优秀毕业设计毕业论文化工甲醇-水溶液连续精馏塔课程设计

1、hefei university化工原理课程设计别业号名师教 系专学姓耨生物与环境工程系09食品科学与工程（2）班090206202011年10月15日目录设计任务书一、概述1、精锚操作对塔设备的要求和类型42、精係塔的设计步骤5二、精馅塔工艺设计计算1、设计方案的确定62、精係塔物料衡算63、塔板数的确定731理论板层数nt的求取73. 2实际板层数的求取84、精懈塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1操作温度的计算114. 2平均摩尔质量的计算114. 3平均密度的计算124. 4液相平均表而张力计算124. 5液体平均粘度计算135、精懈塔塔体工艺尺寸计算5.1塔径的计算1452精懈塔有

2、效高度的计算156、塔板主要工艺尺寸计算6. 1溢流装置计算166. 2塔板的布置176. 3浮阀计算及排列177、浮阀塔流体力学性能验算198、塔附件设计26三、总结27化工原理课程设计任务书一、设计题目：甲醇-水溶液连续精馆塔设计二、设计条件：处理量：t/a （15 000）料液组成（质量分数）：（30%）塔顶产品组成（质量分数）：（98%,）塔顶易挥发组分回收率：（99%）每年实际生产时间：330天/年，每天24小时连续工作连续操作、中间加料、泡点回流。操作压力：常压进料状况：泡点进料塔釜间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为0. 3mpa 塔顶冷凝水用冷却水的进、出口温度差20"40&

3、#176;c 三，设计任务完成精镭塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型,绘制精馆塔系统工艺流程图 和精馆塔装配图，编写设计说明书.设计内容包括：1、精馆装置流程设计与论证2、浮阀塔内精馆过程的工艺计算3、浮阀塔主要工艺尺寸的确定4、塔盘设计5、流体力学条件校核、作负荷性能图6、主要辅助设备的选型 四，设计说明书内容1目录2概述（精馆基本原理）3工艺计算4结构计算5附属装置评价6参考文献7对设计自我评价一、摘要摘要：设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主 要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对甲醇-水精馆工艺 流程和主题设备设计。首先根据设计任务，确定操

4、作条件。比如：操作压力 的确定、进料状态等的确定。然后设计工艺流程草图。根据确定的方案，确 定具体的参数，即一个完整的设计就初步的确定了。最后计算塔的工艺尺寸、 浮阀的流体力学演算、塔板的负荷性能，最后根据计算选择合适的辅助设备。关键词：精饰塔，浮阀塔，精饰塔的附展设备。-x精馅操作对塔设备的要求和类型对塔设备的要求精憾所进行的是气（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，首先必须耍能使气（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木耍求：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、

5、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。对于减压精憎操作，过人的压力降还将使整个系统无 法维持必耍的真空度，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，况且上述耍求中有些也是互 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

6、系性质和具体耍求, 抓住主耍矛盾，进行选型。板式塔类型气一液传质设备主耍分为板式塔和填料塔两大类。精憾操作既可采用板式 塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气一液传质设备，其种类繁多，根据 塔板上气一液接触元件的不同，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。口前从 国内外实际使用情况看，主要的塔板类型

7、为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者 使用尤为广泛。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。处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015%。 塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。 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。操作弹性较小（约23）。小孔筛板容易堵塞。二、精馅塔的设计步鸟本设计按以下几个阶段进行:（1）设计方案确定和说明。根据给定任务，对精饰装置的流程、操作条件、 主要设备型式及其材质的选取等进行论述。（2）蒸馅塔的工艺计算，确定

8、塔高和塔径。（3）塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺 寸、泵等，并画出塔的操作性能图。（4）管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。（5）抄写说明书。 绘制精饰装置工艺流程图和精锚塔的设备图。二.精馅塔工艺设计计算k设计方案的确定及概述本设计任务为分离甲醇一水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续糟 傭流程。精谓是指由不同挥发度的组分所组成的混合液，在精储塔屮同时多次地 进行部分气化和部分冷凝，使其分离成儿乎纯态组分的过程。塔顶蒸汽冷凝冋流 和塔釜溶液再汽化是精憎高成婚度分离的充分必要条件。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帼塔内。塔

