甲醇及水浮阀精馏塔设计

1、吉林化工学院课程设计设计题目：甲醇一水浮阀精馏塔设计设计者姓名：指导教师：生物制药系生药1201班说明书39页庆玉刘保雷生物制药专业27号图纸2张设计时间：2014年11月24日至2014年12月14日完成时间：2014年12月12日于吉林目录课程设计任务书 1.绪论2摘要4第一章总体操作方案的确定 5.1.1 操作压强 51.2 物料的进料热状态： . 51.3 塔釜加热方式：. 61.4 回流的方式方法:. 6第二章精馏的工艺流程图的确定 7.第三章全塔物料衡算 8.3 1 物料衡算： . 8第四章物性参数的计算 8.4.1 温度的确定 . 84.2 密度的计算 94.3 混合液体表面张力

2、的计算： . 124.4 混合物的粘度 154.5 相对挥发度 16第五章塔板数的确定 理论塔板数 NT 的求 175.2 精馏段理论板数： . 175.3 提馏段理论板数： 175.4 实际塔板数确定： . 18第六章塔径的初步设计 汽液相体积流量的计算： . 196.2 塔径的计算 . 206.3 溢流装置计算 . 216.4弓形降液管宽度W（和截面积A 216.5 降液管底隙高度 226.6 塔板布置 226.7 开孔区面积计算 . 226.8 筛孔计算及其排列 . 23第七章精馏塔的流体力学验算 2.47.1 塔板压降 . 247.2 淹塔. 247.3

3、 雾沫夹带 . 257.4 塔顶负荷性能图 . 267.4.1 雾沫夹带线 267.4.2 液泛线 267.4.3 液相负荷上限线 267.4.5 液相负荷下线 27第八章塔总高度计算 塔顶封头 . 298.2 塔顶空间 . 298.3 塔底空间 . 298.4 人孔. 298.5 进料板间距 . 298.6 裙座. 29第九章塔的接管 进料管 . 309.2 回流管 . 309.3 塔顶蒸汽出料管 . 309.4 塔底蒸汽出料管 . 30第十章热量衡算 比热容及汽化热的计算 . 3110.2 热量衡算 . 32第十一章 塔的附属设备计算 3.

4、311.1 冷凝器 . 3311.2 再沸器 . 33第十二章 浮阀塔板工艺设计计算结果 3.4第十二章 设计感想 3.6.主要符号说明 3.6.参考文献 3.9.课程设计任务书课程名称：化工原理课程设计设计题目：甲醇-水浮法精馏塔的设计学生姓名：郭庆专 业：生物制药班 级：生药 1201设计日期：2014-11-14 至 2014-12-12设计任务：甲醇-水体系设计条件及任务：进料流量：F= 100kmol/h进料组成： Xf =0.45 （摩尔分率） 进料热状态：泡点进料 要求塔顶产品浓度 XD=0.9807 要求塔底釜液浓度 XW=0.0207 塔顶压力： P=100kp a 单板压降

5、：不大于 0.7kp a绪论化学工业中塔设备是化工单元操作中重要的设备之一， 化学工业和石油工业中广泛应用 的诸如吸收、解吸、精馏、萃取、增湿、减湿等单元操作中，精馏操作是最基本的单元操作 之一，它是根据混合液中各组分的挥发能力的差异进行分离的。塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则 为填料塔。 一般，与填料塔相比， 板式塔具有效率高、 处理量大、 重量轻及便于检修等特点， 但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。 浮阀塔的特点： 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2

6、0%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，

7、浮阀塔的推广并不是越来越广。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。本次设计就是针对甲醇水体系， 而进行的常压浮阀精馏塔的设计及其辅助设备的选 型。由于此次设计时间紧张， 本人水平有限， 难免有遗漏谬误之处， 恳切希望各位老师指出， 以便订正。塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。 前者的代表是板式塔， 后者的代表则 为填料塔。 一般， 与填料塔相比， 板式塔具有效率高、 处理量大、 重量轻及便于检修等特点， 但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高

