乙醇-水溶液连续精馏塔课程设计

目录设计任务书一、概述TOC\o"1-5"\h\z1、精馏操作对塔设备的要求和类型42、精馏塔的设计步骤5二、精馅塔工艺设计计算1、设计方案的确定62、精馏塔物料衡算63、塔板数的确定73.1理论板层数Nt的求取73.2实际板层数的求取84、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1操作温度的计算114.2平均摩尔质量的计算114.3平均密度的计算124.4液相平均表面张力计算124.5液体平均粘度计算135、精馏塔塔体工艺尺寸计算5.1塔径的计算145.2精馏塔有效高度的计算156、塔板主要工艺尺寸计算6.1溢流装置计算166.2塔板的布置176.3浮阀计算及排列17\o"CurrentDocument"7、浮阀塔流体力学性能验算19\o"CurrentDocument"8、塔附件设计26三、总结27化工原理课程设计任务书一、设计题目：乙醇-水溶液连续精馏塔设计二、设计条件：处理量：t/a（5）料液组成（质量分数）：（40%）塔顶产品组成（质量分数）：（92%,）塔顶易挥发组分回收率：（98.5%）每年实际生产时间：7200小时连续工作连续操作、中间加料、泡点回流。操作压力：常压进料状况：泡点进料塔釜间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为0.35Mpa单板压降1kpa塔顶冷凝水用冷却水的进、出口温度差20°C三，设计任务完成精馅塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制精馅塔系统工艺流程图和精馅塔装配图，编写设计说明书.设计内容包括：1、精馅装置流程设计与论证2、浮阀塔内精馅过程的工艺计算3、浮阀塔主要工艺尺寸的确定4、塔盘设计5、流体力学条件校核、作负荷性能图6、主要辅助设备的选型四，设计说明书内容1目录2概述（精馅基本原理）3工艺计算4结构计算5附属装置评价6参考文献7对设计自我评价一、摘要摘要：设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对甲醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。首先根据设计任务，确定操作条件。比如：操作压力的确定、进料状态等的确定。然后设计工艺流程草图。根据确定的方案，确定具体的参数，即一个完整的设计就初步的确定了。最后计算塔的工艺尺寸、浮阀的流体力学演算、塔板的负荷性能，最后根据计算选择合适的辅助设备。关键词：精馏塔，浮阀塔，精馏塔的附属设备。一、精馅操作对塔设备的要求和类型㈠对塔设备的要求精馏所进行的是气（汽）、液两相之间的传质，而作为气（汽）、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气（汽）、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：⑴气（汽）、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。⑵操作稳定，弹性大，即当塔设备的气（汽）、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。⑶流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。⑷结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。⑸耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。⑹塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。㈡板式塔类型气一液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气一液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气一液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔（1813年）、筛板塔（1832年），其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：⑴结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的80%左右。⑵处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10〜15%。⑶塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。⑷压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。筛板塔的缺点是：⑴塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。