乙醇与水连续精馏塔课程设计

1、目录第一章设计方案的确定及流程说明. 31.1 塔型选择. 31.2 操作流程. 3第二章塔的工艺计算. 42.1 整理有关数据并绘制相关表格 . 42.2 全塔物料衡算. 52.3 最小回流比和操作回流比 . 62.4 理论塔板数的确定 . 72.5 全塔效率的估算 . 72.6 实际塔板数的求取 . 10第三章塔的工艺条件及物性计算. 113.1 操作压强 Pm. 113.2 温度 tm. 123.3 平均摩尔质量. 错误！未定义书签。23.4 平均密度. 133.5 液体表面张力. 163.6 平均粘度的计算. 173.7 汽液相体积流率. 183.8 塔径的计算. 193.9 精馏塔高

2、度的计算. 20第四章 塔板主要工艺尺寸的计算 . 214.1 溢流装置. 214.2 塔板布置. 24第五章塔板的流体力学验算. 2355.1 气体通过塔板的压力降 hp 液柱 . 275.2 液面落差. 2675.3 液沫夹带（雾沫夹带）. 2675.4 漏液. 2685.5 液泛. 28第六章塔板负荷性能图. 2796.1 漏液线. 2796.2 液沫夹带线 . 296.3 液相负荷下限线. 306.4 液相负荷上限线 . 306.5 液泛线. 30第七章各接管尺寸的确定及选型. 337.1 进料管尺寸的计算及选型 . 337.2 釜液出口管尺寸的计算及选型 . 337.3 回流管尺寸的

3、计算及选型. 337.4 塔顶蒸汽出口径及选型 . 34第八章 精馏塔的主要附属设备 . 348.1 冷凝器. 348.2 预热器. 358.3 再沸器. 35设计结果一览表.36参考文献. 36第一章、设计方案的确定及流程说明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 10.8t/h，由于产品粘度较小，流量较大，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，选用筛板塔。1.2 操作流程乙醇一一水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸

4、汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、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和部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。乙醇一水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上和自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体和上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。流程示意图如下图（图一）2.1 整理有关数据并绘制相关表格：2.1.1 乙醇和水的汽液平衡数据（101.3KPa 即 760mmHg不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成数据如下（见化工原理课本下

5、册 P269）（表 1）液相摩尔 分数x气相摩尔分数y温度/c液相摩尔分数x气相摩尔分数y温度/c0.000.001000.32730.582681.50.01900.170095.50.39650.612280.70.07210.389189.00.50790.656479.80.09660.437586.70.51980.659979.70.12380.470485.30.57320.684179.30.16610.508984.10.67630.738578.740.23370.544582.70.74720.781578.410.26080.558082.30.89430.894378

6、.15根据以上数据画出以下乙醇和水的t-x（y）相平衡图（图2）及乙醇和水的x-y（图3）:图3乙醇水气液平衡图2.2 全塔物料衡算原料液中： 设 A 组分一一乙醇；B 组分一一水乙醇的摩尔质量：M乙=46.07 kg/kmol ；水的摩尔质量：M水=18.02 kg/kmol2.2.1查阅文献，整理相关的物性数据水和乙醇的物理性质（表2）名称分子式相对分子 质量密度20Ckg / m3沸点101.33kPaC比热容(20C)Kg/(kg.C)黏度(20C)mPa.s导热系 数(20C) 豹/(m.C)表面 张力10 (20C)N/m水H2O18.029981004.1831.0050.599

7、72.8乙醇C2H5OH46.0778978.32.391.150.17222.8222进料液的摩尔分数_0.505/46.07_0.505/46.07(1 -0.505)/18.022.2.3平均摩尔质量MF=0.28 46+ (1-0.28)18=25.84 kg/kmolMD= 0.83 46+ (1-0.83)18=41.42kg/kmolMW=0.1 46+ (1-0.1)18=19.40kg/kmol2.2.4物料衡算已知：卩=空1000=228.33kmol/h25.84总物料衡算F=D+W=228.33易挥发组分物料衡算DXD+WXW=FXF即 0.83D+0.1W=228.3