8、（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。本次的课程设计任务是甲醇和水的体系， 要想把低纯度的甲醇水溶液提升到高纯度， 要 用连续精馏的方法， 因为甲醇和水的挥发度相差不大。 精馏是多数分离过程， 即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还

9、不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。国内常用的浮阀有三种，即图 1所示的F1型及图2所示的V-4型与T型。V-4型的特 点是阀孔被冲压成向下弯的喷咀形，气体通过阀孔时因流道形状渐变可减小阻力。T型阀则借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围。三类浮阀中，F1型浮阀最简单，该类型浮阀已被广泛使用。我国已有部颁标准（JB1118 68）。F1型阀又分重阀与轻阀两种，重阀用厚度2mm的钢板冲成，阀质量约33g，轻阀用厚度1.5mm的钢板冲成，质量约 25g。阀重则阀的惯性大，操作稳定性好，但气体阻力大。一般采用重罚。只有要求压降

10、很小的场合，如真空精馏时才使用轻阀。图1浮阀（F1型）图2浮阀（a）V-4型，（b） T型摘要在这次课程设计任务中。 主要是将所学的精馏部分知识应用到工程设计实际 中去。本设计采用了筛板塔对甲醇 - 水进行分离提纯，塔板为不锈钢材料。通过对精馏塔的物料衡算可知：实际塔板数为 25 块，其中精馏段有 18块， 提馏段7块，塔径为1.0m,塔板间距0.40m,塔的实际高度为16.59m。最小回 流比 0.6699. ，实际回流比选 1.34。经过力学核算得：精馏段操作弹性为，精馏 段操作弹性为。经计算条件符合，精馏塔设计成功。关键词：实际塔板数、塔径、塔板间距、最小回流比、操作弹性。第一章 总体操

11、作方案的确定1.1 操作压强精馏可以常压，加压或减压条件下进行。确定操作压力时主要是根据处理物料的性质， 技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。对于沸点低， 常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作。 在相同条件下适当提高 操作压力可以提高塔的处理能力， 但是增加了塔压， 也提高了再沸器的温度， 并且相对挥发 度液会下降。 对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏。 降低操作压力， 组分的相对挥发度 增加， 有利于分离。 减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低位的加热剂。但是降低压 力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温度的降低， 而且必须使用抽真空设备， 增加了相应的 设备和操作费用。本次任务

12、是甲醇和水体系，甲醇 - 水这一类的溶液不是热敏性物料，且沸点又不高，所 以不需采用减压蒸馏。 这类溶液在常压下又是液态， 塔顶蒸气又可以用普通冷却水冷凝， 因 而也不需采用加压蒸馏。所以为了有效降低设备造价和操作费用对这类溶液可采用常压蒸 馏。操作压强：P=1atm=0.1MPa=1.013x 103KPa1.2 物料的进料热状态：进料热状态有五种。原则上，在供热一定的情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生 的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷也进料。但为使塔的操作稳定，免受季节气温的影响， 常采用泡点进料。这样，塔内精馏段和提留段上升的气体量变化较小，可采用相同的塔径， 便于设计和制造。但将原

13、料预热到泡点， 就需要增设一个预热器， 使设备费用增加。综合考 虑各方面因素，决定采用泡点进料，即 q=1 。1.3 回流比的确定：对于一定的分离任务， 采用较大的回流比时， 操作线的位置远离平衡线向下向对角线靠拢，在 平衡线和操作线之间的直角阶梯的跨度增大，每层塔板的分离效率提高了，所以增大回流比所需 的理论塔板数减少，反之理论塔板数增加。但是随着回流比的增加，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加，操作费用增加，所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流比。 本次设计任务中，综合考虑各个因素， 采用回流比为最小回流比 的2倍。即：R=2 Rmin1.3塔釜加热方式：

14、塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利用压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。1.4回流的方式方法：液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流。采用重力回流可节省一台回流泵,节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制 回流比。考虑各方面综合因素，采用重力回流。第二章精馏的工艺流程图的确定甲醇一水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热， 塔底产品

