处理1.2万吨乙醇-水连续筛板精馏塔设计-毕业论.doc

年处理1.2万吨乙醇-水连续筛板精馏塔设计摘 要乙醇-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。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。因此，研究和改进乙醇-水体系的精馏设备是非常必要的。本设计基于精馏的原理，查阅乙醇-水体系的相关物性参数，对精馏装置进行设计.而这一设计过程中的主要内容有:物料衡算，热量衡算，塔体工艺设计，塔板工艺设计，塔附属设备设计以及部分机械设计。本次设计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应用。精馏设计包括设计方案的选取，精馏装置设计和核算的结果中，塔高15.38m，塔径0.8m，塔板数24块，精馏段10块，提馏段14块，进料的塔板数是第5块，最小回流比是3.1，板间距0.35m堰高精馏段0.0415m, 提馏段0.04m,堰长0.42m，相对挥发度精馏段2.26，提馏段2.27，人孔直径0.5m。工艺参数的选定泡点进料，泡点回流。设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，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，各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率可能的提高。经过流体力学验算，满足设计要求。本设计的多数接管管径取大，为了能使塔有一定操作弹性，允许气体液体流量增大，所以采取大于工艺尺寸所需的管径。关键词：乙醇-水；精馏塔设计；筛板塔；工艺要求Annual Processing Capacity of the Design of 12000 Tons of Ethanol - Eater Continuous Sieve Plate Distillation TowerAbstract: Ethanol - water industry is the most common solvent, is also an important chemical raw materials, is a colorless, non-toxic, no carcinogenicity, pollution and corrosion of liquid mixtures. Due to its excellent physical and chemical properties, widely used in the national economy in many sectors, in recent years, due to rising fuel prices, ethanol fuel are increasingly replacing traditional fuel trend. But as a result of ethanol - water system with azeotropic phenomenon, ordinary distillation to obtain high purity ethanol. Therefore, to study and improve the ethanol-water distillation equipment is very necessary. Based on the design of rectification principle, consult the ethanol - water system of the relevant physical parameters, the rectification device design. This design process, the main contents are: material balance, heat balance, the tower body column plate process design, process design, tower equipment design as well as some mechanical design. The design of sieve plate tower in the 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 complete distillation design process, the design method has been widely used in engineering and technical personnel. Distillation design including design plan selection, distillation device design and calculation results, tower 15.38m, tower diameter 0.8m, plate number 24, rectification section 10, a stripping section 14, feeding the plate number is fifth, small reflux ratio is3.1，plate spacing 0.35m weir high rectifying