甲醇~水溶液连续精馏塔课程设计汇本

1、合肥学院HefeiUn iversity化工原理课程设计题目:甲醇-水溶液连续精馏塔设计系别:生物与环境工程系专 业:09食品科学与工程2班学号:09020620姓名：指导教师:胡庆国2011年 10月15日目录设计任务书一、概述1精馏操作对塔设备的要求和类型42、精馏塔的设计步骤 5二、精馏塔工艺设计计算1设计方案确实定 62、 精馏塔物料衡算 63、 塔板数确实定 73.1理论板层数Nt的求取 73.2实际板层数的求取 84、精馏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液相平均外表力计算124.5液体平均粘度计

2、算 135、精馏塔塔体工艺尺寸计算5.1塔径的计算 145.2精馏塔有效高度的计算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19&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-水溶液连续精馏塔设计二、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

3、为0.3Mpa塔顶冷凝水用冷却水的进、出口温度差2040 C三, 设计任务,绘制精馏塔系统工艺流程图完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型和精馏塔装配图，编写设计说明书设计容包括：1、精馏装置流程设计与论证2、浮阀塔精馏过程的工艺计算3、浮阀塔主要工艺尺寸确实定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, 设计说明书容1目录2概述(精馏根本原理)3工艺计算4构造计算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确实定及对主 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 -水精馏工艺 流程

4、和主题设备设计。首先根据设计任务，确定操作条件。比方：操作压力 确实定、进料状态等确实定。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确实定了。 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，最后根据计算选择适宜的辅助设备。关键词：精馏塔，浮阀塔，精馏塔的附属设备。一、精馏操作对塔设备的要求和类型对塔设备的要求精馏所进展的是气（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，以到达较高的传 质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备以下各种根本要求： 气（汽）、液处理量大，

5、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。操作稳定，弹性大，即当塔设备的气（汽）、液负荷有较大围的变动时，仍能在 较高的传质效率下进展稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。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。构造简单，材料耗用量小，制造和安装容易。耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。塔的滞留量要小。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

6、时应根据物系性质和具体要求， 抓住主要矛盾，进展选型。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，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开展，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 国外实际使用情况看，主要的

7、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。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： 构造比浮阀塔更简单，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%。 塔板效率咼，比泡罩塔咼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:塔板安装的水平度要求较高，否那么气液接触不匀。操作弹性较小（约23）。小孔筛板容易堵塞。二、精馏塔的设计步骤本设计按以下几个阶段进展：设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设 备型式及其材质的选取等进展论述。蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径

8、。塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进展流体力学校核计算。接收尺寸、 泵等，并画出塔的操作性能图。管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。抄写说明书。绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。1、精馏塔工艺设计计算1设计方案确实定及概述本设计任务为别离甲醇一水混合物。 对于二元混合物的别离，应采用连续精 馏流程。精馏是指由不同挥发度的组分所组成的混合液， 在精馏塔中同时屡次地 进展局部气化和局部冷凝，使其别离成几乎纯态组分的过程。塔顶蒸汽冷凝回流 和塔釜溶液再汽化是精馏高成婚度别离的充分必要条件。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馏塔。塔顶 上升的蒸汽采用全冷凝器冷凝

9、，冷凝液在泡点下一局部回流至塔，其余局部经产 品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易别离物系，最小回流比拟小，故采用最小 回流比的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、精馏塔物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量Ma=32 kg/kmol水的摩尔质量Mb=18 kg/kmolaA /Ma aB / M b用公式x= aAM 求出：Xf=30/32/(30/32+70/18)=19.41%Xd=98/32/(92/32+2/18)=96.50%Xf为原料液的摩尔分率，Xd为塔顶产品的摩尔分率原料液及塔顶的平均摩尔质量Mf=0.2325X 32 +(1-0.2325

10、 18 =21.26kg/kmolMd=0.8820X 32+(1-0.8820 18=30.35kg/kmol物料衡算联立求解DXdfxf100%=0.99FxfXd91.41 0.2072 0.9990.96519.61kmol/hW F D 91.41 19.6171.80kmol/hMdFx fDxdW91.41 0.2072 19.61 0.96571.80.002332 0.965 18 (1 0.965) 31.51原料处理量315000 10F=89.08kmol/h330 24 21.26总物料衡算f=d+w甲醇的物料衡算Fxf=Dx d+WXw故塔釜的摩尔分率Mw=0.00

