.0860003塔底再沸器Qc=Vw r=(189.61225818.02)=2143.8kg/h塔釜产品由温度103.2加热到温度130Tm=130.0-103.2=26.8K选择K=1000w/( m2K) 则有：A= Qc /(KTm)=78.00 m2取安全系数为0.8 则有A实际=78.00/0.8=100.00 m2名称公称直径Dg/mm公称压力Pg/MPa管程数N管子根数n规格6002.5242名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格0.0190100.0060004产品冷却器假设产品从67.0冷却到40时 冷却水从进口温度15到40时CH3OH ： Cp,c=2.48 Kj/kg KH2O ： Cp,c=4.183 Kj/kg K=Qm,c Cp,c T=89.0230.382.48(67-40)=1.811105kj/h取K=600 w/( m2K)A=/KTm =(1.8111051000)/(60026.03600) =3.22 m2取安全系数为0.8 则A实际=3.22/0.8=4.03 m2名称公称直径Dg/mm公称压力Pg/MPa管程数N管子根数n规格2732.532名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格0.0050100.0030005精馏塔 塔顶空间 塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应该大于板间距。所以塔顶间距为（1.52.0）HT=1.80.4=0.72 m 塔底空间 塔底高度选择储存液量停留在5分钟而定 设塔底的密度为1000kg/ m3 V=(200.0418.045/60)/1000 =0.30 m3 V=R2h 算出h=0.38 m 所以 塔底高度设计为1.45m 塔支座为2.5m 塔体总高度为： H=(n-nF-nP-1)HT+ nF HF+ nP Hp+ HD+ HB+ H1+H2 =(14-1-1-1)0.4+10.4+10.8+0.72+1.45+0.5+2.5 =10.77 m6管径的设计 塔顶蒸气出口管的直径dV操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为1220 m/s，蒸气管的直径为 dV=(4Vs/Uv)1/2，其中dV-塔顶蒸气导管内径m Vs-塔顶蒸气量m3/s，则dV =(41.55)/(3.1420.0)1/2 =0.31m 名称接管公称直径Dg接管 外径厚度接管伸出长度补强圈（内径、外径）规格350mm37710mm200mm620/381mm 回流管的直径dR当塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速UR可取0.20.5 m/s当用泵输送时，可取1.52.5 m/s(本设计应用前者，回流液靠重力自流入塔内，流速UR取0.5 m/s)dR=(4Ls/UR)1/2=(40.001/3.140.5)1/2=0.050m 名称接管公称直径Dg接管 外径厚度接管伸出长度补强圈（内径、外径）规格50mm573.5mm150mm- 进料管的直径dF若采用高位槽送料入塔，料液速度可取UF=0.40.8 m/s，如果用泵输送时，料液速度可取1.52.5 m/s(本设计采用高位槽送料入塔，料液速度UF= 0.5)dF=(4Vs/UF)1/2 =(40.006)/(3.140.5)1/2 =0.124m 名称接管公称直径Dg接管 外径厚度接管伸出长度补强圈（内径、外径）规格150mm1595mm200mm- 塔底出料管的直径dW一般可取塔底出料管的料液流速UW为0.51.5 m/s，循环式再沸器取1.01.5 m/sdW=(4LW/UW)1/2(本设计取塔底出料管的料液流速UW为0.8 m/s) =(40.004)/(3.140.8)1/2 =0.08m名称接管公称直径Dg接管 外径厚度接管伸出长度补强圈（内径、外径）规格1001086150200/1127.进料的选择本设计采用高位槽进料，避免了使用泵，将给设计带来更大的经济型和节能效果。高位槽进料是利用液料的位能，转化为流体的机械能，进而达到节能的目的。九.思考题1. 采用分凝器或全凝器有什么不同,各有什么特点？ 答：对于分凝器，因为它部分冷凝，可以认为离开的两组互成平衡，即分凝器可以作为一块理论板，对再沸器，因其部分汽化，也可认为达此平衡，作为一块理论板。分凝器和再沸器都可作为一块理论板，而全凝器因气体全部冷凝，则不能作为理论板，塔内每一块理论板都有可写出物料衡算式和相平衡式，对有回流分凝器，则把分凝器作为第一板开始计算，再沸器是最后一块塔板。2.什么是液泛现象？液泛现象发生后有什么特点？答：液泛就是液体进塔量大于出塔量，其结果是塔内不断积液，直至塔内充满液体，破坏塔的正常操作，工程上也称为淹塔；液泛发生后，塔板压降会随气速迅速增大。3.什么是雾沫夹带？雾沫夹带对传质 有什么影响？ 答：上升气流穿过塔板液层时，将板上液体带入上层塔板的现象称为雾沫夹带；雾沫生成可增大气液两相的传质面积，但过量的雾沫夹带造成液相在塔板间的返混，进而导致塔板效率下降。漏液现象是当上升气体流速减小，气体通过升气孔道的动压不足以阻止板上液体经孔道下流时，会出现漏液现象；漏液现象影响气液在塔板上的充分接触，使塔板效率下降，严重的漏液会使塔板不能积液而无法操作。4. 如何确定液泛点气速？ 答：在一定量的喷淋液体之下，当气速低于载点时，液体沿填料表面流动很少受逆向气流的牵制，持液量（单位体积填料所持有的液体体积）基本不变。当气速达载点时，液体向下流动受逆向气流的牵制开始明显气来，持液量随气速增加而增加，气流通道截面随之减少。所以，自载点开始，压降随空塔气速有较大增加，压降气速曲线的斜率加大。当气速继续增加，气流通过填料层的压降迅速上升，并且压降有强烈波动，表示塔内已经发生液泛，这些点称为液泛点。5.塔板上的总压降由几部分组成？ 答：塔板本身的干板阻力（即板上各部件所造成的局部阻力）、板上充气液层的静压强和液体的表面张力。附：一些特殊符号所代表的实际意义英文字母Aa- 塔板的开孔区面