乙醇-水体系板精馏塔计算化工原理课程设计

1、符 号 说 明Ap 塔板鼓泡区面积，m2； Af降液管截面积，m2；A0筛孔面积，m2； AT塔截面积，m2；C负荷系数，无因次； C2020dyn/cm时的负荷系数，无因次Cf泛点负荷系数，无因次； Cp比热，kJ/kg&S226;K；d0筛孔直径，m； D 塔径，m；D塔顶产品流量，kmol/h或kg/h；eV雾沫夹带量，kg(液)/kg(气) ；E液流收缩系数，无因次 ET总板效率或全塔效率，无因次；F原料流量，kmol/h或kg/h；g重力加速度，m/s2； hd干板压降，m；hd液体通过降液管的压降，m；ht气相通过塔板的压降，m； hf板上鼓泡层高度，m；hl板上液层的有效

2、阻力，m； hL板上液层高度，m；h0降液管底隙高度，m； h0w堰上液层高度，m；hp与单板压降相当的液柱高度，m； hW溢流堰高度，m；h与克服表面张力的压强降相当的液柱高度，m；Hd降液管内清液层高度，m； HT塔板间距，m；I物质的焓，kJ/kg； K稳定系数，无因次；堰长，m； LS塔内液体流量，m3/s；M分子量； n筛孔总数；NT理论板数； N实际板数；P操作压强，Pa； P单板压强，Pa；Pp通过一层塔板的压强降，Pa/层； Q热负荷，kJ/h； q进料热状况参数，无因次； QB再沸器热负荷，kJ/h； QC全凝器热负荷，kJ/h； QL热负荷损失，kJ/h； r汽化潜热，kJ

3、/kg； R气体常数，8314J/kmol&S226;K；R回流比，无因次 t温度，或K； t孔心距，m； T温度，或K；TS塔顶温度，或K； TS回流液温度，或K；u空塔气速，m/s； Umax极限空塔气速，m/s；Ua按板上层液上方有效流通面积计的气速，m/s；u0筛孔气速，m/s； u0M漏液点气速，m/s；uo降液管底隙处液体流速，m/s；V精馏段上升蒸气量，kmol/h； Vh塔内气相流量，m3/h；Vs塔内气相流量，m3/s； V提馏段上升蒸气量，kmol/h；W釜残液流量，kmol/h或kg/h Wh加热蒸气量，kg/h；Wc边缘区宽度，m； Wd弓形降液管的宽度，m；W

4、S破沫区宽度，m； x液相组成，摩尔分率；y气相组成，摩尔分率； Z塔的有效高度，m。相对挥发度，无因次； o板上液层充气系数，无因次；液体在降液管内停留时间，无因次；粘度，mPa&S226;s； 密度，kg/m3；液体的表面张力，N/m； 校正系数，无因次。目 录符号说明 1概述 51、设计任务书1.1 设计设计题目 51.2 已知条件 51.3 设计要求 51.4化工生产对塔设备的要求 52、精馏设计方案选定第二章 设计方案的确定52.1操作条件的确定 52.2确定设计方案的原则 6第三章 精馏塔的工艺尺寸得计算 63.1精馏塔的物料衡算 73.1.1平均摩尔质量 73.1.2物料

5、衡算 73.2塔板数的确定 73.2.1理论板层数N的求取 83.2.2实际板层数的求取 103.3 精馏塔有关物性数据的计算 103.3.1 操作压力计算 103.3.2 操作温度计算 133.3.3 平均摩尔质量计算 113.3.4 平均密度计算 133.3.5 液体平均表面张力计算143.3.6 液体平均黏度计算 153.4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计 163.4.1 塔径的计算 163.4.2 精馏塔有效高度的计算 183.5 塔板主要工艺尺寸的计算 193.5.1 溢流装置计算 193.5.2 塔板布置 213.6 筛板的流体力学验算 223.6.1 塔板压降 233.6.2液面落差

