分离乙醇-水筛板精馏塔的设计.doc

化工原理课程设计 化工原理课程设计题 目 分离乙醇-水筛板精馏塔的设计 系 （院） 化学与化工系 专 业 材料化学 班 级 2009级1班 学生姓名 学 号 指导教师 职 称 讲师 2012年 6 月 1日滨州学院课程设计任务书一、课题名称 乙醇水分离板式精馏塔设计二、课题条件（原始数据） 原 料：乙醇、水溶液 处理量：583.3Kg/h 原料组成：28%（乙醇的质量分率） 料液初温： 26 操作压力、单板压降：自选 回流比：R/Rmin=1.8 进料状态：冷液体进料 塔顶产品浓度：78%（质量分率） 塔底釜液含乙醇含量不高于0.04%（质量分率） 塔 顶：全凝器 塔 釜：饱和蒸汽间接加热 塔板形式：筛板 生产时间：300天/年，每天24h运行 设备形式：筛板塔 厂 址：滨州市目 录第一章 概述11.1精馏操作对塔设备的要求11.2板式塔类型2第二章 设计方案的确定32.1操作条件的确定32.2确定设计方案的原则4第三章 塔的工艺尺寸得计算53.1精馏塔的物料衡算53.1.1摩尔分率53.1.2平均摩尔质量63.1.3 物料衡算63.1.4 回收率63.2塔板数的确定63.2.1理论板层数N的求取63.2.1.1 最小回流比及操作回流比计算63.2.1.3 逐板法求塔板数93.2.2实际板层数的求取93.3 精馏塔有关物性数据的计算103.3.1 操作压力计算103.3.2 操作温度计算103.3.3 平均摩尔质量计算113.3.3.1 精馏段的平均摩尔质量113.3.3.2 提馏段平均摩尔质量113.3.4 平均密度计算113.3.5 液体平均表面张力计算123.3.5.1 精馏段液体平均表面张力133.3.5.2 提馏段精馏段液体平均表面张力133.3.6 液体平均黏度计算133.4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计133.4.1 塔径的计算143.4.2 精馏塔有效高度的计算163.5 塔板主要工艺尺寸的计算173.5.1 溢流装置计算173.5.1.1 堰长173.5.1.2溢流堰高度173.5.1.3弓形降液管宽度和截面积183.5.1.4 降液管底隙高度183.5.2 塔板布置193.5.2.1 塔板的分块193.5.2.2边缘区宽度确定203.5.2.3 开孔区面积计算203.5.2.4 筛孔计算及其排列203.6 筛板的流体力学验算213.6.1 塔板压降213.6.1.1 干板阻力计算213.6.1.2 气体通过液层的阻力计算223.6.1.3 液体表面张力的阻力计算223.6.2液面落差233.6.3 液沫夹带233.6.4 漏液233.6.5 液泛243.7 塔板负荷性能图243.7.1 漏液线243.7.2 液沫夹带线253.7.3 液相负荷下限线263.7.4 液相负荷上限线263.7.5 液泛线27第四章 设计小结31参考文献3233第一章 概述 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。山东业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。1.1精馏操作对塔设备的要求 精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： （1）气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 （2）操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 （3）流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 （4） 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 （5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 （6） 塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。1.2板式塔类型 气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的设计将在其他分册中作详细介绍，故本书将只介绍板式塔。 板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，因此，本章只讨论筛板塔的设计。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： （1） 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 （2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 （3） 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 （4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： （1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 （2） 操作弹性较小(约23)。 （3）小孔筛板容易堵塞。第二章 设计方案的确定 本设计任务为乙醇水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.1操作条件的确定 确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1操作压力 蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。2.1.2 进料状态 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。2.1.3加热方式 蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。