11、23X 32+(1-0.0023 18=18.03kg/kmol3、塔板数确实定理论板层数Nt的求取甲醇一水属理想物系，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 X y图,XyXyXy0.000.0000.150.5170.700.8700.020.1340.200.5790.800.9150.040.2340.300.6650.900.9580.060.3040.400.7290.950.9790.080.3650.500.7791.001.0000.100.4180.600.825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

12、上e(0.1942,0.194作垂线ef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Rmin°965 °5721.040.572 0.1942那么操作回流比可取R 1.5Rmin1.51.04 1.56图中精馏段操作线方程截距b丄R 1°.9650.3771.56 1Xd yq yq Xq2精馏塔的气液相负荷LRD1.56 19.6130.59kmol / hV(R1)D(1.561) 19.6150.20kmol/hIILLF 20.5991.41122.0kmol/hV V 50.20kmol/h3操作线方程精馏段 y x

13、 Dxd 0.6094xV VII提留段 y 丄"X Wxw2.4303xV V0.37700.0032904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=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展估算Et=o.49(见a-0'245 X 100%由相平衡方程yX 可得 址凶1(1)xx(1 y)根据甲醇一水体系相平衡图查得 Xd0.9650,X1 0.954第一块板Xw 0.0023, yw 0.01625塔釜代入方程得出11.329, w 7.1650,. 1 w 3.0860甲醇-水平衡时的t、x、y数据摘于化工工艺设

14、计手册平衡10092.990.388.985.081.678.076. 7温度t液相甲醇x05.317.679.2613.1520.8328. 1833.33气相甲醇y028.3440.0143.5354.5562.7367.7569.18平衡温度t73.872.771.370.068.066.964.7液相甲醇x46.2052.9259.3768.4985.6287.41100气相甲醇y77.5679.7181.8384.9289.6291.94100一 t-x图查 t-x 图得 td61.31C,tf 79.95 C,tw99.99 C那么精馏段平均温度tm 70.63 C提留段平均温度t

15、m 89.97 C全塔平均温度tm 80.30 C在全塔平均温度下查得那么全塔平均液体粘度全塔效率Et 0.49( l2实际塔板数的计算精馏段实际板层数N提留段实际板层数N总塔板数N=29H2O0.3542mPa ? s，ch2ohL 0.30 0.295 0.70 0.3541)0.24548.55%0.295mPa?s0.3364mPa?s748.55%548.55%14.421510.3114、精馏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 td61.31 C,tf79.95 C,tw 99.99 C那么精馏段平均温度tm 70.63 C提留段平均温度tm 89

16、.95 C全塔平均温度tm 80.30 C4、2平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量% 0.999查平衡曲线得x, 0.999MVDm0.999 32 0.001 18 31.986kg/kmolMlj0.999 32 (1 0.999) 18 31.986kg/kmol进料板平均摩尔质量查 xF0.234& yF0.6305MvFe0.6305 32(10.6305)1826.83kg/kmolM LFm0.2348 32(10.2348)1821.29kg/kmol塔釜平均摩尔质量查 xW 0.0023 yW0.01625MVm 0.01625 32 (1 0.01625) 18 1

17、8.23kg/kmolMLWm 0.0023 32 (1 0.0023) 18 18.03kg/kmol精馏段平均摩尔质量Vm31.986 26.830229.41kg/kmol31.986 21.290226.64 kg / kmol提留段平均摩尔质量Mvm於83 182322.53kg/kmol2129 18.03 19.66kg/kmol4、3平均密度的计算1气相平均密度的计算由理想气体状态方程得MPRT精馏段气体平均密度31.0432 kg/m29.41 101.38.314 (273.15 70.63)2提留段气体平均密度液相平均密度的计算Vm塔顶：td61.31 C查得22.53

18、101.38.314 (273.15 89.97)ai3O 985.0kg/m , ch2oh30.7560kg / m3743.5kg/mLDm10.980.02743.5985.0747.2kg/m0.630510.6305802.81kg/m 728.5972.0Q 99.99 C 查得 匕0958.5kg/m进料板：tf 79.95 C查得H2O3972.0kg/m3,CH2OH3728.5kg/m3CH 2OH 0.30 320.30320.70 180.4324LF塔釜：twLMm3H2O 958.5kg/m那么精馏段液相平均密度：Lm774.20802.81775.01kg/m3