15、 经冷却后送入贮槽。第三章 全塔物料衡算3. 1物料衡算：F D WFxDxWxFxDxW联立两式得:D = 44.72W = 55.28kmol/hkmol/h第四章物性参数的计算4.1温度的确定常压下甲醇和水的气液平衡表(t Xy)TXYTXy1000077.829.0968.0192.95.3128.3476.733.3369.1890.37.6740.0176.235.1369.1888.99.2643.5373.846.2077.5686.612.5748.3172.752.9279.7185.013.1554.5571.359.3781.8383.216.7455.8570.068

16、.4984.9282.318.1857.7568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9480.223.1964.8564.710010078.028.1867.75利用表中数据利用数值插值法确定进料温度t f塔顶温度t d塔底温度t w精馏段平均温度：厂t F t D74.0765.0469. 56OC22提馏段平均温度：门t F t W74.0497.2385. 65oC224.2密度的计算已知：混合液密度:T°pM22.4 TP01（a为质量分数，M为相对分子质量）,混合气密度B利用上式计算混合液的密度得65. 04°C66. 9

17、V 64.791. 94100D :65. 0464.7100 yD100进料温度：t F74.07°C气相组成：:64. 766.910091,94y F : 64. 765.04100100yF塔底温度：t W97.23oC气相组成：.97. 2392. 9100yw28. 34yw: 10092.9028. 34塔顶温度：t D气相组成：i精馏段:yD98. 75 00y 76.78 °。yw 11.°6°o所以:ML32.040.715418.0 2(10.7154)28.05kg/kmol32.040.877718.0 2(10.8777)30

18、.33kg/kmol2提馏段:液相组成：X1XD XFxi 71,54 00气相组成：yiyD yfyi 87.77 0o液相组成：X2气相组成：y2X223.54 00所以：ML32.040.235418.0 2(10.2354) 21.32kg/kmol讨 243.92 0oM 32.040.439218.0 2(10.4392 ) 24.18kg/kmol由不同温度下甲醇和水的密度:温度/ c甲醇水50760988.160751983.270743977.880734971.890725965.3100716958.4利用插值法求得在tD、tF、t D下的甲醇和水的密度（单位：kg/ m

19、3）已知：原料甲醇的质量分数：°. 45 32. 040. 59260. 4532. 040.5518. 02塔顶甲醇的质量分数：0. 980732. 040. 98910.980732.040. 019318. 02t F8074.07 °C7073474374.0770cF7438070971.8977.874.0770wF977.8t d 65.04 °CwFcF739.34975.36743751743cD70607065.04977.8983.2977.8wdt w 97.23 °C10090'10097.23716725716cW10

20、09010097.23958.4965.3965.3WwW70607065.04WDwWcD746.97980.48cW718.49960.31塔底残液甲醇的质量分：°. 02070. 03620.020732.040. 979318. 02由公式：丄aA得LABf 820. 20 kg/m3 （料液密度）d 748. 91 kg/m3 （溜出液密度）w 948. 75 kg/m?（残液密度）所以:L1784.56 kg/m 331_2884.48 kg/mMldX Dm甲醇(1x Dm水31.77kg/kmolMlfX Fm甲醇(1X F)m水24.33kg/kmolMlwX wm

21、甲醇(1x Wm水18.31kg/kmolMliMldMlf28.05kg/kmol2Ml2MlwMlf21.32kg/kmol2Mvdy dm甲醇(1y D m水31.86kg/kmolMvfy fM甲醇(1y F'm水28.78kg/kmolMvwy wM甲醇(1y w)m水19.57kg/kmolMviMvd2Mvf30.32kg/kmolmMvwMvf24.18kg/kmolV22Mvf273.151 011kg / m3VF22.4( 273.15tF)Mvd273.151 149kg / m3VD22.4 273.15tDMvw 27 3150.6443kg / m3VW2

