乙醇_水连续浮阀式精馏塔的设计说明

1、毕业设计（论文）手册学 院：职业技术学院专业班级：练油技术0932姓 名：韩宏宇指导教师：时维振2012 年 6 月毕业设计（论文）任务书设计（论文）题目：乙醇-水连续浮阀式精馏塔的设计设计（论文）时间：2012年5月1日 至2012年6月20设计（论文）进行地点：二教 图书馆1、设计（论文）内容：本设计文献综述部分首先简单介绍了煤油的性质和换热器的类型、换热器的发展以及换热器设计的主要步骤。设计主体内容包括换热器类型的确定、物性常数的计算、传热系数的计算、传热面积的计算、换热器工艺尺寸的计算和换热器的核算。2、设计（论文）的主要技术指标生产能力：年处理乙醇-水混合液11.0万吨（开工率300

2、天/年）；原料：乙醇含量为20%（质量百分比，下同）的常温液体；分离要求：塔顶乙醇含量不低于 95%塔底乙醇含量不咼于0.2%3、设计（论文）的基本要求要求设计独立完成，设计内容充实，结构完整，层次清晰，格式规范，设计数据准确，杳阅参考文献丰富，设计内容要有创新。毕业设计（论文）任务书4、应收集的资料及主要参考文献【1】贾绍义，柴诚敬，化工单元过程及设备设计课程设计，天津，天津大学，2002年，3871，101133。【2】敏恒，从德滋，方图南，齐鸣斋，化工原理（上册），第二版，北京，化学工业，1999年，310313。【3】敏恒，从德滋，方图南，齐鸣斋，化工原理（下册），第二版，北京，化学工

3、业，1999年，49103。【4】常贵，柴诚敬，玉英，化工原理（下册），天津，天津大学，2002年，3 8，90 111。【5】唐伦成，化工原理课程设计简明教程，工程大学，2005年，35 66。【6】图伟萍，佩珍，程达芳，化工过程及设备设计，北京，化学工业，2003年。【7】 光启，马连湘，杰，化学化工物性数据手册（无机卷），北京，化学工业，2002年，1 27。【8】光启，马连湘，杰，化学化工物性数据手册（有机卷），北京，化学工业，2002年，299 324。【9】罗传义，时景荣，VBA程序设计，科学技术，2003年，一151。5、进度安排及完成情况序号设计（论文）各阶段任务日期完成情况1

4、确定设计题目5月1日5月2 日完成2查阅资料5月3 日 5月10日完成3完成文献综述5月11日5月20日完成4设计主题计算5月21日6月5日完成5校对6月6 日 6月10日完成6打印、答辩6月11日 6月22日完成学生签名：指导教师签名：系主任签名：2012年 月日毕业设计（论文）评阅书指导教师评语:评分表（导师建议成绩）项目创新摘要内容字迹表现合计权重105601015100分数指导教师签字:2012 年 月 日毕业设计（论文）评阅书评阅教师评语:评分表（评阅教师建议成绩）项目创新摘要内容字迹合计权重1057510100分数评阅教师签字:2012 年 月 日毕业答辩情况表 答辩时间：200年

5、 月 日答JlA亠辩组成员姓名职称工作单位注备答辩评语：建议答辩成绩：答辩组长：2012年月日答辩委员会意见：答辩委员会主任：200 年 月日成绩乙醇水连续浮阀式精馏塔的设计摘要化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合 物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操 作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型 的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。 (7) 塔设备是化工、炼油生产中最 重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中

6、主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精 馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员 广泛的采用。本设计书对苯和甲苯的分离设备一浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算， 辅助设备计算。 (4) 关键词：乙醇、水、二元精馏、浮阀连续精馏精馏塔、提馏段AbstractChemical production often require two yuan of liquid mixture separation to achieve the purification or recovery of useful components of the

7、 purpose, distillation is the use of liquid mixtures of volatile components in the different degree with the help of repeated many of vaporization and condensation to light hydrocarbon separation method. Distillation in chemical, petrochemical, light industry and other industrial production plays an

8、 important role. Therefore, mastering the vapor-liquid phase equilibrium relations, familiar with the various types of towers operating characteristics, to choose, design and analysis in the process of separation of various parameters is very important. Tower equipment is chemical, oil refining prod