但对有些物系(如酒精与水的二元混合液)，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。 值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于乙醇水溶液，一般采用0.40.7KPa（表压）。2.1.4冷却剂与出口温度 将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50，否则溶于水中的无机盐。2.2确定设计方案的原则 确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：2.2.1满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.2.2满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。 2.2.3保证安全生产 多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。例如：酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。 以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而第三个原则只要求作一般的考虑。第三章 塔的工艺尺寸得计算3.1精馏塔的物料衡算3.1.1摩尔分率乙醇的摩尔质量 水的摩尔质量 原料液 =原料液塔顶塔底产品3.1.2平均摩尔质量原料液 塔顶 塔底产品3.1.3 物料衡算进料流量 全塔物料衡算 轻组分 式中 F原料液流量，kmol/hD流出液流量，kmol/hW釜残液流量，kmol/hXF原料液中易挥发组分的摩尔分数XD流出液中易挥发组分的摩尔分数XW釜残液中易挥发组分的摩尔分数馏出液流量 釜液流量 3.1.4 回收率乙醇的回收率水的回收率3.2塔板数的确定3.2.1理论板层数N的求取3.2.1.1 最小回流比及操作回流比计算表3-1乙醇水气、液平衡组成（摩尔）与温度关系温度/液相气相温度/液相气相温度/液相气相1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.6484.116.6150.8979.751.9865.99 由上表数据（贾绍义,柴诚敬主编化工原理课程设计天津:天津大学出版社，2002）作乙醇-水的t-x-y图如下图3-1所示：图3-1乙醇的t-x(y)相图当时，由图3-1乙醇的t-x(y)相图，可查得溶液的泡点温度为T泡=85.15查得泡点温度下乙醇的汽化热912KJ/Kg,水的汽化热2654 KJ/Kg ，所以 平均温度T=55.58原料液的比热容CP=86.168KJ/(Kmol. ) 所以q线方程为y=10.225x-1.218根据逐板法确定最小回流比：气液线平衡方程的计算：序号温度相对挥发度序号温度相对挥发度195.5010.58980.702.403289.008.1971079.801.851386.707.2741179.701.792485.306.2861279.301.612584.105.2021378.741.352682.703.9201478.411.210782.303.5781578.151.000881.502.989 所以气液线平衡方程为 气液线平衡方程与q线方程的交点为= =0.13208 =.317 故 取故精馏段操作线方程式中 R回流比L=RD=2.57 6.10445=15.688kmol/h q=1.1084w=20.77929kol/h则提镏段操作线方程为 =1.841x-0.000135将y1=xD=0.58113代入气液线平衡方程得x1=0.31266在将其代入精馏段操作线方程得y2=0.388115逐板计算的结果见下表精馏段NT1=2提镏段NT2=7理论板序号液相组成气相组成理论板序号液相组成气相组成10.312660.5811340.0414670.11656620.1721610.38811550.0263340.07620630.1165660.28695660.0163830.04834670.010.0380.006060.01827590.00360.011100.002160.006573.2.1.3 逐板法求塔板数 由上图可以看出总理论板数N=10(包含再沸器)，精馏段理论板数为2块,其中第3块板为加料板。 3.2.2实际板层数的求取 则有块块总板效率的求取一般两种方法：1.经验数据2.采用Oconnell法，适用范围：，板上液流长度1m. -塔顶和塔底平均温度下的相对挥发度；-塔顶和塔底平均温度下的粘度。3.3 精馏塔有关物性数据的计算 物性数据数据的查取和估算对于工艺设计计算非常重要，精馏塔设计中主要的物性数据包括啊：密度、粘度、比热容、汽化潜热和表面张力。3.3.1 操作压力计算(影响气相密度，进而影响VsD塔板结构参数)取塔顶表压为0Kpa。塔顶操作压力 每层塔板压降 ，一般0.4-0.7kPa，浮阀塔板的压降为0.2650.53kPa，筛板的小于浮阀塔板，泡罩的大于浮阀塔板。进料板压力塔底操作压力精馏段平均压力提馏段平均压力3.3.2 操作温度计算利用表3-1中数据由拉格朗日插值可求得、。进料口： , =85.07塔顶：，=78.70塔釜：，=99.96精馏段平均温度提馏段平均温度3.3.3 平均摩尔质量计算3.3.3.1 精馏段的平均摩尔质量精馏段平均温度=81.885液相组成：，=29.53%气相组成 ：，=57.59%所以 kg/kmol kg/kmol3.3.3.2 提馏段平均摩尔质量提馏段平均温度=92.515液相组成：，=4.339%气相组成：，=27.062%所以 kg/kmol kg/kmol3.3.4 平均密度计算求得在与下乙醇与水的密度。不同温度下乙醇和水的密度（姚玉英化工原理（上）P360-361页附录二十）见表3-2。