⑵操作弹性较小（约2〜3）。⑶小孔筛板容易堵塞。二、精馏塔的设计步骤本设计按以下几个阶段进行：⑴设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馅装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。⑵蒸馅塔的工艺计算，确定塔高和塔径。⑶塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。⑷管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。⑸抄写说明书。⑹绘制精馅装置工艺流程图和精馅塔的设备图。二、精馏塔工艺设计计算1、设计方案的确定及概述本设计任务为分离乙醇一水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馅流程。精馅是指由不同挥发度的组分所组成的混合液，在精馅塔中同时多次地进行部分气化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。塔顶蒸汽冷凝回流和塔釜溶液再汽化是精馅高成婚度分离的充分必要条件。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馅塔内。塔顶上升的蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故采用最小回流比的1.5倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2、精馏塔物料衡算1.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量水的摩尔质量M=46AM=18B/Mkg/kmolkg/kmol2、精馏塔物料衡算1.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量水的摩尔质量M=46AM=18B/Mkg/kmolkg/kmol求出:用公式x=^—^—ajMa+aB/MB^=40/46/(40/46+60/18)=20.69%x；=92/46/(92/46+8/18)=81.82%x为原料液的摩尔分率，xF为塔顶产品的摩尔分率1.2.2D原料液及塔顶的平均摩尔质量M=0.2069X46+(1-0.2069)X18=23.79kg/kmolFM=0.8182X46+(1-0.8182)X18=40.91kg/kmol1.2.3D物料衡算原料处理量F=50000x103=291.91kmol/h7200x23.79总物料衡算F=D+W乙醇的物料衡算FxF=DxD+Wxw门=冬x100%=0.985

FxF联立求解D="*f”xDW=F-D=291.91-64.16=227.75kmol/h291.91x0.2379x0.985=64.16kmol/h0.92Fx-Dx—W291.91x0.2379-64.16xFx-Dx—WM=46x0.046+18x(1-0.046)=19.29kmol/h3、塔板数的确定1.3.1理论板层数Nt的求取乙醇一水属理想物系，可采用图解法求理论板数由手册查得甲醇一水物系的气液平衡数据，绘出x-y图，如图1图解法求理论板层数求最小回流比及操作回流比。采用图解法求最小回流比。在图中对角线上e(0.2069,0.2069)作垂线ef故最小回流比R=Xd七miny-x0.8182-0.30.3—0.2069=5则操作回流比可取即为进料线故最小回流比R=Xd七miny-x0.8182-0.30.3—0.2069=5则操作回流比可取图中精馏段操作线方程截距b=二=08些=0.096R+17.5+1精馏塔的气液相负荷L=RD=7.5x64.16=481.2kmol/hV=(R+1)D=(7.5+1)x64.16=545.36kmol/hL=L+F=20.59+91.41=122.0kmol/hV-=V=50.20kmol/h操作线方程精馏段y=Lx+dx=0.6094x+0.3770VVdLW提留段y=__x---x=2.4303x-0.003290图解法求理论塔板数0510152025303540455055606570758005101520253035404550556065707580859095100XAxisTitle05050211505998(1)全塔效率的计算用奥康奈尔法对全塔效率进行估算E=0.49(ua)-0.245X100%由相平衡方程y=可得a1+(a-1)X根据乙醇一水体系相平衡图查得*=气=0.81812,气=0.6182（第一块板）x=0.046,y=0.0225（塔釜）代入方程得出a=1.829,a=8.1650,a=aa=5.14781w1w

