化工原理课程设计年产2.2万吨乙醇浮阀塔设计

1、 1xxxxxxxxxxxx 大学大学化工原理课程设计说明书化工原理课程设计说明书题题 目：目：年产年产 2.22.2 万吨乙醇浮阀塔设计万吨乙醇浮阀塔设计学生姓名：学生姓名：xxxxxx学学 号：号：xxxxxxxxxxxxxxxxxx专专 业：业：xxxxxxxxxxxxxxxxxx班班 级：级：xxxxxxxxxxxxxxxxxx指导教师：指导教师：xxxxxxxxxxxxxxxxxx 2前言前言.1摘要摘要.3一、概述一、概述.31.1 概述.31.2 设计任务及要求.41.3 设计方案.4二塔的工艺计算二塔的工艺计算.52.1 物料衡算与操作线方程.52.1.1 物料衡算.52.2

2、理论板数的确定.62.3 塔和塔板主要工艺尺寸的设计.102.3.1 设计中所用参数的确定.102.3.2 精馏段参数的确定.102.3.3 提馏段参数的确定.122.3.4 塔径的计算：.132.3.5 溢流装置与流体流型.152.3.6 降液管.172.3.7 塔板设计.182.3.8 浮阀塔的开孔率级阀孔排列.192.3.9 塔板流体动力学验算.202.4 塔板的负荷性能图.23三设计结果一览表三设计结果一览表.26四四. .个人总结及对本设计的评述个人总结及对本设计的评述.27五五. .参考文献参考文献.28六六. .附表附表.28七七. . 致谢致谢.30 3 前言前言精馏是分离液体

3、混合物的典型单元操作。它利用各组分挥发度的不同以实现分离目的。这种分离通过液相和气相之间的传质实现，而作为气、液两相传质用的塔设备，首先必须要能使气、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。没有这一条，则失去了其存在的基础。但是为了满足工业生产的要求，塔设备还需具备下列各种基本要求：1.气、液处理量大，即生产能力大，并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、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

4、作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降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，制作和安装简易。5.耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。6.塔内的滞留量小。在进行板式塔的设计时，上述要求很难全部满足。这就要求设计者根据物系的性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型和设计。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。本次设计板式塔板式塔种类繁多，浮阀塔是其中的一种，浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的。它主要的改进是取消了升气管和泡罩。在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某

5、一数值。这一改进使浮阀 4在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等的方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等的传质过程中。塔径从 200到 6400，使用效果均较好。国外浮阀塔径，mmmm大者可达 10，塔高可达 80，板数有的多达数百块。mm浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：1.处理能力大，比同径的泡罩塔可增加。而接近于筛板塔；2040%2.操作弹性大，约为 3-4.比筛板，泡罩、舌性行塔板的操作弹性大的多；3.塔板效率高，比泡罩塔高 15%左右；4.压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为；230 50/n

6、m5.液面梯度小；6.使用周期长，粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作；7.结构简单、安装简易，其制造费约为泡罩板的，但为筛板的6080%。120 130%摘要摘要塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。本次设计的任务就是设计年产 2.2 万吨乙醇浮阀塔，通过物料衡算及相关操作型和设计型计算，得出浮阀精馏塔塔板的布置图及塔的负荷性能图。 5一、概述一、概述 1.11.1 概述概述工业上对塔设备的

7、主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、s 型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气

8、体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为 f1 型（v1 型）、v4 型、十字架型、和 a 型，其中 f1 型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（jb111881）。其阀孔直径为 39mm，重阀质量为 33g，轻阀为 25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单 61.21.2 设计任务及要求设计任务及要求设计题目：年产 2.2 万吨乙醇浮阀塔设计原料：乙醇 30%,水 70%设计要

9、求：塔顶乙醇含量不低于 93%(质量分数) 釜液乙醇含量不大于 3%(质量分数) 操作压力：常压 进料温度：泡点 进料状况：泡点 加热方式：间接蒸汽加热 1.31.3 设计方案设计方案总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。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