19、提馏段液相平均密度：l80281 9585 880.66kg/m34、4液相平均外表力计算1塔顶：由td61.31 C 查得 h2o65.8mN /m, ch2oh17.42mN/ mLDm0.999 17.42 0.001165.8 17.47mN/m2进料板：tf 79.95 C 查得 h2o62.68mN/m, ch2oh15.05mN/ mLFm0.234815.05 0.7652 62.6851.50mN/ m3塔釜：tw 99.99 C 查得58.89mN/m, ch2oh 12.81mN/mLwm 0.0023 12.81 (1 0.0023) 58.89 58.78mN/m17

20、 4751 50精馏段液相平均外表力：Lm234.49mN/m51 5058 78提馏段液相平均外表力：Lm 一:一2一一 55.14mN/m4、5液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即lg LmXi lg i1塔顶液相平均粘度的计算由 td 61.31 C 查得 h2o0.4610mPa?s, ch2oh0.341mPa?slg LDm 0.999 lg 0.341 0.001 lg 0.4610 LDm 0.3411mPa ?s2进料板液相平均粘度的计算tf 79.95 C查得 ho 0.3562mPa?s, coh 0.276mPa?slg LFm 0.238 lg 0.296 (1

21、 0.238) lg 0.3562 LFm 0.3352mPa?s 3塔釜液相平均粘度tw 99.99 C 查得 h2o 0.2839mPa?s, ch2oh 0.229mPa?slg LWm 0.001 lg 0.2290.999 lg 0.2839 Lwm 0.2838mPa ? s0 34110 3352精馏段液相平均粘度：Lm0.3382mPa?s2提馏段液相平均粘度：Lm °3352°28380.3095mPa?s25、精馏塔塔体工艺尺寸计算5、1塔径的计算1精馏段精馏段的气液相体积流率：LsVMvm3600 VmLMLm3600 Lm50.20 28.41360

22、0 1.042430.59 26.643600 775.010.3800m3/s0.0002921m3/s最大空塔气速Umax，其中CC2°（0Q2）°.2，。20可由斯密斯关联图查得横坐标Fiv0.00029210.3800775.01:1.04240.02096取板间距Ht 0.46m，板上清液层高度hL 0.06m，那么HthL0.38m，查斯密斯图得C20 0.076那么气体负荷因子C0.076(32.40 10 3 严0.020.0837最大空塔气速Umax0.0837775.01 1.04241.04242.282m/s取平安系数为 0.6,那么 u 0.6um

23、ax 0.6 2.282 1.3692m/s塔径D4 °.38000.602m1.3692按照标准塔径规整后0.7m塔截面积为A节 °385m2实际空塔气速：UVsAt0.38000.9870m/ s0.3852提馏段提馏段气液相体积流率V M vm3600 Vm50.203600 0.76522530.4156m3/sLsLMLm3600 Lm倍0 19660.0007082m3/s3600 880.66最大空塔气速Umax CL V其中C C20（赢）0.2，C20可由斯密斯关联图查得。横坐标FivLs vsO.。00708288°.66 0.058160.4

24、156, 0.7560取板间距Ht 0.46m,板上清液层高度hL0.06m，那么Ht n 0.40m，查斯密斯图得C200.08 o那么C 0.0830.02 -)0.2(54.86 100.09789最大空塔气速Umax0.09789880 g取平安系数为那么 u 0.6umax0.6 3.340 2.004m/ s0.6,塔径D'4 0.41560.5140m2.004精馏段有效高度：Z (N1) 0.415 1 0.4 5.6m提馏段有效高度：Z(N 1) 0.411 1 0.4 4.0m按照标准塔径规整后D 0.6mD2塔截面积为At40.6220.2826m4实际空塔气速：

25、u VsAt0.41561.471m/s0.28265、2、精馏塔有效高度的计算在进料板上方开一人孔，其高度为 0.8m，那么精馏塔的有效高度为Z 5,6 4.0 0.810.4m6、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I w0.7 0.70.49m2溢流堰高度hwhLhow选用平直堰，堰上液层高度2hOW=：280E 片型0 3,取 E=1，那么1000Lw精馏段：臥-咖2,0.0002921 360010.004725m0.49hwhLhow0.060.0047250.05528m提馏段:hOW：2.84 =

