乙醇_水精馏塔浮阀塔课程设计报告书

1、化工原理课程设计乙醇一一水混合液精馏塔设计刘入菡应用化学专业应化1104班 学号110130106指导教师顾明广摘 要本设计为分离乙醇-水混合物，采用筛板式精馏塔。精馏塔是提供混合物 气、液两相接触条件，实现传质过程的设备。它是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，使混合物不断分离，以达到理想的分离效 果。选择精馏方案时因组分的沸点都不高所以选择常压，进料为泡点进料，回流是泡点回流。塔顶冷凝方式是采用全凝器，塔釜的加热方式是使用再沸器。精馏过程的计算包括物料衡算，热量衡算，塔板数的确定等。然后对精馏塔 进行设计包括：塔径、塔高、溢流装置。最后进行流体力学验算、绘制塔板负 荷

2、性能图。乙醇精馏是生产乙醇中极为关键的环节，是重要的化工单元。其工艺路线 是否合理、技术装备性能之优劣、生产管理者及操作技术素质之高低，均影响 乙醇生产的产量及品质。工业上用发酵法和乙烯水化法生产乙醇，单不管用何 种方法生产乙醇，精馏都是其必不可少的单元操作。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。关键词：乙醇水精馏浮阀塔连续精馏塔板设计目录、八、亠丄刖言1'第一章设计任务书211.1、设计条件21.2、设计任务2

3、1.3、设计内容3第二章设计方案确定及流程说明5第三章 塔板的工艺设计 7-53.1、全塔物料衡算 73.2、 塔内混合液物性计算 53.3、适宜回流比 153.4、 溢流装置 213.5、 塔板布置与浮阀数目及排列 223.6、 塔板流体力学计算 25 53.7、 塔板性能负荷图 293.8、 塔高度确定 33-第四章附属设备设计354.1、冷凝器的选择354.2、再沸器的选择36第五章 辅助设备的设计 38-5.1、辅助容器的设计385.2、 管道设计39- 5第六章控制方案42第七章设计心得与体会42附录一主要符号说明 43 附录二塔计算结果表 45 附录三管路计算结果表47文献综述48

4、 、八前乙醇（C2H5OH ）,俗名酒精，是基本的工业原料之一，与酸碱并重，它 作为再生能源犹为受人们的重视。工业上常用发酵法（C6H10O5）n和乙烯水 化法制取乙醇。乙醇有相当广泛的用途，除用作燃料，制造饮料和香精外，也 是一种重要的有机化工原料，如用乙醇制造乙酸、乙醚等；乙醇又是一种有机 溶剂，用于溶解树脂，制造涂料。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，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的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为

5、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。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

6、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。一设计任务书1.1设计条件处理量：106000吨/年操作条件：精馏塔塔顶压强：1.03 atm （绝对压强）进料液状态：自选回流比：自选加热蒸汽压力：低压蒸汽单板压降：75mm液柱乙醇-水平衡数据自查液料组成（质量分数）：45%塔顶产品质量组成（质量分数）：93%塔顶易挥发组分回收率：99%每年实际生产天数：330天1.2设计任务精馏塔的物料衡

7、算塔板数的确定精馏塔的工艺条件及有关数据的计算精馏塔的塔体工艺尺寸的计算塔板主要工艺尺寸的计算塔板的流体力学验算塔板负荷性能图精馏塔接管尺寸的计算1.3设计内容工艺设计 选择工艺流程和工艺条件1）加料方式：贮罐加料泵 精馏塔。2）进料热状态：泡点进料，进料根据能量充分合理利用和节能原则，可利 用塔顶蒸汽的冷凝热对料液进行预热至沸点。3）塔顶蒸汽冷凝方式：在分凝器中利用塔顶蒸汽的冷凝热对料液进行预 热，饱和液体进入回流罐，饱和气体然后在全凝器中进一步冷凝成饱和液体进 入回流罐。4）再沸器加热方式：间接加热。5）塔顶产品的出料状态：塔顶产品冷却至常温后进产品贮槽。塔底采出物 流的能量另作它用。精馏