10、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，起泡性等本次实验我们根据所给条件设计出塔的各项参数及其附属设备的参数。 7二塔的工艺计算二塔的工艺计算2.12.1 物料衡算物料衡算与操作线方程与操作线方程2.1.12.1.1 物料衡算物料衡算总物料衡算 f=d+w易挥发组分的物料衡算 fxf=dxd+wxw 式中：f,d,w-进料、镏出液和釜残液的流量，kmol/h xf-进料中易挥发组分的组成，摩尔分数 xd-镏出液中易挥发组分的组成，摩尔分数 xw-釜残液中易挥发组分的组成，摩尔分数 (1)(1)进料组成进料

11、组成 xf=0.1436304630704618(2)(2) 釜残液组成釜残液组成 xw= 30.06522460.01203975.45414618(3)(3)镏出液组成镏出液组成 xd= =0.838793469374618(4)(4)镏出液平均摩尔质量镏出液平均摩尔质量md=xdma+(1-xd)mb=0.838746+(1-0.8387)18=41.4836kg/kmol 8(5)(5)镏出液流量镏出液流量d= =73.657kmol/h432.2 1010300 24 41.4836(6)(6)总物料衡算总物料衡算 f=d+w fxf=dxd+wxw f=73.657+w 0.143

12、6f=0.838773.657+0.0120w f=462.707kmol/h w=389.05kmol/h2.22.2 理论板数的确定理论板数的确定 所谓理论板就是离开某块塔板的气液两相互成平衡,且塔板上的液相组成也是均匀的。 精馏塔的理论板数可通过”图解法”求得（1 1）最小回流比）最小回流比 由得 11qqqxyx1111qqqqyxyxxyxy由、代入附录二查出 ：dxwx=0.8387 =1.0968dyd=0.012 =13.3333wyw1.0968 13.33333.8241mdw由于是泡点进料，所以、1q qfxx3.8241 0.14360.39071113.8241 1

13、0.1436mfqmfxyx最小回流比： min0.83870.39071.8130.39070.1436dqqqxyryx 9（2 2）适宜的回流的确定以及最小理论板层数的计算）适宜的回流的确定以及最小理论板层数的计算 根据设计经验，一般物系的适宜回流比取为 r=(1.12.0) minr由芬斯克方程式：min1lg()()11lgwddwmxxxxn式中： 全回流时最少理论板层数（不包括再沸器）minn 全塔平均相对挥发度，当变化不大时，可取塔顶和塔底md的平均值w=3.5176min1lg()()11lgwddwmxxxxnmin0.83871 0.012lg()()1 0.83870.

14、0121lg3.8241n在 2中取若干个值得下列值minrminrrmin1rrrmin2nnnn1.1minr0.06050.5710.83161.2minr0.11420.519.26041.3minr0.16200.478.41061.4minr0.20500.447.85291.5minr0.24370.427.51311.6minr0.27890.397.04521.7minr0.31090.386.89941.8minr0.34020.356.48861.9minr0.36710.336.23522.0minr0.39190.315.9965 10 由以上数据绘制 nr 图 1-

15、1，由图可知采用 r=1.6较合理，故 r=2.9008。minr（3 3）精馏段操作线方程）精馏段操作线方程由 得：=1111nndryxxrr12.90080.83873.90083.9008nnyx0.74360.215nx （4 4）提镏段操作线方程）提镏段操作线方程由， 得：1wmmlwyxxlwlwllqflrd1wmmrdqfwyxxrdqfwrdqfw=2.9008 73.657 1 462.707389.05 0.0122.9008 73.657 1 462.707389.052.9008 73.657 1 462.707389.05mx =2.3540.01625mx（5

16、5）用直角梯级法求理论板数、进料位置等参数（见图）用直角梯级法求理论板数、进料位置等参数（见图 1-21-2） 图解理论板的方法与步骤简述如下： 设塔釜采用间接蒸汽加热，塔项用全凝器（），泡点进料。1dxy 首先在图上作平衡线和对角线。 1yx 作精馏段操作线 自点至点 b(精馏段操作线在 y 轴上的截距) 2,dda xx作连线 ab 或自点 a 作斜线为的直线 ab,即为精馏段操作线。1rr 进料线（q 线）自点 e()作斜率为 的 ef 曲线（即为 q 线）。 3,ffx x1qqq 线 ef 与精馏段操作线 ab 的交点 d，就是精馏塔两操作线的交点。作提留段操作线 连接点 d 与点