9、uction in the most important equipment of one type of. The design of the floating valve tray in chemical production is mainly of gas-liquid mass transfer equipment. The design for the two yuan of property of the distillation problem analysis, selection, calculation, calculation, drawing, is a comple

10、te distillation design process, the design method widely adopted by engineering technical personnel. The design of books on benzene and toluene separation equipment - float valve tower are describe in detail, mainly including: process calculation, calculation of auxiliary equipment, tower equipment

11、drawings.Key words: ethanol, water, two yuan of distillation, float valve continuous distillation distillation tower, the stripping section目录前言 11第一章 精馏塔的相关概述 . 121.1 精馏原理及其在化工生产上的应用 121.2 精馏塔对塔设备的要求 . 121.3 常用板式塔类型及本设计的选型 121.4 本设计所选塔的特性 13第二章 精馏塔的设计容 142.1 塔板的工艺设计 142.1.1 精馏塔全塔物料衡算 142.1.2 乙醇-水相关计

12、算 14理论塔板的计算 . 22塔径的初步设计 . 24溢流装置 25塔板布置及浮阀数目与排列 272.2 塔板的流体力学计算 292.2.1 气相通过浮阀塔板的压降 292.2.2 淹塔 312.2.3 物沫夹带 32塔板负荷性能图 . 332.3 塔附件设计 392.3.1 接管 392.3.2 筒体与封头 412.3.3 除沫器 412.3.4 裙座 422.3.5 吊柱 422.3.6 人孔 422.4 塔总体高度的设计 432.4.1 塔的顶部空间高度 432.4.2 塔的底部空间高度 432.4.3 塔体高度 432.5 附属设备设计 . 432.5.1 冷凝器的选择 432.5.

13、2 再沸器的选择 44第三章 总结 46谢辞 47参考文献 . 48、八 、-前言乙醇和水的原料混合物进入原料罐， 在里面停留一定的时间之后， 通过泵进入 原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度， 然后，原料从进料口进入到精馏塔中。 因为被加热到泡点， 混合物中既有气相混合物， 又有液相混合物， 这时候原料混合物 就分开了， 气相混合物在精馏塔中上升， 而液相混合物在精馏塔中下降。 气相混合物 上升到塔顶上方的冷凝器中， 这些气相混合物被降温到泡点， 其中的液态部分进入到 塔顶产品冷却器中， 停留一定的时间然后进入乙醇的储罐， 而其中的气态部分重新回 到精馏塔中， 这个过程就叫做回流。 液相

14、混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却 器中，一部分进入再沸器， 在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。 塔里的混 合物不断重复前面所说的过程， 而进料口不断有新鲜原料的加入。 最终，完成乙醇和 水的分离。乙醇水混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物 q=1 送入精馏 塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝， 一部分入塔回流， 其余经塔顶产品冷却器冷却后， 送至储罐 , 塔釜采用直接蒸汽加热 , 塔底产品冷却后 , 送入贮罐。第一章 精馏塔的相关概述1.1 精馏原理及其在化工生产上的应用实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到

15、的馏液（气相冷却而成）是沸点低的B物质，而残液是沸点 高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。 精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。1.2 精馏塔对塔设备的要求精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料 塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，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

16、，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。1.3 常用板式塔类型及本设计的选型常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。而浮阀塔具有很多优点，且加工方 便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来 与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用不锈钢板或合金。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操作板效率明显下降，其操作的负

17、荷围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹 性仍可达到满意的程度。浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点。所以在此我们使用浮 阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单，造价低，制造方便；塔板开孔率大，生产能力大等。乙醇与水的分离是正常物系的分离，精馏的意义重大，在化工 生产中应用非常广泛，对于提纯物质有非 常重要的意义。所以有必要做好本次设计1.4 本设计所选塔的特性浮阀塔的优点是：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 20% 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

18、允许的负荷波动围比筛 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，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

19、设计数据比较完整，因此 设计浮阀塔比较合适。第二章精馏塔的设计容2.1塔板的工艺设计精馏塔全塔物料衡算F：原料液流量（kmol/s） Xf：原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s）x d：塔顶组成W塔底残液流量（kmol/s）x w塔底组成原料乙醇组成:Xf20/468.91%20/46 80/1895/46塔顶组成:Xd88.14% 95/46 5/180.2/46塔底组成:Xw0.2/46 99.8/180.078%进料量:4311.0万吨 /年 11 1010 斶46 1 °2 /180.2071kmol/s300 24 3600物料衡算式：F D WFxf