6、233.6.3 液沫夹带 233.6.4 漏液 253.6.5 液泛 263.7 塔板负荷性能图 263.7.1 漏液线 263.7.2 液沫夹带线 283.7.3 液相负荷下限线 293.7.4 液相负荷上限线 293.7.5 液泛线 29第四章 塔附属设计 334.1 精馏塔对外接管设计334.1.1 进料管 334.1.2回流管 344.1.3塔顶蒸汽出料管 344.1.4塔釜排出管 354.2 精馏塔换热装置354.2.1 冷凝器 354.2.2再沸器 364.3 筒体与封头 364.3.1筒体 364.3.2封头 364.4除沫器 364.5 裙座 374.6吊柱 374.7人孔 3

7、75塔总体高度的设计 375.1 塔的顶部空间高度 375.3 塔立体高度 375.2 塔的底部空间高度 37参考文献39设计总结40概述塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为塔板式和填料式两大类。而工业上的塔板主要是应用于蒸馏和吸收传质单元操作的过程。此次的设计主要是板式精馏塔的设计。精馏是一种利用回流使液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法，是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。精馏操作按不同方法进行分类。根据操作方式，可分为连续精馏和间歇精馏；根据混合物的组分数，可分为二元精

8、馏和多元精馏；根据是否在混合物中加入影响汽液平衡的添加剂，可分为普通精馏和特殊精馏（包括萃取精馏、恒沸精馏和加盐精馏）。乙醇水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇水体系的精

9、馏设备是非常重要的。塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。§1 设计任务11 设计题目：水-乙醇体系板精馏塔设计12 已知条件：生产能力4000kg/h（原料）、xF=40%，xD=90%，xW=1%、常压精馏、塔顶全冷凝、塔底间接加热、泡点回流、q=1、操作回流比、R=2Rmin13 设计要求（1） 能满足工艺条件，达到指定的产量和质量。（2） 操作平稳，易于调节。（3） 经济合理（4） 生产安全14 化工生产对塔设备的要求 （1）生产能力大。 （2）高的传

10、质传热效率。 （3）操作稳定，操作弹性大。(4)分离效率好§2 设计方案流程选定【1】2.1操作条件的确定2.1.1精馏方式的选择：本设计采用连续精馏方式。连续精馏具有产品质量稳定，生产能力大等优点。将原料液送入精馏塔，由于该物系属于易分离物质且在所在涉及浓度范围内乙醇-水的相对挥发度较大，因而无须采用特殊精馏。2.1.2 操作压力：本设计中水和乙醇在常压下因为液态混合物，且沸点适中，故选在常压下进行。2.1.3 塔板形式：塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式两类，工业以错流式塔板为主。常用的错流式塔板主要为泡罩塔、筛板塔、浮阀塔板。根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造

11、价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降较低，在乙醇和水这种粘度不大的分离工艺有较好的表现。2.1.4 进料热状况的选择：加料方式选择加料泵打入，设计中考虑操作费用和设备问题，由题目已知给定q=1进料（泡点）。2.1.5加热方式的选择：蒸馏大多采用间接蒸汽加热，由题目给定为塔底间接加热。乙醇和水体系也可采用直接蒸汽加热，可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并间接省掉加热设备，但其釜液浓度相应降低，故需要在提馏段增加塔板以达到生产需求。2.1.6 回流比的选择：回流比的选择是精馏操作的重要工艺条件。其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低，故在做回流比取最小回流比的两倍，即R=

12、2Rmin。2.1.7 再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再泡点回流入塔。冷凝器安装在较低的框架上，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分通过回流比控制期分流后，用回流泵打回塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。冷凝剂优选为水，水的初温由气候条件决定。水与被冷却流体之间一般应用5-35温度差。水的出口温度一般不超过40-50。蒸馏釜产品主要为水，一部分用来补充加热蒸汽，其余储槽备用西式其他工段污水排放。2.1.8工艺流程布置图（见附图）2.2确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进

13、、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：2.2.1满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正

14、常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.2.2满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。 2.2.3保证安全生产例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重

15、要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。§3 精馏塔工艺计算3.1 物料衡算：【2】生产能力4000kg/h（原料），塔顶产品组成xD=95%，原料进料xF=45%，釜残液含乙醇xW=1.0%的水溶液。3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 乙醇的摩尔质量 M C2H50H =46kg/kmol 水的摩尔质量 MH2O =18kg/kmol 3.1.2物料衡算 原料处理 总物料衡算 F=D+W=136.99 由公式FXF=DXD+WXW 136.99×0.4=0.95D+（136.99-

