甲醇—水分离过程板式精馏塔的设计2

1、化工原理课程设计 山 东 大 学题 目 分离甲醇-水筛板精馏塔的设计 系 （院） 化学与化工系 专 业 班 级 学生姓名 学 号 指导教师 职 称 讲师 2012 年 6 月 4 日 课课 程程 设设 计计 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书.一、摘 要.3二、设计任务书.3三、设计方案简介.43.1 设计思路.43.2 选塔依据.4四、精馏塔的工艺计算4.1 物料衡算.64.2 操作线方程.64.3 相对挥发度的计算及相平衡方程：.84.4 精馏塔理论塔板数及理论加料位置.84.54.5 实际塔板数的计算实际塔板数的计算4.51 全塔效率的计算.9五、板式塔有关物性及主要工艺尺寸的

2、设计计算5.1 物性数据计算物性数据计算5.1.1 操作压强 P的计算.105.1.2 操作温度 t 的计算.105.1.3 平均摩尔质量计算.105.1.4 平均密度的计算.115.1.5 液体表面张力的计算.125.2 气液负体积流率及塔径的计算气液负体积流率及塔径的计算5.2.1 精馏段的气液体积流率及塔径.125.2.2 提馏段的气液体积流率及塔径.135.3 馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算.145.3.1 精馏段.145.3.2 提馏段.17六、筛板的流体力学验算6.1 精馏段精馏段6.1.1 塔板压降.196.1.2 液沫夹带量 ev 的验算.206.1.3 漏液的验算.206.1.

3、4 液泛验算.216.2 提馏段提馏段6.2.1 塔板压降.216.2.2 液沫夹带量 ev 的验算.226.2.3 漏液的验算.226.2.4 液泛验算.23七、 塔板负荷性能图7.1 精馏段精馏段7.1.1 液漏线.237.1.2 液沫夹带线.247.1.3 液相负荷下限线.247.1.4 液相负荷上限线 .257.1.5 液泛线.257.2 提馏段提馏段7.2.1 液漏线.267.2.2 液沫夹带线.277.2.3 液相负荷下限线.287.24 液相负荷上限线.287.2.5 液泛线.28 八、精馏装置工艺流程图八、精馏装置工艺流程图.29九、设计结论九、设计结论.30主要符号说明主要符

4、号说明.30参参 考考 文文 献献.32第一章 摘要利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质过程控制原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提馏段，冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔底提供气相回流。气、液相回流是精馏重要特点。在精馏段,气相在上升的过程中，气相轻组分不断得到精制，在气相中不断地增浓，在塔顶获轻组分产品。 在提

5、馏段，其液相在下降的过程中，其轻组分不断地提馏出来，使重组分在液相中不断地被浓缩，在塔底获得重组分的产品，精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。通过对精馏塔的运算，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的

6、，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。本设计是以甲醇水物系为设计物系，以筛板塔为精馏设备分离甲醇和水。筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系甲醇水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。通过逐板计算得出理论板数为 10 块，回流比为 1.31,算出塔效率为 0.446，实际板数为 18 块，进料位置为第 5 块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为 1米，有效塔高 7.2 米。通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。在此次设计中，对塔进行了物料衡算，本次设计过程正常，操作合适。第二章 设计任务书2.1 设计题目设计题目

7、：甲醇水分离过程板式精馏塔的设计 设计要求：年产 70000 的甲醇吨，塔底馏出液中含甲醇不得高于 0.8%，原料液中含甲醇 50%，水 50% 。2.2 操作条件1) 操作压力 常压 2) 进料热状态 泡点进料 3) 回流比 1.5 4) 塔底加热蒸气压力 0.3Mpa（表压）2.3 塔板类型筛孔塔2.4 工作日每年工作日为 300 天，每天 24 小时连续运行。2.5 设计说明书的内容(1) 流程和工艺条件的确定和说明(2) 操作条件和基础数据(3) 精馏塔的物料衡算； (4) 塔板数的确定； (5) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； (6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； (7) 塔板