17、线即为提馏段操作线，也可自,wwc xx点 c 开始做斜率为(l+qf)/(l+qf-w)的线段即为提馏段操作线，此线与 ab 线交点即为 d 点。图解理论版层数 自点 开始，在精馏段操作线 ab 与平衡线,dda xx之间绘直角梯级，梯级跨过两操作线交点 d 时，改在提馏段操作线 dc 与平衡线之 11间绘直角梯级，直到梯级的垂直达到或超过点 为止，每一个梯级代表一,wwc xx层理论板，跨过交点 d 的梯级为进料板。故由图 1-2 知，共需 18 层理论板(不包括再沸器)，其中精馏段 15 层，提馏段3 层，第 16 层为进料板。（6 6）实际理论板数的确定）实际理论板数的确定0.2450

18、.49tlea 式中： -全塔效率，无因次；te -全塔平均温度下的相对挥发度，无因次；amt ；2mttt顶底 -塔顶第一块板上的温度，；t顶c -塔内最后一块板上的温度， t底c -进料液在塔顶和塔底平均温度下的粘度，l2/mns m lilix 其中： -进料中组分 i 的摩尔分率；ix -塔顶、他底平均温度下各组分液体纯态下的粘；li2/mns m由查乙醇-水气液平衡数据（内插法）得： dx=78.27t顶c由=0.012 查乙醇-水气液平衡数据（内插法）得wx=99.57t底c全塔平均温度99.5778.2788.922mt全塔平均温度=88.92下乙醇、水黏度如下表 2-1 mt组

19、分乙醇(a)水(b) 12黏度.mpa s0.40.32 表 2-111220.1436 0.41 0.14360.320.33144lllxx全塔效率: 0.2450.49tlea0.2450.493.8241 0.331440.462（7 7）实际板数）实际板数 （块）/18/0.462 39pttnne2.32.3 塔塔和塔板主要工艺尺寸的设计和塔板主要工艺尺寸的设计2.3.12.3.1 设计中所用参数的确定设计中所用参数的确定（1 1）定性温度的确定）定性温度的确定定性温度分为精馏定性温度定性温度分为精馏定性温度和提馏定性温度和提馏定性温度两个参数两个参数mt精mt提由由查乙醇水物系平

20、衡数据得：=84.70.1436fx t进精馏段平均温度=81.485/2mttt顶进精提馏段平均温度=92.135/2mttt进提底2.3.22.3.2 精馏段参数的确定精馏段参数的确定 精馏段的参数以精馏段的定性温度为依据确定（1 1）平均组成）平均组成 由=81.485 查乙醇水气液平衡数据得出：（内插法）mt精81.581.48581.48581.431.4732.34xx 0.3160 x 81.581.48581.48581.458.1158.39yy0.5815y 13(2)(2)精馏段气相体积流率精馏段气相体积流率及密度及密度的确定的确定svv精馏段 00(1)22.4mrdt

21、pvstp精=2.1628(2.9008 1) 73.657 22.4 (273.1581.485)100020273.1536001000vs3ms平均相对分子质量为：146 0.5815 181 0.581534.282maabamm ymy/g mol精馏段气相平均密度33m101.33 1034.2821.178/8.31581.485273.15mvmvmpmkg mrt精精精精(3)(3)精馏段液相体积流率精馏段液相体积流率及密度及密度的确定的确定sll msllml其中： 平均相对分子质量为：146 0.3160 181 0.316026.848maabamm xmx/g mol

22、由查乙醇水物系气液平衡数据的0.3147x 0.54a3111861.364/0.541 0.54789966aallabkg m 33rd2.9008 73.657 26.8481.85 10/861.364mmlllmmlsms (4)(4)精馏段液体表面张力的确定精馏段液体表面张力的确定查化工原理上册液体表面张力共线图和水的物理性质的：、16.5/amn m乙醇60.89/amn m水物质的表面张力：m0.3 16.50.7 60.8947.573/amn m 142.3.32.3.3 提馏段参数的确定提馏段参数的确定（1 1） 由由 92.13592.135 查乙醇水物系气液平衡数据：

