乙醇-水课程设计精馏

1、 目录TOC o 1-5 h z HYPERLINK l bookmark2一、概述2 HYPERLINK l bookmark4二、设计方案的确定及流程说明32.1装置流程的确定32流程图33操作条件3 HYPERLINK l bookmark6三、塔的工艺计算43.1塔的物料衡算62全塔物料衡算63塔板数的确定6 HYPERLINK l bookmark8四、塔的工艺条件及物性数据计算9 HYPERLINK l bookmark10五、气液负荷计算13 HYPERLINK l bookmark12六、塔和塔板主要工艺尺寸计算13 HYPERLINK l bookmark18七、浮阀塔板的流

2、体力学验算19 HYPERLINK l bookmark24八、塔板负荷性能图21 HYPERLINK l bookmark26九、设计结果一览表26 HYPERLINK l bookmark28十、设计评述及讨论28 HYPERLINK l bookmark30十一、参考文献28 一、概述乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，其至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用精饰的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精係

3、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。化工厂中精懈操作是在直立圆形的精係塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精镉分离操作，除精馅塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精饰塔还不能完成精懈操作，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。本设计选用浮阀塔。浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，己成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。

4、F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现己列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀乂分轻阀和重阀两种，但一般情况下都釆用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。2、操作弹性大。3、塔板效率高。4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F1型（V-1型）、V4型、十字架型、和A型，其中F1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生

5、产中普遍应用，己列入部颁标准（JB111881）o其阀孔直径为39mm,重阀质量为33g,轻阀为25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。F-1型V-4型A型十字架型方形浮阀图7浮阀塔板二、设计方案的确定及流程说明2.1装置流程的确定精饰装置有精懈塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精镉分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程时应考虑余热的利用，注意节能。乙醇一水混合液（原料）经预热器加热到指定温度后送入精係塔的进料板,在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐

6、板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续的从再沸器取出部分液体气化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶或是自然回流作为回流液,其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品塔底产品经冷却后送入贮槽。2流程图女口右图所示：3操作条件操作压力：精饰操作可在常压、减压和加压下进行。塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，本设计中己制定为塔顶压力为101.3kPa。进料热状态：进料状态有5种，可用进料状态参数G值來表示。本设计中已制定为饱和液体进料即尸

7、1。塔釜釆用间接蒸汽和再沸器共热。加热方式：蒸镭一般采用间接蒸汽加热，设置再沸器，但也可采用直接蒸汽加热。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提留段增加塔板以达到生产要求。回流比的选择：对于一定的生产能力，即馆出量一定时，J/的大小取决于回流比。一般取操作回流比为最小回流比的1.12倍，即R=(l.l2.0)7三、塔的工艺计算己知参数：乙醇一水混合液处理量，F=4000kg/h；xF=0.35xD=0.90 x,v=0.005(质量分数)；回流比R(自选)；进料热状况q=l;塔顶压强P塔顶=1013kPa(绝压)

8、；设单板压降为0.7kPao表1乙醇和水的物理性质项目分子式分子量M(g/mol)临界体积(cm3/mol)临界温度TC(K)临界压强Pc(MPa)偏心因子W乙醇1C2H646.069167.0516.26.3830.635水2H2O18.01556.0647.322.050.344来源于铝匕学工程手册第二版表2乙醇和水的饱和蒸汽压参数项目ABC乙醇112.29173803.98-41.68水211.68343816.44-46.13来源于化学热力学附表P295由安托因方程：.BlnPs=A-T+C由于乙醇和水属于非理想混合物，汽相可以看成理想气体混合物，液相则为非理想溶液，其汽液平衡数据可由

9、：yip=xi-yi-pf(i=l,2)Yi+Y2=1而其中活度系数应采用NRTL方程进行计算：2LG21,G12nyi=x2T21(Xi+x2G2i)2T12-(%2+X1.Gi2)22LG12,-G21其中:1172=X1T12(Xl+X2-G12)2T21(%i+%221)2G12=exp(-a12T12)G2i=exp(-a12-t2)Ag12Ag2i兀12=花厂兀21=化工原理课程设计 化工原理课程设计-2918.642+4.085XTJ/mol3409.355+8.400XTJ/mol0.18030.981T=368.65KAg2i=6506.015J/molt2X=2.12271