26、 1 100020.0007082 3600 亏0 00858 m0.49hwhLhow0.060.008580.05142m3弓形降液管宽度Wd和截面积Af由 3 0.6查图得，Af IA 0.057,Wd/D 0.125D故 Af 0.057 0.2826 0.01611m2, W 0.125 0.60.075mA h依式 丄丄 验算液体在降液管中的停留时间Ls精馏段：0.01611 0.46 cl"25.40 s>5s 0.0002921提馏段：0.01611 0.4610.46s>5s,故降液管设计合理0.0002921降液管底隙高度g取降液管底隙流体流速uo 0

27、.08m/s精馏段：heLs3600 lwUg0.0002921 36003600 0.49 0.080.007452mhwho0.05528 0.007452 0.04783m0.006m提馏段：h0Ls3600 驰00.0007082 36003600 0.49 0.080.01807mhwho0.05142 0.018070.03335m 0.006m故降液管设计高度合理 选用凹形受液盘，深度h w 50mm6、2塔板的布置1分块 因D<800mm，故塔板采用整块式2边缘区宽度确实定:WS O.O7,WS 0.06m,WC 0.06msin 1(-)计算，其中开孔区面积按照式Aa

28、2 x r2 x23开孔区面积计算xD/2(WdWs)0.7/2(0.0750.07)0.205mrD/2Wc0.7/20.060.29m1 0.20521()0.2161m2Aa2 0.1764.0.29220.20520.29 sin1800.291806、3浮阀计算及排列见附图21阀孔气速F。 u°.，F。在 9 至 12 之间，取 F。11精馏段：u。Fo11 10.77m/sJ vP 1.04322浮阀数精馏段：Vs0.3800Ns29.55，所以取 N=30dou010.77 0.039244提馏段：NVs0.4156 27.50，所以取 N=28d；u0 12.65 0

29、.0392443开孔率塔板开孔率=0.9870 100%9.16%u010.774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，那么估算排间距 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忙g h精馏段：1干板静压头hc1i73 118257 3 11.825临界孔速 uoc= = :10.26m/s<11.12m/sv1.04322所以采用 hc=5.34 11.121.0432 =0.0412m2 9.81828.372板上层阻力h1hi0hL0.5 0.06 0.03m3液体外表力所造成的静

30、压头2h ，由于h很小可忽略不计g Lh提馏段：1干板静压头hc73 11.825临界孔速uoc= 731v73 11.82512.23m/s>11.66m/s0.7570所以采用hc=19.90.17511.16930.2350.033m2板上层阻力h1hi0hL0.5 0.06 0.03m3液体外表力所造成的静压头2h ，由于h很小可忽略不计 g Lh2、液泛、液沫夹带、漏液1液泛Hd hfhwhdhfhh1 hc 0.03 0.033 0.066mhw 0.05528, how 0.007160m塔板设置进口堰 hd0.153(亘)2 0.153( °.00070822)

31、2 0.0009792mI wh00.49 0.01807所以得 Hd 0.05528 0.01807 0.0009792 0.007161 0.08150mHd 0(Ht hw)0.5 (0.4 0.05528)0.2276m2液沫夹带VsJ泛点率=1.36LsZlLVX 100%KCf代Zl=D 2Wd=0.7-2X 0.075= 0.550Cb查得C f精=0.105 C f提=0.098A,=A T 2Af =0.2826-2X 0.01611=0.2504用1 04320.38001.36 0.00029210.5500泛点率精V 775.01 1.04321 0.105 0.250

32、4100%=53.87%泛点率提0.40000.75601 880.660.75601.36 0.0007082 0.55001 0.098 0.2504100%=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e 0.1kg液|kg汽的 要求。3漏液错流型的塔板在正常操作时，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。但当上升气流速度减少时，气体通过阀孔的动压缺乏 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展传质， 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

33、液而无常操作。所以为保证塔 的正常操作，漏夜量不能超过某一规定值，一般不能大于液体流量的10%。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，比方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。当液体横向流过板面时，由于要克制板上部件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构造有关外，泡罩塔板构造复杂，液体在板上流动阻 力大，液面落差也就大；浮阀塔构造较简单，液面

