乙醇-水溶液連續(xù)精餾塔課程設(shè)計(jì)

目錄設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)一、概述TOC\o"1-5"\h\z1、精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求和類型42、精餾塔的設(shè)計(jì)步驟5二、精餡塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算1、設(shè)計(jì)方案的確定62、精餾塔物料衡算63、塔板數(shù)的確定73.1理論板層數(shù)Nt的求取73.2實(shí)際板層數(shù)的求取84、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算4.1操作溫度的計(jì)算114.2平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算114.3平均密度的計(jì)算124.4液相平均表面張力計(jì)算124.5液體平均粘度計(jì)算135、精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算5.1塔徑的計(jì)算145.2精餾塔有效高度的計(jì)算156、塔板主要工藝尺寸計(jì)算6.1溢流裝置計(jì)算166.2塔板的布置176.3浮閥計(jì)算及排列17\o"CurrentDocument"7、浮閥塔流體力學(xué)性能驗(yàn)算19\o"CurrentDocument"8、塔附件設(shè)計(jì)26三、總結(jié)27化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)一、設(shè)計(jì)題目：乙醇-水溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)條件：處理量：t/a（5）料液組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：（40%）塔頂產(chǎn)品組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：（92%,）塔頂易揮發(fā)組分回收率：（98.5%）每年實(shí)際生產(chǎn)時(shí)間：7200小時(shí)連續(xù)工作連續(xù)操作、中間加料、泡點(diǎn)回流。操作壓力：常壓進(jìn)料狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料塔釜間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為0.35Mpa單板壓降1kpa塔頂冷凝水用冷卻水的進(jìn)、出口溫度差20°C三，設(shè)計(jì)任務(wù)完成精餡塔的工藝設(shè)計(jì)，有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)和選型，繪制精餡塔系統(tǒng)工藝流程圖和精餡塔裝配圖，編寫(xiě)設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū).設(shè)計(jì)內(nèi)容包括：1、精餡裝置流程設(shè)計(jì)與論證2、浮閥塔內(nèi)精餡過(guò)程的工藝計(jì)算3、浮閥塔主要工藝尺寸的確定4、塔盤(pán)設(shè)計(jì)5、流體力學(xué)條件校核、作負(fù)荷性能圖6、主要輔助設(shè)備的選型四，設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)內(nèi)容1目錄2概述（精餡基本原理）3工藝計(jì)算4結(jié)構(gòu)計(jì)算5附屬裝置評(píng)價(jià)6參考文獻(xiàn)7對(duì)設(shè)計(jì)自我評(píng)價(jià)一、摘要摘要：設(shè)計(jì)一座連續(xù)浮閥塔，通過(guò)對(duì)原料，產(chǎn)品的要求和物性參數(shù)的確定及對(duì)主要尺寸的計(jì)算，工藝設(shè)計(jì)和附屬設(shè)備結(jié)果選型設(shè)計(jì)，完成對(duì)甲醇-水精餾工藝流程和主題設(shè)備設(shè)計(jì)。首先根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)，確定操作條件。比如：操作壓力的確定、進(jìn)料狀態(tài)等的確定。然后設(shè)計(jì)工藝流程草圖。根據(jù)確定的方案，確定具體的參數(shù)，即一個(gè)完整的設(shè)計(jì)就初步的確定了。最后計(jì)算塔的工藝尺寸、浮閥的流體力學(xué)演算、塔板的負(fù)荷性能，最后根據(jù)計(jì)算選擇合適的輔助設(shè)備。關(guān)鍵詞：精餾塔，浮閥塔，精餾塔的附屬設(shè)備。一、精餡操作對(duì)塔設(shè)備的要求和類型㈠對(duì)塔設(shè)備的要求精餾所進(jìn)行的是氣（汽）、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣（汽）、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣（汽）、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求：⑴氣（汽）、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時(shí)，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。