8、主要工艺尺寸的计算； (8) 塔板的流体力学验算； (9) 塔板负荷性能图； (10) 主要工艺接管尺寸的计算和选取(11) 塔板主要结构参数表(12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论第三章第三章 设计方案介绍设计方案介绍一、设计方案本设计任务为分离甲醇和水的混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，因为其具有生产能力大，产品质量稳定等优点。甲醇水混合液以汽液混合物状态(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,塔釜采用间接蒸汽再沸器供热,塔底产品冷却后,送入储罐(附简单流程图)。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作

9、回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 二、设计思路三、 选塔依据筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：（1）结构简单、金属耗量少、造价低廉.（2）气体压降小、板上液面落差也较小.（3）塔板效率较高. 改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔精馏塔工艺尺寸计算筛板流体力学验算塔负荷性能图全塔热量衡算塔工艺条件及物性计算第四章 精馏塔的工艺计算4.1 物料衡算4.1.1 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量为：32.04kg/kmolaM 水的摩尔质量为： 18.01kg/kmolbM 原料液摩尔分率：F0.5

10、/32.040.360.5/32.040.5/18.01塔顶摩尔分率：0.98/32.040.960.98/32.040.02/18.01D塔底摩尔分率：30.008/32.044.51 100.008/32.040.992/18.01W4.1.2 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量原料液平均摩尔质量：0.36 32.04(1 0.36) 18.0123.06/FMkg kmol塔顶产品平均摩尔质量0.96 32.04(1 0.96) 18.0131.48/DMkg kmol塔底产品平均摩尔质量 334.51 1032.04(1 4.51 10 ) 18.0118.07/WMkg kmol

11、4.1.3 全塔物料衡算77.0 1023.06(24 300)412.61/Fkmol h330.364.51 10412.61153.51/0.964.51 10FWDWDFkmol h412.61 153.51259.10/WFDkmol h4.2 操作线方程甲醇水属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 由手册查得甲醇水物系的气液平衡数据（表 1）。表 1 温度/xy温度/xy1000.000.0075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30

12、.080.36567.60.800.9151866.00.900.9581765.00.950.9797964.51.001.0078.00.300.665查得:y=0.7，x=0.36Rmin=(xD-y)/(y-x)=（0.96-0.7）/(0.7-0.36) =0.765R=1.5Rmin=1.5*0.765=1.1481.148 153.51176.23/LRDkmol h(1)(1.148 1) 153.51329.74/VRDkmol h329.74/VVkmol h176.23412.61588.84/LLFkmo

13、l h4.2.1 精馏段操作线方程111DnnRyRR 11.1480.961.148 11.148 1nny10.5340.447nny4.2.2 提馏段操作线方程1mmWLWyLWLW31588.84259.104.51 10588.84259.10588.84259.10mmy311.7863.54 10mmy4.2.3 进料方程由于为泡点进料，则 q=1 11Fqyqq0.36Fy4.3图解法确定塔板数图解法确定塔板数甲醇水属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 由手册查得甲醇水物系的气液平衡数据（表 1），绘出 x-y 图。绘图后可得：精馏段理论塔板数 NT=5 块提留段理论塔板数

14、NT=4 块可知，总理论塔板数 NT 为 10（包括再沸器） ，可知，进料板位置 NF 为自塔顶起第 6块。4.4 相对挥发度的计算及相平衡方程：当气体服从道尔顿分压定律时，由式得到相对挥发度如表 2：/ABiAByyxxi序号12345678910挥发度7.058.037.556.57.936.215.35序号111213141516171819挥发度5.184.495.114.033.53.082.592.581.64表 2 不同温度下的相对挥发度数值1191218194.84 相平衡方程：14.843.84nnnnnyyxyy4.5 实际塔板数的计算实际塔板数的计算

15、4.51 全塔效率的计算（1）由化工原理-下册查得温度与组成的利用内插法，求得组成温度/塔顶组成为 0.9666.12塔底组成为 0.0045199.19进料板处的组成 0.3676.65（2）液体黏度的计算由化工原理(上)查得 90%甲醇黏度和 40%甲醇黏度,并通过内差法计算出 50%甲醇黏度,计算结果如表 2-5。温度/水黏度/mpa.s90%甲醇黏度/mpa.s40%甲醇黏度/mpa.s50%甲醇黏度/mpa.s76.650.3950.3630.4910.42799.190.2710.2790.3200.299566.120.4710.4090.6500.5295表 2-5 不同温度下