20、Dxd Wxw(2-1)(2-2)联立代入求解：D = 0.0208kmol/s ， W = 0.1863kmol/s2.1.2 乙醇-水相关计算表2.1常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系温度/ C液相气相温度/ C液相气相温度/ C液相气相1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.047

21、9.850.7965.6484.116.6150.8979.751.9865.99温度利用表中数据由拉格朗日插值可求得tF、tD、twtF :f = 87.41 C89.0 86.7tF89.07.21 9.6689.0 7.2178.15 78.4189.43 74.72tD 78.1588.14 89.43t d = 78.17精馏段平均温度:t1tFtD87.41 78.17282.79 C金10095.5tW 100tw = 99.82 C01.900.078 0提馏段平均温度：tz 上tw 93.61 C2密度已知：混合液密度:生aB （ a为质量分数,AB为平均相对分子质量）(2-

22、3)混合气密度:T°p22.4Tp。(2-4)精馏段:t182.79 C液相组成Xi84.1 82.782.79 82.7,x 1=22.94%气相组成y1：所以 ML1Mv116.61 23.3784.1 82.750.8954.4546 0.229446 0.5422X 233782.79 82.71818Y1(1(154.450.2294)0.5422)y 1=54.22%24.42 kg/ kmol33.18kg/kmol（字体小四）提馏段：匸 93.611 C液相组成X2：95.5 89.093.61气相组成y2：所以 M L21.9 7.21X27.21空，x2=3.44

23、%95.5 89.093.61 89.017.00 38.9146 0.0344 1846 0.2337 18y2(1(1y 2=23.37%38.910.0344)18.96kg / kmol0.2337)24.54kg/kmol温度/ Cc/(kg m 3)w/(kg m 3)80735971 . 885730968. 690724965. 395720961. 85100716958. 4Mv2表2.2由不同温度下乙醇和水的密度3求得在t1与t2下的乙醇和水的密度（单位：kg m ）。t182.79 C85 8082.79 80968.6 971.8 乙 735乙 732.21kg/m3

24、85 8082.79 80968.6 971.8 水 971.83水 970.01kg /m同理：t2 93.61 C,'乙 721.11kg/m3'水962.81kg/m3在精馏段：液相密度:10.2294 46/ 0.2294 46 181 0.2294732.211 0.4321970.01L1 851.06kg/m333.18 273.15汽相密度："，22.433；3.；53；.79卅在精馏段：液相密度:10.344 46/ 0.0344 461810.03441 0.08345L2721.11962.81L2 936.62kg/m330.819kg/m27

25、3 15汽相密度：V2 24.54 n 273.15 93.61(3)混合液体表面力二元有机物-水溶液表面力可用下列公式计算公式:注:SW1/4mXWVWXWVWXSWVS，SW1/4W1/4S0 0(2-5)X0V0'S0XWVWX0V0X0V0XS0V0Vs0.441wVTqwB lg()，02SWlgS0SWS0 1式中，下角标W、 0、s分别代表水,有机物及表面部分;xW、x0指主体部分的分子数;、V0指主体部分的分子体积；W、0为纯水、有机物的表面力；对乙醇 q=2精馏段t182.79 CVmwV mw一21.15cm3 /mol851.06Vom。461.1440.35cm

26、3 / mol乙醇表面力：90 8016.2 17.15乙醇16.88590 82.7916.2乙醇水表面力：90 8090 82.79水 62.07060.7 62.660.7水2w(XwVw)21Xo Vw 2ox°V°(XwVwXoVo)XoVoXWVWXoVoo(1 0.2294)21.1521.460.2294 40.35 (0.7706 21.15 0.2294 40.35)表2.3由不同温度下乙醇和水的表面力温度/ c乙醇表面力/ (10 3N m 1)31水表面力/ (10 N m )701864.38017.1562.69016.260.710015.25