8、3X0.28联立以上二式得：D=56.3kg/kmol W=172.03kg/kmol2.3 最小回流比 Rmin 和操作回流比R。因为乙醇-水物系的曲线是不正常的平衡曲线，当操作线和 q 线的交点尚未落 到平衡线上之前，操作线已经和衡线相切，最小回流比的求法是由点 a(XD,XD) 向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求Rmin，如图三图 4-0.28, Rmin由=0.6072得：Rmin=1.546Rmin亠1由工艺条件决定 R=1.8Rmin故取操作回流比 R=2.7832.3.1操作方程的确定精馏段：L=R D =2.783 56.3 = 156.683kmol/hV =(R 1)D

9、 =(2.783 1) 56.3二212.983kmol /h提馏段.L =L qF =156.683 1 228.33 = 385.013kmol/hV#V -(1 -q)F =V =212.983kmol/h2.3.2精镏段操作方程:q 线方程：x=xq=xF=0.282.4 理论塔板数的确定乙醇水气液平衡图A液相摩尔分数Lyn 1pXn提镏段操作线方程：yn 1 -XnDxV212.983CO Q云盂O.800026WVXw212.983172 030.1 =1.68xn- 0.081212.983理论板：指离开此板的气液两相平衡，而且塔板上液相组成均匀乙醉-.水气液平衛图由图 5 可知

10、：理论塔板总数为：12 块 精馏段为 10 块 提馏段为 2 块2.5 全塔效率的估算板效率和塔板结构， 操作条件， 物质的物理性质及流体力学性质有关， 它反 映实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式：_0.245ET= 0.49L计算。其中：一塔顶和塔底平均温度下的相对挥发度；L塔顶和塔底平均温度下的液相粘度 mPa.s2.5.1 塔顶、塔釜及进料的温度确定图 6CL6Xw-00, 20, 40.6 0,81液相摩尔分数由 t-x-y （图五）图可知：塔顶温度 tD=78.12C,塔底温度 tw= 86.4C,x(y)进料温度 tF =82.2C全塔的平均温度：精馏段：tm上h

11、 =80.16c2tmtw tF= 84.30c提馏段：m2tw tD塔顶和塔釜的算术平均温度： t =2=82.26C2.5.2 塔顶、进料处及塔底处的相对挥发度图 7乙醇水气液平衡图根据乙醇和水溶液 x-y 相平衡图（图 7）可以查得:y1=xD=0.83x1=0.817yF=0.56xF=0.28yW=0.443xW=0.1由相平衡方程式yx可得一y(x一1)1+(a1)xx(y1)因此可以求得：aD=1.094;aF=3.273;aW=7.158平均相对挥发度的求取：a=3.aDaFaW=11.094 3.273 7.158 = 2.948精馏段的平均相对挥发度的求取：a1=、,aDa

12、F =1.094 3.273 = 1.892提馏段的平均相对挥发度的求取：a1aWaF二 3.273 7.158 = 4.840ynXn= Xnyn相平衡方程为：1( -1)xn: -C -1)yn2.948 _1.948yn2.5.3 顶、进料处及塔底处的相对挥发度由 t-x-y 图可知：塔顶温度 tD=8.12C，塔底温度 tw=864C进料温度 tF =82.2C全塔的平均温度： 精馏段：tm二=80.16c2提馏段：打二=84.3c2图 800.20.40.60.81x(y)twt塔顶和釜的算术平均温度： t =2=82.26C0在 80.16c时，根据上图知对应的 XD=0.462,