23、查乙醇水物系气液平衡数据： （内插法）=0.0358 =0.2748xy（2 2）提馏段气相体积流量）提馏段气相体积流量及及的确定的确定vsv300(1)22.492.135273.15100012.9008 173.657 22.42.2277/20273.1536001000mrdtpvsmstp精 (1)46 0.2748 18 (1 0.2748)25.6944maabamm ymy33m101.33 1025.69440.8572/8.31592.135273.15mvpmkg mrt提（3 3）提馏段液相体积流率及的确定）提馏段液相体积流率及的确定 146 0.0358 181 0

24、.035819.0024/maabamm xmxg mol 3111956.2167/0.03581 0.0358789963.8aallabkg m 33rd2.9008 73.657 19.00241.179 10/956.2167mmlllmmlsms2.3.42.3.4 塔径的计算：塔径的计算：（1 1）初选塔板间距）初选塔板间距 塔板间距的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔德操th作弹性以及塔的安装、检修等有关，可参照下表选取经验数。塔径,td m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距,th mm2003002503503004504506

25、00400600 15根据经验数据可选取塔板间距=300mmth(2)(2)塔径的计算塔径的计算初步计算塔径初步计算塔径 1 1根据流量公式 ：4vsdu-塔内的气相流量，sv3m-空塔气速，u/m s一般适宜的空塔气速为极限空塔气速的 0.60.8 倍，即，而max()uu安全系数 maxlvvuc=78.27tc顶时78.27-7080-78.27=-64.362.6-水水=62.89水 16=17.5乙醇=(1)0.8387 17.5(1 0.8387) 62.8924.8214ddxx顶乙醇水=99.57tc底时99.579010099.57=60.758.8水水=58.88水=15.

26、5乙醇=(1)0.012 15.5(1 0.012) 58.8858.3594wwxx底乙醇水=84.7tc进时84.7809084.7=62.660.7水水61.71水=16.9乙醇=(1)0.1436 16.9(1 0.1436) 61.7155.2752ffxx进乙醇水物系液体表面张力，24.8241+58.3594=41.5904/2mmn m精由史密斯关联图查得200.053c故0.220()0.061420mcc精取板间距 ht=0.3m,取上板液层高度 hl=0.05m，则图中参数值为0.30.050.25tlhhm根据以上数据 max861.364 1.1780.06141.6

27、592/1.178lvvucm s取安全系数为 0.8,则空塔气速为 ：0.8 1.65921.3274/um s故 塔径44 2.16282.1864/3.14 1.3274vsdm su 17塔径圆整值塔径圆整值 2 2 初步算出 d 后，应按化工机械标准圆整并核算实际的气速。一般塔径在 1m 以内时，按 100mm 增值圆整。塔径超过 1m 时，按 200mm 增值圆整。常用的标准塔径为400、500、600、700、800、1000、1200、1400、1600、2000、2200mm 等等。所以圆整到圆整后 d=2m，计算圆整后下的实际空塔气速：2244 2.16281.1897/2

28、svum sd安全系数 ： max1.18970.7171.6592uu在 0.6-0.8 之间的范围内 。2.3.52.3.5 溢流装置与流体流型溢流装置与流体流型板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管及受液盘，本设计采用单流型具有弓形降液管塔板的溢流装置，单流型，液体流径较长，板面利用好，塔板结构简单，直径是在 2.2m 以下的塔径普遍采用此型。而方形降液管能充分利用塔内空间，提供较大降液面积及两相分离空间。（1 1）. .溢流堰溢流堰 为维持塔板上一定高度的均匀流动液层，一般采用平直流堰（出口堰）（2 2）堰长）堰长 l lw w 根据溢流形式及液体负荷决定堰长。单溢流型塔板一般堰长 lw=

29、（0.60.8）d取堰长 lw=0.6d=0.62=1200mm=1.2m3336003600 1.85 1011.502/hsllmh311.502/9.585100 130/1.2hwllmmh（3 3）出口堰高）出口堰高 h hw wlwowhhh 式中：-塔板上液层高度，mlh 18 -堰上液层高度，mowhwhm堰上液层高度，（3 3）堰上液层高度wh 采用平直堰，堰上液层高度高可按 计算，式中：232.84()1000howwlhel -堰长，mwl -塔内液体流量，hl3/mh -液体收缩系数，可查得液体收缩系数图得=1.03ee所以：232.8411.5021.03()13.2