8、工艺计算 物料衡算确定各物料流量 确定适宜回流比。精馏塔设备设计 塔板设计和流体力学计算对精馏段和提馏段分别进行塔板设计和流体力学计算。确定溢流装置的设计，塔盘布置，塔盘流动性能的校核。 绘制塔板汽液负荷性能图分别画出精馏段和提馏段的塔板汽液负荷性能图。 精馏塔机械结构和塔体附件a. 接管规格：根据流量和流体性质，选取经验流速，确定进料管、塔顶蒸 汽管、回流液管、塔釜再沸器进液管和蒸汽管的接管规格。b. 全塔高度：包括上下封头、裙座高度。附属设备设计和选用 完成塔底再沸器的详细设计计算。 泵选型。 换热器选型：对原料预热器、塔顶产品冷却器等进行选型。 塔顶冷凝器设计选型：根据换热量、回流管内流

9、速、冷凝器高度对塔顶 冷凝器设计选型。 原料和产品储罐的设计计算。 输送管路的设计计算。 控制仪表的选择参数。 编写设计说明书设计说明书是将本设计的详细介绍和说明。设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技 术上和经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果，对所选用的物性数据和使用的经验公式、图表应注明来历。设计说明书应附有带控制点的工艺流程图，精馏塔、塔板结构和再沸器工 艺条件图，计算机程序框图和源程序。设计说明书具体包括以下内容：封面；目录；绪论；工艺流程、设备及操作条件；塔工艺和设备设计计算；塔机械结构和塔体附件及附属设备选

10、型和计算；设计结果概览；附录；参考文献；设计体会等。图纸用2#图纸绘制带控制点的工艺流程图1张；第二章设计方案确定及流程说明塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的形式，可以分为填料塔和板式塔。板式塔属于逐级接触逆 流操作，填料塔属于微分接触操作。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能 力大（2）分离效率高（3）操作弹性大（4）气体阻力小结构简单、设备取材 面广等。本设计的任务为分离乙醇一水二元混合物，采用连续精馏流程。本设计采 用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采 用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分

11、经产品冷却器冷 却后送至储罐之中。回流比根据经济核算得到，且最适宜回流比与最小回流比 的关系范围为Ropt （1.12.0）Rmin。塔底采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却 后送至储罐。塔板类型选择浮阀塔的优点是结构简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力 大；由于阀片可以随气量的变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间长，塔板效率高。其缺点是处理易结焦、高粘度的物性 时，阀片易于塔板粘结，故操作过程中有时会发生阀片脱落和卡死等现象，导致塔板效率下降。但乙醇一水物系属于不易结焦、低粘度物系，因而不存在上 述问题。综合考虑各类塔板的优缺点和待分离物系特点，确定选择浮阀

12、塔，类型为常用的F1型。操作压力的选择条件设定塔顶操作压力为常压，不需设置真空设备或加压设备。塔底压力 略高于常压，但非常压下物系平衡数据较难获得，故在计算过程中不考虑压力 变化引起的物系组成变化和温度变化，这是本设计的一个不足之处。进料热状况的选择本设计采用泡点进料，此时，进料热状态参数q=1 ,精馏段和提馏段气体 摩尔流量相同，体积流量也相近，塔径基本相同。加热方式的选择本设计采用间接蒸汽加热，塔底设再沸器，加热蒸汽温度120 C。能量的利用问题精馏塔塔底再沸器输入的能量大部分被塔顶冷却剂带走，能量利用率较低，故利用温度较高的产品（乙醇）或副产品（水）以及冷凝后的加热蒸汽对 原料液进行余热

13、，也可通过别的方式利用余热。图2 1乙醇-水精馏塔工艺流程简图第三章塔板的工艺设计3.1全塔物料衡算原料液质量组成（乙醇，下同）f 0.45摩尔组成Xf0.24250.45 / 460.45 / 460.55 / 18质量流量qmF1060001033302413383.8384( kg / h)平均摩尔质量 Mf0.2425460.75751824.79(kg / kmol)摩尔流量qnF13383.838424.79539.89(kmol / h)塔顶采出液质量组成d 0.93摩尔组成xD0.93 / 460.93 / 460.07 / 180.8387质量流量qmDqmFF13383.8