⑵操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣（汽）、液負(fù)荷有較大范圍的變動(dòng)時(shí)，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長(zhǎng)期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。⑶流體流動(dòng)的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動(dòng)力消耗，從而降低操作費(fèi)用。對(duì)于減壓精餾操作，過(guò)大的壓力降還將使整個(gè)系統(tǒng)無(wú)法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。⑷結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量小，制造和安裝容易。⑸耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。⑹塔內(nèi)的滯留量要小。實(shí)際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨(dú)特的優(yōu)點(diǎn)，設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進(jìn)行選型。㈡板式塔類型氣一液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔為逐級(jí)接觸型氣一液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣一液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動(dòng)舌形塔和浮動(dòng)噴射塔等多種。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔（1813年）、篩板塔（1832年），其后，特別是在本世紀(jì)五十年代以后，隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動(dòng)噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國(guó)內(nèi)外實(shí)際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛。篩板塔也是傳質(zhì)過(guò)程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：⑴結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60%，為浮閥塔的80%左右。⑵處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10?15%。⑶塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。⑷壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30%左右。篩板塔的缺點(diǎn)是：⑴塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。⑵操作彈性較?。s2?3）。⑶小孔篩板容易堵塞。二、精餾塔的設(shè)計(jì)步驟本設(shè)計(jì)按以下幾個(gè)階段進(jìn)行：⑴設(shè)計(jì)方案確定和說(shuō)明。根據(jù)給定任務(wù)，對(duì)精餡裝置的流程、操作條件、主要設(shè)備型式及其材質(zhì)的選取等進(jìn)行論述。⑵蒸餡塔的工藝計(jì)算，確定塔高和塔徑。⑶塔板設(shè)計(jì)：計(jì)算塔板各主要工藝尺寸，進(jìn)行流體力學(xué)校核計(jì)算。接管尺寸、泵等，并畫(huà)出塔的操作性能圖。⑷管路及附屬設(shè)備的計(jì)算與選型，如再沸器、冷凝器。⑸抄寫(xiě)說(shuō)明書(shū)。⑹繪制精餡裝置工藝流程圖和精餡塔的設(shè)備圖。二、精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算1、設(shè)計(jì)方案的確定及概述本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離乙醇一水混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餡流程。精餡是指由不同揮發(fā)度的組分所組成的混合液，在精餡塔中同時(shí)多次地進(jìn)行部分氣化和部分冷凝，使其分離成幾乎純態(tài)組分的過(guò)程。塔頂蒸汽冷凝回流和塔釜溶液再汽化是精餡高成婚度分離的充分必要條件。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餡塔內(nèi)。塔頂上升的蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故采用最小回流比的1.5倍。塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。2、精餾塔物料衡算1.