30、10001.2owhmm0.050.01320.0368wlowhhhm 192.3.62.3.6 降液管降液管（1 1）降液管宽度）降液管宽度和面积和面积dwfa 1.20.62wld由弓型降液管的宽度与面积图查得：， 0.055ftaa0.106dwd则 20.0530.053 3.1420.1728ftaam0.1060.212dwdm按验算降液管内液体停留时间fa=tshl30.1728 0.3=16.231.85 10s停留时间5s，故降液管尺寸可用 20（2 2）降液管底隙高度）降液管底隙高度 降液管底隙高度及降液管下端与塔板间的距离，以表示。为了保证良好的液封0h又不致使阻力太大

31、，一般可取降液管底隙处液体流速，00.00060.012whhm所以取00.0060.03680.0060.0308whh2.3.72.3.7 塔板设计塔板设计 塔板布置 塔板的板面一般分四部分，即：（1 1）开孔区）开孔区 为布置筛孔，浮阀等部件的有交叉传质区，亦称鼓泡区。塔板上的鼓泡面积2222arcsin180axax rxrr 式中： -开孔区面积，m2aa 2,2dsdxwwm ,2cdrw m取边缘区域宽度： 0.212dwm1000.1wsmmm500.05wcmmmx= 2dsdxww1 (0.2120.1)0.688 将 x ，r 代入公式中22220.6882 0.688(

32、0.95)(0.688)(0.95) arcsin2.04781800.95aam（2 2）溢流区）溢流区溢流区面积 20.1728fam（3 3）安定区）安定区开孔区与溢流区之间的不开孔区域为安定区，其作用为使自降液管流出液体在塔板上均匀分布并防止液体夹带泡沫进入降液管。宽度为 0.1swm 21（4 4）无效区）无效区在靠近塔壁的塔板部分需要留出圈边缘区域或供支撑塔板的边梁之用，称之为无效区。其宽度:0.05wcm2.3.82.3.8 浮阀塔的开孔率级阀孔排列浮阀塔的开孔率级阀孔排列（1 1）阀孔孔径）阀孔孔径孔径由所选浮阀的型号决定。型浮阀使用得很普遍，已定为部颁标准。1ff1 型浮阀的

33、孔径为 39mm。型浮阀的孔径为 39mm。1f（2 2）塔板布置与浮阀数目及排列）塔板布置与浮阀数目及排列为确定浮阀数 n，先要求得操作室阀孔气速。浮阀全开时的阀孔气速为阀0u孔临界气速。工业试验结果表明：浮阀临界动能因数一般为： 0cu，在实际操作中，当条件是常压和加压操作时，取= 009 12cvcfu0u，于是取。 0cu 0vcu1211.0558/m s每层塔板上浮阀数22002.1628282(0.039)11.055844svnd u浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距 t=75mm=0.075m按 t=75mm，h=100mm，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数

34、284 个按 n=284 重新核算孔速及阀孔动能因数022.162811.0165/(0.039)2844um s 阀孔动能因数 f0变化不大，符合要求011.01651.17811.956812f 塔板开孔率 在 10%14%之间，符合要求20(/)10.8%n dd 222.3.92.3.9 塔板流体动力学验算塔板流体动力学验算塔板液体力学验算的目的是为了检验以上初算塔径及各项工艺尺寸的计算是否合理，塔板能否正常操作，验算项目如下：（1 1）气相通过浮阀塔板的压强降）气相通过浮阀塔板的压强降气体通过浮阀塔板时的压强降为： pclapppp 式中： -气体通过每一层浮阀塔板的压强降，papp

35、 -气体克服干板阻力所产生的压强降，pacp -气体克服板上充气液层的静压强所产生的压强降，palp -气体克服液体表面张力所产生的压强降，paap习惯上，常把这些压强降折合成塔内液体的液柱高度表示，故上式可写成： pcihhhh干板阻力干板阻力ch对于型重阀 1f1.8251.82573.173.19.6/1.178ocvum s （故阀全开）11.0558oocuu故2201.178 11.05585.345.340.0455422 861.364 9.8vcluhmg板上充气液层阻力板上充气液层阻力ih一般以经验公式计算ih()iolowowhhhh式中板上液层高度，ihm反映板上液层充