表3-2不同温度下乙醇和水的密度温度/温度/8073597195720961.8585730968.6100716958.490724965.3精馏段平均温度=81.885 ，=733.115 kg/ , =970.59kg/同理 =92.515 ， =721.988 kg/ ， =963.565 kg/在精馏段，液相密度：气相密度：=1.309kg/在提馏段，液相密度：气相密度：=0.943739 kg/3.3.5 液体平均表面张力计算不同温度下乙醇和水的表面张力（姚玉英化工原理（上）P362-365页附录二十一）见表3-3。表3-3乙醇和水不同温度下的表面张力温度/708090100乙醇表面张力/1817.1516.215.2水表面张力/64.362.660.758.83.3.5.1 精馏段液体平均表面张力精馏段平均温度=81.885乙醇表面张力：水表面张力：精馏段液体的平均表面张力：3.3.5.2 提馏段精馏段液体平均表面张力提馏段平均温度=91.675乙醇表面张力：水表面张力：提馏段液体平均表面张力：3.3.6 液体平均黏度计算精馏段平均温度=81.885 查液体黏度共线图（姚玉英化工原理（上）P347页附录十五）得： 提馏段平均温度=92.515 查液体黏度共线图得： 精馏段黏度： 提馏段黏度：=0.27449 3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计3.4.1 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为式中 V精馏段气相流量，kmol/h L精馏段液相流量，kmol/h MV1、ML1分别为精馏段气、液相平均摩尔质量，kg/kmol 、分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3同理，提馏段的气、液相体积流率为 由极限空塔气速计算式： 式中 、分别为气、液相平均密度，kg/m3C由式 计算式中 C20物系表面张力为20mN/m的负荷系数 m操作物系的液体平均表面张力，mN/m C操作物系的负荷系数其中的 由史密斯关联图（姚玉英化工原理（下）P158页图3-7史密斯关联图），0.2HT=0.60.450.30.150.40.30.21.00.70.10.040.030.020.070.010.040.030.020.070.010.10.090.060.05 史密斯关联图 查取图的横坐标为 式中 Vh、Lh分别为塔内气、液两相的体积流量，m3/h 、分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3同理，提馏段的为取板间距 ，板上液层高度 ，则同上，同理，提馏段的板间距取，板上液层高度 。同理，提馏段的为 选取泛点率：一般液体，易起泡液体，。取安全系数0.7，则空塔气速为 式中 D塔径，m Vs塔内气体流量，m3/s u空塔气速，即按空塔截面积计算的气体线速度，m/s按标准塔径圆整后为D=0.4m常用的标准塔径为：0.4m、0.6m、0.7m、0.8m、1.0m、1.2m、1.4m、1.6m、1.8m、2.0m、2.2m、4.2m。同理，提馏段为 按标准塔径圆整后为塔截面积为实际空塔气速为同理，提馏段的为 3.4.2 精馏塔有效高度的计算板间距选择：表6塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距/HT，mm200300250350300450350600400600化工生产中常用板间距为：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm。 精馏段有效高度为：提馏段有效高度为：在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m ，故精馏塔的有效高度为：3.5 塔板主要工艺尺寸的计算3.5.1 溢流装置计算溢流装置包括溢流堰和降液管。 降液管：弓形、圆形。小塔用圆形，一般采用弓形降液管。 塔板溢流形式有：U型流、单溢流、双溢流和阶梯流。表 溢流形式选择塔 径小塔、液体流量小塔径小于2.2m塔径大于2m塔径很大、液体流量很大溢流形式U型流单溢流双溢流阶梯流因塔径 D=0.6m ，可选用单溢流弓形降液管。各项计算如下：3.5.1.1 堰长堰长由液相负荷和溢流形式决定。对单溢流，一般取lw=0.6-0.8D，对双溢流，一般取lw=0.5-0.6D。取同理，提馏段的为3.5.1.2溢流堰高度由式中 堰高，m 板上液层高度，m 堰上液层高度，m溢流堰板的形状由决定，0.6选平直堰；0.6选齿形堰选用平直堰，堰上液层高度：，近似取E=1（一般情况取1，可借用博尔斯对泡罩塔提出的液流收缩系数计算图求取。）式中 lw堰长，m Lh塔内液体流量，m3/h E液流收缩系数，若how小于6mm,采用齿形堰，当溢流层不超过齿顶时；当溢流层超过齿顶时用试差法。则同理，提馏段的为取板上清液层高度故同理，提馏段的为3.5.1.3弓形降液管宽度和截面积降液管截面积：由Af/AT = 0.06- 0.12 确定；由由弓形降液管的参数图（姚玉英化工原理（下）P163页图3-12弓形降液管的宽度与面积）查得，故同理，提馏段的为 为避免严重的气泡夹带，停留时间，其中。验算液体在降液管中停留时间为：式中 Lh塔内液体流量，m3/h HT板间距，m Af弓形降液管截面积，m2同理，提馏段的为 故降液管设计合理。3.5.1.4 降液管底隙高度底隙 h0：通常在 30-40mm，若太低易于堵塞。，取式中 Lh塔内液体流量，m3/h lw堰长，m 液体通过降液管底隙时的流速，m/s。根据经验，一般取=0.07 m/s 0.25 m/s则降液管底隙高度比溢流堰高度低0.006m。同理，提馏段的为 故降液管底隙高度设计合理。3.5.2 塔板布置3.5.2.1 塔板的分块塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般，塔径从小于800mm时采用整块式塔板；当塔径在900mm以上时，采用分块式塔板。因，故塔板采用整块式。 溢流区区（受液区和降液区） Wd一般两区面积相等。 鼓泡区 气液传质有效区入口安定区和出口安定区 Ws=50-100mm。边缘区：小塔Wc=30-50mm，大塔50-75mm。 WcWdWslWrx筛孔数的计算:n每平方米鼓泡区的筛孔数。