年产2[1].5万吨酒精精馏塔设计.docvvvvvv0001

1、WF /M乙醇WF/M乙醇(1 WF)/M水40%/4640%/46 (1 40%)/180.2069姚/M乙醇WD/M乙醇（1 vy）/M7K90%4690%46 (1 90%)/180.7790FXfXd99% 145.9 0.20690.779038.36kmol/h一、概述乙醇在工业，医药，民用等方面，都有很广泛的应用，是一 种很重要的原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要 求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具 挥发性，所以，想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，要用连续精馏的 方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程

2、， 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。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内 进行，塔内装有若干层塔板和充填一定高度的填料。为实现精馏 分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶 引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，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。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，已成为国内应用最广泛的塔形， 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 最常用的是F1型和V-4型。F1型浮阀的结构简

3、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，现已列入部 颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般 情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中， 采用轻阀。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。浮阀塔不宜处理宜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。1. 设计依据课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力，进料状况，加热方式及其热能的利用。（1）操作压力精馏可在常压，加压或减压下进行，确定操作压力主要 是根据处理物料的性质

4、，技术上的可行性和经济上的合 理性来考虑。一般来说，常压精馏最为简单经济，若物料无特殊要求，应 尽量在常压先操作。加压操作可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽 冷凝热的利用，或可以使用较便宜的冷却剂，减少冷凝，冷却费 用。在相同的塔径下，适当提高操作压力还可提高塔的处理能力， 但增加塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度也有所下 降。降低操作压力，组分的相对挥发度增大，有利于分离。减压 操作降低了平衡温度，这样可以使用较低温位的加热剂。但降低 压力也导致塔径增大和塔顶蒸汽冷凝温度降低，且必须使用抽真 空的设备，增加了相应的设备和操作费用。故我们采用塔顶压力为常压进行操作。（2）进料状况进料状态有

5、多种，但一般都是将料液预热到泡点或接近泡点 才送入塔中，这样，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。但泡点进料需 预热，热耗很大。在此次设计中，我们选用 30° C冷夜进料。（3）加热方式精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的 能量，若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物，往往可采用 直接蒸汽加热方式，即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液。这样操作 费用和设备费用均可降低。但在塔顶轻组分回收率一定时，由于 蒸汽冷凝水的稀释作用，使残液轻组分浓度降低，所需塔板数略 有增加。综合

6、考虑，我们采用间接蒸汽加热的方式（4）热能的利用蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此热效率很 低，通常进入再沸器的能量仅有5%左右被有效利用。塔顶蒸汽冷凝放岀的热量是大量的，但其能位较低，不可能直接用来做塔釜 的热源，但可用作低温热源，供别处使用。或可采用热泵技术， 提高温度后再用于加热釜液。此外，通过蒸馏系统的合理设置， 也可取得节能的效果。例如，可采用设置中间再沸器和中间冷凝 器的流程。2. 技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的 模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们 此次所做的计算也采用严格计算法。3. 设计内容及任务（一）设计内容乙醇-水溶

7、液连续板式精馏塔设计（二）设计任务处理能力：2.5万吨/年，每年按300天计算，每天24小时连 续运转。原料乙醇-水溶液：40%组成（乙醇的质量分数）产品要求：塔顶产品组成（质量分数）：90%塔顶易挥发组分回收率：99%塔底的产品组成（质量分数）：W 1%1） 塔型选择根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为145.9kmol/h,由于产品黏度较小，流量增大， 为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响， 提高生产效率，选择浮阀塔。2） 操作条件1）操作压力：塔顶压强为常压101325Pa2）单板压降：0.7KPa（3）进料状况：30° C冷夜

8、进料（4）回流比：自选5）加热方式：间接蒸汽加热（6）冷却水进口温度：30° C二、塔的工艺计算1. 工艺过程1.1. 物料衡算Wf 40%Wd 90%M 乙醇 46g/molM 水 18g /mol F 145.9kmol/hDXdFXfW F D 145.9 38.36 107.54kmol/h由 fxf dxD WXw 得wFXF DX> 145.90.206958.363.7790Xwf D0.00280.28%1%W107.54表1物料衡算数据记录F145.9kmol/hXf0.2069D38.36kmol/hXd0.7790W107.54kmol/hXw0.0028