14、384D0.45平均摩尔质量Md 0.8387460.161318摩尔流量qnD6411 29154 49( kmol /h)41.483641.4836( kg / kmol)0.990936411.29kg / h)塔底采出液质量流量qmW13383.83846411.296972.5484 ( kg / h)质量组成13383.83840.456411.290.930.0087W6972.5484摩尔流量qnW539.89154.49385.4( kmol / h)摩尔组成XW539.890.2425154.490.83870.0035385.4平均摩尔质量Mw0.0035460.996

15、71818.1016(kg/ kmol)3.2塔内混合液物性计算温度常压下乙醇一水物系的平衡数据见表2,利用拉格朗日插值法（或安托因方程）求的各点温度。表3 1常压下乙醇-水系统t-x-y数据沸点t/匸756S.89S9795753.0.0040,053$227.356.440.040.518L333.2458.780.-050.77R0.642M绘220 121.57H0.148.926450032.Q079忠52.68酿却031172579.561.0270290394.5179.265.6472.7105985678,9568.9274.691116.34787572.3676.934J

16、629Q7&.67537Q.267.4139.167R.479.8281.831264474578.27818754.9117,415L677S285.9786.40257555.7478.1589.4189.41进料温度（泡点）82.782.323.37 26.08tF 82.324.25_26.08tF 82.57C)塔顶温度（露点）78.4178.1578.1589.43tD 78.1583.8789.43t D 78.25 (C)塔底温度（泡点）100.095.5t W95.501.90.331.9精馏段平均温度匚t DtF82.5778.2522提馏段平均温度t；t WtF9

17、9.1778.2522tw 99.17(C)80.41 (C)90.87 (C)密度1已知：混合液密度一L混合气密度VMV T0 P To MV22.4 T P022.4 T323平均摩尔质量精馏段t；80.779.880.4179.839.6550.79X150.7980.779.880.4179.839.6550.79丫165.640.431646(10.4316)25946(10.6259)1890.87(C)95.589.090.8789.01.907.21x27.2195.589.090.8789.080.41 (°C)液相组成气相组成18液相组成所以Ml1提馏段t2X2X

18、iy143.16%62.59%30.084( kg /35.52(kg / kmol)17.0038.91y238.91所以Ml20.056846(10.0568)18M/20.326846(10.3268)1819.59( kg / kmol)27.15(kg / kmol)0.43160.6259kmol)5.68%0.056832.68%0.3268液相质量组成精馏段0.4316乙4630.0840.66水=1-0.66=0.340.056846提馏段乙'19.597水= 1-0.1334=0.86660.1334纯物质密度不同温度下乙醇和水的密度见表 2精馏段t180.41 (

19、°C)乙醇8580730_73580.4180735734.59( kg / m3)8580968.6971.880 水 971880.41水 971.5376(kg / m3)提馏段t290.87 (C)乙醇959072072490.87 90965.3乙，723.304(kg / mi)9590961.85965.390.8790965.3水'964.6997(kg / mi)温度P乙醇P水温度P乙醇P水/ C/ C80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3表32不同温度下乙醇和水的密度液相密度精馏段 L1(0

20、.66(734.591 0.66、971.5376 )801.02( kg / m3)提馏段 L20.1334723.30410.1334964.699L2923.58(kg / m3)气相密度T 0 MV22.4 T精馏段 V1273.1535.52,3、1.23( kg / m )22.4(273.1580.41)提馏段 V2273.1527.15,30.91( kg / m3)22.4(273.1590.87)328表面张力二元有机物一水溶液表面张力可用下式计算公式1/41/41/4mww00式中，下标W和0分别代表纯水和纯有机物，上标o代表表面层，分别代表水和有机物在表面层内的比体积分