9、顶上升的蒸汽采用全冷凝器冷凝，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。该物系屈易分离物系，最小回流比较小，故采用 最小冋流比的2倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2、精馅塔物料衡算1. 2. 1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量ma二32 kg/kmol水的摩尔质量mi汙18 kg/kmol用公式x二負如求出: aa/maab/mbx卜二30/32/(30/32+70/18)二 19. 41%x。二98/32/(92/32+2/18)=96. 50%xp为原料液的摩尔分率，xn为塔顶产品的摩尔分率1. 2. 2原料液及塔顶的平均摩尔

10、质量mh=0. 2325x32 +(1-0. 2325)x18 =21. 26kg/kmolmd=0. 8820x32+(1-0. 8820) x 18=30. 35kg/kmol 1.2.3物料衡算原料处理量 f= 15000x10_ 二89. 08kmol/h 330x24x21.26总物料衡算f二d+w甲醇的物料衡算fxf=dxd+wxw愕皿.99联立求解91.41 x 0.2072 x 0.9990.965= 9.6kmol / h71.8w = f - d = 91.41 -19.61 = 71. sokmol / h=0.0023_ 91.41 x 0.2072 19.61 x 0

11、.965md = 32 x 0.965 + 18x(1- 0.965) = 3 l51故塔釜的摩尔分率mw=0. 0023x32+(1-0. 0023) x 18=18. 03kg/kmol3、塔板数的确定1.3. 1理论板层数nt的求取甲醇一水屈理想物系，可采用图解法求理论板数由手册查得甲醇一水物系的气液平衡数据，绘出xy图,xyxyxy0.000.0000.150.5170.700.8700.020.1340.200.5790.800.9150.040.2340.300.6650.900.9580.060.3040.400.7290.950.9790.080.3650.500.7791.0

12、01.000().1()0.4180.600.825如图1 图解法求理论板层数(1)求最小回流比及操作回流比。采用图解法求最小回流比。在图中对角线上c(0 1942, 0. 1942)作垂线cf 即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为q (0. 1942, 0. 572)故最小回流比心儿一 xq驻注il”0.572-0.1942则操作回流比可取r = 1.57?min =1.5x1.04 = 1.56图中精懈段操作线方程截距二匕一=卫竺 =0.377 r + 11.56 + 1(2) 精懈塔的气液相负荷£ = /?£> = 1.56x19.61 = 30.59k

13、mo/hv = (r + 1)d = (1.56 + 1)x19.61 = 50.20kmol/hl =l + f = 20.59 + 91.41 = 1 llkmouhv" = v =50.20kmol/h(3) 操作线方程精饴段 =+ = 0.6094x + 0.3770-v 八fw提留段3' = -人=2.4303兀 0.003290 . vv(4) 图解法求理论塔板数如附图一，求解结果为 总理论板层数 nt二12 进料板位置nf=72、实际板层数的求取（1）全塔效率的计算 用奥康奈尔法对全塔效率进行估算et二0. 49 （ 口 l a ） 0 245x 100%由和平

14、衡方程y =- 可得oc =空二卫1 + （q-1）x兀（l-y）根据甲醇一水体系相平衡图查得?| = xd = 0.9650,xj = 0.954 （第一块板）几=0.0023,儿=0.01625 （塔釜）代入方程得出- 1.329,仏=7.1650,cr = jap* = 3.0860甲醇-水平衡时的t、x、y数据（摘于化工工艺设计手册）平衡 温度t10092.990. 388.985. 081.678.076. 7液相05.317. 679. 2613. 1520. 8328. 1833. 33甲醇x气相 甲醇y028. 3440.0143. 5354. 5562. 7367. 7569