9、由气液平衡数据，画岀下表,19諡,|5!常僵审启遇l-z:!SS:=臨:=;=!:=电:=矩!=IH:=:fi需£:=:画去=一5画:=:備期iMl 席SH提馏段汽相流量1 1V LW229.54107.54122kmol /h提馏段操作线方程1LDxD FxFyn 1' Xn;|百辛（1）q线方程:樹 1911-r:lZMll;: ”：=1! KIS!VVi.ii229.5438.36 0.779 145.9 0.2069X122 1221.88xn 0.00249乙醇1的摩尔热容CmA 3.0246138.92kJ /(kmol ?K)乙醇的摩尔汽化潜热rA 914.24

10、642053.2kJ /(koml ?K)水的摩尔热容由图查出组成Xf 0.2069的乙醇-水溶液泡点为83.25° C,在 平均温度为（83.25+30 ） /2=56.63下，由化工原理（第三版， 王志魁）附录查得乙醇与水的有关物性为：七xq1做岀下图，q线与平衡线的交点（yqye 0.547XdyeRmin 1xfq 11.10.238，0.20691.1 10.547），即XdXe0.7790 0.5470.7790 0.23811xq 2.069xe 0.238，0.429 ，得56.63 56CmB 18 4.178(4.183 4.178)60 5075.26kJ /(

11、koml ?K)水 的 摩 尔 汽 化 潜 热Rmin0.751（2）过点（0.7790，0.7790）做平衡线的切线，交 Y轴于点（0，0.41）由一0.41，得 Rn0.9也1rB 2392.86 1843071.48kJ / kmol比较水与乙醇的摩尔汽化潜热可知，系统满足衡摩尔流的假定。 加料液的平均摩尔热容：取较大的回流比，故 Rn0.9根据 Rmin(1.2 2) Rmin，取 R=1.8Cmp CrnX CnBX3138.90.206印5.261 0.206988.43/(<m(?K)加 料 液 的 平 均 汽 化 热 ：r rAXA rBXB 42053.2 0.2069

12、 43071.48(1 0.2069)42860.8J/kmolC mpq 1 (T t)r1.2.最小回流比及操作回流比的确定88.43(83.2530)1.1精馏段液相流量LRD1.838.3669.05kmol/ h精馏段汽相流量V(R1)D(1.81) 38.36107.41kmol /h精馏段操作线方程LD69.0538.36yn1 _XnXdXn0.7790VV107.41107.411.3.精馏段和提馏段操作线的确定0.643xn 0.278提馏段液相流旦 量1LL qF69.051.1 145.9229.54kmol /h1.4.理论及实际塔板数的确定A用图解法求解理论板数在y

13、-x图上分别画出提馏段方程和精馏段方程，利用图解法 可以求出理论塔板数为 10块（含塔釜）。其中第8理论板为进料板。见下图B用奥康奈尔法对全塔效率进行估算：（1）由相平衡方程式y，可得mu:mBttIMm Lu6111:112H4 H,H4mluH出111 亠lll-lJI!-ll.1p-1l:=JI.La Hi:汀ui-=！-BBIiliE 和Kwwgn 一Taar Mnavr 十斛八n=八-llsi"rrIFlr-rsss琵IfflJrIHsastss打iistss1(1)Xy(x 1)x(y 1)根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得:y1 xD 0.7790为0.7427(塔顶

14、第一块板)yF0.5303Xf 0.2069(加料板)Xw 0.0028yW 0.0251(塔釜)因此可以求得：止1)0.7790(0.74271)前仁1 x1(y11)0.7427(0.77901)Yf(Xf1)0.5303(0.20691)43278FxF(yF1)0.2069(0.53031)yw(Xw1)0.0251(0.00281)并鸽WxW(yW1)0.0028(0.02511)平均相对挥发度的求取：3 1 F W 31.2212 4.3278 9.1693 3.6458(2)根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得：塔顶：xD 0.7790，tD 78.31 C塔釜：xW 0.002