3.5.2.2边缘区宽度确定取，3.5.2.3 开孔区面积计算开孔区面积：其中 式中 边缘区宽度，m 开孔区面积，m2 弓形降液管宽度，m 破沫区宽度，m同理，提馏段的为 故 同理，提馏段的为。3.5.2.4 筛孔计算及其排列本利所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距 为同理，取提馏段的为筛孔数目n为式中 开孔区面积，m2 t孔间距，m同理，提馏段的为个实际开孔393个。开孔率为同理，提馏段的为气体通过筛孔的气速为同理，提馏段的为 。3.6 筛板的流体力学验算3.6.1 塔板压降3.6.1.1 干板阻力计算干板阻力：式中 气体通过筛孔的气速，m/s C0干筛孔的流量系数 、分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3由，查查干筛孔的流量系数图得，干筛孔流量系数图故液柱同理，提馏段的为 液柱hc=0.103m3.6.1.2 气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力：式中 Vs塔内气体流量，m3/s AT塔截面积，m2 Af弓形降液管截面积，m2同理，提馏段的为取=0.5，则式中 hL板上液层高度，m 充气因数，无量纲。液相为水时，=0.5，为油时，=0.20.35，为碳氢化合物时，=0.40.5同理，提馏段的为3.6.1.3 液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力：液柱式中 d0孔直径，m m操作物系的液体平均表面张力，mN/m同理，提馏段的为液柱气体通过每层塔板的液柱高度 可按下式计算，即同理，提馏段的为气体通过每层塔板的压降为（设计允许值）同理，提馏段的为（设计允许值）3.6.2液面落差液面落差一般较小，可不计。当不可忽略时，对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.6.3 液沫夹带雾沫夹带量： 式中 板上液层高度，m HT板间距，m m操作物系的液体平均表面张力，mN/m ua气体通过筛孔时的速度，m/s故同理，提馏段的为故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。3.6.4 漏液对筛板塔，漏液点气速： 式中 板上液层高度，m C0干筛孔的流量系数 、分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3 与液体表面张力压强降相当的液柱高度，m实际孔速同理，提馏段的为 稳定系数为同理，提馏段的为故在本设计中无明显漏液。3.6.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 式中 HT板间距，m hw堰高，m 系数，是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素的校正系数。易气泡物系，不易起泡物系，一般物系，取。乙醇水物系属于一般物系，取，则同理，提馏段的为而 板上不设进口堰，可由式5-30计算，即液柱 液柱 同理，提馏段的为 液柱 液柱 故在本设计中不会发生液泛现象。3.7 塔板负荷性能图3.7.1 漏液线由 得 同理，提馏段的为在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表3-4。表3-4漏液线计算结果0.000080.000450.00080.0010.43860.45560.46690.47251.6861.7371.7711.788由上表数据即可分别作出精馏段和提馏段的漏液线3。3.7.2 液沫夹带线以 为限，求关系如下：由 同理，提馏段的为 =0.125 同理，提馏段的为 故同理，提馏段的为 整理得同理，提馏段的为在操作范围内，任取几个 值，依上式计算出 值，计算结果列于表3-5。表3-5雾沫夹带线计算结果0.000080.000450.00080.0010.31890.3020.2910.2850.4330.4010.380.37 由上表数据即分别可作出精馏段和提馏段的雾沫夹带线1。3.7.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由式得取 E=1，则 同理，提馏段的为据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。3.7.4 液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限：故同理，提馏段的为据此可分别作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 3.7.5 液泛线令 由 ；联立得 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得式中 将有关的数据代入，得 同理，提馏段的为 故或同理，提馏段的为在操作范围内，任取几个值，依上式计算出个值，计算结果列于表3-6。表3-6液泛线计算结果0.000080.000450.00080.0010.5590.52330.4650.4160.5160.4880.4560.432图3-4精馏段塔板负荷性能图图3-5提留段塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：该筛板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限为漏液控制。在任务规定的气液负荷下的操作点p,处在适宜操作区内的适宜位置。按照规定的液气比，由上图查出精馏段塔板的气相负荷上限=0.559，气相负荷下限=0.285，所以：操作弹性= =2同理提馏段塔板的气相负荷上限=1.78，气相负荷下限=0.37，操作弹性= =4.8所设计筛板的主要结果汇总于表3-7表3-7筛板塔设计计算结果项目精馏段数值提馏段数值平均温度81.88592.515平均压力103.425112.175气相流量0.15780.3937液相流量0.0001390.00031塔的有效高度Z/