21、数,由下列诸式联立求出：()q igk-wLlgW 0.441 q (ovO/3V2/3) w w /TqX w VwXoVoX0V0而体积分数 w和o分别为XwVwx°V式中，q为与有机物特征和大小有关的常数，对于乙醇，q=2。不同温度下乙醇和水的表面张力见表3表3 3不同温度下乙醇和水的表面张力温度CC)708090100乙醇表面张力1817.116.215.2(dyn/cm 2)5水表面张力64.362.660.758.8(dyn/cm 2)精馏段t；80.41 (C)表面张力：乙醇908016.217.15o117.11(dyn / cm)80.4180o117.15水908

22、016.217.152w162.522(dyn / cm)80.4180w117.15摩尔体积:乙醇V。461.2337.40(cm3 /mol)水Vm1822.47 (cm3/ mol)801.0202m22.05(dyn / cm)提馏段t：已知 Xi=0.4316,Xw=1-X 1=1-0.4316=0.5684(0.568422.47) 20.43160.34937.40(0.568422.470.431637.40)/.B1lg( “o-)lg 0.3490.4582(XWVw)x 0V 0( xwvwx 0V 0)217.1137.40 2/3Q 0.441(-62.52222.4

23、8 2/3 )1.004273.1580.412()2b1lg 丛B1W1.462sws01o1联立解得sw0.17s00.831/4m10.1762.5221/40.8317.1451/42.16790.87 (C)表面张力:乙醇1009090.8390016.117(dyn /2、cm)15.216.21096.2水1009090.8390w60.542(dyn /cm)58.860.71060.7摩尔体积：所以B1Q'b2乙醇V0水 V'W4609150.55(cm3 / mol)100019.49(cm3 / mol)923.58已知 Xo'0.0568 ,X

24、w'1-X 0'1-0.0568=0.94322w2(XwVw)X0V0( XwVwX 0V 0)0.056850.55(0.943219.49) 2(0.943219.490.056850.55)5.54lg 5.540.7440.441273.1516.11750.552/390.87 (60.54219.49 2/3 )0.794lg(B20.05sws0o2联立解得sw0.60s00.401/4m20.6060.5421/40.4016.1171/42.475m237.53(dyn/ cm)粘度0.4 9( mpa s)水=0.35 (mpa s)t：80.41 (C)

25、查表得:乙t 290.87 (C)查表得：乙0.4 0(mpa s)水=0.31 (mpa s)乙醇和水见表4表3 4液体粘度数据关联温度c708090100110乙醇0.5230.4950.4060.3610.324水0.40610.35650.31650.28380.2589根据公式提馏段粘度：1=乙Xi+ 水(1-Xi) =0.490.4316+0.35(1-0.4316)1=0.4104 (mpa s)根据公式提馏段粘度：2= 乙 X2+ 水(1-X2)=0.40.0568+0.31(1-0.0568)2=0.3151 (mpa s)相对挥发度精馏段挥发度:由 xA 0.4316, y

26、A 0.6259,得xB 0.5684, yB 0.3741YaxbYbXa°.6259°.56842.210.37410.4316提馏段挥发度:由xA0.0568, yA0.3268,得x'B0.9432, yB0.6732IIy xA Biiy xB A0.32680.94328.060.67320.0568331最小回流比3.3适宜回流比根据表1 ,用AutoCAD软件作出常压下乙醇一水物系的x-y图(图1),过塔顶采出点D( 0.8387, 0.8387)作平衡曲线的切线，故最小回流比读得（图 1）: yq 0.4791, Xqxi0.2425Rmin0.8

27、3870.47910.47910.24251.5199取实际回流比R 1.5Rmin1.51.51992.2799WO83,87£4.25X100图3 1最小回流比塔内物料气液相体积流量计算精馏段摩尔流量：LR D2.2799154.49352.222( kmol / h)V(R1)D (2.27991)154.49506.71(kmol / h)质量流量:L1亦L30.084(352.222/ 3600)2.943(kg / s)V1M/1V35.52(506.71 /3600)5(kg / s)体积流量:Ls1L12.94333Qd A V ms)L1801.02V154.065