27、8.8B2wlg()olg1.460.1462/3Q 0.441qoVoV2/3wwTq216.88540.035“c” d/30.44162.070 21.120.93082.79273.152因为 xd=0.2294,所以 xw=1-0.2294=0.77060.164 0.9300.766联立方程组A Ig2swscSWsc 1代入求得SW0.270,so0.7401/4m0.2701/462.0700.7401/416.885，m 25.99精馏段t293.61Vw1819.22cm3/mol936.62m。4656.17cm3 / mol0.819乙醇表面力:1009015.2 16

28、.2100 93.6115.2 乙醇乙醇15.839水表面力:100 9058.8 60.710093.6158.8 水60.014(1 0.0344) 19.22210.720.441293.61 273.1515.839 36.662/322 /360.014 19.220.8250.0344 56.17 (0.9656 19.22 0.0344 56.17)因为 xD 0.0344 所以 xW 1 0.0344 0.96562wB lg( -) Ig 13.78 1.14oII_ IA B Q 1.14 0.8250.315'2sw联立方程组A Ig '，sw sc 1s

29、c代入求得sw0.737,so 0.263,1/4m 44.03(4)混合物的粘度ti 82.79C，查表得：水 0.3439mPa s,醇0.433mPa st293.61 C ,查表得:水 0.298mPa s ,醇0.381mPa s精馏段粘度:10.433 0.22940.3439 (1 0.2294)0.3634mPa s提馏段粘度:角=“呻也+ "水1 眄)20.381 0.0344 0.298 (1 0.0344)0.3009mPa s(5)相对挥发度精馏段挥发度：由I- _-1 得 J : 1'= 0.4573所以片兀盘 _ 0 5422x0/7706- 0.

30、4573 x 0.2294= 3.93提馏段挥发度：由I-'；- 得二 I - -=07663所以牟B0.2337 0.9656 8.56yBxA0.7663 0.0344(6)气液相体积流量计算根据X-y图得：RminXdyqYq Xq0.8814 0.30250.7663 0.0891取”匚 _:'精馏段：L RD 4.07 0.0208 0.086kmol/sV (R 1)D(4.071) 0.02080.1054kmol /s已知：ML1 24.42kg/kmol，MV1 33.18kg/kmolL1 851.06kg / kmol，V1 1.14kg/ kmol则有质

31、量流量:L1Ml1L24.42 0.0862.1kg /s体积流量:Ls1提馏段:V1L1L1V1V1Mv1V2.1851.063.4971.1433.18 0.10543.497kg/s2.47 10 3m3/s3.07m3/s因本设计为饱和液体进料，所以q 1qF 0.086 0.20710.2931kmol/sq 1 F 0.1054kmol /s已知：M L218.96kg/kmol ， M V2 24.54kg / kmolL2 936.62kg/kmol , V2 0.819kg/kmol则有质里流里：L2 M L2L'18.96 0.29315.5571kg/sV2 M

32、V2V'24.54 0.1054 2.5865kg/s体积流里：Ls2L2 5.55715.93 10 3m3/sL2 936.62Vs2V2258653.158m3/sV2 0.8192.1.3理论塔板的计算理论板：指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，在本次实验设计中采用图解法。根据1.01325 105Pa下，乙醇一水的气液平衡组成关系可绘出平衡曲线，即x-y曲线图，q = 1 ，即q为一直线，本平衡具有下凹部分，操作线尚未落到平衡线前,已与平衡线相切，xq 0.0891, yq 0.3025,所以Rmin2.713，

33、操作回流比= 1 5 =1.5x2713 = 4.07(2-6)-0.803X.+0.174已知：精馏段操作线方程:提馏段操作线方程：yn 1 2.744xm 0.00136在图上作操作线，由点(0.8814, 0.8814 )起在平衡线与操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q线交点，直到阶梯与平衡线交点小于0.00078为止，由此得到理论板NT = 26块(包括再沸器)加料板为第24块理论板。板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式Et0.49( L) 0.245计算。其中：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；

34、L塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa s精馏段已知：3.98， li 0.3643mPa s所以：Et 0.49 (3.98 0.3643) 0.2450.447N p精Nt23151 5Et 0.447.,故 Np精 52块提馏段已知：8.56， l2 0.3009mPa s所以：E't 0.49 (8.56 0.3009) a2450.389N p精1山5.14,故NP精6块Et 0.389全塔所需实际塔板数：Np Np 精 Np提 52658 块Nt全塔效率：et NtNp26 126 1 100%43.10%58加料板位置在第53块塔板。塔径的初步设计(1) 精馏段(2-7)