16、的液体黏度32(1)LDDCH OHDH Oxx0.96 0.5295(1 0.96) 0.4710.52716.amp s32(1)0.36 0.427(1 0.36) 0.3950.40652.LFFCH OHFH Oaxxmp s3233(1)4.51 100.2995(1 4.51 10 ) 0.2710.2711.LWWCH OHWH Oaxxmp s()3(0.527160.406520.2711)30.4016.LmLDLFLWamp s(3)全塔效率的计算0.2450.2450.49()0.49(4.84 0.4016)0.4163TLE精馏段实际板数 55120.4163TT

17、NE提馏段实际板数 44100.4163TTNE 0.4163TE 第五章第五章 板式塔有关物性及主要工艺尺寸的设计计算板式塔有关物性及主要工艺尺寸的设计计算5.15.1 物性数据计算物性数据计算5.1.1 操作压强 P的计算：取每层塔板压降为 则 P=0.7kPa,塔顶压强 101.3kPaDP 进料板压强 101.3 12 0.7109.7kPaFP 塔底压强 101.322 0.7116.7kPaWP 精馏段平均压强 1101.3 109.7105.522DFmapppkp提馏段平均压强 2116.7 109.7113.222FWmapppkp5.1.2 操作温度 t 的计算：依据操作压

18、强，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇、水的饱和蒸汽压由安托因方程计算，计算过程如上，计算结果如下：塔顶温度：=66.12Dt进料温度：=76.65Ft塔底温度：99.19Wt精馏段平均温度：1(66.1276.65)71.385 C22DFmttt提馏段平均温度：2(76.6599.19)87.92 C22FWmttt5.1.3 平均摩尔质量计算（1）塔顶:11-1-10.960.840.96 32.04(1 0.96) 18.0131.48kg mol0.84 32.04(1 0.84) 18.0129.79kg molDVDmLDmyxxMM （2）进料板:-1-10.360.

19、73470.7347 32.04(1 0.7347) 18.0128.32kg mol0.36 32.04(1 0.36) 18.0123.06kg molFFVFmLFmxyMM （3）塔底:-1-10.004510.028310.02831 32.04(1 0.02831) 18.0118.41kg mol0.00451 32.04(1 0.00451) 18.0118.07kg molwwVWmLWmxyMM （4）精馏段平均摩尔质量：气相：-1131.4828.3229.90kg mol2VmM液相：-1127.7923.0626.43kg mol2LmM（5）提馏段平均分子量：气相：

20、-1228.32 18.4123.37kg mol2VmM液相：-1223.06 18.0720.57kg mol2LmM5.1.4 平均密度的计算 （1）气相平均密度的计算Vm精馏段平均密度:-31111105.5 29.891.12kg m8.314 (273.1566.12)mvmVmmpMR T提馏段平均平均密度: -32222113.2 21.530.84kg m8.314 (273.1576.65)mvmVmmpMR T（2）液相平均密度 的计算 Lm由式 求相应的液相密度。1ABiLmiLALB塔顶平均密度的计算：=66.12化工原理 (上)得, Dt33745/983.038/

21、ABkg mkg m 0.96 32.040.9770.91 32.041 0.9618.01Aa30.9770.0231/()749.06/745983.038LDmkg m对于进料板： 时得: 76.65Ft 33717/973.81/ABkg mkg m 0.36 32.040.50010.36 32.040.64 18.01Aa30.50010.49991/()850.34/754973.81LFmkg m对于塔底：时得: 99.19Wt33753.86/959.435/ABkg mkg m 0.0045 32.040.007980.0045 32.040.9955 18.01Aa30

22、.007980.92021/()1031.256/753.86959.435LWmkg m（3）精馏段平均液相密度: -31850.34749.06799.7kg m22LDmLFmLm馏段平均液相密度: -321031.256850.34940.80kg m22LWmLFmLm5.1.5 液体表面张力的计算 根据化工原理课程设计指导下甲醇和水的表面张力， 如表 6。位置平均温度 C甲醇 mN/m水 mN/m塔顶66.1218.0965.057进料76.6516.8763.073塔底99.1915.2458.717根据式平均表面张力，如下：niiim1则塔顶： 0.96 18.091 0.96