34、落差那么较小，筛板塔构造最 简单，所以液面落差最小。但在塔径不大时，液面落差常忽略。液面落差除与塔板构造有关外，还与塔径、液流量有关。当塔径与液流量 很大时，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。(4)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出口端，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。这种与主流方向相反的流动称为返 混。当返混严重时，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展接触传质后， 那么离开各点的气体浓度也会一 样。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，

35、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。当浓度均匀的气体与板上各点液体接触传质后， 离开塔板各点的气体浓度 也不一样，进口处的液体浓度出口出的浓度高。 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，而是处于局部混合状态。3、塔板的负荷性能图(1)精馏段漏夜线线1Fo 11精馏段4d0NUominU0 minF11V 1.043210.77m/s提馏段:V2'smind 0 Nu0 min4VsminU0 minF1112.65m/sF1 =1.36L

36、s ZlKCfA0.823 0.039228 10.770.386m3 / s4.0.756023Vsmin 0.03930 12.650.4532m /s4(2)精馏段过量雾沫夹带线线2根据e=0.1kg液/kg汽时，泛点率F仁0.8计算整理得那么有：Vs 0.547 16.65LsLS, m3/s0.000580.001VS, m3/s0.5360.529提馏段过量雾沫夹带线VsJ0.7461.36 Ls 0.428925.7-°.746X 100%=0.81 0.1011 0.2348那么有：Vs 0.669 20.49LsLS,m/s0.000580.001VS,m3/s0.

37、6570.649液相负荷下限线取堰上液高度how=0.006m作为液相负荷下限线0.006=2.84 E10003600 Ls2Lw=0.49m,故 Lsm0.0004180m Is液相负荷上限线> 3 5s LS取=5s解得(Ls)max=0.0241 x 0.46/5=0.00222ni/s(5腋泛线(Hthw)hphLhd(Hthw )25.34L2g°15氓)2 (120)叽 12000 e(3600 )i1000LwUoVsVs精馏段:7d°N314 0.03923027.9V-(Hthw)0.5147m2.843600 Ls I0.5) 0.05473(-

38、)3210000.42那么有：Vs21.3960 44056.78L： 12.7673L0.9980.25745.34825.3(29.9V-)22 9.81lS0.1532(0.42 0.009)(1LS,m3/s0.000580.0010.0050.0054VS,m3/s0.52580.49590.29010.27291提馏段：(Ht hw)0.2553m220.746 (29.9VS)Ls0.25535.34-0.153-2925.72 9.81(0.42 0.0212)2那么有：乂20.9158 107.57 L- 9.94L?(10.5) 0.05062.841000(3600L-)

39、"0.42LS,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馏段提馏段由图知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，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，操下限由漏夜线控制。3按固定的液气比，从负荷性能图中查得气相负荷上限Vsmax,气相负荷下限Vsmin,所以可得精馏段操作 Vsmax=0.8705m/S, Vsmin=0.2422m/S操作弹性=VSmax/Vsmi n=

40、3.59提馏段操作 Vsmax=0.9815m/S, Vsmin=0.2152m/S操作弹性=Vsma>/V smin=3.11塔板的这两操作弹性在合理的围35之，由此也可说明塔板设计是合理的现将塔板设计计算结果汇总如图工程容-数值或说明备注精馏段提馏段塔径D/m0.70.6板间距Hdm0.460.46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堰长lw/m0.490.42堰高hw/m0.055280.05142板上液层咼度hL/m0.060.06降液管底隙高度ho/m0.0074520.01807浮阀数N/个3028等腰三角形叉排阀孔气速uo/(m/s

41、)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液体在降液管停留时间/s25,4010.46降液管清液层高度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/(m 3/s)0.98150.3152漏液控制操作弹性3.593.11后面为提馏段8塔附件设计1接收1进料管(Vs)F =FM FF91 41 20 72=0.0006282m3/s3600 837.52取 w=1.6m/sdF=严=0.02236m=22.36 mm.Uf经圆整选取热轧无缝钢管GB8163-87 :23 0.5【4】2塔顶蒸汽出口管dv_ VMvd _"V 3600:50.20 319860.2636m3/s1.692 3600A C QOQ取 uv=18m/s 那么 dv=、