16、D）×0.01 联立解得D=59.75kmol/h W=77.24kmol/h 表1 物料衡算汇总 摩尔流量Kmol/h+摩尔组成%平均分子量g/mol原料F136.9929.2水82.19440乙醇54.79660釜液W77.241828水76.4799乙醇0.771馏出液D59.7546.4水2.995乙醇56.76953.2 塔板数的确定3.2.1理论板层数N的求取3.2.1.1 乙醇与水的平均相对挥发度的计算【3】已知乙醇的沸点为78.3，水的沸点为100。查表【4】可得乙醇在78.3的Antoine参数为A=7.30342 B=1630.868 C=-43.596水的在78

17、.3的Antoine参数为A=7.07406 B=1657.459 C=-46.13当温度为78.3时，lg° ° lg° °查表可得乙醇在100的Antoine参数为A=6.84806 B=1358.124 C=-71.034水的在100的Antoine参数为A=7.707406 B=1657.459 C=-46.13当温度为100时，lg° ° lg° ° 平均挥发度 3.2.1.2 最小回流比及操作回流比计算因 ，故 Xe=XF=0.4将代入相平衡方程 R=2Rmin=3.53.2.1.3 逐板法求塔板数因X

18、F=0.4 XD=0.95 XW=0.01 R=3.5 则相平衡方程 精馏段操作线方程 求精馏塔的气、液相负荷L=RD=3.5×59.75=209.125kmol/hV=(R+1)D=（3.5+1）×59.75=268.875kmol/hL'=L+F=209.125+136.99=346.115kmol/hV' =V=268.875kmol/h提馏段操作线方程为 (3)操作线交点横坐标（q=1）：xF=0.4理论板数计算：先交替使用相平衡方程与精馏段操作线方程计算如下y1=0.95带入（1）x1=0.894 再带入（2）得y2y2=0.907x2=0.813

19、y3=0.852x3=0.719y4=0.770x4=0.598y5=0.676x5=0.481y6=0.585x6=0.385第6板为加料板。以下交替使用提馏段操作线方程与相平衡方程计算如下x6=0.385y7=0.493x7=0.302y8=0.386x8=0.218y9=0.278x9=0.146y10=0.185x10=0.0916y11=0.115x11=0.0546 y12=0.0674x12=0.0311 y13=0.0372x13=0.0169 y14=0.0189x14=0.00849Xw总理论板数为12块（包括再沸器），精馏段理论板数为5块，第6块为进料板。 3.2.2实际

20、板层数的求取由塔顶和塔底平均温度得（由后面的计算倒推）=查手册得，由内插法可得在87.84下，乙醇【5】的粘度为，水的粘度【9】为可以有下式求得平均粘度【2】其中xi-进料中某组分的摩尔分数-该组分的粘度，按照塔的平均温度下的液体计则=0.4*0.3790+0.6*0.3245=0.3463mPaS带入回归方程E1=0.563-0.276lg2=0.594该算法为泡罩塔蒸馏塔总板效率，则筛板塔为E=1.1E1=0.653精馏段实际板层数 = 5/0.653=8提馏段实际板层数 =9/0.653=14进料板位置 总的塔板数 Nc=8+14=223.3 精馏塔有关物性数据的计算3.3.1 操作压力

21、计算 操作压力取4kPa（塔顶表压）塔顶操作压力：因为板式塔的每个理论级压降约为0.4-1.1KPa，取 【1】 则进料板压力=105.3+0.79=111.6KPa；塔底操作压力精馏段的平均压力： 提馏段的平均压力：3.3.2 操作温度计算查手册【6】得水和乙醇气液平衡数据，t数据利用表2中数据由拉格朗日插值可求得、。进料口： , =79.26塔顶：，=78.05塔釜：，=97.63精馏段平均温度提馏段平均温度 表2乙醇水气、液平衡组成（摩尔）与温度关系温度/液相气相温度/液相气相温度/液相气相1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.