23、65.05719.97/DmmN m进料： 0.36 16.871 0.3663.07346.44/FmmN m塔底： 0.0045 15.241 0.004558.71758.52/wmmN m则精馏段：119.9746.4433.205/22DMFMmlmN m提馏段：244.4458.5252.48/22FMWMlmmN m5.25.2 气液负体积流率及塔径的计算气液负体积流率及塔径的计算5.2.1 精馏段的气液体积流率及塔径31111329.74 29.902.445ms36003600 1.12VmSVmV MV31111176.23 26.43L0.00162ms36003600

24、799.7LmSLmL M （由式）max1LVVuC0.2L20()20CC由史密斯关联图查取，图的横坐标为20C11220.00162 3600799.7()()0.01772.445 36001.12hLhVLV 取板间距 HT=0.5m 板上液层高度 hL=0.05m HT -hL=0.5 -0.05=0.45查得史密斯关联图到200.093C0.20.212033.205()0.093 ()0.1032020LCC-1max1799.7 1.120.1032.75m s1.12u取安全系数为 0.6 则空塔速度为 -1max0.60.6 2.751.65m suu塔径 11144 2

25、.4451.37m3.14 1.65sVDu 按标准塔径圆整后为 D=1.8m 塔截面积为 At==2.54 m2D 1.6-2.0 对应 HT450-600,符合设计要求5.2.2 提馏段的气液体积流率及塔径,2312,2329.74 23.372.548ms36003600 0.84VmsVmV MV,2312,2588.84 20.570.00358ms36003600 940.80LmsLmL ML 其中的查史密斯关联图，图的横坐标为0.220C()20LCC式中由计算20C11220.00358 3600940.80()()0.0472.548 36000.84h

26、LhVLV取板间距 HT=0.5 板上液层高度 hL=0.05m HT -hL=0.5-0.05=0.45查史密斯关联图得到200.074C0.20.222052.48()0.074 ()0.0902020LCC-1max2940.800.840.0903.01m s0.84u取安全系数为 0.6 则空塔速度为-1max0.60.6 3.011.806m suu塔径 按标准塔径圆整为 22244 2.5481.34m3.14 1.806sVDu21.8mD 根据上述精馏段和提留段塔径的计算，可知全塔塔径为 1.8mD 截面积为2221.82.54m44TADD 1.6-2.0 对应 HT450

27、-600,符合设计要求5.35.3 馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算5.3.1精馏段1 塔有效高度的计算： 精馏段有效高度为11(12 1) 0.55.5mZ TN-1 H提馏段有效高度为22(10 1) 0.54.5mZ TN -1 H在进料板上方开一个小孔，气高度为 0.8m故精馏塔的有效高度为0.810.8mZZZ2、装置计算因，可采用单溢流弓型降液管，采用凹形受液盘，不设进口堰，各项计算2.0mD 如下：(1) 溢流堰长 Wl0.600.60 1.81.08mWlD(2) 溢流堰高度 WhWLOWhhh选平直堰，堰上液高度为，近似取 E=1

28、，OWh2233333600 0.001622.84 10()2.84 101 ()0.00871.08hOWWLhEml 取板上清液层高度故 50mmLh 0.050.00870.0413mWLOWhhh(3)弓形降液管的宽度与降液管的面积dWfA由 查弓型降液管图 得 Wd/D=0.115 /AT=0.0560.60wlDfA故 0.1150.115 1.80.207mdWD20.0560.048 2.540.142mfTAA计算液体在降液管中停留时间136003600 0.142 0.543.835s0.00162 3600fThA HsL故降液管设计合理。(4) 降液管底隙高度 h0取

29、液体通过降液管底隙的流速，-100.07m su 依下式计算降液管底隙高度 h010100.00162 36000.021m1.08 0.07 3600SWLhlu1010.04130.0210.0203m0.006mWhh故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘 深度55whmm3、塔板布置（1）塔般的分块因，故塔板采用分块式。由文献（一）查得，塔板分为 3 块。80mmD（2）边缘区宽度确定 取。0.065m0.065msscWWW （3）开孔区面积计算 其中：22212 (sin)180axAx rxrr1.8(0.2070.065)0.628m22dSDxWW1.80.0650.835