13、由化工原理课本附录一 （水在不同温度下的黏度表）查得水二0.354mPa s,由附录十二（液体黏度共 线图）查得乙醇=0.405mPas（图中，乙醇的 X=10.5, 丫=13.8）。0在 84.3c时，根据上图知对应的 XW=0.16 由化工原理课本附录一（水 在不同温度下的黏度表） 查得水=0.337mPa s， 由附录十二 （液体黏度共线 图） 查得巴醇=0.391mPas（图中，乙醇的X=10.5, 丫=13.8）。Li因为 所以，平均黏度:(1) 精馏段： =0.462 0.405 (1 - 0.462) 0.354 二 0.378mPa s(2) 提馏段：= 0.16 0.391(

14、1 -0.16)0.337 = 0.346mPa s用奥康奈尔法(Oconenell)计算全塔效率：ET=0.49CL)42451.1()精馏段.ET=0.49 (1.892 0.378)-02451.1 =58.5%/0 245(2)提馏段.ET=0.49 (4.84 0.346)-.1.1 = 47.5%2.6 实际塔板数的求取(1)精馏段：已知a=1.892 卩 L=0.378mPa - s0.245ET=0.49 x(1.8920.378)=0.532NP精=ET=0.53218.8 19 块(2)提馏段：已知a=4.84 卩 L=0.346mPa s0.245N T1ET=0.49x

15、(4.84 0.346)=0.432NP提=ET=0.4321.892 块 全塔所需实际塔板数：NP=NP 精+NP提=21 块全塔效率:21 _ 1* % =4255%ET嚨X%=X%=42.9%加料板位置在第 20 块塔板第三章、工艺条件及物性数据计算3.1 操作压强 Pm塔顶压强 PD=4+101.3=105.3 kpa,取每层塔板压强 P=0.7 kpa,则 进料板压强 PF=105.3+19*0.7=118.6 kpa塔釜压强 PW=105.3+2*0.7=106.7 kpa精馏段平均操作压强 Pm 精=(105.3+118.6)/2=111.95kpa提馏段平均操作压强 Pm 提=

16、(106.7+118.6)/2=112.65kpa3.2 温度 tm根据乙醇和水的 t-x (y)相平衡图可知：塔顶tD=78.12C进料板tp=82.2Ctm精=D 2 F二80.16C3.3 平均摩尔质量M根据乙醇和水的 t-x (y)相平衡图可知：塔顶xD= y-i=0.83yD=0.817NT10MVD= 0.83 46+ (1-0.83)18=41.42kg/kmolMLD=0.817 46+ (1-0.817)18=40.88 kg/kmol进料板：yF= 0.56xF=0.28MVF= 0.56 46+ (1-0.56)18=33.68kg/kmolMLF=0.28 46+ (1

17、-0.28)18=25.84 kg/kmolMVw= 0.443 46+ (1-0.443)18=30.4kg/kmolMLW=0.1 46+ (1-0.1)18=20.8 kg/kmol精馏段的平均摩尔质量41.4233.68MV精=37.55kg/kmol40.88 25.84 ,ML,精= - =33.36 kg/kmol33.68 30.4MV,提-2=32.04kg/kmol提馏段的平均摩尔质量ML,提=25.842.8塔顶MVD41.42kg /kmol精馏 段平均摩 尔质量MV，精37.55kg / kmolMLD40.88kg / kmolML，精33.36kg / kmol2

18、表 3塔釜：yW=0.443Xw=0.1=23.32kg/kmol进料板MVF33.68kg /kmol提馏 段平均摩 尔质量MV提32.04kg / kmolMLF25.84kg / kmolML,提23.32kg / kmol塔釜MVw30.4kg / kmolMLw20.8kg / kmol3.4 平均密度pm3.1.1 乙醇密度表4温度C5060708090100110765755746735730716703图93.1.2 水的密度表四405060708090100992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4图10不同温度下的乙醇浓度1图 10依下式 丄=竺