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率乙醇的摩爾質(zhì)量水的摩爾質(zhì)量M=46AM=18B/Mkg/kmolkg/kmol2、精餾塔物料衡算1.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率乙醇的摩爾質(zhì)量水的摩爾質(zhì)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為原料液的摩爾分率，xF為塔頂產(chǎn)品的摩爾分率1.2.2D原料液及塔頂?shù)钠骄栙|(zhì)量M=0.2069X46+(1-0.2069)X18=23.79kg/kmolFM=0.8182X46+(1-0.8182)X18=40.91kg/kmol1.2.3D物料衡算原料處理量F=50000x103=291.91kmol/h7200x23.79總物料衡算F=D+W乙醇的物料衡算FxF=DxD+Wxw門=冬x100%=0.985

FxF聯(lián)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、塔板數(shù)的確定1.3.1理論板層數(shù)Nt的求取乙醇一水屬理想物系，可采用圖解法求理論板數(shù)由手冊(cè)查得甲醇一水物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖，如圖1圖解法求理論板層數(shù)求最小回流比及操作回流比。采用圖解法求最小回流比。在圖中對(duì)角線上e(0.2069,0.2069)作垂線ef故最小回流比R=Xd七miny-x0.8182-0.30.3—0.2069=5則操作回流比可取即為進(jìn)料線故最小回流比R=Xd七miny-x0.8182-0.30.3—0.2069=5則操作回流比可取圖中精餾段操作線方程截距b=二=08些=0.096R+17.5+1精餾塔的氣液相負(fù)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操作線方程精餾段y=Lx+dx=0.6094x+0.3770VVdLW提留段y=__x---x=2.4303x-0.003290圖解法求理論塔板數(shù)0510152025303540455055606570758005101520253035404550556065707580859095100XAxisTitle05050211505998(1)全塔效率的計(jì)算用奧康奈爾法對(duì)全塔效率進(jìn)行估算E=0.49(ua)-0.245X100%由相平衡方程y=可得a1+(a-1)X根據(jù)乙醇一水體系相平衡圖查得*=氣=0.81812,氣=0.6182（第一塊板）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-水平衡時(shí)的t、x、y數(shù)據(jù)（摘于化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)）t-x圖查t-x圖得o=71.31C,tf=81'。。,t=93°C則精餾段平均溫度t=75.63。。m提留段平均溫度t=87。。m全塔平均溫度t=81。。m在全塔平均溫度下查得,心=爵您城”,'g=°.298mPa??則全塔平均液體粘度七=0.5364mPa?s全塔效率Et=0.49（旦y）-0.245=56.2%(2)實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算精餾段實(shí)際板層數(shù)N=工=28精56%提留段實(shí)際板層數(shù)N=—土=14提56%總塔板數(shù)N=424、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算4、1操作溫度的計(jì)算查t-x圖得則精餡段平均溫度t=75。。m提留段平均溫度87全塔平均溫度t=81。。m4、2平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量七=0.999查平衡曲線得氣=0.999M=0.999x32+0.001x18=31.986奴/kmolV^mM=0.999x32+(1-0.999)x18=31.986kg/kmolm進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)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塔釜平均摩爾質(zhì)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精餡段平均摩爾質(zhì)量31.986+26.830=29.41@/kmol31.986+21.290=26.64kg/kmol提留段平均摩爾質(zhì)量26.83+18.2322.5326.83+18.2322.53kg/kmol21.29+18.0319.66kg/kmol4、3平均密度的計(jì)算（1）氣相平均密度的計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程得PMPRT精餾段氣體平均密度P29.41x101.38.314x由理想氣體狀態(tài)方程得PMPRT精餾段氣體平均密度P29.41x101.38.314x(273.15+70.63)=1.0432kg/m3提留段氣體平均密度P22.53x101.38.314x(273.15+89.97)0.7560kg/m3（2）液相平均密度的計(jì)算上=P塔頂：*=61.31。。