15、8, tW 99.23 C塔顶和塔釜的算术平均温度：1t78.31 99.23t -88.77 C2 2由化工原理(第三版，化学工业岀版社,王志魁)书中附表12查得:在88.77° C下，乙醇0.410mPa ?s水0.315mPa ?s根据公式lg Lmx lg i得Lm0.2069 lg0.410 (1 0.2069) lg0.315100.3327 mPa ?s(4)由奥康奈尔关联式：Et0 2450.49( l) .0.49 (3.64580 2450.3327) .46.74%CNt 1求解实际塔板数N10 119.3取Et46.74%N=207.07406165746得:

16、 PB 10(T/K) 227.03将 P0,Pb 代入 P；XaPbXbP进行试差，求塔顶、进料板、及塔釜的压力和温度：1) 塔顶：P,101.3kPa ,:XaX10.7427试差得t182.27C2) 进料板位置：Nf 8精馏段实际板层数:N 精 7/46.12%14.9515每层塔板压降：P 0.7kPa进料板压力：PF101.3 0.715111.8kPa进料板：PF111.8kPa ,XaXf0.2069试差得tF 96.39 C3) 提馏段实际板层数：N提(3-1 )/46.81%=4.275塔釜压力：FW111.8 0.75 115.3kPa塔釜：xAxw 0.0028 ,Pw

17、115.3kPa 试差得塔M vwmM Lwm精0.0251 46(1釜0.0251) 1818.70kg/ kmol馏段平均摩尔M VDmM VFm39.8132.8522M LDmM LFm38.8023.7922馏段平均摩尔M VFmM Vwm32.8518.7022M LFmM Lwm23.7918.08220.0028 46(10.0028) 1836.33kg / kmol31.30kg/ kmol提25.78kg / kmol20.94kg / kmolM VmM LmMLmMvm质 量18.08kg/kmol质 量lg(Ps/kPa)AB7.338271652.05仃/K)C仃

18、/K) 231.487.33827得：P101652.05(T/K) 231.48J水slg( P / kPa)AB7.074061657.46仃/K)C仃/K) 227.031.5. 塔的结构设计1.5.1.精馏塔塔径的计算A.查得有关乙醇与水的安托因方程: 乙醇精馏段: tt1LmtF282.2796.3989.33 C2P PF101.3 111.8Pm106.55 kPa22'tptw96.39 103.57提馏段:tr99.98 C221Pv P111.8 115.3 一Pm113.55kPa22B.平均摩尔质量的计算塔顶M VDm0.779046(1 0.7790) 18

19、39.81kg/kmolM LDm0.742746(1 0.7427) 1838.80kg/ kmol进料板：MVFm0.530346(1 0.5303) 1832.85kg/kmolM LFm0.206946(1 0.2069) 1823.79kg/kmoltw 103.57 C求得精馏段及提馏段的平均压力及温度:塔 顶M VDm39.81kg / kmol精 馏 段 平 均 摩 尔 质 量Mvm36.33kg/ kmolM LDm38.80kg / kmolM Lm31.30kg / kmol进 料 板M VFm32.85kg / kmol提 馏 段 平 均 摩 尔 质 量M Vm25.7

20、8kg / kmolM LFm23.79kg / kmol1M Lm20.9kg/kmol塔 釜M Vwm18.70kg / kmolM Lwm18.08kg / kmol表2平均摩尔质量的计算C. 平均密度的计算:1)汽相平均密度计算:VmPMRT平 均 密VmVmFm M VmRT馏PmMVmrt'106.55 36.3331.28kg/m8.314 (273.15 89.33)汽 相 平 均 密 度：850.46958.953904.71kg/m113.55 25.788.314 (273.152) 液相平均密度计算：0.943<g/m399.98)wiL塔顶：A 743.