19、C为质量分数）L:i3D=(0.83X46)/(0.83X46+0.17X18)= 0.6573W=(0.1X46)/(0.1X46+0.9X18)=0.042根据 t-p图可知：塔顶：?A塔釜:不同温度下水的密度WA-732.4kg/m3,=0.042-968.2kg/m3得:，LFm遊季弋述8728963.6=737.4kg /kmol,，B二 973.4kg / kmol=3D= 0.657WA得:LDmWAWB3806.45kg /m0.6570.343737.4973.4进料板:WA=734.3kg/m3,?B=0.5053=970.5kg/m得:0.505 . 0.495734.3

20、970.5=833.33kg/m3:m精二806.45 833.33=819.915kg/m3精馏段液相平均密度：2提馏段汽相平均密度：:Vm提二95238833.3 892.855kg/m32Pvm=ZM汽相密度：Vm根据皿RT,液相平均密度的计算如下图:塔顶PA3737.4kg / m塔釜PA732.4kg / m3PB3973.4kg / mPB968.2WA0.657WA0.042PLDm806.45kg /m3PLWm952.38进料板PA734.3kg/m3精馏段汽相 平均密度Vm1.431 kg / m3PB970.5kg / m精馏段液相 平均密度PLm819.915kg/m3

21、提馏段汽相 平均密度Vm31.215kg/mWA0.505提馏段液相 平均密度PLm892.855kg/m3%m833.33kg /m表63.5 液体表面张力（T Lm二Lm八xr iVm精=精馏段汽相平均密度?mMvmRT111.95 37.558.314 (273.15 80.16)二1.431 kg / m3提馏段汽相平均密度112.65 32.048.314 (273.1584.3)=1.215kg/m3液体平均表面张力按下式计算：塔顶：tD=78.12CXD=0.83(TA=仃.91mN/m7B=62.9mN/m7LDm=XDX 7A+(1-XD)X 7B=0.83X17.91+(1

22、-0.83)X62. 9=25.558 mN/m进料板：tF=82.2CXF= 0.28根据内插法求t=822C时，7B由化工原理原理上册查7A7A=17.70mN/m7B=61.16mN/m7LFm=XFX 7A+(1-XF)X7B=0.28X17.70+(1-0.28)X61.16=48.99 mN/m塔釜：tw= 86.4Cxw= 0.1根据内插法求tD=86.4C时，7B由化工原理原理上册查7A7A=仃.45mN/m7B=60.87mN/m7Lwm=xwX 7A+(1-XF)X 7B=0.1X17.18+(1-0.1)X60.87 =56.5mN/m精馏段液体表面平均张力：7Lm精=(

23、7LDm+7LFm)/2=(25.558+48.99)/2=37.274 mN/m提段液体表面平均张力：7Lm提=(7LDm+7Lwm)/2=(48.99+56.5)/2=52.745mN/m表7塔顶t178.12C塔釜tw86.4CA17.91mN/m17.45mN/mB62.9mN / mB60.87mN/m LDm25.558mN/ m口LWm56.5mN/m进料板tF82.2C精馏段液体表 面平均张力Lm37.274mN /mA17.7mN / mB61.16mN/m提馏段液体表 面平均张力%m52.745mN /m根据内插法求tD=78.12C时，（T B由化工原理原理上册查（7AL

24、Fm48.99mN/m3.6 平均黏度的计算卩 Lm液体平均黏度的计算按下式计算：液体平均黏度的计算按下式计算：igUm二 Xilg塔顶：tD=78.12CXD=0.83 由化工原理原理上册查 卩 A、卩 B口A=0.45mPas口B=0.4mPas刀Xi |ggi(0.83xlg0.45+(1-0.83)xlg0.4)卩LDm=10=10=0.437mPas进料板：tF=82.2CXF=0.28 由化工原理原理上册查 卩 A、卩 B口A=0.42mPas口B=0.35mPas刀Xi lg gi.(0.28xlg0.42+(1-0.28)xlg0.35)卩LFm=10=10=0.369mPas