22、326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.6484.116.6150.8979.751.9865.993.3.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.95，查平衡曲线得：x1=0.93 进料板平均摩尔质量计算由逐板计算法得 ： xF=0.385 时， yF=0.585 塔底平均摩尔质量计算由查平衡曲线得Mvwm=0.01546+(1-0.015)18=

23、18.42Kg/KmolMLwm=0.0146+(1-0.01)18=18.28Kg/Kmol精馏段平均摩尔质量：提馏段平均摩尔质量图1 乙醇和水气液平衡曲线3.3.4平均密度的计算 表3不同温度下乙醇和水的密度温度/温度/40787.9992.2100717.4958.460765.7983.2120690.6943.180742.3971.83.3.4.1气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即：精馏段 提馏段 3.3.4.2液相平均密度计算： 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由 ，查表3用内插法得： aD 进料板液相平均密度的计算： 由 ，查表得： 进料板液相的质

24、量分数aF=kg/m3塔底液相平均密度的计算： 由 查表3得： aW= 精馏段液相平均密度为： 提馏段液相平均密度为： 3.3.5液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即 = 塔顶液相平均表面张力的计算 由 查表【7】得： 进料板液相平均表面张力的计算 由 查手册得： 塔底液相平均表面张力的计算 由 查手册得： 精馏段液相平均表面张力为： 提馏段液相平均表面张力为： 3.3.6 液体的平均粘度计算 液体平均粘度依下式计算，即 塔顶液相平均粘度的计算 由 查表【8】得： 进料板液相平均粘度的计算由 查表得 塔底液相平均粘度的计算 由 查表的 lg=XWlg+(1-XW)lg =0.01

25、lg0.3804+（1-0.01）lg0.2910精馏段液相平均粘度为： 提馏段液相平均粘度为： 表 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据汇总 平均压力平均温度()平均摩尔质量(Kmol)平均密度()液相平均表面张力()液相平均粘度汽相液相汽相液相塔顶105.378.0544.644.04 748.919.600.440进料板111.679.2634.3828.78 817.3144.520.387塔釜115.197.6318.4218.28 958.6658.810.292精馏段108.4578.6539.4936.411.46782.732.060.4135提馏段113.3588.44526

26、.423.531.006887.9851.670.339453.4 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算3.4.1 塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为 提馏段的气、液相体积流率为由 由下式计算由史密斯关联图查取：精馏段：图的横坐标为：取板间距 板上液层高度 ，则 HT-hL=0.40-0.05=0.35m查图得 =1.903m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为： 按标准塔径圆整后为=1.4m塔截面积为 精馏段实际空塔气速为 提馏段：图的横坐标为：取板间距 板上液层高度 ，则查图得 =1.026m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为： 按标准塔径圆整后为=1.4m塔截面积为 提馏段实际空塔气速为 3

27、.4.2 精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度为： 提馏段有效高度为：在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为： 表5 塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距/HT，mm200300250350300450350600400600由表验算以上所计算的塔径对应的板间距均符合，所以以上所假设的板间距均成立。3.5 塔板主要工艺尺寸的计算3.5.1溢流装置计算因塔径D=1.4m ,可选用单溢弓形降液管,采用凹形受液盘.各项计算如下: 3.5.1.1堰长的计算 堰长一般根据经验公式确定，对于常用的弓形降液管：单溢流 堰长

28、lw取 3.5.1.2溢流堰高度的计算溢流堰高度可由下式计算：式中：板上清液层高度，m；一般取50100 堰上液层高度，；一般设计时不宜超过6070 mm. 对于平直堰，堰上液层高度可用弗兰西斯（Francis）公式计算，即式中：塔内液体流量， 液体收缩系数。近似取E=1 精馏段： ，故取则取板上清液层高度 故 提馏段： ， 故取 则取板上清液层高度 故 3.5.1.3弓形降液管宽度Wd及截面积AF精馏段： 由 查弓形降液管的参数表得：得： 液体在降液管中停留时间,按式，即故降液管设计合理，可以实现分离。提馏段：由查弓型降液管参数图得：得： 液体在降液管中停留时间,按式，即故降液管设计合理，可