21、16 kg/m3 ,B 972.74kg/m3XaMawa- XaM a (1 X-)Mb 得10.7790 460.7790 460.900.221 18LDmWaWb0.900.13761.12kg/m3进料板:743.16972.743725.26 kg/m , B3961.08kg/m ,WaXaMa (1得1XaMaXa)Mb0.2069460.206946 0.793118LFmWaWb0.40站 85°.46kg/m塔釜:725.263A 710kg /m3961.083B 961.36 kg/m3,塔 顶A3743.16kg/m塔 釜A3710kg/mB3972.74

22、kg/mB961.36 kg/mW-0.90W-0.0071LDm3761.12kg/mLDm3958.95 kg / m进 料 板A725.26kg/m3精 馏 段 液 相 平 均 密 度Lm805.79 kg/m3B3961.08kg/mw-0.40提 馏 段 液 相 平 均 密 度Lm904.71kg/m3LDm850.46kg /m3Lm2表3液相平均密度的计算D.液体平均表面张力计算液体平均表面张力按下式计算:塔釜：tW 103.57 C，查附录：A 15.2mN / m， B 58.48mN /m得Lwm 0.0028精馏段LDmLm2提馏段'LDmLm液体表面平均张力LF

23、m29.050.539.75mN / m平均张力液体2表面LFm50.558.3554.43mN /m215.2(1 0.0028) 58.4858.35mN/mXAMa0.002846wAXaMa (1得1XA)MB0.00710.002846 0.997218Lmx iLwmWaWb0.0071710液A馏761.12 850.46Lm0.9929961.36平 均805.79kg/ m3958.95 kg/ m塔顶：t|82.27 C，由化工原理(第三版，化学工业出版社，王志魁)附录二十A 17.5mN / m， B 62.2mN / m得：LDm x A (1 x) B 0.74271

24、7.5 (1 0.7427)62.2 29.0nN/m进料板：tF 96.39 C，查手册：A 16mN / m，B 59.5mN /m得：塔 顶t182.27 C塔 釜tw103.57 CA17.5mN /mA15.2mN / mB62.2mN/mB58.48mN/ mLDm29.0mN/ mLwm58.35mN/ m进 料 板tF96.39 C精 馏 段 液 体 表 面 平 均 张 力Lm39.75mN/ mA16mN/mB59.5mN /m提 馏 段 液 体 表 面 平 均 张 力iLm54.43mN / mLFm50.5mN /m表4液体平均表面张力计算LFm 幷 a (1 xF) B

25、 0.206916 (1 0.2069)59.5 50.5nN/m e.液体平均黏度计算:液体平均黏度按下式计算：lg LmX lg i塔顶：ti 82.27 C，查由化工原理(第三版，化学工业出版社，王志魁)附录十二 A 0.41mPa?s ，b 0.35mPa?sLDm10x lg i100.7427lg0.41(1 0.7427)lg0.35进料板：tF 96.39 C，查附录：A 0.33mPa?s，B 0.29mPa?s得：LFm 100"069lg0.33 (1 0.2069)lg0.290.298mPa?s塔釜：tw 103.57 C，查附录：A 0.30mPa?s，B

26、 0.274mPa ?s精馏段液体平均黏度0.3940.2980.346mPa ?sLm2提馏段液体平均黏度10.2980.2740.286mPa ?sLm2表5液体平均黏度计算得:Lwm 10°.0028 lg°.3 0.9972lg0.2740.274mPa?s塔 顶t182.27 C塔 釜tw103.57 CA0.41mPa?sA0.30mPa?sB0.35mPa?sB0.274mPa?sLDm0.394mPa?sLwm0.274mPa?s进料板tF96.39 C精 馏 段 液 体 平 均 黏 度Lm0.346mPa?sA0.33mPa?sB0.29mPa?s提 馏*

27、Lm0.286mPa?sLFm0.298mPa?s段 液 体 平 均 黏 度Ls / L1/2 八查smith图，smithF.气液相体积流率计算：精馏段汽相体积流率VsVM Vm107.4136.3330.847m /s3600 Vm36001.28液相体积流率LsLM Lm69.0531.330.00075m3/s3600 Lm3600805.79提馏段汽相体积流率VsV'MVm122 25.780.926m3/s3600 Vm36000.943液相体积流率1LsL'M Lm229.54 20.940.00148m3/s3600 Lm3600904.710.394mPa?s