25、塔釜：tW=86.4CXW=0.1 由化工原理原理上册查gAgBgA=0.39mPasgB=0.31mPas刀Xilggi(0.1xlg0.39+(1-0.1)xlg0.31)gLwm=10=10=0.317mPas精馏段液体平均黏度：gLm精=(gLDm+gLFm)/2=0.403 mPas提馏段液体平均黏度：gLm提=(gLwm+gLFH)/2=0.341 mPas表8塔顶t178.312C塔釜tw86.4C0.45mPa.s0.39mpa.S气mPa0.31mpa.s%Dm0.437mPa.sLWm0.317mPa.S进料板tF82.2C精馏段液体平均黏度%m0.403mpa.S0.42

26、mpa.s0.35mPa.s提馏段 液体平 均黏度Km0.341mPa.S%Fm0.369mpa.S3.7 汽液相体积流率3.7.1 精馏段气相体积流率：V=(R+1)D=(2.783+1)X56.3 =212.98 kmol/hVMvm212.98x37.553Vs1.552m /s3600pm3600U431液相体积流率：L=RD=2.783X 56.3=156.68kmol/h. LMLm156.68汉33.654Ls :3600pm3600X819.915Lh= 3600Ls=3600X1.786X10-3=6.43RT/h提馏段：L=RD+qF =2.783X56.3+1X228.3

27、3=385.01kmol/hL MLm385.0123.32-3 3液相体积流率：Ls2.79*10 m /s3600pLm3600汉892.855表 9 汽液相体积流率计算Vs3 /1.552m /sVs1.828m3/sLS31.786*10-3m /sLs-332.79*10 m/s3.8 塔径的计算板间距和塔径的关系塔径D/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距H/mm2003002503003004503506004006003.7.2 提馏段：3Lh= 3600Ls=3600X2.793X10-3=10.05m/h气相体积流率：V,：= L -W=38

28、5.01-172.03 =212.98 kmol/h” V MVm212.98汉37.553Vs1.828m3/s3600pVm3600 .21533=2.793*10m3/s= 1.786*10-3m3/sLM Lm385.01x23.32Ls=- =3600pLm3600 892.855表10塔径的确定，需求 Umax=C订-：?vm,C 由下式计算：C = C20(N)0.2,C20由 smithVPvm20图查取，取板间距H=0.35m,板上液层高度h = 0.05m，贝 UHT-h,=0.35 - 0.05 = 0.30m史密斯关联图图 11图中 HT塔板间距，m hL 板上液层高度

29、，m V 丄一一分别为塔内气、 液两相体积流量，m3/s；PV,PL 分别为塔内气、液相的密度，kg/m33.8.1 精馏段塔径的确定：图的横坐标为：()L)0.5=(1.786 103)(815)0.5=0.028Vs&1.5521.431查 smith 图得：C20=0.058皿（20）” =0-058x（詈）0.2=0-066取安全系数为 0.7,则空塔气数为：u=0.70umax=0.70X 1.578=1.105m/s3.8.2 提馏段塔径的确定:查 smith 图得：C20= 0.061Uma=C：V=0.066 x819.915 _ 1.431=1.578m/s1.431

30、则精馏段塔径 D=4Vs匸u4 1.552314 1.105=1.338m图的横的坐标为（庆）”=（皆借gw52 7450 2C =0.061x(52745).=0.07420umM074X8=2.005m/s取安全系数为 0.7，则空塔气速为 i=0.70uma=0.70 x2.005=1.404m/s则提馏段塔径 二.-=1.161mD3.14汉2.005（3）按标准塔径圆整后，D=1.4m精馏段实际空塔气速为:Vs 1.552u=1.008m/sAT1.539提馏段实际空塔气速为:u二冬=型=1.188 m/sAT1.5393.9 精馏塔高度的计算 塔的高度可以由下式计算:Z =HP(N