35、(2-8)式中C可由史密斯关联图查出:3横坐标数值： 5 (上)1/22.47 10(851：06)1/2 0.02Vs!V13.07'1.14取板间距：町二Q45m，町=27構，则%-虹=0.38rn=0.076x20丿= 0 08一06-1.M 二 1AAm/s1.14叭二 °为込1 52%讥4 3.07.3.14 1.529查图可知"',=0.076kD2'4 3.158.3.14 2.11'22圆整：D21.6m，横截面积：At 0.785 1.62.00m，空塔气速:U23.1582.0021.58m /s1.6m横截面积：At 0

36、.785 1.62 2.00m2，空塔气速：u1 3.07 1.54m2/s2.00(2)提馏段横坐标数值:佥(上)仃2 5.93 10(936)1/2 0.064Vs2V23.1580.819取板间距：丹；"4加，扯=0"聊，则H；7；=0一艾阳=0 089= 0 089x 严"2-0-迺= 3 017sV 0 819u2 = 0.7 xB.Ol = 2.11/s1.38m溢流装置(1)堰长取 lw 0.65D0.65 1.61.04m出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度亠按下式计算竺壮f1000 lv )近似取g三(2-9)精馏段2.8436003.07 1

37、0 3h ow(-)0.0137m10001.04h whl how 0.070.01370.0583m提馏段h ow2.8410003600 7.50 101.043-)0.0249mh w hi how 0.07 0.02490.0451m(2) 弓形降液管的宽度和横截面0.1984m查图得：厶 0.0721,四 0.124,则：Af 0.0721 20.1442m2 , Wd 0.124 1.6AtD验算降液管停留时间：精馏段：巴比 0.1442 0号5 26.27sLs1 2.47 10提馏段：'AfH T 0.1442 0?5 10.94sLs25.93 10 3停留时间-。

38、故降液管可使用。(3) 降液管底隙高度精馏段取降液管底隙的流速1> ，则hoLsiw u02.47 10 30.02m提馏段LsiII w u 05.93 10 31.04 0.131.04 0.130.04m因为“0不小于20mm故“D满足要求。塔板布置及浮阀数目与排列(1) 塔板分布本设计塔径D 1.6m，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。(2) 浮阀数目与排列 精馏段取阀孔动能因子1 二，则孔速01-严11 24 朋 / sVs1d0u°4每层塔板上浮阀数目为:0.785 0.0392 11.24229块（采用 F1 型浮阀）取边缘区宽度破沫区宽度二?计算塔板上的鼓泡

39、区面积，即:arcsin R其中略+匹)二0 -0.06= 0.84/?21 Q-(0.223 + 0.10)= 0.577/所以0 5770左4=1.77m3浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距 ' =A1 77则排间距：t'4 一一 103mmNt 229 0.075考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用81mm而应小些，故取 厂二心规卿-0(65喘，按，心rn，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数288个。按-r = 2ZE重新核算孔速及阀孔动能因数応I二122二14幡斥-x0.03 x283

40、斗用=1L34冥 VHZ = 12 11阀孔动能因数变化不大，仍在913围=2L= 11x100% = 13jg%塔板开孔率八一1 提馏段取阀孔动能因子=13.每层塔板上浮阀数目为:199块Vs23.1582 ；0.785 0.0392 13.26d0U024 0按一 一-，估算排间距，t'177113mm199 0.075取-，排得阀数为 244块按-'=二上块重新核算孔速及阀孔动能因数4015O.705xO.O35ax244=L3,78m/s=137£k70 S19 = 12.47阀孔动能因数变化不大，仍在913围塔板开孔率二100% 11.47% %13.782

41、.2塔板的流体力学计算气相通过浮阀塔板的压降可根据(2-10)计算(1)精馏段干板阻力:因呦，故：如苞2x851 06x9.3 板上充气液层阻力取一 I L- 一- 一 厂 -_ 液体表面力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为毎貝=0.047 + 0.035 = 0.032Ap/L = ftnpng = = 683.9 IPs提馏段干板阻力:板上充气液层阻力取'1 -''' 液体表面力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与单板的压降相当的液柱高度为= 0.045 + 0.035 = 0.080悸|丹=hf2pL2g = 8