section 0.0415m, stripping section 0.04m, weir long 0.42m, relative volatility and distillation section 2.26, a stripping section 2.27, manhole diameter 0.5m. Process parameter selection of bubble point feeding, bubble point return. Equipment structure design and process dimensions of the design calculation, equipment selection, process flow, main equipment conditions of content. Through the distillation tower operation, can draw the distillation tower design such as the tower process flow, operation conditions and physical property parameters is reasonable, all kinds of pipe size is reasonable, to ensure the rectification process smoothly and make efficiency may be improved. After the fluid mechanics calculation, to meet the design requirements. The design of most pipe diameter and big, in order to make the tower has certain elasticity of operation, allowing the flow of gas and liquid increases, so take more than size desired diameter.Keywords: ethanol - water; distillation tower design; distillation tower design of sieve plate tower; technical requirements目 录1.引言11.1精馏操作在化工生产中的应用11.2精馏的原理21.3操作条件的选择21.3.1操作压强21.3.2进料状况21.3.3加热和冷凝21.3.4热能利用22设计方案及计算32.1进料方式32.2流程说明32.3设计方案42.4精馏塔的物料衡算42.5原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率42.6原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量52.7物料衡算52.8塔温的确定52.9塔顶与塔底的平均温度下的挥发度62.10操作线的确定93塔板数的确定93.1理论塔板数的确定93.2进料板103.3全塔效率103.4实际塔板数114精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算114.1操作压强114.2温度124.3平均摩尔质量124.4平均密度134.5液体表面张力154.6平均黏度的计算154.7气液相体积流率165精馏塔的塔体工业尺寸计算165.1塔径的计算175.2塔板间距的确定195.3壳体、封头尺寸的确定206塔板主要工艺尺寸的计算206.1溢流装置的计算206.1.1溢流堰206.1.2计算堰长、堰高216.2溢流堰的设计216.3塔板布置216.3.1边缘宽度的确定226.3.2筛孔的计算237塔板流体力学验算237.1泡沫夹带量的校核237.2塔板阻力的校核247.2.1干板阻力247.2.2液层阻力247.2.3克服液体表面张力阻力257.3液降管液阀校核267.4液体在降液管中的停留时间277.5严重泄漏液校核278塔板负荷性能图278.1过量液沫夹带线278.2降液管液泛线298.3严重泄露线318.4液相负荷下限线318.5液相负荷上限线328.6操作弹性329筛板塔的结构与附属设备349.1塔顶空间结构349.2塔底空间结构349.3人孔359.4塔高359.5筛板塔的附属设备的计算369.6冷凝器369.6.1冷凝器的选择：强制循环式冷凝器369.6.2冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量369.7再沸器379.8主要接管尺寸的计算379.8.1进料管尺寸的计算及选型379.8.2釜液出口管尺寸的计算及选型389.8.3回流管尺寸的计算及选型要仪器389.8.4塔顶蒸汽出口径及选型3910 结论39参考文献41致谢42曲靖师范学院化学化工学院2012届本科毕业论文1、引言1.1、精馏操作在化工生产中的应用乙醇-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。多年来，蒸馏工艺被认为是最经济的工业化回收乙醇的方法。但是随着能源短缺情况日益严重，研究节能型蒸馏工艺和非蒸馏回收乙醇工艺已成为乙醇工业研究的重要课题。