30、m22CDrW故 222123.14 0.8350.6282 0.628 0.8350.628sin ()1.87m1800.835aA（4）筛孔数 n 与开孔率 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。3mm5mmd筛孔按正三角形排列，取 孔中心距为 33 515mmtd 取筛孔的孔径 d0=5mm塔板上筛孔数目为 21.1551.155 1.8795990.000225Ant塔板开孔区的开孔率 2200.0050.907()0.907()100%10.1%0.015dt开孔率在 5-15%范围内，符合要求。气体通过筛孔的气速 -1002.4459.53m s0.101 2.5

31、4SVuA5.3.2提馏段装置计算因，可采用单溢流弓型降液管，采用凹形受液盘，不设进口堰，各项计算2.0mD 如下：(1) 溢流堰长 Wl0.600.60 1.81.08mWlD(2) 溢流堰高度 WhWLOWhhh选平直堰，堰上液高度为，近似取 E=1，OWh2233333600 0.003582.84 10()2.84 101 ()0.0151.08hOWWLhEml 取板上清液层高度 故 50mmLh 0.050.0150.035mWLOWhhh(3)弓形降液管的宽度与降液管的面积dWfA由 查弓型降液管图 得 Wd/D=0.115 /AT=0.0560.60wlDfA故 0.1150.

32、115 1.80.207mdWD20.0560.056 2.540.142mfTAA计算液体在降液管中停留，136003600 0.142 0.519.835s0.00358 3600fThA HsL 故降液管设计合理。(4) 降液管底隙高度 h0取液体通过降液管底隙的流速，-100.2m su 依下式计算降液管底隙高度 h010100.00358 36000.0194m1.08 0.2 3600SWLhlu1010.0350.01940.0156m0.006mWhh故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘 深度55whmm3、塔板布置（1）塔般的分块因，故塔板采用分块式。由文献（一）查得，塔

33、板分为 3 块。80mmD（2）边缘区宽度确定 取。0.065m0.065msscWWW （3）开孔区面积计算 其中：22212 (sin)180axAx rxrr1.8(0.2070.065)0.628m22dSDxWW1.80.0650.835m22CDrW故 222123.14 0.8350.6282 0.628 0.8350.628sin ()1.87m1800.835aA（4）筛孔数 n 与开孔率 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。3mm5mmd筛孔按正三角形排列，取 孔中心距为 33 515mmtd 取筛孔的孔径 d0=5mm塔板上筛孔数目为 个21.1551.

34、155 1.8795990.000225Ant塔板开孔区的开孔率 2200.0050.907()0.907()100%10.1%0.015dt开孔率在 5-15%范围内，符合要求。气体通过筛孔的气速 -1002.54813.49m s0.101 1.87SVuA第六章 筛板的流体力学验算6.1 精馏段6.1.1 塔板压降（1）干板阻力计算： 干板阻力，由查文献得 chch051.673dC0=0.77202202.44512.98/3.1495990.00544sVum snd220012.981.120.051() ()0.051 ()()0.020m0.772799.7VcLuhC液柱（2

35、）气流穿过板上液层的阻力 hl计算-12.4451.02m s2.540.142SaTfVuAA1/21/21.021.121.08/()aaVFukgs m查文献（3）中，得0.64故 液柱0.640.04130.00870.032mlLwowhhhh（3）液体表面张力的阻力计算h3044 33.205 100.0034m799.7 9.81 0.005LLhg d气体通过每层塔板的液柱高度ph0.020.0320.00340.0554mpclhhhh气体通过每层塔板的压降为（设计允许值）0.0554 799.7 9.81434.6Pa700PaPPLPhg（4）液面落差 对于筛板塔液面落差

36、很小，但本例的塔径和液流量均不大，故可忽略。6.1.2 液沫夹带量 ev的验算塔板上鼓泡层的高度2.52.5 0.050.125mfLhhkg 液/kg 气0.1 kg 液6 105.7 102.11()()0.004233.205 100.50.125avLTfueHh/kg 气ev在本设计中在允许范围内，精馏段在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。6.1.3 漏液的验算对筛板塔，漏夜点气速为0,min04.4(0.00560.13)799.74.4 0.772 (0.00560.13 0.050.0034)8.52/1.12LLVuChhm s 实际孔速00,min12.