31、 _2 _S)HTSHTHFHWHP-塔顶空间（不包括头盖部分）HT-板间距N-实际板数S-人孔数HF-进料板出板间距Hw-塔底空间（不包括底盖部分）已知实际塔板数为 N=21 块,板间距 HT=0.35 由于料液较清洁， 无需经常清洗, 可取每隔 7 块板设一个人孔，则人孔的数目S为:24S _1 =2个7塔截面积：AT=42-=1.539m24 1.828取人孔两板之间的间距HT=0.6m，则塔顶空间HP=1.2m，塔底空间HW=2. 5m，进料板空间高度HF=0.8m，那么，全塔高度:Z =1.2(21 -2 -2)0.352 0.60.82.5 =11.65m第四章、塔板主要工艺尺寸的

32、计算4.1 溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。塔径：D=1.4m4.1.1 溢流堰长 lw单溢流：lw二0.6 0.8 D，取堰长|w=0.6D，即卩Iv=0.6X1.4=0.84 m4.1.2 溢流堰出口堰高 hWhv=h_-hOW选用平直堰，堰上液层高度how可用 Francis 计算，即howZE “1000(lw精馏段：Lh= 6.43 m/h, 所以Lh/l C-6豎=9.94,匕二俱二。0.84D1.4液流收缩系数计算图查上图得:E=1.038，则22.84Lh 3依式howE(一)3，1000 lw提馏段9弓形降液管参数图X0.06图 1313l

33、Lh=7.04 10-33600 =2 5.34n4hA=0.055X3.799=0.209m2取板上清夜层高度hi=0.05m，故hw=0.05-0.0114=0.0386m2=0 6查得：E=1.145，则hov=Z 1.145(卫色)3=0.017m256.43AH取板上清夜层高度hl=0.05m，故.=0.05-0.017=0.033mhw4.1.3降液管宽度 Wd 和截面积 Af故降液管设计合理。4.1.4 降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速uo为 0.06m/s 依式ho空得:lwUo-3精馏段：ho二上J.78610=0.023m即ho20mmlwuO1.32 7.063提

34、馏段：ho=2.79d0=0.035m即h；20mm1.32汉0.06故降液管底隙高度设计合理。42塔板布置4.2.1塔板的分块本设计塔径 D=1.4m 故塔板采用分块式，以便通过入孔装拆塔板 查表得，塔板分为 4块。表十一塔板分块数塔径/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数34564.2.2 边缘区宽度的确定取边缘区宽度：Wc=0.03m 溢流堰前的安定区宽度：Ws=0.07m4.2.3 开孔区面积计算f _ 2开孔区面积按下式计算：代=2 xJr2-x2+3=sinxl180 r 丿1 4其中x=D-(WdWs)= T_(0.253 0.07)=0.

35、377m21.4D_ 0.03 门(2-7Rwc=2=0.67m22卜宀/十蛊w;AfHT0.209 0.354.592 10-3= 15.93s5s提馏段：/H.o.209o.335=10.39s 5sLs7.04 0-Ls=2 0.3770.672-0.3776 蛊0宀宀詈卜0.954m2424 筛板的筛孔和开孔率因乙醇-水组分无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛空直径 do=5mm 筛空按正三角排列，孔中心距 t=3do=3 5=15mm115800叽哼）0.954 = 4909.92,4910152第五章、塔板的流体力学验算5.1 气体通过塔板的压力降hp液柱气体通过塔板的压力降（单板

36、压降）hp二入 n h-hp气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m 液柱hc-气体通过筛板的干板压降，m 液柱hl气体通过板上液层的阻力，m 液柱h-克服液体表面张力的阻力，m 液柱5.1.1 干板阻力hc干板压降 hchc=0.051（也）24C cC/uo-筛孔气速，m/sC0孔流系数p Pv L分别为气液相密度，Kg/m3筛孔数目 nt2开孔率（t/d）0.90732-10.07%（在 5-15%范围内）气体通过筛孔的气速为u0VsAa1.552则精馏段U0J0.1007 0.954=16.155m /s提馏段UoT=1.82819.028m/s0.1007 0.954071?塔板孔流系