查得p=985.0kg/m3,p743.5kg/m3PLDm0.980.02+——743.5985.0747.2kg/PLDm進(jìn)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：，廣99.99。。查得pH2o=958%/m3P以"H技%8.宛/*3則精餾段液相平均密度：p774-則精餾段液相平均密度：p774-20+802.81-775.01kg/m3提餾段液相平均密度：pLm802-81+95&5-880.66kg/m34、4液相平均表面張力計(jì)算(1)塔頂：由td=61.31。。查得b=65.如/gchoh-EN/m(1)塔頂：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精餾段液相平均表面張力:17.47+51.5034.49mN/m提餾段液相平均表面張力:51.50+58.7855.14mN/m4、5液體平均粘度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，(1)塔頂液相平均粘度的計(jì)算由f61.31。。查得口(1)塔頂液相平均粘度的計(jì)算由f61.31。。查得口ho-°461°mPa"灼見(jiàn)=0.341mPa?s(2)（3）-0.3411m尸。?s1gRd*-0.999x1g0.341+0.001x1g0.4610nR血進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算t-79.95。。查得R-0.3562mPa?s,R-0.276mPa?s1gR-0.238x1g#%6+(1-0.238)x1g0當(dāng)°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精餾段液相平均粘度：RLm°.3411+°.3352-0.3382mPa精餾段液相平均粘度：RLm提餾段液相平均粘度：Lm0.3352+0.2838=0.3095mPa?s5、精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算5、1、塔徑的計(jì)算（1）精餾段精餾段的氣液相體積流率：VMVm—3600pVm50.20x28.41=0.3800m3/s3600x1.0424LMLm3600pLm30.59x26.64=0.0002921m3/s3600x775.01\最大空塔氣速u=C■'PL~PV，其中C=C(二)0.2，。“可由斯密斯關(guān)maxVp20、0.0220VV聯(lián)圖查得。L甘0.0002921；775.01橫坐標(biāo)F=—sxl=x.=0.02096ivV、:PV0.3800"1.0424取板間距Ht=0.46m，板上清液層高度、=0.06m，則H‘-匕=0.38m，查斯密斯圖得C20=0.076。則氣體負(fù)荷因子C=0.076x(32.40x10~3)0.2=0.08370.02最大空塔氣速u=0.0837x.775.01-1.0424=2.282m/smax1.0424取安全系數(shù)為0.6，則u=0.6u=0.6x2.282=1.3692m/smax八SV」：4x0.3800塔徑D'=s==0.602m冗u"兀x1.3692按照標(biāo)準(zhǔn)塔徑規(guī)整后D=0.7m—D2072塔截面積為A=/rX——=兀x—-—=0.385m2Hz-、擊V0.3800實(shí)際空塔氣速：u=―a==0.9870m/sA^0.385(2)提餾段提餾段氣液相體積流率V*MVm3600PVm50.20x22.533600x0.765V*MVm3600PVm50.20x22.533600x0.765=0.4156m3/sL*MLm—3600pLm122.0x19.663600x880.66=0.0007082m3/s最大空塔氣速u=C，VmaxVP*V，其中C=C（二）0.2，。“可由斯密斯關(guān)200.0220聯(lián)圖查得。橫坐標(biāo)FlvL

=—xVs0.0007082-'880.66x■0.41560.7560=0.05816取板間距Ht=0.46m，板上清液層高度、=0.06m，則H’-匕=0.40m，查斯密斯圖得C20=0.08。則C=0.08x(54.86x10~3)0.2=0.097890.02最大空塔氣速u=0.09789x■'880.66-0.7560=3.340m/smax0.7560取安全系數(shù)為0.6，則u=0.6u=0.6x3.340=2.004m/smax八寸：4x0.4156塔徑D'=s=.,=0.5140mKuVkx2.004按照標(biāo)準(zhǔn)塔徑規(guī)整后D=0.6m塔截面積為A^=兀D20.62x—=kx=塔截面積為A^=兀44實(shí)際空塔氣速：u=匕=0.4156=1.471m/sA^0.28265、2、精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度：Z=(N-1)X0.4=15-1X0.4=5.6m提餾段有效高度：Z=(N-1)x0.4=11-1x0.4=4.0m在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔，其高度為0.8m，則精餾塔的有效高度為Z=5,6+4.0+0.8=10.4m6、塔板主要工藝尺寸計(jì)算6、1溢流裝置計(jì)算因塔徑D=0.7m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下:堰長(zhǎng)l=0.7x0.7=0.49m溢流堰高度h=匕-h選用平直堰，堰上液層高度h=284E[LsX360013,取E=1，