在化工、石油、轻工等生产过程中，原料和中间产品有许多是由几具组分组成的液相均相混合物(或称混合液、溶液)，为了对某些组分进行提纯，或回收其中有用的组分，常需将混合液进行分离。精馏就是最为常用的分离方法之一。该设计中，用精馏的方法来分离乙醇和水的混合物。1.2、精馏的原理精馏原理可用t-xy图来说明。如图片1-1所示，将组成为、温度为的某混合加热至泡点以上，则该混合物被部分汽液化，产生汽液两相，其组成分别为和，此时。将汽液两相分离，并将组成为的汽相混合物进行部分冷凝，则可得到组成为的汽相和组成为的液相。继续将组成为的汽相进行部分冷凝，又可得到组成为的汽相和组成为的液相，显然如此进行下去，最终的汽相经全部冷凝后，即可获得高纯度的易挥发组分产品。同时，将组成为的液相进行部分汽化，则可得到组成为的汽相和组成为的液相，继续将组成为的液相部分汽化，又可得 图1-1 精馏原理 到组成为的汽相和组成为的液相，显然。如此进行下去，最终的液相即为高纯度的难挥发组分产品。由此可见，液体混合物经多次部分汽化和冷凝后，便可得到几乎完全的分离，这就是精馏过程的基本原理。1.3操作条件的选择1.3.1操作压强根据处理物料的性能和设计任务可以在常压、加压和减压三种条件下进行，本设计中乙醇和水都为一般原料选择常压下操作。1.3.2进料状况进料状有五种即：过冷液体进料，泡点进料，气液混合进料，饱和蒸汽进料，过热蒸汽进料。在实际生产中为了方便控制和增加分离效果通常采用泡点进料，即将原料加热到泡点才送入精馏塔中。这样的塔操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上液方便。本设计采用泡点进料。1.3.3加热和冷凝 精馏塔的加热方式一般采用间接加热方式。 为了让能量得到充分地利用采用水进行加热和冷凝。塔底产物主要是水而且需要的热量较多采用水进行直接加热，直接加热的优点是：可以利用较低的蒸汽加热，在塔内只需安装鼓泡管，不需要安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，但是直接蒸汽加热，蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用。在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而需要塔板数稍微有所增加。但对有些物系，当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用间接蒸汽加热是合适的。对于塔底和塔顶的冷凝后的水在客体中重复循环至塔底进行塔釜加热，以增加对能量的利用。1.3.4 能量的利用精馏过程的特性是重复气化和冷凝。因此，热效率很低采用一些改进措施提高效率。因此，根据上述设计要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接加热以及冷水冷凝的冷却方式，适当考虑热能利用。2、设计方案及计算2.1进料方式进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中。这样一来，进料温度就不受季节、气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。此外，泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，设计制造均比较方便。因此，本设计选择泡点进料，即。2.2流程说明本设计任务为分离水乙醇混合物。原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热至后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。具体操作如下：首先，酒精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，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。气相上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相被降温到泡点，其中的液态部分进入产品冷却器中，停留一定的时间然后进入酒精的储罐，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。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，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。塔里的混合物不断进行上述过程，而进料口不断有原料的加入。最终，完成酒精与水的分离。在化工生产中虽然有很多分离方法但大多都是用精馏的方法将物质进行分离提纯。本设计是采用连续精馏塔对乙醇和水进行分离。化工生产中的原料由若干组分所构成其中间产物所含成分较少可以忽略不计，精馏采用典型的单元操作。利用混合的水和乙醇的沸点有着较大的差距之一特点，让不平衡的气液组分在塔盘上多次接触后经过传质、传热后，通过部分冷凝和部分汽化，使易挥发的乙醇组分在气相中的含量增加而难挥发的水则聚集在液态之中，从而达到分离的目的2。工业上对精馏塔的设计要求：生产能力大；操作弹性大，分离效率高；流体流动阻力小，操作费用低；结构简单，造价低，制造、安装、维修方便等3。2.3设计方案精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于乙醇和水这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降较低，在乙醇和水这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。