28、Vs0.847 m3/sVs0.926m3/sLs0.00075m3/sLs0.00148m3/s表6气液相体积流率计算G. 塔径的确定塔径的确定，需求maxC由下式计算:C20(200.2C20由Smith图查取取板间距Ht0.35m，板上液层高度hl0.05m，则Ht hl 0.35 0.05 0.30m(1) 精馏段塔径的确定：图的横坐标为0.00075 “805.79、：小 (-)2 0.0220.8471.28讪0.02U max得 C200.072C 0.08260» QMQJQ ,Q00.0826 805.79282.071m/s取安全系数u 0.7 2.0711.28

29、为 0.7， 则空塔气速为1.450m/s则精馏塔塔径D4Vs4 °.8470.862m1.450u(2)提馏段塔径的确定：IIL()1/2VsV图的横坐标为:查smith图，得C20 0.0690.069O.。0148 904.710.04590.9260.943(詈)0.20.。843Umax0.0843904.710.9430.943取安全系数为 0.72.610m/s则空塔气速u'0.7 2.6101.827m/s则精馏塔塔径D；4 0.9261.8270.804m(3)按标准塔径圆整后,D 0.9m44精馏段实际空塔气速为：Vs UAT0.8471.331m/s0.

30、6362提馏段实际空塔气速为：V uVsAt0.9261.456m/ s0.6362塔截面积：AtD20.92 0.6362m2精馏段有效高度的计算：Z精(N精1)0.354.9m提馏段有效高度的计算：Z提(N提1)0.351.4m每隔5层塔板开一人孔，人孔高度为0.5m,人孔数Np=(20/5)1.5.2.精馏塔有效高度的计算-1=3塔顶间距：H1=(1.52.0)H t,取 H1=1.7X 0.35=0.595m 0.6m塔底空间高度：H2=2m,进料板处板间距：HF=0.4m塔咼：H= ( N-n p-n f-1 ) HT+npH p+ H 1+ H2+ Hd+ Hb+ fHf=(20-

31、3-1-1 ) X 350+3 X 600+600+2000+1000+2000+1 X 400 =13.05m2.塔板主要工艺尺寸的计算2.1.溢流装置计算因塔径D=0.9m，可选用单溢流弓形降液管A. 堰长l w单溢流：lw= (0.60.8) D ,取 lw=0.6 X 0.9=0.54mB. 溢流堰高度hw因为 hl=hw+h ow选用平直堰，堰上液层高度how可用Francis计算,即how2.84 E(lh)2/31000 Jh；精馏段：Il=0.000543 X 3600=1.9548 m3/h液体收缩系数计算图查上图得，E=1.02,贝U how= (2.84/1000 )X

32、1.02 X( 2.7/0.54) 2/3=0.00849m取板上清夜层高度 h2=0.05m,故 hw=0.05-0.00849=0.04151m提馏段：I' h=0.00148 X 3600=5.328m3/h查得 E=1.045 ,则 h' OW=(2.84/1000) X 1.045X (5, 328/0.54) 2/3=0.0137m取板上清夜层高度 hL=0.05m,故 h ' W=0.05-0.0137=0.0363m2.2.降液管2.2.1降液管高度和截面积因为lw0.6 ,查下图(弓形降液管参数图)得Af0.055,W0.115AtD所以Af0.055

33、 0.6362 0.0350m2Wd0.1150.90.1035m弓形降液管参数图7/r !°/r XX/fZ1丄Jr0.708Q.9L.02D依下式验算液体在3600A Ht3 5精馏段:提馏段:中的停留时Lh3600 0.03500.352.73600 0.0350 0.3516.33s 5s5.3288.28s 5s故降液管设计合理。2.2.2降液管底隙高度降液管底隙高度依下式计算:h°Lh3600lwU0h°00.07m/s，精馏段：ho20mm提馏段：hb2.73600 0.54 0.070.020m5.3283600 0.54 0.070.0392mh