37、98/um su筛板的稳定性系数 00,min12.981.521.58.52uKu该值大于 1.5，符合设计要求。故本设计中精馏段在设计负荷下无明显漏液。6.1.4 液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度)(WTdhHH甲醇水物系属一般物系，取，则0.5()0.5(0.50.0413)0.27mTWHh而dpLdHhhh板上不设进口堰，则液柱2200.153()0.153 (0.07)0.00075mdhu 柱0.05540.050.000750.106mdPLdHhhh0.2677m ()dTWHHh故在本设计中不会发生液泛现象。6.26.2 提馏段提馏段6.2.1 塔板压

38、降（1）干板阻力计算： 干板阻力，由查文献得 C0=0.772chch051.673d 02202.54813.53/3.1495990.00544sVum snd液柱220013.530.840.051() ()0.051 ()()0.014m0.772940.8VcLuhC（2）气流穿过板上液层的阻力 hl计算-12.5481.06m s2.540.142SaTfVuAA1/21/21.060.840.97/()aaVFukgs m查文献（3）中 5-11，得。 0.65故 液柱0.650.0350.0150.0325mlLwowhhhh（3）液体表面张力的阻力计算h3044 52.48

39、100.0045m940.8 9.81 0.005LLhg d气体通过每层塔板的液柱高度ph0.0140.03250.00450.051mpclhhhh气体通过每层塔板的压降为（设计允许值）0.051 940.8 9.81470.7Pa700PaPPLPhg（4）液面落差 对于筛板塔液面落差很小，但本例的塔径和液流量均不大，故可忽略。6.2.2 液沫夹带量 ev的验算塔板上鼓泡层的高度2.52.5 0.050.125mfLhhkg 液/kg 气0.1 kg 液6 105.7 101.06()()0.00352.48 100.50.125avLTfueHh/kg 气ev在本

40、设计中在允许范围内，精馏段在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。6.2.3 漏液的验算对筛板塔，漏夜点气速为0,min04.4(0.00560.13)940.84.4 0.772 (0.00560.13 0.050.0045)9.98/0.84LLVuChhm s 实际孔速00,min13.53/um su筛板的稳定性系数 00,min13.531.5011.59.98uKu该值大于 1.5，符合设计要求。故本设计中精馏段在设计负荷下无明显漏液。6.2.4 液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度)(WTdhHH甲醇水物系属一般物系，取，则0.5()0.5(0.50.035)0.26

41、75mTWHh而dpLdHhhh板上不设进口堰，则液柱2200.153()0.153 (0.2)0.0061mdhu 液柱0.271m0.051 0.050.00610.107mdPLdHhhh ()dTWHHh故在本设计中不会发生液泛现象。第七章 塔板负荷性能图7.1 精馏段7.1.1 漏液线0,min04.4(0.00560.13)LLVuChh由0.min2,min302.84()1000ShLwowowwVLuhhhhEAl 得 234.43 0.772 0.101 1.8736002.84799.70.00560.130.04131 ()0.00341.1210001.08sL 得

42、23,min17.26 0.007570.0824SsVL在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 的值，计算结果见下表 7 由上表数据可做出漏液线 17.1.2 液沫夹带线取雾沫夹带极限值 依式 0.1kg/kgve 液气53.25.7 10()avTfueHh式中0.422.540.142SSaSTfVVuVAA 2.5()fwOWhhhWh =0. 0413223336002.841()0.6210001.08sowsLhL 故 22332.5 0.04130.620.103 1.55fsshLLLs,3ms0.00060.00150.00300.0045Vs，3ms1.56

43、1.611.661.7123,min002.844.4(0.00560.13()1000hLSWVWLVChEhAl 22330.50.103 1.550.397 1.55TfssHhLL3.2663.22330.425.7 105.7 10()0.133.205 100.397 1.55aSvLTfSuVeHhL 则 236.91 26.99ssVL 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 的值，计算结果见表 8： 表由上表数据即可做出液沫夹带线 2。7.1.3 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上层高度作为最小液体负荷标准。 0.005mOWh 取 23336002.84 10