37、数图 14 根据 d2/、=5/3=1.67查干筛孔的流量系数图 Co=0.78精馏段hc=0.051 J. 155）2（1.431）= 0.038m液柱0.78819.915提馏段h；=0.051（19.028）2（1.2 1 5p 0.0 4m液柱0.788 9 28555.1.2 板上充气液层阻力h1板上液层阻力hl用下面的公式计算:hl = PhL二；0（hw how）hL板上清液层高度，mP反映板上液层充气程度的因数，可称为充气因数降液管横截面积Af=0.209m2,塔横截面积AT=1.539m207提馏段4 52.745 10“892.855 9.8 0.005=0.00482 m

38、充气系数B和动能因子 Fa 的关系图 15精馏段 u；Vs1.5521.485厲-Af1.539-0.209动能因子 Fa=Ua=V=1.4851.431 =1.776查充气系数B和 Fa 的关联图可得B0=0.57则 hi=B0hL=0.57X).05=0.0285m提馏段u；VS18281.374AT-Af1.539 -0.209动能因子Fa=ua厂V=1.374 .1.215 =1.515查充气系数 5 和 Fa 的关联图可得 卩。=0.59贝Uhl = P0hi=0.59X).05=0.0295m5.1.3 由表面张力引起的阻力h9.8 0.0812 仁 0.65KPa提馏段 hp=0

39、.041+0.0295+0.00482=0.07532m压降 .0 =892.855X9.8 .07532=0.66KPa5.2 液面落差对于筛板塔， 液面落差很小， 且本设计的塔径和流量均不大， 故可忽略液面 落差的影响5.3 液沫夹带(雾沫夹带)板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象，为保证板式塔能维持正常的操作效果，e：0.1Kg 液/Kg 气3.25.7W6Uaq一一CTL屮。丿(1)精馏段(2)提馏段故在本设计中液沫夹带常量 ev 在允许范围内，不会发生过量液沫夹带5.4 漏液漏液验算uw=4.4Cop（0.0056 + 0.13h_ IIPL/PVK=虫1.5-2.0UowU0-筛

40、孔气速 u ow漏液点气速（1）精馏段_6325.7X101.485!37.274汉10i0.40 2.5汇0.06.= 0.0879Kg液/Kg气：:0.1Kg液/Kg气6上*3.25.7勺01.88256.80X10 10.42.5X0.06丿= 0.0641Kg/ Kg：0.1Kg / KgUomin=4.4Co 0.0056 0.13hL- h匚I= 4.4 0.78. 0.00560.13 0.0285 -0.00371819.915/1.431 = 6.14m/s实际孔速U0J= 16.155m/ s - U0w稳定系数为K =16.155= 2.63 1.56.14(2)提馏段u

41、,min=4.4CoJ(O.OO56 +0.13hL- hb尸L/ PV= 4.4 0.780.00560.13 0.0295 -0.00482892.855/1.215 = 5.71m/s故在本设计中无明显漏液。5.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd 应服从的关系HThw乙醇-水组分为不易发泡体系故取一-能(1)精馏段H hw帀0.6 0.35 0.0386書0.233m又 Hd二 hphLhd板上不设进口堰hd=0.153 ( u。)2=0.153X0.0922=0.00129m 液柱Hd=0.07821+0.0285+0.00129=0.108m 液柱Hd/(HT+hw)=0

42、.233(2)提馏段HThw=0.60.35 0.017 =0.220mhd=0.153(U0)2=0.153X (0.220)2=0.0074Hd=0.07532+0.0295+0.0074=0.112m 液柱Hd(HThw) =0.262。故在本设计中不会发生液泛现象稳定系数为,19.028K二-5.71= 3.331.5u。LsLwh。1.786 100.84 0.023=0.0926.1 漏液线(1)精馏段：第六章、塔板负荷性能图U0.min =614i 223Vsmin=d0nu0min=O.785 0.005 X49106.14=0.592mIs 4(2)提馏段:U.min=6.1