34、0 20mm故降液管底隙高度设计合理。2.3. 塔板布置2.3.1.塔板的分块因为D=900mm,故塔板采用分块式，查表得，塔板分为3块。表塔板分块数塔径/mm8001200140016001800200022002400塔板分块 数34562.3.2.边缘区宽度确定溢流堰前的安定区宽度：Ws=0.07m边缘区宽度：Wc=0.035mB. 排列由于采用分块式塔板，故采用等边三角形叉排。设相近的阀孔 中心距t=75mm，画出阀孔排列图(如下图)：通道板上可排阀孔 26个.弓形板可排阀孔24个，所以总阀孔数目为 N=26+24 X 2=74 个.C. 校核馏1) 精馏段：气体通 过阀 孔 的 实际

35、 速度：4Vs4 0.847u0229.58m/ sd：N0.0392 74阀孔排列图hchc0.17519.9U0L片25.343 2g l10.480.17519.90.033m904.71全5.34开9.5纟 1.282 9.81 805.790.040m25.34业丄 2g l 取板上液层充气因数ehc5.3410.482 0.9430.031m2.3.3.开孔区面积计算 2开孔区面积按下式计算：Aa2(x , r2 x2 sin 1 x)180 r其中x D (Wd W.)0.9 (0.10350.07)0.2765m2 22 9.81 904.710=0.5，那么hL= e 0(h

36、w+ how)= £ 0 hL=0.5 X 0.05=0.025m气体克服液体表面张力所造成的阻力可由下式计算：2h Lg但由于气体克服液体表面张力所造成的阻力通常很小，可忽略不 计。r D Wc 09 0.0350.415m2 2故 A 2 (0.27650152765sin10765 0.4眉1800.415实际动能因素：F0 u0、二 9.58 .128 10.842) 提馏段：气体通过阀孔的实际速度(1) 精馏段：hP=hc+hi+h。=0.037+0.025=0.062m(2) 提馏段：h ' P=0.033+0.025=0.058m3.2. 漏液验算(1)精馏段：

37、气 体 通2.3.4.浮阀塔计算及其排列采用F1型重阀，重量为 33g，孔径为39mmA. 浮法数目浮法数目按下式计算：N4Vs d ° u °U04Vs4 0.92610.48m/ sd：N0.0392 74实际动能因F。U(P. v10.48 . 0.94310.183)U04Vs doN过 阀 孔4 0.84720.03974时 的 速9.58m/sF0u0 v 9.58 - 1.28 10.84>6气体通过阀孔的速度：取动能因数F=1.1则精 段 ：9.72m/ s4。号4772.9573 个0.0399.72U0110.94311.33m/s4 0.9262

38、0.03911.3368.4269 个开孔率：山100% 74 連4Av4 0.6362(2)提馏段气 体 通 过 阀13.89%开孔率在10%14%之间，且实际动能因数 F0在912间，满足要 求。3. 流体力学验算3.1. 气体通过浮阀塔板的压力降单板压降：hp=hc+h+h。0.175阀片全开前：入 19.9 L(单板压降)19.99.580.175805.790.037mU04Vs dN4 0.9260.0392 7410.48m/sF0 u0 . V 10.48 . 0.943 10.18 >63.3. 液泛验算降液管内泡沫液层高度可按下式计算:Hd=hp+hw+how+A +

39、hd=hp+hL +hd<( HT+hw) 浮法塔的页面落差一般不大，常可忽略不计(1)精馏段 hp =0.062m , hL =0.05m 塔 板 上 不 设 进hd 0.153(旦)30.153 ( 0.00075)30.00005mlwh00.54 0.020Hd=0.062+0.05+0.00005=0.11205m取© =0.5 , © (HT+hw) =0.5X (0.35+0.04151 ) =0.196mHd< ©( HT +hw)(2)提馏段 h' p=0.058m , h' L=0.05m塔 板 上 不 设 进 口