22、2.4 273.15tWVFVD1.08kg /3 mVi2VVFVW0.8277 kg/ m3sW4.3 混合液体表面张力的计算:14sw4 m14 w1sO 4o注：X WVwX OVoWOX W/wX oVoX OVoX OVo元有机物一水溶液表面张力可用下列公式计算:XsWVwXsoVosoVSq wb ig()oQ 0.4412A lg2(sw)so(|)-oV3o2 qv3 wA B Qswso1式中，下脚标W、0、s分别代表水、有机物及表面部分；Xw、x指主体部分的分w子数；Vw、Vo指主体部分的分子体积；w、 o为纯水、有机物的表面张力；对甲醇 q=1。VcDme32.0442

23、.89mLcD746.97VcWme32.0444.59mLeW718.49VcFme32.0443.34mLcF739.74VwFme18.0218.48mLwF975.36VwDme18.0218.38mLwD980.48VwWme18.0218.76mLwW960.31由不同温度下甲醇和水的表面张力:温度/oC甲醇表面张力/ （10 3 N/）水的表面张力/（10 3拓）6019.366.27018.264.38017.462.69016.460.710015.558.8求得在t D 、tF、tw下的甲醇和水的表面张力（单位：1°-3甲醇的表面张力:807016.9117.82

24、8074.0716.91cF17.45cF706017.8218.767065.0417.82cD1009014.8915.8210097.2314.89cW水的表面张力:cDcW18.2915.15807062.664.38074.0762.6wfwF63.61706064.366.27065.0464.3wD1009058.860.710097.2358.8wW塔顶表面张力:wDwDwWcDC1 x D Vwdx dVcd C1x D VwDx dVcd0.00843465.2459.33B lg( ) lg (0.008434)-2.074cD2Q 0.441(q)'V3cDwd

25、 2 -0.3003T qV3wd原料表面张力:AB Q-2.84(-0.29 )联立方程组：A lgswD)' )=>scDswD1scD111D4swD wD4scD cD0.0042D18.41wF U xFVwFcF x fVc(1 X F)VwF x fVcF2.3743swD0.00420scD0.99580165.24 R10.995818.29 ?2.0710.5863Blg()cFlg(0.0338)-0.23192Q0.441(q)-cFV3cfwf 2 -0.2917TqV3 wFAB Q-1.47(-0.29 )-0.5236联立方程组:lgswF =&g

26、t;scFswF0.231swFscFscF0.769swF14 wFscF1:f2.22424.45塔底表面张力：wW(1cWx vVcvt “x W VvvJx W VwWx WV cWI19.9|g( VcWlg(3.6754)1.29890441 (和2cW/3cwqB Q 0.5653(-0.2612 wV3 wW)1.0270-0.2719联立方程组:A lg(swW)scW=>swW0.914swWscWscW0.08614W14swW wW14scW cW2.70653.651精馏段的平均表面张力为:21.432提馏段的平均表面张力为:39.0569.56°C4

27、.4 .混合物的粘度温度/oc甲醇粘度系数/中肝甲醇水粘度系数/k水600.350.479700.3060.414800.2770.362900.2510.3211000.2250.288不同温度下甲醇和水粘度系数:1170607069.56 甲醇0.30890.3060.3500.306甲醇70607069.560.40860.4140.4790.414水 水t 285. 65°C90809085.650.26130.2510.2770.251甲醇 甲醇90809085.650.33290.3210.3620.321水 水1精馏段粘度：1甲尹醇x 1水(1x)0.3373mPa s

28、2提馏段粘度2甲醇X2水（1x2)0.3074mPa s4.5.相对挥发度由X F0.45、y F0.7678 得0.76780.454.045F10.767810.45由xd0.9807、yD0.9875得0.98750.98071.555D10.987510.9807由XwO.。207、yw0.1106得0.11060.02075.883W1 0.110610.0207FD2.798精馏段的平均相对挥发度：12FW4.962提馏段的平均相对挥发度：22第五章 塔板数的确定5.1理论塔板数Nt的求求Rmin及R因泡点进料，所以q=1，在对角线点(0.45 , 0.45 )作垂线即为q线，该线