15、. 18平衡 温度t73.872.771.370.06&066.964.7液相 甲醇x46. 2052.9259. 376& 4985. 6287.41100气相 甲醇y77. 5679.7181.8384. 9289. 6291.94100查 l-x 图得=6131c/ =79.95°c,zm. = 99.99°c则精诸段平均温度匚=70.63°c 提留段平均温度几=89.97°c全塔平均温度匚=80.30°c在全塔平均温度下查得rh、o = 0.3542mpa s , mch.oh = 0.295加pd s则全塔平均液体粘度

16、 jul = 0.30 x 0.295 + 0.70 x 0.3541 = 0.3364加 pa s全塔效率石=0.49（m/z）7245 =48.55%(2) 实际塔板数的计算7精饴段实际板层数n = 14.42 « 1548.55%提留段实际板层数n = = 10.31148.55%总塔板数n二294、精馅塔的工艺条件及有关物性数据的计算4、1操作温度的计算查 t-x 图得=61.31oc,rz =79.95°c,几=99.99°c则精憾段平均温度匚=70.63°c提留段平均温度= 89.95°c全塔平均温度匚=80.30°c4、

17、2平均摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质量x = 0.999查平衡曲线得兀=0.999m vdm = 0.999 x32 + 0.001x18 = 31.986 / kmolm 比=0.999 x 32 + (1-0.999) x 18 = 31.986檢 / kmol进料板平均摩尔质量查心=0.2348,* = 0.6305mvf = 0.6305 x 32 + (1-0.6305) xl8 = 26.83檢 / kmolm lfn = 0.2348 x 32 + (1-0.2348) x 18 = 21.29 / kmol塔釜平均摩尔质量查几=0.0023,)“ =0.01625mvw)n =

18、 0.01625 x 32 + (1-0.01625) xl8 = ls.23kg/kmolm lwm = 0.0023 x32 + (l-0.0023) x!8 = 1&03 檢 / kmol精惚段平均摩尔质量二 31.986 + 26.830_ 2=29 akg / kmolm 厶=31.986 21.290 二 26 64 / kmol捉留段平均摩尔质量mv iti26.83 + 18.23 =22 53如伽引21.29+ 18.03 = 9 66如血引4、3平均密度的计算(1)气相平均密度的计算mp由理想气体状态方程得p=精憎段气体平均密度0z”29.41x101.38.314

19、x (273.15 + 70.63)l0432 ' m提留段气体平均密度0匕2253x101.3= 0.7560畑 / 才8.314x(2735 + 89.97)(2) 液相平均密度的计算丄=2 p pi塔顶：td =61.31 °c 查得 pg = 9s5.0kg/mpcon = 743.5/m3厶pld =1=7472焙/加3 叫，0.980-026-+743.5985.0进料板：tf = 79.95°c 查得几2。= 972.0kg hj,pgoh = 128.5kg/m3achohp% = 0.6305, 1-0.6305 =802-8rg/-3728.59

20、72.0塔釜：tw = 99.99°c 查得 qe =958.5/m3plmm -ph2o = 958.5kg z774 9f) i qaq q 1则精诸段液相平均密度：pl =： =力5.01蚣/莎提帼段液相平均密度:_ 802.814-958.5_ 2=880.66/m34、4液相平均表面张力计算(1) 塔顶：由乙=6131。7 查得 o弘° = 658mn 丨 mqchqh = 口a2mn mald = 0.999 x 17.42 + 0.001 x 65.8 = ualmn / m(2)进料板:= 79.95°c 查得=62.68mnlmqchoh =15

21、.o5zn7v/m丿 2 2(3)塔釜：tw = 99.99°c 查得 6/=5 8. s9mn / m. ex cn.on= 2.slmn / m0.2348 x 15.05 + 0.7652 x 62.68 = 51.50/w / malwm = 0.0023 x 12.81 + (1- 0.0023) x 58.89 = 58.78加 n / m精缁段液相平均表而张力:17.47 + 51.50=3449n?n / m提锢段液相平均表面张力:_ 51.50 + 5&78- 2=55.14m?/m4、5液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即lg“/,（=工兀览“（1）