10、0665G2i=0.682000605Pf=193028KPaPf=86.089KPay2=0.833397981查的乙醇和水的能量作用参数Agl2Ag2112例:设衍=0.0190t=95.5C则X2算出Agi2=-1412.707J/molt12=-0.460922344G12=1.086655139=4.602803444y2=1.000909得y2=0.166602019同理可得：表3乙醇的液相摩尔分率和汽相分率温度C液相%汽相%汽相实验值相对误差温度C液相%汽相%汽相实验值相对误差1000.000.000.000.0081.532.7361.145&264.94395.51.9016

11、.6617.002.04180.739.6563.1661.223.16989.07.2139.123&912.58479.850.7966.9665.642.01186.79.6643.4443.750.70979.751.9867.3765.992.09185.312.3847.4347.040.82279.357.3269.396&411.43384.116.6152.5250.893.2027&7467.6374.3473.850.66483.723.3757.1457.450.5407&4174.7278.347&150.24382.326.0858.4955.804.82178.1

12、589.4389.3689.430.190实验数据来源于化工工艺设计手册第三版（上）算出的乙醇气液平衡数据和乙醇的气液平衡实验数据基本稳和。只有在90-80C时相差较大一点，但基本还是符合条件的。表4液体的表面张力温度（C）708()90100110水(104kgf/m)65.663.861.960.058.0乙醇(dyn/cm)19.271&2817.2916.2915.28数据来源于化学工程手册第二版和化工工艺设计手册表5液体粘度Ul温度（C）7()80901()()110水(106kgf.s/m2)41.436.232.128.226.4乙醇（cP）0.5230.4950.4060.36

13、10.324数据来源于化学工程手册第二版和化工工艺设计手册1塔的物料衡算1）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率35/46.06935/46.069+65/18.015=17.394%0.5/46.0690.5/46.069+99.5/18.015=0.1969化工原理课程设计 #化工原理课程设计化工原理课程设计 化工原理课程设计=77.873%90/46.06990/46.069+10/18.0152）平均分子量Mf=17.394%x46.069+(l-17.394%)xl8.015=22.895g/molMD=77.873%x46.069+(l-77.873%)xl8.015=39.861g/

14、molMw=0.194）x46.069+（l-0.19）xl8.015=18.070g/mol32全塔物料衡算总物料衡算D+W=F=4000/22.895=174.711Kiik）1/h（1）易挥发组分乙醇物料衡算77.873%D+0.196%W=174.711x17.394%（2）联立上式（1）（2）解得：F=17471lkinoyhD=38.681kmopiW=136030kmoyh33塔板数的确定3.3.1塔板数Nt的计算（1）根据乙醇一水的气液平衡数据表3作x-y图及t-x-y图。在l-x-y及x-y图直角坐标系中做出平衡曲线和对角线，并标出c点（人、入）、e点（Xf、xF）、a点（X

15、d、xD）三点；（2）求最小回流比7及操作回流比R。因饱和液体进料即q=l,在x-y图中对角线上自点e作出竖直进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为（yq=52.94眺=17.390）,此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。曰|1、才八丄皆卡y0.778730.52948依最小回流比计算式：R=0.705yq-0.52948-0.17394取操作回流比：R=27=2x0.705=1.41精饰段操作线方程：R11.410.77873八上”y=X+xD=x+=0.585X+0.323R+lR+11.41+11.41+1其截距为0.323,即b(0,0.323)连接点b和点a可以作出精係段操作