36、气程度的因数，成为充气因数，无因次。o液相为水时，。o0.5故 0.5 0.050.025iolhhm 23液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小忽略不计。液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高为故 0.045540.0250.07054pcihhhm(2)(2)液泛液泛为了使液体能由上层塔板稳定的流入下层塔板，降液管必须维持一定高度的液柱。降液管内的清液及高度 hd用来克服相邻两塔板的压强降。板上液层阻力和液体流过降液管的阻力。为了防止液泛发生，应保证降液管中当量清液层高度不超过上层塔板的出口堰，为此，应使 ()dtwhhhdpidhh

37、hh气体通过塔板的压强降所相当的液体高度 hp，前已算0.07054phm液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰故32201.85 100.153 ()0.153 ()0.0011431.2 0.0308sdwlhml h板上液层高度，前已选定。0.05ihm则。0.0250.070540.0011430.09668dh 取又已选定，则0.30.3 ,0.0368twhm hm()0.3 (0.30.0368)0.101twhhm可见,符合防止淹塔的要求.()dtwhhh(3)(3)雾沫夹带雾沫夹带通常，用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值作为估算雾沫夹带的指标，此比值称为泛点率在下

38、列泛点率数值范围内，一般可保证雾沫夹带达到规定指标，即 ev0.1 kg 液/kg 气大塔 泛点率80%直径 0.9 m 以下的塔 泛点率70% 24减压塔 泛点率35取 =5s 计算，则3fsmaxa0.17280.3(l ) =0.0104/55thms (4)漏夜线气相负荷下限线对于 f1 型重阀，当56 时，泄漏量接近 10%为确定气相负荷下限的依据。0f 当5 时，0f 05vu222min00053.145()0.0392821.55114441.178svvdnudn(5) 液相负荷下限线为保证板上液流分布均匀，提高气液接触效果，取堰上液层上高度 how=0.006m作为液相负荷

39、下限由于 可以推导出233600()2.84()0.0061000sowwlhel22/33min10001()0.006()2.843600wslle=23100011.20.006()0.0098612.841.0336004min()9.792 10sl（6）塔的操作弹性在塔的操作液气比下，做出操作线 op（操作点与坐标原点的连线），op 与负荷性能图交点的气相负荷max 与min 之比称为操作弹性svsv 27 操作弹性=max/min=3.1573 在 3-4 之间 符合要求svsv三塔体结构三塔体结构3.13.1 塔体空间塔体空间塔顶控件是指塔内最上层与塔顶的间距.为利于出塔气体夹

40、带的液滴沉降,此段远高于塔板距(甚至高出一倍以上).或根据除沫器要求高度决定。因板间距=0.3m，故选取塔顶间距=0.6m。thdh3.23.2 塔底空间塔底空间 塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由如下两因素决定，即： （1） 塔底贮液空间依贮存液量停留 3-5min 或更长时间（易结焦物料可短停留时间）而定。 （2） 塔底液面至最下层塔板之间要有 1-2m 的间距，大塔可大于此值。 选塔底空间。2000bhmm3.33.3 人孔人孔 一般每隔 6-8 层塔板设一人孔（安装、维修用），需经常清洗时每隔 3-4 块塔板处设一人孔。本次设计中计算的实际塔板层数为 39，故设人孔 6 个，并且选人孔处板间距。600phmm3.43.4 塔高塔高 (1)fptffppdbhnnnhn hn hhh 式中：h 塔高（不包括封头，裙座），m n - 实际塔板数 进料板数fn - 进料板处板间距，mfh - 人孔数pn - 设人孔处得板间距，m（图中未示出）ph 28 - 塔顶空间（不包括封头盖部分），mdh 塔底空间（不包括底盖部分），mbh故 (1)fptffppdbhnnnhn hn hhh= =(39 1 6 1) 0.30.46 0.60.62 =15.9三设计结果一览表三设计结果一览表计算结果序号项目符号单位精馏段提馏段1平均温度tm81.48