22、塔顶液相平均粘度的计算由 =61.31 °c 查得“弘0 = 0.461 ompci s,kichi0u =0.34mpcf s lgfildm = 0.999xlg0.341 + 0.001 xlg0.4610 => juldm =0.3411 加par(2) 进料板液相平均粘度的计算t f = 79.95°c 查得 ph o - 0-3562/wptz s./lichoh =0.276加pa丿 2 2lg “旳=0.238 x lg 0.296 + (1 - 0.238) x lg 0.3562 => julfm =0.3352加(3) 塔釜液相平均粘度tw

23、 = 99.99°c 查得 rh、o = 0.2839加pa s, ch,oh = 0.229mpa slg = 0.001 x lg 0.229 + 0.999 x lg0.2839 => julwm = 0.2838mpa s精谓段液相平均粘度：“s = °11严352 = o 3382加加 $ 提惚段液相平均粘度：血” =°33520.2838 = 0.3095加丹 s5、精馅塔塔体工艺尺寸计算5、1、塔径的计算（1）精憾段精係段的气液相体积流率：3600几,”_ 50.20x28.41" 3600x1.0424= 0.3800/n3/厶=l

24、ms = 30.59x26.64 = 0 000292lz7?353600°s3600x775.01最大空塔气速，其中c = c20(-)02, c2。可由斯密斯关 ' pv0.02-联图查得。轴人从-口厶 p? 0.0002921 775.01 八八“横坐标 f. = x 乩=x j= 0.02096vs pv 0.3800 v 1.0424取板间距ht = 0.46m ,板上清液层高度hl = 0.06m ,贝【j ht- hl = 0.38加，查斯密斯图得c2（） = 0.076 o则气体负荷因子c576x（逬磐）7歸 最人空塔气速 = 0-0837 x验424 =取安

25、全系数为 0. 6,贝|ju = 0.6umax =0.6x2.282 = 1.3692m/5塔径° j±l4xo灰00 =0602 v mi v 兀 x 1.3692按照标准塔径规整后d = 0.7mn20 72塔截面积为缶=7tx= ttx = 0.385m2 t 44实际空塔气速：u= 0,3800 = 0.9870/72/ ar 0.385（2）提憾段提憾段气液相体积流率空虬=50.2 鸣 53=0.4|56莎/$'3600如3600x0.765l -叽-$3600几”二 122.0x19.66 = 0 0007082加3/$3600x880.66最大空塔气

26、速”max联图查得。，其中c = c20()02, c20 nj由斯密斯关横坐标flv = £x00007082 x 1880.660.4156 xv 0.7560塔径7ui化x041567i x 2.004=0.5140m= 0.05816取板间距ht = 0.46m ,板上清液层咼度hl = 0.06m 则ht hl = 0.40m查斯密斯图得c2() = 0.08 o则(逬磐宀。呦9 最大空塔气速 "09789 x严阳。7叫ng叽取安全系数为 0.6,则u = 0.6mmax =0.6x3.340 = 2.004m/5按照标准塔径规整后d = 0.6mr2门塔截面积为

27、 at = ttx=ttx = 0.2826m244实际空塔气速:u=-.ay5、2、精懈塔有效高度的计算=0,4156 = 1.471m/50.2826精馆段有效高度:z =(n -l)x0.4= 15-1 x0.4 = 5.6m提馅段有效高度:z =(n l)x0.4= 11 lx0.4 = 4.0m在进料板上方开一人孔，其高度为0. 8m,则精馅塔的有效高度为z = 5,6 + 4.0 + 0.8 = 10.4m塔板主要工艺尺寸计算6、1溢流装置计算因塔径d=0. 7m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下:(1)堰长-=二 0.7 x 0.7 = 0.49m（2）溢流堰