28、( nf /S)V51V11.23提馏段摩尔流量:L'L F312.222539.89892.112(kmol / h)V' V LD RDD (R1)D506.71 (kmolh)质量流量:L2% L'19.59(892.112/ 3600)4.855(kgS)V2mv2 V27.15(506.71 / 3600)3.82( kg /S)体积流量:L2LS2L24.855923.585.2610 3(m/s)VS2V!V23.8190.914.197( m5 / S)333理论塔板数关于理论板层数的计算，通常可以采用图解法和逐板计算法精馏段操作线方程为：yn10.69

29、51 x 0.2257RXnR 1精馏段操作线方程为：y = 0.6951 x - 0.2257提馏段操作线方程为：yn 1 L qFXwWXW1.7606 X 0.0027L qF w L qF w根据点（0.8387，0.8387）起在平衡线和操作线间画阶梯与平衡线交点小 于0.0035为止，得理论值NT=19块，进料板为16块。提馏段操作线方程为：y =1.7606 x - 0.0027图32理论塔板数334理论塔板数如图，理论塔板数：含再沸器理论塔板数为19,进料板是第16块。精馏段理论塔板数NT115，提馏段理论塔板数NT24 （含进料板）塔板效率本体系为非理想体系，故根据分别计算精

30、馏段和提馏段塔板效率ET0.491.1 (0.245L丿精馏段Et10.49(2.210.4104) 0.2450.5019提馏段ET20.49(8.060.3151) 0.2450.39实际塔板数精馏段NpW 1Et1150.501929.8930提馏段Np2Nt21Et230.4289（包括进料板，不含再沸器）总板数Np弘1Np230737（不含再沸器）全塔效率Nt19100%49%337塔径的初步计算塔径的设计以避免塔内气液两相的异常流动为原则，即使他的空塔气速低 于发生过量液沫夹带液泛的气速，然后，根据空塔气速计算塔径。精馏段LS1L1V1气液流动参数36710 3 丽厉 0.0234

31、.065' 1.23塔板间距Ht0.45 m, h0.05 m,贝U Hph 0.40 m由史密斯关联图,可得C200.084C1 C20 (20)0.2 °.°84(等)0.2°.086Umax1L1 V1 0.086V18013 1232.193( m/s)安全系数取0.7，安全气速圆整D2.0( m)0.72.1931.5351 (m/s)44.0653.141.535116(m)气液流动参数FLV2Ls2VS25.261034.197提馏段瘁580.040.91塔板间距Ht0.45 m, h0.05 m,贝U Hph 0.40 m由费尔关联图，可得

32、C200.085C2 C20 (20)0.2 °.°85(37)0.20.09620Umax2C2L2V20.085923.58一0.912.707(m/ s)0.91V2安全系数取0.7,安全气速U20.7U max0.72.7071.8949( m/ s)塔径D24 VS2U244.1973.141.89491.6797( m1.7( m)圆整D22.0( m>塔截面积D23.1442.023.14 m2空塔气速提馏段:U1V51AT4.0653.141.29( m/ s)精馏段：U2A4.1973.141.33m/s)热量衡算乙醇与水的比热容见表五表35乙醇与水

33、的比热容温度tD=78.25 CtF=82.57 Ctw=99.17 C乙醇的摩尔比热容149.5151.8水的摩尔比热容75.675.6加热蒸汽用量的计算原料液平均摩尔比热容Cp 151.80.242575.6(10.2425)94.079 kJ /(kmol/k)原料液的焓:hFCtF 94.07982.577768.103(kJ / kmol)原料液带入的热量：QF F hF 539.897768.1034.194106( kJ / h)回流液的焓近似取纯C2H5OH的焓:hLCt 78.25149.511698.375 (kJ / kmol)回流液带入的热量：Q-L hL2.27991