29、以实现分离。3.5.1.4 降液管底隙高度h0式中：液体通过底隙时的流速， 根据经验，取=0.060.25精馏段：取 则故降液管底隙高度设计合理.选用凹形受液盘深度：提馏段：取 则故降液管底隙高度设计合理.选用凹形受液盘深度：3.5.2塔板的布置板式塔类型有多种，经过比较工艺条件的考虑，本设计采用筛板，以下为筛板的计算。3.5.2.1塔板分块 因 , 故塔板采用分块式.查表6 表6塔径mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分块数3456得,塔板分为4块.3.5.2.2边缘区宽度确定溢流堰前安定区宽度为 进口堰后的安定区宽度为Ws=50-100mm边缘区（

30、无效区）宽度为 取，3.5.2.3开孔区面积计算开孔区面积，按下式计算,即其中故3.5.2.4筛孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性,可选用 =3mm碳钢板,取筛孔直径 d0=5mm 筛孔按正三角形排列,取孔中心距t 为： 筛孔数目n 为 ： 开孔率为 精馏段气体通过阀孔的气速为： 提馏段气体通过阀孔的气速为： 3.6 筛板的流体力学验算3.6.1塔板压降3.6.1.1精馏段 ：干板阻力hc计算干板阻力 hc 由下式计算, 即 由，查常用化工单元设备的设计得, C0=0.772故 液柱气体通过液层的阻力气体通过液层阻力可由下式计算，即 查充气系数关联图，得到故 液体表面张力的阻力的计算液体

31、表面张力所产生的阻力可由下式计算，即 则气体通过每层塔板的液柱高度 则 液柱气体通过每层塔板的压降为 （设计允许值）提馏段：干板阻力hc计算干板阻力 hc 由下式计算, 即 由，查常用化工单元设备的设计得, C0=0.772故液柱塔上液层有效阻力hl计算液体表面张力所产生的阻力hl计算,即 查充气系数关联图，得到故 液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即气体通过每层塔板的液柱高度 则 液柱气体通过每层塔板的压降为 (设计允许值)3.6.2液面落差对于筛板塔,液面落差很小,且本例的塔径和液流量均不大,故可忽略液面落差的影响.3.6.3液沫夹带精馏段：液沫夹带量由下式计算,即

32、故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。提馏段：液沫夹带量由下式计算,即 故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内3.6.4漏液对筛板塔,漏液点气速u0,min计算,即精馏段：实际孔速 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液提馏段：实际孔速 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液§8.5液泛为防止塔内发生液泛,降液管内液层高 Hd应服从下式的关系,即精馏段：乙醇-水体系属一般物系，取=0.5,则而板上不设进口堰, hd 可由下式计算,即液柱 液柱 =0.22m故在本设计中不发生液泛现象.提馏段：乙醇-水物系属一般物系，取=0.5,则而板上不设进口堰, hd 可由下式计算,即液柱 液柱 =0.2

33、175m故在本设计中不发生液泛现象.3.7 塔板负荷性能图 3.7.1 漏液线由 得=4.4×0.772×0.101×1.1 整理得 在操作范围内,任取几个Ls 值, 依上计算 Vs 值, 计算结果列于表 7 . 表70.00060.00150.00300.00450.77100.79820.83180.8589由上表数据即可作出精馏段漏液线提馏段漏液线：得=4.4×0.772×0.101×1.1 整理得 在操作范围内,任取几个Ls 值, 依上计算 Vs 值, 计算结果列于表 8 .0.00060.00150.00300.00450.

34、83710.91960.96731.0063.7.2 液沫夹带线以 ev =0.1kg液/kg气为限,求Vs- Ls 关系如下:由 精馏段：hf=2.5hl=2.5(hw+how)hw=0.0364m故 整理得 ,0.00060.00150.00300.0045,3.0112.9522.8122.695 在操作范围内,任取几个值,依上式计算出值,计算结果列于下表 9由上表数据即可作出精馏段液沫夹带线提馏段：hf=2.5hl=2.5(hw+how)hw=0.0351m故 整理得 ,0.00060.00150.00300.0045,3.5943.4683.3063.169 在操作范围内,任取几个值