29、与相平衡曲线的交点(0.45，0.7678 )就是最小回流比时操作线与相平衡曲线的交点，所以最小回流比为：0.9807-OJ67B03S07-0.45=0.4012Rmin= 0.66992.-32-(2.73=0.9478:=0.9000心=0.8358r = 0.7582: = 0.6750'，-,=0.5969- = 0.5321:=0.48365.2精馏段理论板数:精馏段操作线方程：y=总窃 +77 = 726 + 0191精馏段平衡线方程:由上而下逐板计算，自Xo=O.98O7开始到X首次超过Xq =0.45时止口 =二=0.9807戊,:=0.9618芮=0.93441叭=

30、0.8977B,. = 0.8532，:=0.8056上=0.7609出.=0.7238 = 0.6960、'：.：=0.4500= XF0. 45提馏段操作线:5.3 .提馏段理论板数:f尹工軒=丄52昌召+ 0*0109提馏段平衡线方程：x =-已知=0.4500,由上而下计算，直到 X 首次越过Xw=0.0207时为止。" =0.6767'- = 0.29670.4425,=0.1379-;=0.1998=+ = 0.0479=0.0623x13 = 0.0132 <所以全塔的理论板数：NJT13 （包括再沸器）加料板为第10块理论板5.4实际塔板数确定:

31、精馏段已知12. 79810. 3373ET10.49( 1)0.2451 )0.497Np精NT1918块Et10. 497同理：Np提7块全塔所需实际板数NP 18725块全塔效率 etNt100%13100%52%Np25加料板为第10块第六章塔径的初步设计6.1汽液相体积流量的计算:、精馏段L RD 1.3400.01665kmol / s3600液相流量:lS2V (R1)D2.34044.7236000.02907kmol/s精馏段液相平均分子量:M l 28.05kg / kmol精馏段气相平均分子量:Mv =30.33kg /kmol液相密度:3L =784.56 kg / m

32、气相密度:3v=1.08kg/m3液相流量:Ls3°.°1665 28.°55.952PL784.564310 4m3/s气相流量:VS0.0290730.330.8164m 3/sPV1.08提馏段L' L qF0.04443V V (q1)F0.02907液相密度:气相密度:提馏段液相平均分子量：M L 2 =21.32kg / kmol提馏段气相平均分子量：Mv 2=24.18kg / kmol3L 2 =884.48 kg / m33v2=0.8277kg / mL2M L21.0709 10 3m3/s气相流量：V$2V2 M V230.8492

33、m /s0.046.2塔径的计算塔板间距与塔径的关系塔径/D , m0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0板间距/Ht, mm200300250350300450350600400600精馏段欲求塔径应先求出空塔气速U =安全系数X UmaxhL50mm那么分离空间:从史密斯关联图距 Ht =0.4m ,板上液层高0.05m ,Ht - hL =0.4-0.05=0.35m2查出:1 0 20.070，由于 C C20（）0.20.0709720 20i龍:! _IE- !?BBmumax1.9115m / su=0.7u max =0.7 1.9115=1.3

34、380m/ s圆整得D=1m塔截面积：At D21 20.785m21 44实际空塔气速：比 Vs 1.04m/sAT提馏段功能参数：取塔板间距Hf =0.4m，板上液层高度hL 50mm 0.05m ,那么分离空间：Ht - h =0.4-0.05=0.35m从史密斯关联图查得：C20'0.077 ,由于90 2C' C '（鼻）0.0880220 20umaxC'P|' pv'2.876m /spv'u2=0.7u max=0.7 2.786=2.013m/ s圆整取：D'=1m塔截面积:AT 4D2-12°785m