16、线方程,与q线交于点d,连接点d、点c可作出提馆段操作线方程。按照常规的图解法作梯级可得：叫=11(包括再沸器)，其中精係段理论板数为7层，提饰段为4层，第8层为加料板如图所示图1乙醇水混合溶液的t-x-y图化工原理课程设计 化工原理课程设计10.90.80.70.60.50.40.3严,03189=0.335dnPa-.s贝lj石=0.17-0.6161g/zm=01706161g03356=46.21%3.3.3实际塔板数N精馅段：N荊层）提懈段：”提=9（层）10.4621k0.4621故实际塔板数：N=15+9=24（层）第16板为进料板。四、塔的工艺条件及物性数据计算4.1操作压强人

17、塔顶压强PD=10L33kPa,取每层板的压降为0.7kPa，则进料板的压强为:PF=16x0.7+10L33=11253kPa,塔底压强为：=PF+8x0.7=11&13kPa故精憎段平均操作压强为：Pua4.2平均分子量M”由图x-y读出塔顶组成：Xd=y】=0.77873,刍=0.73568MX7Dlu=0.77873x46.069+(1-0.77873x18.015=39.861g/mol=0.7356a=妙86130.067=34.964g/mol,则精镉段平均分子量:2=38654t20700=29.677g/iil提精餾段平均分子量:“30.067+18.073“c,tMg(搓=

18、-=24.070g/inol,20.700+18.070“亡/tMg(畑=19.385g/n)ol3温度因塔顶的压强为101.33KPa可以由t-x-y图直接读出为78.6.根据操作压强，由下式试差计算操作温度使其满足Y1P?X1+丫2X2=P,经多次试差进料板温度取89.6C时衍=0.0956,“=3.274,y2=1.022,Pf=155.90KPa,p|=69.053KPa算得YiPfXi+y2P/x2=0.0956X3.274X155.90+(1-0.0956)X1.022X69.053=112.53KPa=PD。同理可得塔底的温度：如=106.5C。则精镉段的平均温度:78.6+89

19、.62=84.1叱提餾段的平均温度:89.6+106.52=98.05C化工原理课程设计 #化工原理课程设计化工原理课程设计 #化工原理课程设计4平均密度Dm4.4.1液相密度pg由液体的P-V-T性质而式中:MgZra=YxiZpAiTA=t1cmTan=SSPiPjTijmXiVd化工原理课程设计 化工原理课程设计 0.51_坷=Zra=0.29056-0.08775a)由表1得：ZR/曹=0.29056-0.08775X0.635=0.2348ZR水=0.290560.0877X0.344=0.2604塔顶：Zrib=0.73568X0.2348+(1-0.73568)X0.2604=0

20、.2416X乙醉Vc乙醇乙醇=SxiVci0.73568X167=0.89250.73568X167+(1-0.73568)X56则PzK=1-=0.1075（、。5_8代乙汎水）8X（167X56严1K乙醉_水_13_UW丄/C乙醇C水/（x0.5（1-kTc乙醇一水=（人乙醇人水）4-=550.126Tcm=Pi62.814=30.154nN/m迪世=0.0956x17.29+(l0.095660.703=56.55311N/111=0.00196x15.6341-(1-0.00190 x57.565=57.483inN/in则精镉段平均表面张力：=30.154+23=43.35411N/

21、inZr提镉段平均表面张力：=56553+57483=57.018111N/in4.6液体粘度ZAm=E泌1=1根据主要基础数据表5,由内插法得:“1顷=0.499nPas仏顶=0.363mPas1进=0.406nPa-s“?迓=0.31nPa-syzlw=0.337mPa-s加=0267mPas。/佥戍=073568x0499+Q0.73569x0363=0462h】Pas/如进=0.0956x0.406+(10.095x0315=0324mPasAl底=0.00196x0.337+(1-0.00190 x0.297=0.267mPas则精馆段平均粘度s(紛=463+0.324=0394ni

22、pa.sZr提饰段平均粘度“s(知=0324+0.267=.2961血3s2五、气液负荷计算精憾段:V=(R+1)D=(1.41+1)x36.681=88.40lKinol/hVxMvg(梢)88401x349643600 x1.2515=0.686tn3化工原理课程设计 #化工原理课程设计 #化工原理课程设计 #化工原理课程设计 #L=RD=1.41x36.681=51.720Kmol/hLs=360Qann(ffj)51.720 x29.6773600 x805.031=0.00053n3/s化工原理课程设计 #化工原理课程设计 #化工原理课程设计 化工原理课程设计 #提镉段:I；=L+q