28、高度hw hl how2z 选用平直堰，堰上液层高度h。尸竺e*3600取e=i,则1000 i厶v丿精缰段:212.84 f <0.000292lx3600f 门h()w=x 1 x = 0.004725加100010.49丿饥=hl -= 0.06 - 0.004725 = 0.05528m*提憎段:12.84 ( (0.0007082 x 3600v a wh()w=x 1 x = 0.00858 m1000i0.49丿hw = hl - how = 0.06 - 0.00858 = 0.05142m（3）弓形降液管宽度w和截面积由二0.6查图得，血/a,. =0.057,叱= 0

29、.125 d故af =0.057x0.2826 = 0.01611m2,=0.125 x 0.6 = 0.075/7?依式a h=f厂验算液体在降液管川的停留时间 厶精镉段：0= 0°1611x0.46 = 25 40 s>5s0.0002921提徭段：g =（）（）1611x 0.46 =m 46s >5$,故降液管设计合理 0.0002921降液管底隙高度取降液管底隙流体流速w（；=0.08m/5精憎段:lj000292lx3600 "0074523600 x3600 x 0.49 x 0.08hw - hq = 0.05528 一 0.007452 = 0

30、.04783加0.006m捉憎段:,ls0.0007082 x 3600/?n =7 = 0.01807/773600 x 1 u3600 x 0.49 x 0.08hw- hq = 0.05142 一 0.01807 = 0.03335加> 0.006加故降液管设计高度合理选用凹形受液盘，深度hw=50mm6、2塔板的布置(1) 分块因d<800mm,故塔板采用整块式。(2) 边缘区宽度的确定：w =0.07, iv； = 0.06m, w = 0.06m>c(3) 开孔区面积计算开孔区而积按照式心厶厂2加(兰)计算，其中 180°r _x = d/2-(w(i

31、+wj = 0.7/2-(0.075 + 0.07) = 0.205mr = d/2-wc =0.7/2-0.06 = 0.29ma =2 0.1764v0.292 -0.2052 +-0.292 sinc) =0.216bn2 “ l180°0.29 _6、3浮阀计算及排列(见附图2)(1) 阀孔气速厉,片)在9至12之间，取fo =11f11精懈段：“0 = - = .= 10.11 m / spv v1.0432(2) 浮阀数精憾段：n= =空凹=29.55 ,所以取230-x 10.77 x0.0392提憎段：n = 匕 =凹逆=27.50,所以取n=28-dhi. -x 1

32、2.65 x0.03924 0 04(3) 开孔率塔板开孔率二=空® x 100% = 9.16%w0 10.77(4) 阀孔的排列浮阀排列方式采用等边三角形叉排。去同一横排的孔心距t=75mm=0. 075m, 则估算排间距t' =0. 065m浮阀排列图7浮阀塔流体力学性能验算1气体通过浮阀塔的静压头hf = hc +/?! +ha精锚段：(1)干板静压头心临界孔速uoc=1'73严j .0432 丿=10.26m/s< 11.12m/s临界孔速uoc=i所以釆用hc=19. 9x11.16°175930.235=0.033/n所以采用 hc=5.

33、 34x 11,12 x l0432 =0.0412m2x9.81 828.37(2) 板上层阻力 /?, = cqhl = 0.5 x 0.06 = 0.03/?(3) 液体表面张力所造成的静压头 你=二,由于你很小可忽略不计。splh提惚段：(1)干板静压头九73,1=12.23m/s>11.66m/s(0.7570 丿(2)板上层阻力勺a, = £qhl = 0.5 x 0.06 = 0.03m(3) 液体表面张力所造成的静压头h严亘,曲于/很小可忽略不计。 splh2、液泛、液沫夹带、漏液(1) 液泛h d = hf + 叱 + hd + a/i + hw h f =