乙醇-水平衡时的t、x、y数据（摘于化工工艺设计手册）t-x图查t-x图得o=71.31C,tf=81'。。,t=93°C则精馏段平均温度t=75.63。。m提留段平均温度t=87。。m全塔平均温度t=81。。m在全塔平均温度下查得,心=爵您城”,'g=°.298mPa・•则全塔平均液体粘度七=0.5364mPa•s全塔效率Et=0.49（旦y）-0.245=56.2%(2)实际塔板数的计算精馏段实际板层数N=工=28精56%提留段实际板层数N=—土=14提56%总塔板数N=424、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4、1操作温度的计算查t-x图得则精馅段平均温度t=75。。m提留段平均温度87全塔平均温度t=81。。m4、2平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量七=0.999查平衡曲线得气=0.999M=0.999x32+0.001x18=31.986奴/kmolV^mM=0.999x32+(1-0.999)x18=31.986kg/kmolm进料板平均摩尔质量查七=0.2348,七=0.6305M=0.6305x32+(1-0.6305)x18=26.83kg/kmolmM=0.2348x32+(1-0.2348)x18=21.29kg/kmolm塔釜平均摩尔质量查、=0.0023,匕=0.01625M=0.01625x32+(1-0.01625)x18=18.23kg/kmolmM=0.0023x32+(1-0.0023)x18=18.03kg/kmolm精馅段平均摩尔质量31.986+26.830=29.41@/kmol31.986+21.290=26.64kg/kmol提留段平均摩尔质量26.83+18.2322.5326.83+18.2322.53kg/kmol21.29+18.0319.66kg/kmol4、3平均密度的计算（1）气相平均密度的计算由理想气体状态方程得PMPRT精馏段气体平均密度P29.41x101.38.314x由理想气体状态方程得PMPRT精馏段气体平均密度P29.41x101.38.314x(273.15+70.63)=1.0432kg/m3提留段气体平均密度P22.53x101.38.314x(273.15+89.97)0.7560kg/m3（2）液相平均密度的计算上=P塔顶：*=61.31。。查得p=985.0kg/m3,p743.5kg/m3PLDm0.980.02+——743.5985.0747.2kg/PLDm进料板：t=79.95。。查得p=972.0kg/m3,pCH2OH=728.5kg/m30.30x32aCH2)H=0.43240.30x32+0.70x18PLFm=802.81kg/m30.63051—0.6305+728.5972.0塔釜：，广99.99。。查得pH2o=958%/m3P以"H技%8.宛/*3则精馏段液相平均密度：p774-则精馏段液相平均密度：p774-20+802.81-775.01kg/m3提馏段液相平均密度：pLm802-81+95&5-880.66kg/m34、4液相平均表面张力计算(1)塔顶：由td=61.31。。查得b=65.如/gchoh-EN/m(1)塔顶：由td=61.31。。查得b=65.如/gchoh-EN/m（2）（3）bLDm=0.999x17.42+0.001x65.8=17.47mN/m=弘5。。查得bho-62^/泌CH妒山,mbLFm=0.2348x15.05+0.7652x62.68=51.50mN/m塔釜：tw99.99。。查得b-58.89mN/m,b-12.81mN/mH2OCH2OHbLWm=0.0023x12.81+(1-0.0023)x58.89=58.78mN/m精馏段液相平均表面张力:17.47+51.5034.49mN/m提馏段液相平均表面张力:51.50+58.7855.14mN/m4、5液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，(1)塔顶液相平均粘度的计算由f61.31。。查得口(1)塔顶液相平均粘度的计算由f61.31。。查得口ho-°461°mPa"灼见=0.341mPa•s(2)（3）-0.3411m尸。•s1gRd*-0.999x1g0.341+0.001x1g0.4610nR血进料板液相平均粘度的计算t-79.95。。查得R-0.3562mPa•s,R-0.276mPa•s1gR-0.238x1g#%6+(1-0.238)x1g0当°2nR-0.3352mPa•s塔釜液相平均粘度t-99.99。。查得R-0.2839mPa•s,R1gR-0.001x1g#229+0.999x1g0.283&零RLWmLFm0.229mPa•s=0.2838mPa•sLWm精馏段液相平均粘度：RLm°.3411+°.3352-0.3382mPa精馏段液相平均粘度：RLm提馏段液相平均粘度：Lm0.3352+0.2838=0.3095mPa•s5、精馏塔塔体工艺尺寸计算5、1、塔径的计算（1）精馏段精馏段的气液相体积流率：VMVm—3600pVm50.20x28.41=0.3800m3/s3600x1.0424LMLm3600pLm30.59x26.64=0.0002921m3/s3600x775.01\最大空塔气速u=C■'PL~PV，其中C=C(二)0.2，。“可由斯密斯关maxVp20、0.0220VV联图查得。