23、F=51.720+1x174711=226431Kmol/hVf=V+(q-l)F=V=8&40lKmol/h=VfxMv=88.401x24.070=Q657m3/s3603窗(提)3600 x0.89914=226-43W9385=0.0015W/s36OSs农3600 x805.591六、塔和塔板主要工艺尺寸计算6.1塔径D塔板间距从的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取。表6板间距与塔径关系塔径D“010.30.50.50.80.81.6162.42.4八-4.0板间距Ht,mm200300250350300450350600400-600根据上表，初选板间距Ht=0.40m,取板上

24、液层高度1九=0.0,故Ht-hL=0.40-0.06=0.34m精馆段：fKY2xf521221V=o020&丿匕啦肺丿0.68611.2515丿查化工原理一天津出版社（下册）Pg图3-5史密斯关联图，可得q=0.071,丿.2*“i.00化工原理课程设计 #化工原理课程设计 #化工原理课程设计 #化工原理课程设计 #校正史密斯关联图(0-2=0.071x43.35令（20丿20)C=物系表面张力为43.354111N/ill时=0.083小plPv侶05.03卜1.2515宀/%二专=008珂“515二210311/8可取安全系数为0.6(安全系数0.6-0.8),则u=0.6ti=0.6

25、x2.103=1.262m/s故D=J=广0686=083加。按标准塔径圆整为1.0m。VMIVxl.262化工原理课程设计 化工原理课程设计 #提馆段:L；|“Lm(提)10.00151=x0.657805.591、,0.899=0.069查化工原理-一天津出版社（下册）P】6o图35史密斯关联图，可得=0.069；依式C=0.2校正物系表面力为57.018niN/ni时02=0.069x57.018、20丿0.2=0.085Umax=085x/8Q5-591-Q-82.54in/SPvV0.899可取安全系数为0.6（安全系数0.60.8）,则u=0.611=0.6x2.543=1.526

26、m/s故。=坯空“.745】/rxl.526化工原理课程设计 #化工原理课程设计 #化工原理课程设计 #化工原理课程设计 #因精镉段的塔径大于提留段的塔径，故以精镭段为基准，按标准圆整塔径D=l.Om,则塔截面积At=尹=0.785m2空塔气速u=*=0.873m/sAy6.2溢流装置选用双溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：2.1溢流堰长双溢流取0=(0.5-0.6)D,取堰长.为0.5D,B|J1W=0.5x1.0=0.51116.2.2出口堰高：lv=虬一lVvhv/D=0.5/1.0=0.5T“250.00053x3600“”宀精馆段：“粘/V5=53=

27、1793;查化工原理一-天津出版社（下册）Pm图3-8液流收缩系数计算可知:化工原理课程设计 化工原理课程设计 #撒直收第累数计算阳图4液流收缩系数计算图E二1.041得lbv=k10002.84xl.041x10000.000533600V0.5=0.0057m化工原理课程设计 #化工原理课程设计 #化工原理课程设计 #化工原理课程设计 #故1=0.06-0.0057=0.0543111提馆段:曦/1广0.00151X3600=30.751化工原理课程设计 #化工原理课程设计 #化工原理课程设计 化工原理课程设计 #查化工原理一-天津出版社（下册）P】63图3-8液流收缩系数计算可知:E二1

28、.059,因此可得,2-84xl.059x.00151x360010005s19.9丄75Pvm林=19.9X8.9730175805.031=0.036m气体穿过板上液层压降相当的液柱高度h】本设备分离乙醇-水的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数q=0.5,所以h=EqIil=0.5X0.06=0.03m克服液体表面张力压降相当的液柱高度毎通常都很小，可忽略。故hp=hc+h+hg=0.036+0.03=0.066m则单板压强:APp=hpPg=0.066X805.031X9.81=521.225Pa在265530Pa之内，则满足条件。提馆段:1）干板压降相当的液柱高度h；1.8252