35、2空塔气速：u2V'S 1.082m/sAT6.3溢流装置计算选用单溢流弓形管降液管,不设进口堰。取堰长 lw 0.65D0.65 10.65m,E=1.02L 3hI w2.84hw= hL how其中 howE1000彳得 how=0.006748m h ow =0.01872mhw=0.06325m h w=0.05128m6.4弓形降液管宽度Wd和截面积A哇 0.65 查图知2 A 0.068 Wd 0.15 D厲D20.0534mWD0.15 Af验算液体在降液管内停留时间精馏段：AfHT0- 35.9S 5SLS停留时间 >5s故降液管尺寸可用提镏段：沁 19.9S

36、5SLS停留时间 >5s故降液管尺寸可用。6.5降液管底隙高度则精馏段：h0 g 0.008 0.05525m提镏段：h0' hw 0.0080.043286.6塔板布置D> 100mm故塔板采用分层，查表塔板分为3块。边缘区宽度确定取 W 0.07m, W 0.04m6.7开孔区面积计算Aa2伙.2 x2 r2sin 1 2 rr DWc2DxWdWs20.907（t/d。）A 0.101 0.30690.031m25mm。5 15mm1580个Ag 0.3069m26.8筛孔计算及其排列物系无腐蚀性，选用3 =3mm碳钢板，取筛孔直径 d0筛孔按正三角形排列，取孔中心距

37、t为t 3d0 3开孔率为3 3筛孔数目斗 1.158 10° Aa 1158 100.3069n 为 n 22t2152V'精馏段气体通过阀孔的气速VS0.60u S19.35m / s0A00.031提馏段气体通过阀孔的气速u0' 直也 18.61m/s0A00.031第七章精馏塔的流体力学验算7.1塔板压降干板压强降hc1 U 0c1 =:(73.1/p v,m')( 1/1.825)=10.07m/s u01> Uoc1 故2 hc1 5.345.341.08 11.5520.05m精馏段: hc1 5.34-_ 5.340.05m2 Lig2

38、784.56 9.8液层阻力取板上液层充气程度因数&=0.5 , hL=0.05则 hL1= £x hL= 0.5 x 0.07=0.025m 液柱 则 hp1=0.05+0.025=0.075m 液柱气体通过每层塔板的压降 P= hp Xp L1 x g=0.075 x 784.56 x 9.8=576.65pa<700 pa提馏段:干板压强降 hc1 U 0c2= (73.1/ p v,m') ( 1/1.825)=11.65m/s u。2> Uoc2 故hc22V U 25.34-2 L2g20.8277 13.195.34 -2 884.48 9.

39、80.04m液层阻力取板上液层充气程度因数&=0.5 , hL=0.05则 hL1= £x hL= 0.5 X 0.05=0.025m 液柱 则 hp1=0.04+0.025=0.065m 液柱气体通过每层塔板的压降 P= hp2 Xp L2 X g=0.065 X 884.48 X 9.8=563.4pa<700 pa7.2 淹塔精馏段： (1) hp仁0.0752(2) hd10.153Ls10.153Lwh05.9521040.650.055250.0025 hL=0.05 Hd1=0.075+0.0025+0.05=0.1275m取0 =0.5 H T=0.4m

40、 hw=0.06325m (H T+hw)=0.5 X (0.06325+0.4)=0.2316m可见Hd1=0.1275(H T+hw)=0.257，符合防止淹塔的要求提馏段：(1) hp2=0.065hd22 3LS21.07110 30.153S20.1530.0058Lwh00.650.04328 hL=0.05 Hd1=0.065+0.0058+0.05=0.1208m取0 =0.5 H T/=0.4m hw '=0.05128(H f+hw)=0.5 X (0.05128+0.4)=0.2256m可见Hd1=0.1208(H +hw)=0.256，符合防止淹塔的要求7.3雾

41、沫夹带VUV 1.36 LJl泛点率fL v100%2人Zl=D-2W=1-20.15=0.7m Ab=A-2Af =0.785-20.102=0.581m式中Il 板上液体流经长度，m;A 板上液流面积，m；CF 泛点负荷系数，由图查得泛点负荷系数取0.103;K 特性系数，查表取 1.0.由上代入数据得:精馏段泛点率F2=55.7%提馏段泛点率F仁32.9%对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过 80%计算出的泛点率在 80%以下,故可知雾沫夹带量能够满足ev<0.1kg液/kg（干气）的要求。7.4塔顶负荷性能图7.4.1雾沫夹带线精馏段1.36LJl©A100