L甘0.0002921；775.01横坐标F=—sxl=x.=0.02096ivV、:PV0.3800"1.0424取板间距Ht=0.46m，板上清液层高度、=0.06m，则H‘-匕=0.38m，查斯密斯图得C20=0.076。则气体负荷因子C=0.076x(32.40x10~3)0.2=0.08370.02最大空塔气速u=0.0837x.775.01-1.0424=2.282m/smax1.0424取安全系数为0.6，则u=0.6u=0.6x2.282=1.3692m/smax八SV」：4x0.3800塔径D'=s==0.602m冗u"兀x1.3692按照标准塔径规整后D=0.7m—D2072塔截面积为A=/rX——=兀x—-—=0.385m2Hz-、击V0.3800实际空塔气速：u=―a==0.9870m/sA^0.385(2)提馏段提馏段气液相体积流率V*MVm3600PVm50.20x22.533600x0.765V*MVm3600PVm50.20x22.533600x0.765=0.4156m3/sL*MLm—3600pLm122.0x19.663600x880.66=0.0007082m3/s最大空塔气速u=C，VmaxVP*V，其中C=C（二）0.2，。“可由斯密斯关200.0220联图查得。横坐标FlvL

=—xVs0.0007082-'880.66x■0.41560.7560=0.05816取板间距Ht=0.46m，板上清液层高度、=0.06m，则H’-匕=0.40m，查斯密斯图得C20=0.08。则C=0.08x(54.86x10~3)0.2=0.097890.02最大空塔气速u=0.09789x■'880.66-0.7560=3.340m/smax0.7560取安全系数为0.6，则u=0.6u=0.6x3.340=2.004m/smax八寸：4x0.4156塔径D'=s=.,=0.5140mKuVkx2.004按照标准塔径规整后D=0.6m塔截面积为A^=兀D20.62x—=kx=塔截面积为A^=兀44实际空塔气速：u=匕=0.4156=1.471m/sA^0.28265、2、精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度：Z=(N-1)X0.4=15-1X0.4=5.6m提馏段有效高度：Z=(N-1)x0.4=11-1x0.4=4.0m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，则精馏塔的有效高度为Z=5,6+4.0+0.8=10.4m6、塔板主要工艺尺寸计算6、1溢流装置计算因塔径D=0.7m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下:堰长l=0.7x0.7=0.49m溢流堰高度h=匕-h选用平直堰，堰上液层高度h=284E[LsX360013,取E=1，则OW1000IL)*w/精馏段：h=竺4X1x[0.0002921X3600]:=0.004725mOW1000"0.49Jh=、-h=0.06-0.004725=0.05528m提馏段：h=空x1x[0.0007082X3600]3=0.00858mOW1000"0.49Jh=h^-h=0.06-0.00858=0.05142m（3）弓形降液管宽度wd和截面积Af由%=0.6查图得，A^/A]=0.057,Wd/D=0.125故A^=0.057x0.2826=0.01611m2，W』=0.125x0.6=0.075m依式0=AA验算液体在降液管中的停留时间ls精馏段：0提馏段：00.01611x0.46=25.40s>5s0.0002921O.01611xO.46=10.46s>5s，故降液管设计合理0.0002921(4)降液管底隙高度h0取降液管底隙流体流速u'=0.08精馏段：0提馏段：00.01611x0.46=25.40s>5s0.0002921O.01611xO.46=10.46s>5s，故降液管设计合理0.0002921(4)降液管底隙高度h0取降液管底隙流体流速u'=0.08m/s0精馏段：h0L0.0002921x3600s==0.007452m3600xlu'3600x0.49x0.08-h0=0.05528-0.007452=0.04783m>0.006m提馏段：h00.0007082x3600=0.01807m3600xlu'3600x0.49x0.08-h0=0.05142-0.01807=0.03335m>0.006m故降液管设计高度合理选用凹形受液盘，深度h'=50mmw6、2塔板的布置分块因D<800mm，故塔板采用整块式。边缘区宽度的确定：(1)(2)(3)W=0.07,W'=0.06m,W=0.06m开孔区面积计算开孔区面积按照式A=2a心一x2+—r2sin-1(X)I计算，其中180。rIx=D/2-(Wd+W)=0.7/2-(0.075+0.07)=0.205mr=D/2-W=0.7/2-0.06=0.29mcA=20.1764J0.292—0.2052+二0.292sinK0205)=0.2161m2180。0.296、3浮阀计算及排列(1)阀孔气速(见附图2)F0=u0^VF0在9至12之间，取F0=11精馏段：u0\PV=10.77m/s