29、H=ii.i34uq=1Q577mPvm提$S19.9Uo0-175Pym=19.9X10.5770175805.591=0.037m化工原理课程设计 化工原理课程设计 #2）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度h；本设备分离乙醇-水的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数6=0.5,所以h=oL=0.5X0.06=0.03m3）克服液体表面张力压降相当的液柱高度h；通常都很小，可忽略。故hp=h；+h；+h；=0.037+0.03=0.067m则单板压强:APp=hppkn提g=0.067X805.591X9.81=529.490Pa在265一530Pa之内，则满足条件。2液泛精馆段：为了防

30、止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度HaW（p（Hr+hw）HA+hi+hi气体通过塔板的压强降所相当的液体高度h,前已算h尸0.066m液体通过降液管的压头损失，因不设进II堰故hd=0.153（托）=0.000Im板上液层高度，前已选定hi二0.06m则HfO.066+0.06+0.0001=0.126m取(p=0.3又己选定Hr=O.4m,hfO.0544m,则(p(Hi+hw)=0.3X(04+0.0544)=0.136m可见H&(p(田+h，符合防止淹塔的要求提留段：Ha+hi+haHdWcp(Hi+hw)气体通过塔板的压强降所相当的液体高度h”前己算二0067m液体通过降液

31、管的压头损失，因不设进II堰=0.0006m板上液层高度，前已选定hi=O.06m则Ha=O.067+0.06+0.0006=0.0.128m0.136m可见Hap(Hi+hw),符合防止淹塔的要求73雾沫夹带精馅段:+1.36LsZl泛点率kcfaxlOO%板上液体流经长度Z】二D-2Wf1-2*0069=0.862m板上液体面积Ab=Ai-2Af=0.785-2*0.024=0.737m2苯和甲苯按正常系统取物性系数K二1.0,由泛点负荷系数图查得G二0.115泛点率均在80%以下，故知雾沫夹带量能满足ev0.1kg液/kg气的要求提留段：板上液体流经长度Zr=D-2Wa=1-2*0.06

32、9=0.862m板上液体面积Ai=Ai-2Af=0.785-2*0.024=0.737m2苯和甲苯按正常系统取物性系数K二1.0,由泛点负荷系数图查得G二0.110泛点率均在80%以下，故知雾沫夹带量能满足ev0.1kg液/kg气的要求八、塔板负荷性能图精馆段：81雾沫夹带线(1)yJ一+1.36也泛点率=Pl厲xlOO%gA按泛点率为80%计算如下I12515LsO.862X1.36X+VsXj805.03i-1.2515no=n0.115X0.737(1)整理得Vs=1.719-29.710Ls表(1)LsX103m3/s0.3721.920y(nf/s)1.7081.662依表中数据在V

33、s-Ls图中作出雾沫夹带线。&2液泛线(2)(p(Hi+h.)=%+1七+%+九+%+叫由上式确定液泛线，忽略也项,液泛线方程为1.2515805.031X642(2)其中总=1.91x105X严肚=1.91x105NPl*=0.072b=0Ht+(0-l-E0)hw=05X0.4+(0.5-1-0.5)X0.0544=0.14560.1530.153c=w=0.52x0.04842=26125311d=(1+e0)Ex0.667x丁=(1+0.5)x1.041x0.667x=1.653130.53整理得:0.072V?=0.1456-261.251XL|-1.653L?表(2)LsX103m

34、3/s0.3720.6001.0001.4001.920(nf/s)1.8311.8581.7901.7281.654依表中数据作出液泛线。83液相负荷上限线(3)取液体在降液管中停留时间为5秒,由下式液相负荷上限线为VsLs图中与气相流量Y无关的垂线。8.4漏液线(4)叫mini=jdNll0=0.342m3/s上x0.0392x64x-471.2515漏液线为VsLs图中与气相流量L,无关的平行线。8.5液相负荷下限线（5）OIV2.84360亚噺31000lw化工原理课程设计 化工原理课程设计 #21.91.81.71.61.51.41.31.21.110.90.80.70.60.50.