34、54.4911698.3754.12106(kJ / h)r 44160kJ / kmol塔顶蒸汽的热焓近似地取纯乙醇蒸汽的焓:Hvr CPt 4416011698.3755.59104( kJ / kmol)塔顶蒸汽带出的热量：QV Hv(R 1)DHv (2.27991)154.495.581042.827107(kJ / h)塔底产品的焓近似地取纯水的焓:HwCPt99.1775.67497.25( kJ / kmol)3.4溢流装置因塔径D = 2.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用平直堰，凹形受液盘。各项计算如下。(1) 堰长：lw 0.65 D 0.652.01.3(m)(2) 溢

35、流堰高度：hL入皿采用平直堰，堰上液层高度由公式求得ow2.84 险1000 匚(取 E=1)精馏段:ow12.841000故:hw1nhow10.050.0140.036( m)提馏段:1 严 10 33600 )爲0.014( m)1.3ow22.841000严 10 3 360°)230.018( m)1.3故:hw2hLhow20.050.0180.032( m)(3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af由D 0.65，查弓形降液管参数图，得：查图可知，、0.0721，A0.1241.30.2232( m)。则，A 0.07213.140.226( nf)，Wd0.124验算液体在

36、降液管内停留时间：精馏段:t1AHtLs10.2260.4527.71(s) ?5(s)3.6710 3提馏段：t2AHt0.2260.4519.33(s) ?5(s)Ls25.2610 3故降液管设计合理(4)降液管底隙高度:入站;对于精馏段取降液管底隙流速：U00.13( m/s)hoi0.0217 mLsi3.67103Iwj01.30.13hw1ho10.0360.02170.0143( m)0.005( m)对于提馏段取降液管底隙流速:u00.13(m/ s)Ls25.26103I w u01.470.15精馏段孔速:u0112.110.82( m/ s)0.031 mho20.00

37、6( m)h0合理故降液管底隙高度设计合理。3.5塔板布置与浮阀数目及排列塔板分布由于塔径大于800mm，故采用单溢流型分块式塔板，以便于人孔拆装塔 板。浮阀数目与排列因D = 2.0m > 1.5m ，取破沫区的宽度 Ws 0.10 m,边缘区宽度Wc 0.06m本设计采用F1型重阀，孔径d。0.039(m)，取浮阀动能因子F。12VS1每层塔板上浮阀数：叫 d00144.0653.144315块0.039210.82塔板上鼓泡区面积按照下式计算：Aa 2R2 . sin 180其中xWd0.22320.100.7( m)则:AaWc2.020.060.94( m>0.73.14

38、0.94 2sin18010.701.8( m2)浮阀排列方式采用等腰三角形叉排,取孔中心距：t1=0.075mAa则排间距t2A31.8N t10.0753600.077(考虑到塔径较大，需采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小些，取t2 = 0.075m，以等腰三角形叉排方式 作图，排得浮阀数目为N = 342个。塔板布置如图3。按照N = 342，重新核算孔速及阀孔动能因子：U019.96( m/ s)4.0653140.039 23424鬲u01、=9.96,12311.05，在 913 之间开孔率：u1 291100%100%13.35%u019

39、.960-0OOOOCKIOCOOO 000000a DO DO O X<OOCQJQQO<tlQCQQOOOO O O Q Q o 口 OQOOO 0 Q 口口口 0-4) OQQOQ-OCiO CJ口 c Q o O OQ-0 OO QQ oo aO-OGQ-OOO&llQOC-OOOCtO O 0 " 0 c o 0 ooooooootpcdQdoo&o0 O<5 OO OO OdiOCOOOODOooooococa提馏段孔速：U021209112.579( m / s)图33精馏段塔板浮阀布置图W>24 %3.1444.1970.039