x.1.0432(2)浮阀数精馏段：N=匕=03迎=29.55，所以取N=30TOC\o"1-5"\h\z兀兀—d2u一x10.77x0.0392\o"CurrentDocument"4004提馏段：N=#—=0.4156—27.50，所以取N=28\o"CurrentDocument"兀，兀，-—d2u—x12.65x0.0392\o"CurrentDocument"4004（3）开孔率塔板开孔率二——0.9870x100%—9.16%U010.77（4）阀孔的排列浮阀排列方式采用等边三角形叉排。去同一横排的孔心距t=75mm=0.075m，则估算排间距t’=0.065m浮阀排列图7、浮阀塔流体力学性能验算1、气体通过浮阀塔的静压头h=h+h+hfc1b精馏段：（1）干板静压头hc临界孔速uoc=73.1)1.825(731、士1.825=10.26m/s<11.12m/s11.0432)所以采用hc=5.34x11.1221.0432

x2x9.81828.37=0.0412m（2）板上层阻力h1匕=80、=0.5x0.06=0.03m（3）液体表面张力所造成的静压头h=兰，由于h很小可忽略不计。提馏段：（1）干板静压头hc临界孔速uoc=11.825/731二-1-―—1.825=12.23m/s>11.66m/s10.7570)所以米用hc=19.9x=0.033m930.235(2)板上层阻力h1h1=80、=0.5x0.06=0.03m(3)液体表面张力所造成的静压头h广g=，由于勾很小可忽略不计。2、液泛、液沫夹带、漏液(1)液泛H.=七+h+七+Ah+h0气=h.+h1+h=0.03+0.033=0.066mh=0.05528,h0=0.007160m塔板设置进口堰h=0.153(4)2=0.153(0.00070822)2=0.0009792mdlh00.49x0.01807所以得七=0.05528+0.01807+0.0009792+0.007161=0.08150m气<e0(Ht+h)=0.5x(0.4+0.05528)=0.2276m(2)液沫夹带V：—^v—+1.36LZ泛点率=s'P/'—PyS—LX100%KC「AbZL=D—2Wd=0.7—2X0.075=0.5500m查得Cf(精)=0.105Cf(提)=0.098A「At—2A广0.2826-2X0.01611=0.2504m20.3800x；——10432——+1.36x0.0002921x0.55001x0.105x0.2504泛点率(精)=m5.01-1.0432x100%=53.87%0.4000x：——07560——+1.36x0.0007082x0.5500880.66-0.7560v泛点率(提)二1x0.098x0.2504A100%=53.80%计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足e1x0.105x0.2504泛点率(提)二1x0.098x0.2504（3）漏液错流型的塔板在正常操作时，液体应沿塔板水平流动，与垂直向上流动的气体接触后由降液管流下。但当上升气流速度减少时，气体通过阀孔的动压不足以阻止板上液体从阀孔流下时，便会出现漏夜现象。发生漏夜时，由于上层板上的液体未与从下层板上升的气体进行传质，就漏落在浓度较低的下层板上，这势必降低了塔板效率。漏夜严重时会使塔板上不能积液而无法正常操作。所以为保证塔的正常操作，漏夜量不能超过某一规定值，一般不能大于液体流量的10%。漏夜量大于10%的气流速度称为漏夜速度，这是塔操作的下限气速。造成漏夜的主要原因是气速太小和板上液面落差所引起的气流分布不均，比如在塔板的液流入口处由于有液层较厚而往往出现漏夜，这也是在此处设置不开孔的安定区的原因之一。当液体横向流过板面时，由于要克服板上部件的局部阻力和摩擦阻力，需要一定液位差才能维持这一流动，这样板上液体进、出口侧的液面就会出现高度差，即液面落差，亦称水力学坡度。液面落差主要与塔板结构有关外，泡罩塔板结构复杂，液体在板上流动阻力大，液面落差也就大；浮阀塔结构较简单，液面落差则较小，筛板塔结构最简单，所以液面落差最小。但在塔径不大时，液面落差常忽略。液面落差除与塔板结构有关外，还与塔径、液流量有关。当塔径与液流量很大时，也会造成较大的液面落差。对于大塔，可采用单溢流或阶梯流，以减少液面落差。⑷塔板上液面的返混在塔板上，液体的主流方向是从入口端横向流至出口端，但因气体搅拌及某些局部障碍，液体会发生局部的反向流动。这种与主流方向相反的流动称为返混。当返混严重时，板上液体会均匀混合，各点的液体浓度将趋于一致。当浓度均匀的气体与板上各点的液体进行接触传质后，则离开各点的气体浓度也会相同。这是一种理想情况。另一种理想情况是板上液体呈活塞流流动，完全没有返混。这时板上液体沿液流方向上液体浓度最大，在塔板进口处液体浓度大于出口浓度。当浓度均匀的气体与板上各点液体接触传质后，离开塔板各点的气体浓度也不相同，进口处的液体浓度出口出的浓度高。理论与实践都证明了在这种情况下，塔板的效率比液体完全混合时高。实际上，塔板上液体并不处在完全混合与完全没有返混的两种理想状态，而是处于部分混合状态。3、塔板的负荷性能图（1）精馏段漏夜线（线1）F=10V）=1d2NU=-d顽-L^Smin40040p,V1精馏段：V=d2Nusmin400min