43、4:223Vsmin= d0nu0min=0.785X0.005X4910X5.71=0.55m Is4据此可以做出和流体流量无关的水平漏液线。6.2 液沫夹带线以ev=0.1kg 液 Ikg 气为限，求 Vs-Ls 关系如下:VS1.539-0.209_1.33(1)精馏段 hf=2.5hL=2.5 ( hw+how)2/32/3hw=0.0386mhow=2.84/1000 038 (3600Ls/0.84) =0.78Ls2/32/32/32/3则 hf=0.097+1.95 LsHhf=0.35-0.097-1.95 Ls=0.253-1.95 Ls5.710上-Vs3.2= 0.10

44、 一2/337.274X01.33 x (0.253-1.95LsL解得 Vs=2.522-19.67Ls2/3Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.0080.010.0120.0140.016Vs/(m3/s)2.212.0261.8721.7351.6091.4911.3791.273表 12(2)提馏段:hf=2.5hL=2.5 (hw+hw)h=0.033mhow=2.84/1000 化 145 (3600Ls/0.84)2/3=1.14Ls2/3则 hf=0.083+2.85 Ls2/3Hhf=0.35-0.083-2.85 Ls2/3=0.267-2.85 Ls2/3

45、可作出液沫夹带线。6.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 how=0.006m 作最小液体负荷标准，由4_6、3.25.7 汉 10UaX%严旳丿eV5.7 1052.745 10解得 Vs=3.001-32.038LsLs/(m3/s)0.0020.004Vs/(m3/s)2.4922.1940.006 0.0081.9431.719表 130.011.5140.0120.0141.3221.240.0160.967VSAT- Af甲.2Vs2/3.33疋(0.267-2.85Ls)30.00630.843Lsmin =(- )2- = 0.00068m3/s0.00284 1.0

46、383600(2)提馏段:30.00620.843Ls min = (-)2-= 0.00058m / s0.00284 1.1453600据此可作出和气体流量无关的垂直液相负荷下限。6.4 液相负荷上限线以日=5s 作为液体在降液管中停留时间的下限-1 hw =(：0 1)howhc- hd- h-aV【-cL； -dl?3(1)精馏段:a，.512八厂00512(H 0.0158(A0C0)2PL(M4X0.0052江4910汉0.78)2819.915=HT(0-1)hw=0.6 0.35(0.6 -0.57 -1) 0.0386 =0.173二.1532二01532=409.89(Iw

47、h。)2(0.84 0.023)22= 2.84 10 E(1)(3600)2/3=2.84 10 1.038 (10.57) (36)3=1.2210.840.0158 V：=0.173-409.8914-1.221 L：3列表计算如下表 14hw=0.00284E(23600Ls 3L3w(1)精馏段:E=1.038,则E=1.145 J 则AfHT0.209 0.353,0.015m /s55据此可作出和气体流量无关的垂直液相负荷上线4。6.5 液泛线令 Hd八(HTAfHTLShw)Hd卞 hLhdhp=见 h_hhi = - 0h_hhwhow联立得整理得:dLs/(m3/s)0.0

48、040.0060.0080.010Vs/(m3/s)2.9232.7322.4902.179(2)提馏段:/ 匚、0.051()22；(二/4 0.00524910 0.78)2b 二HT(匚-l-：01)hw=0.6 0.35(0.6 -0.59 -1) 0.033 =0.17723仕36002/33600-3d，=2.84 10E(1：)()=2.84 101.145 (10.59) ()3=1.364lw0.840.0123 V：=0.177-177.01 L：-1.364 L：3表 15Ls/(m3/s)0.0040.0061 0.0080.010Vs/(m3/s)3.3743.201:3.0042.794由此表数据即可做出液泛线 5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的精馏段负荷性能图如下:由图可知：故操作弹性为 Vs maXVs min=3.