40、堰 时hd0.1530.001480.54 0.039(1)精馏段：AfHT0.0350 0.35Ls0.00075提馏段：AfHT0.0350 0.35LS0.001480.00005m3.5.液体在降液管内的停留时间16.3 3s8.28 3s4.操作性能负荷图4.1.气相负荷下限线(1) 精馏段：0.008492.84 3600Ls 严1000 ( Iw得：Ls 0.000726m3/S(2)提馏段：0.01372.843600Ls 2/31000E( Iw )2.8410002.8410001.0451.045(3600LS )2/3(0.54 )(3600Ls 严(0.54 )H&#

41、39; d=0.058+0.05+0.00005=0.10805m 取© =0.5 , ©( HT+h' W) =0.5 X( 0.35+0.0363) =0.19315m H ' d<©( Ht+ h' W)得：L'0.00148m3/Ss3.4. 雾沫夹带验算泛点百分率可取下列两式计算，取计算结果中较大的数值:1.36LsZlVS d：N 50.03924. v 4740.391m3/s4.4.液泛负荷上限线LSAfHT50.0350 0.3550.00245m/sKCFAbVS.VLV0.78KCfAtZL=D-2Wd，

42、 A b=A t-2A f (1)(2) 提馏段：0.0392 74 一L 0.459m3/s4. 0.9264.2.过量雾沫夹带线取 F=0.7(1)精馏段：4.5. 泛液线泛液线方程：aV2 b CL； df3(1)精馏段：a 1.91 1C51.91 1051.28 2 0.05541lN805.79 74b= © Ht+ (© -1- £ 0) hw=0.5 X 0.35+ ( 0.5-1-0.5) X 0.04151=0.13349精馏段:0.1531.281 28竺血血兰竺n.6211 0.098(0.6362 0.0350)1.280.847805.

43、79 佃 0.69470.70.78 0.6362 1 0.098提馏段：0.9260.9260.71.36805.79 1.28LS(0.9 20.1035)0.1532 20.540.0201311.730.9431.36 0.0001480.9 2 0.1035)904.710.9431 0.092(0.63622 0.035)0.943904.71 0.9430.78 0.6362 1 0.0920.6550.70.6011 0.098 (0.6362 2 0.0350)得：VS=-23.62L s+0.973(2)提馏段：d (1 0)E(0.667岸(1 0.5) 1.045 0.

44、667 1.5770.7/0.943VS .1.36 LS (0.9 2 0.1035)904.71 0.9431 0.098 (0.6362 2 0.0350)得：Vs=-29.18L s+1.2010.05541V2 S=0.13349-1311.73L2 S-1.577L2/3 S(2)提馏段：1.91 105lN51.91 10904.71 7420.03636=© Ht+ ( © -1- £ 0) hW=0.5 X 0.35+ ( 0.5-1-0.5 ) X0.0363=0.13870.1530.153l：h020.542 0.03922341.454.

45、3.液相负荷下限线(1)精馏段：由图可知，该塔的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图 可读得：(Vs)max=o.973m3/s ,(Vs) min=0.391m3/Sa.aoi口 no 口o.a<i3由图可知，该塔的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图 可读得：33(VS)max=1.201m3/s ,(Vs)min=0.459m3/s900.2 kg/m30.4/787(1 0.4) /995.7料体积流量；VsfFM f145.923.80.00107m3/sf900.23600取适宜的输送速度uf=2.0m/s,V WMwVSWW107.54 18.08958.95 36

46、00取适宜的输送速5.3.回流液管回流液体积流量LM L69.0531.303Vsl0.000745 m/sL805.793600VMv107.41 39.8133 ,Vsv3340.6m0.928m / sv1.28取适宜速度uv=20m/s，那么4Vsv40.928d计J-0.243m，uv20经圆整选取拉制黄铜管，规格：©260X 5mm(1 0.5) 1.0450.667 為 1.5770.540.03636V2 S=0.1387-341.45L2 S-1.577L2/3 S4.6.操作性能负荷图(1)精馏段：精馏段性能负荷图所以，塔的操作弹性为 Vs,max0.9732.4882Vs,min0.391(2)提馏段：提馏段性能负荷图Vsmax1 201所以，塔的操作弹性为土巴 2 617 2Vs,min0.459'5.各接管尺寸的确定5.1. 进料管查得 30 C 时，p a=787 Kg/m3，p