u0minVsmin10Q”/

=9.77m/su0minVsmin，-pv.1.0432'V兀，=一x0.0392x28x9.77=0.386m3/s4提馏段：Vsmin

兀，=—d2Nu400min10u0min=11.65m/u0minJpvJ0.7560Vsmin丸一=一x0.0392x30x12.65=0.4332m3/s4精馏段过量雾沫夹带线(线2)Vsmin根据e‘=0.1kg液/kg汽时，泛点率F1=0.8计算V，F1二日以，KC&B^+1.36LZ二=0.8整理得则有：V=0.547-16.65LLS,m3/s0.000580.001VS,m3/s0.5360.529提馏段过量雾沫夹带线«_07竺_+1.36xLx0.428s\'925.7-0.746sX100%=0.81x0.1011x0.2348则有：V=0.669-20.49LLS,m3/s0.000580.001VS,m3/s0.6570.649s(3)液相负荷下限线取堰上液高度how=0.006m作为液相负荷下限线2.840.006=——E1000-3600（L）S_minL1-WLw=0.49m,故Lsmin(4)液相负荷上限线=0.0004180m3/s0=—f——tN3〜5sLS取0=4s解得(L)=0.0241x0.46/4=0.00522m3/s⑸液渗线4(H+h)=h+h+hTwpLd+h)=5.34^V^2+0.153(-£^)2+(1+s)[h+^84E(3600Ls)3]pl2gLhoow1000Lu=s—=s=27.9V0兀，3.14」d2N——x0.0392x30404精馏段：4(Ht+h)=0.5147m0.2574=5.34x-.—x(.s)+0.153xs825.32x9.81(0.42x0.009)22则有：V2=1.3960-44056.78L2-12.7673L33600L、七)3]一一2.84+(1+0.5)[0.05473+——x(10000.42LS,m3/s0.000580.0010.0050.0054VS,m3/s0.52580.49590.29010.2729提馏段：4(Ht+h)=0.2553mL22)3]LS,m3/s0.000580.0010.0050.0054VS,m3/s0.84680.8190.62250.60680.2553=5.34x-.—x(.s)+0.153xs+(1+0.5)[0.0506+x(—925.72x9.81(0.42x0.0212)210000.422则有：V2=0.9158-107.57L-9.94Lsss由上述五条线可画出负荷性能图精馏段提馏段由图知从塔板负荷性能图可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P，处在适宜操作区的位置，说明塔板设计合理。因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操下限由漏夜线控制。按固定的液气比，从负荷性能图中查得气相负荷上限Vsmax，气相负荷下限V.，所以可得将馏段操作Vsmax=0.8705m3/s,操作弹性二Vs/Vsmin=3.59提馏段操作首=0.2815m3/s,操作弹性^s/V=8(1)(2)(3)Vmin=0.2422m3/sVmin=0.1152m3/s塔板的这两押作整性在合理的范围（3〜5）之内，由此也可表明塔板设计是不合理的现将塔板设计计算结果汇总如图项目内容-数值或说明备注精馏段提馏段塔径D/m0.70.6板间距HT/m0.460.46塔板形式单溢流弓形降液管整块式塔板空塔气速u/(m/s)0.98701.471堰长lw/m0.490.42堰高hw/m0.055280.05142板上液层高度hT/m0.060.06降液管底隙高度h0/m0.0074520.01807浮阀数N/个3028等腰三角形叉排阀孔气速u0/(m/s)10.7712.65临界阀孔气速uoc/(m/s)10.2412.23孔心距t/m0.0750.0625同一竖排的孔心距单板压降pa576.97液体在降液管内停留时间/s25,4010.46降液管内清液层高度Hd/m0.060.06泛点率/(%)53.8756.80液相负荷上VSmax/(m3/s)0.87050.2422雾沫夹带控制气相负荷下VSmin/(m3/s)0.98150.3152漏液控制操作弹性3.593.11后面为提馏段8、塔附件设计1、接管进料管(V)=FM^=91.41x20.72=0.0006282m3/s取u「=1.6m/ss压p3600x837.52FF,1V~d广&=0.02236m=22.36mmF印丫F经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)：。23x0.5【4】塔顶蒸汽出口管dvq=V%=50.20x31.986=0容36”3/svpvx36001.692x360