42、 =703.77Pa+如即九二町+九十妇222淹塔为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度T；- " ，1-(1)精馏段(2)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度厂' 液体通过液体降液管的压头损失3L 22 47 10 3 2hd10.153( )2 0.153()2 0.0021mIwhoi1.04 0.020.15m 板上液层高度hL 0.07m,则 Hd1 0.082 0.0021 0.07取，已选定Ht =0 45m,hvl =00583则 /+ * 丄' ' I' -可见'-1/；y所以符合防止淹塔的要求。(2)提馏段 单板压降

43、所相当的液柱高度V-' 液体通过液体降液管的压头损失hd20.153(半)2l w h0235 93 10 3 20.153()20.0020m1.04 0.02板上液层咼度hL0.07m ,则 血20.080 0.002 0.070.152m取；亠u节，则（H Thw)20.5 (0.45 0.0451)0.249m可见+»-所以符合防止淹塔的要求。223物沫夹带精馏段泛点率二泛点率二xWO%0.78xlOO%(2-12)(2-11)板上液体流经长度:ZL D ZWd 1.6 2 0.19841.2032m板上液流面积:A b A T 2A f2 2 0.1441.712m

44、2查物性系数匚一 ，泛点负荷系数图泛点率泛点率3.071.14851.6 1.141.36 0.00307 1.3541.0 0.103 1.7121.143.07.851.6 1.140.78 1.0 0.103 1.712100%55.09%100%52.19%对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%由以上计算可知，物沫夹带能够满足' - 厂-的要求。(2) 提馏段取物性系数-=，泛点负荷系数图、='：；-泛点率泛点率3.163.16_ 0.8191936.62 0.8191.36 7.5 101.3541.0 0.101 1.7120.819936.62

45、0.8190.78 1.0 0.101 1.712100%46.72%由计算可知，符合要求。2.2.4塔板负荷性能图(1)物沫夹带线眨点率二据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率100%48.86%(2-13)80%计算：精馏段j L14V851.06-1 U+ 1.36x厶 xl.3541 整理得.0 175 二 0.03%兀 +1.841厶,即眄=439-50 叫由上式知物沫夹带线为直线，则在操作围任取两个二值算出匚提馏段j 0.819V36 62-0.819H-1.36xA； X13541.0x0 101x2 174整理得:0.176 = 0 029657+1 S4 也:即町= 5

46、.95-62 16Z；表2.4相关体积流量与质量流量的取值精馏段Ls (m 3/s)0.0020.013Vs (m /s)4.794.39提馏段.3L s (m /s)0.0020.013V s (m /s)5.835.33(2)液泛线+俎)二釘+俎+打二札+加4虬+见+肌由此确定液泛线，忽略式中 ''如升 + 每卜34 x5_+o.153k'Pi 2 呂精馏段3600* 10000 254 = 5.34 x0.785J x 288J «0.039'«851.0(5x2 x9.81+ 279.42,+ l,5x p 05S3+ Q.bOOEZ

47、j整理得:= 53.97 - 90544必-292.03?提馏段0 £19 ax阿"珀曲"注泌妙二讪工汀44皿侦剛整理得:=63.38-15928-321 0£在操作围任取若干个 一：值，算出相应得 J值:表2.5相关体积流量与质量流量的取值Lsi (m 3/s)0.0010.0030.0040.007精馏段3Vsi (m /s)7.156.866.936.23提馏段3Ls2 (m /s)0.0010.0030.0040.0073Vs2 (m /s)8.077.837.727.42(3) 液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s液体降液管停留时间以匚三作为液体在降液管停留时间的下限，则(Ls)maxAfHT50.144 0.4550.013m3/s(4) 漏液线对于F1型重阀，依；作为规定气体最小负荷的标准，则亍'''亿 1)蠱=-x0.0392x288x-= 1.610w3/s 精馏段， 应7 提馏段-x0 0392 x244x-=16103/4819(5) 液相负荷下限取堰上液层高度"作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。= 0.006<0.006x10002.