加料方式和加料热状态：加料方式选择加料泵打入。由于原料温度稳定，为减少操作成本采用原料冷液进料。由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。热再沸器，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在冷却至回流入塔。冷凝冷却器安装在较低的框架上通过回流比控制期分流后，用回流泵打回塔内，馏出产品进入储罐。塔釜产品接近纯水，一部分用来补充加热蒸汽，其余储槽备稀释其他工段污水排放。2.4精馏塔的物料衡算原料液处理量为12000吨/年,（每年生产330天），塔顶产品组成94%（w/w）乙醇。原料40%（w/w）乙醇水溶液。分子量。2.5原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率液相中A组分的摩尔分率，计算是如下原料液中易挥发组分的摩尔分数： (2-1)塔顶馏出液中易挥发组分的摩尔分数： 釜液中易挥发组分的质量分数： 2.6原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (2-2) 2.7物料衡算原处理量为：总物料衡算： (2-3) 乙醇物料衡算： (2-4) 联立两方程解得：塔顶产品易挥发组分率为 (2-5) 2.8塔温的确定表2-1 不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成数据如下液相摩尔分数x/%气相摩尔分数y/%温度/液相摩尔分数x/%气相摩尔分数y/%温度/0.000.0010032.7358.2681.51.9017.0095.539.6561.2280.77.2138.9189.050.7965.6479.89.6643.7586.751.9865.9979.712.3847.0485.357.3268.4179.316.6150.8984.167.6373.8578.7423.3754.4582.774.7278.1578.4126.0855.8082.389.4389.4378.15塔顶温度：进料温度：塔底温度：精馏段的平均温度： 提馏段的平均温度: 全塔平均温度： 2.9塔顶与塔底的平均温度下的挥发度 (2-6) 理想下的相对挥发度：。式中：溶液中酒精对水的相对挥发度；、溶液中酒精对水的挥发度；相平衡时液相和气相中各组分的摩尔分数。由液体饱和蒸汽压的(安托因)方程可知：由安托因公式() (2-7)注：纯组分液体的饱和液体的蒸汽压；A.B.CAntoine常数。乙醇和水的Antoine常数如下表2-2 Antoine常数值组分ABC乙醇(A)7.338271652.05231.48水（B）7.074061657.46227.02全塔平均温度86.37下,全塔的相对挥发度。 得：同理,塔顶的温度:进料的温度:塔底的温度:对于精馏段:对于提馏段:表2-3 乙醇-水溶液相平衡数据XYXYXY0.0000400.000530.00350.04120.44270.62990.0001170.001530.00390.04510.48920.64700.0001570.002040.00790.08760.54000.66920.0001960.002550.01190.12750.58110.68760.0002350.003070.01610.16340.62520.71100.0002740.003580.02860.23960.67270.73610.0003130.004100.04160.29920.70630.75820.0003520.004610.05510.34510.74150.78000.000400.00510.06860.38060.7599 0.79260.00055000770.08920.42090.7788 0.80420.00080.01030.11000.45410.7982 0.81830.00120.01570.13770.48680.81820.83250.00160.01980.16770.51270.83870.84910.00190.02480.24250.55220.85970.86400.00230.02900.29800.57410.88150.88250.00270.03330.34160.59100.89410.89410.00310.037250.40000.6144图2-1 乙醇-水汽液平衡图由得：2.10操作线的确定精馏段： 精馏段的操作线方程为： (2-8) 提馏段: 提馏段的操作线方程： 3.塔板数的确定3.1理论塔板数的确定理论板数由芬斯克方程式可知： (3-1)并且 由吉利兰图3查得： 解得:3.2进料板 前已经查出故进料板为从塔顶往下的第5层理论板:即总理论板层数 ：，不包括再沸器进料板位置 ： 3.3全塔效率塔的平均温度86.37混合物的平均相对挥发度。精确的计算方法,目前，塔板效率的估算方法大体分为两类。一类是较全面的考虑各种传质和流体力学因素的影响，从点效率出发，逐步计算出全塔效率；另一类是简化的经验计算法。奥康奈尔方法6目前被认为是较好的简易方法。对于精馏塔，奥康奈尔法将总塔板总效率与物系性质、塔板结构及操作条件都有密切的关系，由于影响因素很多，目前尚无板效率对液相黏度与相对挥发度的乘积进行关联，表达式如下： (3-2)对于多组分系统可按下式计算，即液相任意组分的黏度，；液相中任意组分的摩尔分数。