35、40.30.21.7即j=（需需严X牆=0-372X10-3m3/s在Vs-Ls图作线（5）,即为液相负荷下限线。将以上5条线标绘于图（-L.图）中，即为精懈段负荷性能图。5条线包围区域为精1段塔板操作区，P为操作点，0P为操作线。上限为雾沫夹带控制Vsg”下限为液泛控制Y,込。如下图所示Y-雾沫夹带线（1）液泛线（2）液相负荷上限线（3）漏液线（4）液相负荷下限线（5）操作线图6精馆段荷性能图塔的操作弹性=牆=3.422提馆段；雾沫夹带线（1）V+1.36也泛点率=也_內X100%gA按泛点率为80%计算如下：表（4）LsX103m3/s0.9701.920(nf/s)1.9061.873依

36、表中数据在Vs-Ls图中作出雾沫夹带线。LsX0.862X1.36X+VsX整理得0.115X0.737Vs=1.940-35.074U0.899805.5910.899=U.oU(1)液泛线（2）（p（Hi+hw）=1占+1卜+%+%+1+1七+叫由上式确定液泛线，忽略嘉项,液泛线方程为0.899其中总=1.91x105x忒9105血莎=0.079b=0Ht+(0-1一Eo)hw=0.5X0.4+(0.5-1-0.5)X0.049=0.1510.1530.153C=1UF=0.52x0.0432=3310d=(1+e0)Ex0.667X$=(1+0.5)x1.059X0.667x厶=1.68

37、2130.53整理得：0.079V?=0.151-331.0X$-1.682L?表(2)LsX103m3/s0.971I.2001.5001.7001.920(m3/s)1.6981.6641.6231.5961.567依表中数据作出液泛线。液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为5秒，由下式HTAf0.024X0.422Lsmax=十=s=192%10_3m3/S液相负荷上限线为VsLs图中与气相流量Y无关的垂线。漏液线（4）Vsmim=-doNuo=-x0.0392x52x=o.328m3/s44VO.899漏液线为VsLs图中与气相流量L,无关的平行线。液相负荷下限线（5）：2.8

38、4360(nun/3OIV1000lw=0.971X10-3m3/snrjT._r0.0Hx10003/2y0.5A皿山】-12.84x1.059丿A3600在Vs-Ls图作线（5）,即为液相负荷下限线。将以上5条线标绘于图（-心图）中，即为提懈段负荷性能图。5条线包围区域为提镉段塔板操作区，P为操作点，0P为操作线。上限为雾沫夹带控制Vsg”下限为液泛控制V5nrino如下图所示2-1.8-1.61.41.21-0.8-0.6-0.40.20II1.9雾沫夹带线（1）液泛线（2）液相负荷上限线（3）漏液线（4）液相负荷下限线（5）:操作线化工原理课程设计 #化工原理课程设计 #化工原理课程设

39、计 #化工原理课程设计 #图9提溜段荷性能图塔的操作弹性=罟=1.975化工原理课程设计 #化工原理课程设计 #化工原理课程设计 化工原理课程设计 #结论：1任务规定的气液负荷下的操作点处于适宜操作区的适中位置。经多次试算当回流比去1.41时，并且选双溢流型时才能使操作点处于适中的位置。经过一组比较后当热状况改变后回流比、单板分离能力、全塔效率、塔径、塔板数等都会改变，并且饱和液体进料的单板分离最低，饱和气体进料最高。经过一组比较乙醇和水最好选用饱和气体进料、浮阀塔、双溢流型、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰、重阀，其分离效果最好。九、设计结果一览表序号项目符号单位计算结果精馆段提馆段1平均温度t.C84.198.052平均压力P-kpa106.93115.333平均气相Vsm3/s0.6860.6574流量液相Lsm3/s0.000530.001515实际塔板数Np块1596塔的有效高度Zm5.605.607塔径