42、%取F仁0.8得 Vs=1.189-25.73Ls提溜段1.36LsIl100%取 F2=0.8得 Vs/=1.419-30.71Ls7.4.2液泛线貞丹尸+歸）=知+町+虫£ =总4局+虬+血十海肌皿5啓皿却心d,2常TA百血1如J2精馏段代入数据得V1.871625.07.07 学 18.29 L?12提馏段代入数据得乂221.7816139.17274.08 L317.4.3液相负荷上限线AfH35SLs以白"作为液体在降液管中停留时间的下限(Ls)maxAfHt50.1020.4550.0082 m / s7.4.4 漏液线2Vs -d0 Nu04取 F0=5精馏段

43、（Vs1）min250.0392 53 41.080.30m3/s提馏段 （Vs2）min _ 0.0392 490.32m3/s4 应7.4.5 液相负荷下线22 84 （L ）3how 竺 E取 how 0.006E=1.01000 lw3（Ls）min=0.00055m /s7.4.6 操作负荷线由以上各线的方程式，可画出图塔的精馏段操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P（0.0005952，0.8164）在正常的操作范围内。过圆点连接OP作出操作线.由塔板负荷性能图可以看出：（1） 在任务规定的气液负荷下的操作点P （设计点），处在适宜操作区内的适中位置。（2）塔板的

44、气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。（3 ）操作弹性 Vma>=1.99107, V min=0.491操作弹性=U V min =1.99107/0.491=4.055>3此设计符合要求。 操作负荷线 由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P' （0.001071,0.8492）在正常的操作范围内。过圆点连接OP作出操作线.由塔板负荷性能图可以看出：（1） 在任务规定的气液负荷下的操作点P'（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。（2）塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。（3 ）

45、操作弹性 Vma>=2.73, V min=0.45075操作弹性=Vnax/ V min =2.73/0.45075=6.0566>3此设计符合要求。提馏段负荷性能图LS-液相下限线液相上限线 漏液线 一一雾沫夹带线液泛线操作线第八章 塔总高度计算8.1 塔顶封头本设计采用椭圆形封头，直径DN=1000mm曲面高度h1=250mm直边高度 h2=40mmA=1.2096V=0.1623H1=h1+h2=290mm8.2 塔顶空间间距Ha=H=2X 0.4=0.8 取塔顶空间1.1m8.3 塔底空间u tL；60 V ,匕 51.0010 3600.1623 匕HB s1.51.5

46、1.7 mBA0.7858.4 人孑L D > 1000mmNp=25 需设置4个人孔 孔直径450mmHp=600mm8.5 进料板间距 H F=700mm8.6 裙座内径>800mm故裙座壁厚取16mm3基础环内径 Dbi=(1000+2 x 16)-0.4 X 10 =732mm基础环外径 Dbo=(1000+2 x 16)+0.4 X 10 =1332mm圆整后 Dbi=800mm Dbo=1500mm裙座高H2=3m塔高 H (n nF np 1)Ht npHp npHp Hd HB 比 H?=(25-1-3-1)X 0.4+1 X 0.70+4 X 0.60+1.1+1.7+0.29+3=16.59m第九章塔的接管9.1进料管管进料44 8.24 103.14 1查的选取0 38mnX 3mm规格的热轧无缝钢管。9.2回流管直管回流，取Ur 1m/ sdR0.46704784.913.14 10.028m=28mm 查的管径为0.032m选取0 38mm 3mm规格的热轧无缝钢管。9.3塔顶蒸汽出料管采用直管出料，取U/10m/s则dv4 0.8164:3.14 100.322m322mm 查的选取0 377mm 12mm规格的热轧无缝管。9.4 塔底蒸汽出料管取 uv=10m/sdV 4 0.84923.14 100.32