34、ha + % + hc = 0.03 + 0.033 = 0.066mhw = 0.0552&/?()“=0.007160塔板设置进口堰打453（佥）一心（册爲）7。9皿所以得 £ = 0.05528 + 0.01807 + 0.0009792 + 0.007161= 0.08150mhd < 勺(ht + hw) = 0.5 x (0.4 + 0.05528) = 0.2276m(2) 液沫夹带v +1,36ls.zl 泛点率二一v卩.几x100%kc内zl=d-2w尸o.7-2x0. 075 = 0. 5500m 查得c / (精)二0. 105c(提)二0.098

35、ab=kt-2af=0. 2826-2x0. 01611=0. 2504m20.3800 x泛点率（精）1.0432775.01-1.0432+ 1.36x0.0002921x0.55001x0.105x0.2504100% 二53.87%泛点率（捉）二0.75600.4000 x880.66-0.7560+ 1.36x0.0007082x0.55001x0.098x0.2504100%二51.80%计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足“ <0akg液|kg汽的 要求。（3）漏液错流型的塔板在止常操作时，液体应沿塔板水平流动，与垂直向上流动的 气体接触后由降液管流下。但

36、当上升气流速度减少时，气体通过阀孔的动压不足 以阻止板上液体从阀孔流下时，便会出现漏夜现象。发生漏夜时，由于上层板上 的液体未与从下层板上升的气体进行传质，就漏落在浓度较低的下层板上，这势 必降低了塔板效率。漏夜严重时会使塔板上不能积液而无法正常操作。所以为保 证塔的止常操作，漏夜量不能超过某一规定值，一般不能大于液体流量的10%o 漏夜量大于10%的气流速度称为漏夜速度，这是塔操作的下限气速。造成漏夜的主要原因是气速太小和板上液面落差所引起的气流分布不均， 比如在塔板的液流入口处由于有液层较厚而往往出现漏夜，这也是在此处设置不 开孔的安定区的原因之一。当液体横向流过板而时，由于要克服板上部件

37、的局部阻力和摩擦阻力，需 要一定液位差才能维持这一流动，这样板上液体进、出口侧的液面就会出现高度 差，即液面落差，亦称水力学坡度。液面落差主要与塔板结构冇关外，泡罩塔板结构复杂，液体在板上流动阻 力大，液面落差也就大；浮阀塔结构较简单，液面落差则较小，筛板塔结构最简 单，所以液而落差最小。但在塔径不大时，液而落差常忽略。液面落差除与塔板结构有关外，还与塔径、液流量有关。当塔径与液流量 很大吋，也会造成较大的液面落差。对于大塔，可采用单溢流或阶梯流，以减少 液面落差。塔板上液面的返混在塔板上，液体的主流方向是从入口端横向流至岀口端，但因气体搅拌及 某些局部障碍，液体会发生局部的反向流动。这种与主

38、流方向相反的流动称为返 混。当返混严重吋，板上液体会均匀混合，各点的液体浓度将趋于一致。当浓度 均匀的气体与板上各点的液体进行接触传质后，则离开各点的气体浓度也会相 同。这是一种理想情况。另一种理想情况是板上液体呈活塞流流动，完全没有返 混。这时板上液体沿液流方向上液体浓度最大，在塔板进口处液体浓度大于出口 浓度。当浓度均匀的气休与板上各点液体接触传质后，离开塔板各点的气体浓度 也不相同，进口处的液体浓度击口击的浓度高。理论与实践都证明了在这种情况 下，塔板的效率比液体完全混合时高。实际上，塔板上液体并不处在完全混合与 完全没有返混的两种理想状态，而是处于部分混合状态。3、塔板的负荷性能图(1

39、) 精憾段漏夜线(线1)f =11044 jpv精憾段：匕罰二彳fnuomin11vat vi .043210.77m/svvmin =-x0.0392 x28x 10.77 = 0.386m3 /s .» iillilj提憾段： =彳册叽s minf 11=12.65/77/ s匕丽=x0.0x30x12.65 = 0.4532/5w0miny/py v0.7560(2)精帼段过量雾沫夹带线(线2)根据ev=0. 1kg液/kg汽时,泛点率fl=0. 8计算kceab整理得则冇：vy =0.547-16.651ls, m3/s0. 000580. 001vs, m3/s0. 536