在t=86.37时，由液体黏度共线图3查得（图中，乙醇的，）。水的黏度 (3-3)即全塔效率ET： 3.4实际塔板数精馏段的实际塔板数：提馏段的实际塔板数： 4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1操作压强塔顶压强：每层塔板的压强：进料板的压强： 塔釜压强： 精馏段的平均压力： 提馏段的平均压力：精馏塔的平均压强：4.2温度有前面的计算可知：塔顶温度： 进料温度： 塔底温度：精馏段的平均温度：提馏段的平均温度：全塔平均温度： 4.3平均摩尔质量 (4-1) (4-2)进料板：塔釜：精馏段的平均摩尔质量： 提馏段的平均摩尔质量： ( 4.4平均密度气体的平均密度。有理想气体方程计算，即气相密度： (4-3)精馏段： 提馏段： 液相的平均密度计算：表4-1 乙醇不同温度下的密度温度5060708090100110乙醇765755746735730716703表4-2 水在不同温度下的密度温度405060708090100水992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4由下式（为质量分数） 塔顶温度： 进料温度： 塔底温度：表4-3 根据图可知在不同温度下的密度组分78.182.998.1乙醇739.6728.9719.5水970.8970.2959.4塔顶：，得： (4-4)进料板：， 塔釜： 精馏段的液相平均密度： 提馏段的气相平均密度：4.5液体表面张力液体表面张力按下式计算：。表4-4 通过查手册可得各温度下的纯组分的表面张力各温度下纯组分的表面张力物质78.182.998.1乙醇25.425.123.5水62.961.359.1塔顶: 根据内插法求：时 进料板： 塔釜： 精馏段液体表面平均张力： 提馏段液体表面平均张力： 4.6平均黏度的计算液体平均黏度按下式计算：。塔顶：，查。 (4-5)进料板：,查 塔釜：精馏段的液体平均黏度：提馏段的液体平均黏度： 4.7气液相体积流率精馏段：气相体积流率： (4-6) 液相体积流率： 提馏段： 气相体积流率： 液相体积流量： 5精馏塔的塔体工业尺寸计算5.1塔径的计算 (5-1)式中：D塔径m；塔内气体流量；u空塔气速，m/s。空塔气速u的计算方法8，先求得最大空塔气速，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即。因此，需先计算出最大允许气速umax。 式中：允许空塔气速，m/s；分别为气相和液相的密度，；C气体负荷系数，m/s。对于气体负荷系数C可用图确定12；而图是按液体的表面张力为=0.02N/m时绘制的，故气体负荷系数C应按下式校正：。精馏段塔径的计算: 精馏段的气液相平均密度： 初选板间距，对于常压塔，板上液层高度一般取0.05-0.1m（通常取0.05-0.08m）9，本设计中取板上液层高度：,功能参数图的横坐标为：图5-1 史密斯关联图从史密斯关联图查得11:,由于,需先求平均表面张力：因物系表面张力 (5-2)求空塔气速：适宜的空塔速度通常取最大允许空塔速度的0.60.8倍5，即u=（0.60.8）uF。取安全系数为0.75，则空塔气速为： 塔径: 提馏段塔径的计算 板间距，对于常压塔，板上液层高度一般取0.05-0.1m（通常取0.05-0.08m）7，本设计中取板上液层高度,。功能参数：图的横坐标为 从史密斯关联图差得:，由于，需先求平均表面张力因物表面张力。 取安全系数0.65，则空塔气速为。 塔径: 圆整。精馏段和提馏段两段相差不大，故取相等的塔径。则塔截面积: (5-3)空塔气速： 5.2塔板间距的确定踏板间距与塔径有关系，如下表:表5-1 板间距与塔径的关系见塔径D/mm300500500800800160016002400板间距HT/mm200300250350300450350600我们之前设的板间距0.35，算出来的塔径为0.6m，符合板间距与塔径的关系，因此，板间距确定为0.35m。5.3壳体、封头尺寸的确定壳体厚度计算 式中：P筒内压强，0.1013；筒体直径，1000mm。100时的许应力，查14得为113Mpa;塔体焊接接头系数，采用双面对接焊，局部无损检测，查17得。C2腐蚀裕量，2mm。按刚度要求，壳体所需最小厚度： 故按刚度条件，取整，筒体厚度需3mm。考虑到此塔较高，风载荷较大，而塔的内径不太大，故应适当增加厚度，现假设塔体厚度=20mm，则假设的塔体有效厚度为： 封头厚度: 为了便于焊接，取封头与壳体等厚，即=20mm。6塔板主要工艺尺寸的计算6.1溢流装置的计算6.1.1溢流堰溢流堰又称出口堰，其作用是维持塔上一定的液层高度，使液体比较均匀的横向流过塔板。因为塔径D=0.6m可选用单溢流弓型降液管 ，又因为塔顶径等于0.6m所以采用凹形受液盘 。选择单溢流弓型降液管的原因：单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，液体流径较大，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2m的塔中广泛使用。工业上应用最广的降液管是弓型降液管。6.1.2长、堰高 由图2-20弓形降液管的结构参数图查得2：弓形降液管所占的面积： 弓形降液管宽度： 验算验算液体在降液管的停留时间，。 (6-1)， 上面两个式子满足要求。 上面的两式也均大于5，因此也均满足要求。