40、212.579279.8280每层塔板上浮阀数：则排间距t2AaN t11.80.0752800.086( m)塔板上鼓泡区面积：Aa1.8( m2)浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取孔中心距t1=0.075m考虑到塔径较大，需采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去部分鼓泡区面积，因此排间距应小些，以等腰三角形叉排方式作图o o o a a o fOQOQQOOOOQQOOOOOOocoQQoacpaoooooo OOCJOOOOOU U U U U U心OQOQQQQQQQOQOOOOOo o a a oo aoaoooooooOOOOOOOOOooooooooqiacoooooo 各

41、舷£> G©G町o o a a q ooodjaoQCOQOo000000000ooooocoa<Jaaoooooo ooooooooooocooooo<ijaooooooo003000000>000000000000000 ccoocoooaceoooo ioaooaoooo a o aa a c图3 4提馏段塔板浮阀布置图排得浮阀数目为N = 300个。塔板布置如图4按照N = 300，重新核算孔速及阀孔动能因子VS2U024d；N4.1973 1420.039 2300411.72( m/ s)氐u02 '. V211.72.09111

42、.18，在 913 之间开孔率：2100%I. 33II. 72100%11.34%3.6塔板流体力学计算361塔板压降精馏段干板压降173 11825由式确定临界流速UOc一一V解得：Uoci9.377(m/ s) ,u°a ,则hd5.34V1 U012 Lig5.341.239.96 22801.029.80.042m气体通过充气液层的压降计算公式为hhL0.5hL11 hL 0.50.050.025 m 液体表面张力阻力引起的压降可以忽略525.95(Pa)故 hp1hc1hl10.0420.0250.067 m每层板的压降Pp1L1 g hp1801.029.80.067提

43、馏段(1)干板压降解得：U°C211.06( m/ s), u°2Uoc2,则hc225.34 V2 %5.342 L2g0.9111.7222923.589.80.037m(2)气体通过充气液层的压降计算公式为hn0.5hL11 hL 0.50.050.025 m(3)液体表面张力阻力引起的压降可以忽略hp2LhL20.0370.0250.062( m)每层板的压降:Pp2L2 g hp2923.589.80.062561.17( Pa)降液管液泛校核为了防止降液管中液体发生液泛现象，应控制降液管内清液层高度(Hthw)0.5(0.450.036)0.243( m)Hdh

44、phLhd精馏段塔板阻力hp10.067(m)流动阻力hd1Ls10.153lw ho10.153化)20.0021(m)1.30.024板上清液层高hL10.05( m)Hd1hyhL1hd10.0670.050.00210.1191(口巴10.243m,符合防止淹塔要求提馏段塔板阻力hp2流动阻力hd20.062(m)0.153LS2lwho10.153(5.2610、0.0019(m)板上清液层高h_20.05(m)Hd2hp2hL2120.0620.00190.050.1139( m),Hd20.243 m雾沫夹带本设计中控制泛点率在0.8以内，来避免过量液沫夹带泛点率通过公式计算：1

45、 - 36q vl Z l©Ab其中液相流程长ZLD2W2.020.22321.757( m)液流面积AA2A3.142 0.2262.688( m2)并取物性系数K=1精馏段根据气相密度与塔板间距，由泛点负荷因子关联图（图5）,得泛点负荷因子Cf10.103泛点率4.0651.23F1801.021.2313636710 3 175710.1032.6880.600.84.0651.23F2X 801.021.231 _058_0.103_3740.640.8提馏段泛点负荷因子Cf10.1031F4.197/0.911.365.2610 31.757 923.580.91F110.1032.688泛点率0.51850.84.1970.91923.580.9110.780.1033.140.520.8由以上计算，雾沫夹带能满足eV<0.1（kg液/kg气）气的要求图5泛点负荷因子关联图364漏液前面在进行塔板上的浮阀数目计算及排列的时候已经核算过，阀孔动能因子变化不大，仍在正常操作范围内，不会造成漏液。3.7塔板性能负荷图雾沫夹带上限线按泛点率为80%确定气液流量关系，求出雾沫夹带线方程，并作出雾沫夹带上限线。精馏段 Vs 5.6761.28 Ls提馏段 Vs 7.177.1 Ls最后得表：表36物沫表带线上的气液体积流