35、,依上式计算出值,计算结果列于下表 10由上表数据即可作出提馏段液沫夹带线3.7.3液相负荷下限线对于平直堰,取堰上液液层高度作为最小液体负荷标准.由下式得取E=1则精馏段提馏段据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3.7.4液相负荷上限线以作为液体在降液管理中停留时间的下限,由下式得故精馏段据此可作出与气体流量无关的垂直液相负液上限线。3.7.5 液泛线令由; ; ; 联立得 忽略 将 与,与, 与 的关系式代入上式,并整理得 式中 将有关的数据代入,得精馏段： 故 在操作范围内,任取几个值,依上式计算出 值,计算结果列于下表 11 ,0.00060.00150.00300.0045,

36、3.4703.3873.2623.132由以上数据即可作出精馏段液泛线提馏段： 故 在操作范围内,任取几个值,依上式计算出 值,计算结果列于下表 12,0.00060.00150.00300.0045,4.1584.0583.9123.766由以上数据即可作出提馏段液泛线根据以上各线方程,可作出精馏段筛板塔的负荷性能图,如图所示. 在负荷性能图上，作出精馏段操作线，由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏夜控制。由图查得 s max=0.78m3/s ， s min=3.24m3/s故操作弹性为 s max/s min=3.24/0.78=4.15根据以上各线方程,可作出提馏段筛板塔的

37、负荷性能图,如图所示. 在负荷性能图上，作出提留段操作线；由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏夜控制。由图查得 s max=0.85 m3/s ， s min=3.6m3/s故操作弹性为 s max/s min=0.85/3.6=4.23根据以上各线方程,可作出提馏段筛板塔的负荷性能图,如图所示. 筛板塔设计计算结果序号项目数值1平均温度tm，（精馏段）78.65平均温度tm，(提馏段)88.4452平均压力Pm,，kPa（精馏段）108.45平均压力Pm,，kPa(提馏段)113.353气相流量VS（m3/s）（精馏段）2.015气相流量VS（m3/s）（提馏段）1.9814液相

38、流量LS(m3/s) （精馏段）0.002702液相流量LS(m3/s) （提馏段）0.0030815实际塔板数226有效段高度Z，m887塔径,m1.48板间距,m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长,m0.92412堰高,m（精馏段）0.0364堰高,m（提馏段）0.035113板上液层高度,m0.05014堰上液层高度,m（精馏段）0.0136堰上液层高度,m（提馏段0.0148915降液管底隙高度m(精馏段)0.0244降液管底隙高度m(提馏段)0.027816安定区宽度,m0.0717边缘区宽度,m0.03518开孔区面积,m21.1119筛孔直径,m0.00520筛孔数

39、目569821孔中心距,m0.01522开孔率,%10.123空塔气速,m/s1.28824筛孔气速,m/s(精馏段)1797筛孔气速,m/s(提馏段)17.6725稳定系数(精馏段)2.355稳定系数(提馏段)2.04326负荷上限液泛控制27负荷下限漏液控制28液沫夹带eV,(kg液/kg气)0.129液相负荷上限,m3/s0.00788230液相负荷下限m3/s0.011131操作弹性（精馏段）4.15操作弹性（提馏段）4.23§4 塔附属设备设计4.1 精馏塔对外接管设计【3】4.1.1 进料管前已算出，塔径D=0.7m，故可采用简单的直管进料结构，不加套管，手可入塔检修，由

40、下式计算进料管直径 料液由泵输送时可取1.52.5m/s取则D=0.031m=31mm， 选内管为323.5，a=10mm b=25mm c=10mm H2=150mm 4.1.2回流管通常重力回流管内液速度取0.2-0.5m/s，由泵输送uR=1.2-2.5m/s，取uR=2m/s，回流管直径液相：L=209.12540.66=8503.02kg/hD=取管规格45mm4.1.3塔顶蒸汽出料管 塔顶的温度为78.3，此时气相组成：塔顶蒸气密度蒸气体积流量常压下蒸汽的速度为15m/s蒸汽量为V=m3/s取回流管规格为。4.1.4塔釜排出管 一般取0.5-1.0m/s，取0.8m/sMl=18.28kg/kmol 3Lw=