6.2溢流堰的设计由以上的设计数据可求出，溢流堰长：采用平直堰，堰上的液流高度可采用下式计算： (6-2)式中：how堰上液流高度，m；Ls液流量，；lw堰长，m；E液流收缩系数。精馏段： (6-2)查液流收缩系数得，E=1.03。 溢流堰高： 降液管底隙高度: 提馏段: 查液流收缩系数图:得E=1.037 提馏段的溢流堰高： 降液管底隙高度： 即：how不少于6mm，符合生产要求，采用平直堰。6.3塔板布置6.3.1边沿宽度的设置查1114取，所以开孔的面积 (6-3) (6-4)6.3.2计算筛板孔的计算及其排列：因酒精水系无腐蚀，可采用钢板，取筛孔直径，筛孔中心距:。开孔率： (6-5)筛孔总截面积： 气体通过阀孔的气速为: 筛孔个数： 7塔板流体力学验算7.1泡沫夹带量的校核泡沫夹带量为过量雾沫夹带线又称为气相负荷上限线，放映出不发生严重雾沫夹带现象的最高气相负荷，它是一条直线。当气相负荷超过此线时，表明雾沫夹带现象严重，雾沫夹带量过大，使板效率严重下降，而此时的雾沫夹带量一般大于0.1kg液/kg气15。令可容许的雾沫夹带最大量为0.1kg/kg气。 (7-1) (7-2)0.1，因此符合要求。7.2塔板阻力的校核7.2.1阻力及气体通过塔板筛孔的阻力，可表示如下 (7-3)式中：孔流系数;筛孔气速，m/s；,分别为气相和液相的密度，kg/m3。，查图可得精馏段: 提馏段： 7.2.2液层阻力hL气体通过塔板上清液层阻力可表示如下：。式中：塔板上液层充气系数。有效传质区的流速: (7-4)功能因子可表示为： (7-5)精馏段： (7-6)板上充气液层阻力与通过筛孔的气体动能因子有关 图7-1 气系数与动能因子F0的关系图查充气系数与动能因子的关系图得19提馏段： 查充气系数与动能因子的关系图得。 7.2.3克服液体表面张力阻力 (7-7)精馏段： 提馏段： 塔板阻力为:精馏段： 提馏段： 7.3液降管液阀校核液体通过降液管的流动阻力： (7-8)式中：降液管内液层高度,m；气体通过一块塔板的压降，m；液体流出降液管的压降，m。 (7-9)精馏段：提馏段：验算式： (7-10)式中：板间距；降液管中泡沫相对密度。对一般物质系统取0.5。因筛板他盘上的流动阻力很小，其液面落差很小，可以忽略不计。精馏段：提馏段：泡沫层的相对密度和液体的起泡性质有关，对一般液体取0.50.63，因此取为0.6，则泡沫的高度:。精馏段： 提馏段： 因此，符合降液管液泛要求。7.4液体在降液管中的停留时间，满足要求。7.5严重泄漏液校核精馏段：严重漏液时的干板阻力 (7-11)满足稳定性要求。提馏段： 满足稳定性要求。各项校核均满足要求，故设计之筛板可用，但并非适宜。8塔板负荷性能图8.1过量液沫夹带线，按夹带经验式进行计算 (8-1) (8-2) (8-3)精馏段： 通过整理得: 提馏段：表8-1 在操作范围内取若干个Vs值，依上式计算出相应的Ls值名称项目123456精馏段LS/m3/s 0.00010.00020.00040.00060.00080.001VS/m3/s2.212.1942.1612.1332.1092.086提馏段LS/m3/s0.00010.00020.00040.00060.00080.001VS/m3/s2.4022.3792.3432.3132.2852.2618.2降液管液泛线当降液管排液能力不足，液体仍不断加入，降液管内液位上升至上层塔板溢堰顶，影响上层塔板的排液，导致塔板上积液增加直至淹塔，这现象称为液泛。发生液泛时气体通过塔板的压降急剧上升，出塔气体大量带液，正常操作受到破坏。可见正常操作的塔设备不允许发生液泛。若操作的气液负荷超过液泛线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内需维持一定的液层高度。操作点若在此线上方，将会引起液泛。精馏段： (8-4)提馏段：根据下式可求出与的关系，就可在操作范围内任取若干点，从而绘出液泛线。 (8-5)精馏段： 又因为，将计算结果带入得: (8-6)提馏段： 表8-2 在操作范围内任取若干个Ls值，依式计算出相应的Vs值名称项目123456精馏段LS/m3/s0.00010.00020.00040.00060.00080.001VS/m3/s1.7941.7781.7511.7281.7061.687提馏段LS/m3/s0.00010.00020.00040.00060.00080.001VS/m3/s2.7012.6762.6352.62.5672.5368.3严重泄露线此线表示不发生严重漏夜现象的气相负荷下线，对于F1型重阀，因动能因数时，会发生严重漏夜，故取计算相应的气相流量由下式可以求得：精馏段： (8-7) 提馏段： 8.4液相负荷下限线对于平直堰，其堰上液层高度必须要大于0.006m。取，就可作出液相负荷下限线。 (8-8)则可求出。精馏段： 提馏段： 8.5液相负荷上限线若低过此限线，不能保证板上液流的均匀分布。液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于5s7，取作为液体在降液管中停留时间的下限，则： (8-9)8.6操作弹性精馏段： 提馏段： 图8-2 精馏段操作性能图 图8-2 精馏段操作性能图精馏塔的工艺设计计算结果汇总项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均温度tm80.590.5平均压强pKpa104.83113.23平均流量气相VSm3/s0.350.44液相LSm3/s0.000570.00072平均密度