40、0. 529提锚段过量雾沫夹带线0.746925.7-0.746+ 1.36x l x0.42831x0.1011x0.2348x100%=0. 8则有:v = 0.669 - 20a9lls, m3/s0. 000580. 001vs, m3/s0. 6570. 649(3) 液相负荷下限线取堰上液高度how二0. 006m作为液相负荷下限线20.006=竺屮600(厶入亍 1000 l lwlw=0. 49m,故厶.丽=0.0004180m3 is(4) 液相负荷上限线0 =主竺$35s取&二5s解得(u 逊=0 0241 x0. 46/5=0. 00222m3/s(5) 液泛线0

41、(也+饥)=心+ %+%2畑仏)84役+ 5房2+“皿+誥£(厶3600化）|vvu = = 27 9v°773 14s-d:n x0.0392 x304 °4精憾段:0（碍+饥）=0.5147加(,2574 = 5.34 x 器 x瞎 + 053 x 删爲 +(】；。”q05473 + 誥 x (辔 则有：匕2 =13960-44056.78 -12.7673ls, m7s0. 000580. 0010. 0050. 0054vs, m7s0. 52580. 49590. 29010. 2729提憾段：0（码+九）= 0.2553/cy0-746(29.9匕.)

42、2 门心l；八 c 代“ 2.84,36()()厶八暮0,2553 = 5.34 xx + 0.153 x + (1 + 0.5)(0.0506 +x ( )3925.72x9.81(0.42 x 0.0212)210000.42则有：v2 = 0.9158 - 107.57l; - 9.94lf>3als, m3/s0. 000580. 0010. 0050. 0054vs, m3/s0. 84680.8190. 62250. 6068由上述五条线可画出负荷性能图 精谓段提憾段由图知(1) 从塔板负荷性能图可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操 作点p,处在适宜操作区的位置，

43、说明塔板设计合理。(2) 因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控 制，操下限由漏仅线控制。(3) 按固定的液气比，从负荷性能图屮查得气相负荷上限v®,气相负荷下限 v®所以可得精憾段操作 vsku=0. 8705m7s, vsbin=0. 2422m3/s操作弹性二vs/vsminp. 59提徭段操作 v®二0. 9815m7s, vs.in=0. 2152m3/s操作弹性二v“/v翻二3. 11塔板的这两操作弹性在合理的范围(35)之内，由此也可表明塔板设计 是合理的现将塔板设计计算结果汇总如图项目内容数值或说明备注精憎段提缰段塔径d/

44、m0.70.6板间距ht/m0.460. 46塔板形式单溢流弓形降液管整块式塔板空塔气速u/(m/s)0.98701.471垠长lw/m0.490. 42堰高hw/m0.055280. 05142板上液层高度hl/m0.060. 06降液管底隙高度h0/m0.0074520.01807浮阀数n/个3028等腰二角形叉排阀孔气速u()/(m/s)10.7712. 65临界阀孔气速uoc/(m/s)10.2412. 23孔心距t/m0.0750. 0625同一竖排的孔心距单板压降pa576.97液体在降液管内停留时 间/s25,4010. 46降液管内清液层高度hd/m0.060. 06泛点率/(%)53.8756. 80液相负荷上vsmax/(m3/s)0.87050. 2422雾沫夹带控制气相负荷下vsmin/(m7s)0.98150.3152漏液控制操作弹性3.593. 11后面为提懾段8、塔附件设计1、接管(1)进料管(vs)f=巴4 = 9141x20.72 =0 0006282m3/s取 g二 1.6m/spf 3600x837.52=0.02236m 二 22.36mm经圆整选取热轧无缝钢管(gb81