44、()0.005sOWWLhEl1E 1.2Wlm 233,min0.005 10001.08m()0.00070s2.843600sL据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3。7.1.4 液相负荷上限线 取作为液体在降液管中的停留时间的下限，4s4fTsA HL3,max0.142 0.50.0178m /s44fTsA HL 据此可作出与气体流量 VS无关的垂直线，液相负荷上限线 4。7.1.5 液泛线令 由 ()dTWHHh11;dPLdPcLLWOWHhhhhhhhhh hhh；Ls，3ms000060.00150.00300.0045Vs，3ms6.726.566.356.17

45、 联立得TWOWcdHhhhhh （-1）（1）,OWdcShhhhVSS忽略，将与L与L，与的关系式代入上式，并整理得22Sa VbcdSS2/ 3LL20020.051()()0.0511.12()0.0021(0.101 2.54 0.772)799.7VLaA C0.5 0.5TWbHh -10. 5-0. 64-10. 0413=0. 2032200.1530.153297.41.08 0.021Wcl h 33360036002.84 10()2.84 101 (0.64)1.041.08WdEl 2/ 32/ 311故 220.00210.203297.41.04SV SS2/

46、3LL 2296.67 141619.05495.24SV SS2/ 3LL在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 的值，计算结果见下表 9：表由上表数据即可作出液泛线 5 Ls，3ms0.00060.00150.00300.0045Vs，3ms9.659.499.228.96 在负荷性能图上，作出操作点 A，连接 OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得Vs,max= 6.0m3/s Vs,min=1.45 m3/s故操作弹性为Vs,max/ Vs,min=6.0/1.45=4.14（操作弹性大于 3）7.2 提馏段7.2.1 漏液线0

47、,min04.4(0.00560.13)LLVuChh由0.min2,min302.84()1000ShLwowowwVLuhhhhEAl 得 234.43 0.772 0.101 1.8736002.84940.80.00560.130.0351 ()0.00450.8410001.08sL 23,min002.844.4(0.00560.13()1000hLSWVWLVChEhAl得 23,min21.62 0.005650.083SsVL在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 的值，计算结果见下表 10 由上表数据可做出漏液线 17.2.2 液沫夹带线取雾沫夹带极限值 依式

48、 0.1kg/kgve 液气53.25.7 10()avTfueHh式中0.422.540.142SSaSTfVVuVAA 2.5()fwOWhhhWh =0. 035223336002.841()0.6310001.08sowsLhL 故 22332.5 0.0350.630.0875 1.575fsshLL 22330.50.0875 1.5750.4125 1.575TfssHhLL3.2663.22330.425.7 105.7 10()0.152.48 100.4125 1.575aSvLTfSuVeHhL 则 238.2431.65ssVL 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式

49、计算出 Vs 的值，计算结果见表 11： 表由上表数据即可做出液沫夹带线2。7.2.3 液相负荷下限线 Ls,3ms000060.00150.00300.0045Vs，3ms1.711.781.861.92Ls，3ms0.00060.00150.00300.0045Vs，3ms8.017.837.587.34对于平直堰，取堰上层高度作为最小液体负荷标准。 0.005mOWh 取 23336002.84 10()0.005sOWWLhEl1E 1.08Wlm 233,min0.005 10001.08m()0.00073s2.843600sL据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3。7.

50、2.4 液相负荷上限线 取作为液体在降液管中的停留时间的下限，4s4fTsA HL3,max0.142 0.50.018m /s44fTsA HL 据此可作出与气体流量 VS无关的垂直线，液相负荷上限线 4。7.2.5 液泛线令 由 ()dTWHHh11;dPLdPcLLWOWHhhhhhhhhh hhh； 联立得TWOWcdHhhhhh （-1）（1）,OWdcShhhhVSS忽略，将与L与L，与的关系式代入上式，并整理得22Sa VbcdSS2/ 3LL20020.051()()0.0510.84()0.0021(0.101 1.87 0.772)940.8VLaA C0.5 0.5TWbHh -10. 5-0. 65-10. 035=0. 212200.1530.153348.531.08 0.0194Wcl h 33360036002.84 10()2.84 101 (0.65)1.0461.08WdEl 2/ 32/ 311故 2