則OW1000IL)*w/精餾段：h=竺4X1x[0.0002921X3600]:=0.004725mOW1000"0.49Jh=、-h=0.06-0.004725=0.05528m提餾段：h=空x1x[0.0007082X3600]3=0.00858mOW1000"0.49Jh=h^-h=0.06-0.00858=0.05142m（3）弓形降液管寬度wd和截面積Af由%=0.6查圖得，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驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間ls精餾段：0提餾段：00.01611x0.46=25.40s>5s0.0002921O.01611xO.46=10.46s>5s，故降液管設(shè)計(jì)合理0.0002921(4)降液管底隙高度h0取降液管底隙流體流速u'=0.08精餾段：0提餾段：00.01611x0.46=25.40s>5s0.0002921O.01611xO.46=10.46s>5s，故降液管設(shè)計(jì)合理0.0002921(4)降液管底隙高度h0取降液管底隙流體流速u'=0.08m/s0精餾段：h0L0.0002921x3600s==0.007452m3600xlu'3600x0.49x0.08-h0=0.05528-0.007452=0.04783m>0.006m提餾段：h00.0007082x3600=0.01807m3600xlu'3600x0.49x0.08-h0=0.05142-0.01807=0.03335m>0.006m故降液管設(shè)計(jì)高度合理選用凹形受液盤(pán)，深度h'=50mmw6、2塔板的布置分塊因D<800mm，故塔板采用整塊式。邊緣區(qū)寬度的確定：(1)(2)(3)W=0.07,W'=0.06m,W=0.06m開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積按照式A=2a心一x2+—r2sin-1(X)I計(jì)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浮閥計(jì)算及排列(1)閥孔氣速(見(jiàn)附圖2)F0=u0^VF0在9至12之間，取F0=11精餾段：u0\PV=10.77m/s

x.1.0432(2)浮閥數(shù)精餾段：N=匕=03迎=29.55，所以取N=30TOC\o"1-5"\h\z兀?！猟2u一x10.77x0.0392\o"CurrentDocument"4004提餾段：N=#—=0.4156—27.50，所以取N=28\o"CurrentDocument"兀，兀，-—d2u—x12.65x0.0392\o"CurrentDocument"4004（3）開(kāi)孔率塔板開(kāi)孔率二——0.9870x100%—9.16%U010.77（4）閥孔的排列浮閥排列方式采用等邊三角形叉排。去同一橫排的孔心距t=75mm=0.075m，則估算排間距t’=0.065m浮閥排列圖7、浮閥塔流體力學(xué)性能驗(yàn)算1、氣體通過(guò)浮閥塔的靜壓頭h=h+h+hfc1b精餾段：（1）干板靜壓頭hc臨界孔速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）板上層阻力h1匕=80、=0.5x0.06=0.03m（3）液體表面張力所造成的靜壓頭h=蘭，由于h很小可忽略不計(jì)。提餾段：（1）干板靜壓頭hc臨界孔速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)板上層阻力h1h1=80、=0.5x0.06=0.03m(3)液體表面張力所造成的靜壓頭h廣g=，由于勾很小可忽略不計(jì)。2、液泛、液沫夾帶、漏液(1)液泛H.=七+h+七+Ah+h0氣=h.+h1+h=0.03+0.033=0.066mh=0.05528,h0=0.007160m塔板設(shè)置進(jìn)口堰h(yuǎn)=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氣<e0(Ht+h)=0.5x(0.4+0.05528)=0.2276m(2)液沫夾帶V：—^v—+1.36LZ泛點(diǎn)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廣0.2826-2X0.01611=0.2504m20.3800x；——10432——+1.36x0.0002921x0.55001x0.105x0.2504泛點(diǎn)率(精)=m5.01-1.0432x100%=53.87%0.4000x：——07560——+1.36x0.0007082x0.5500880.66-0.7560v泛點(diǎn)率(提)二1x0.098x0.2504A100%=53.80%計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足e1x0.105x0.2504泛點(diǎn)率(提)二1x0.098x0.2504（3）漏液錯(cuò)流型的塔板在正常操作時(shí)，液體應(yīng)沿塔板水平流動(dòng)，與垂直向上流動(dòng)的氣體接觸后由降液管流下。但當(dāng)上升氣流速度減少時(shí)，氣體通過(guò)閥孔的動(dòng)壓不足以阻止板上液體從閥孔流下時(shí)，便會(huì)出現(xiàn)漏夜現(xiàn)象。發(fā)生漏夜時(shí)，由于上層板上的液體未與從下層板上升的氣體進(jìn)行傳質(zhì)，就漏落在濃度較低的下層板上，這勢(shì)必降低了塔板效率。漏夜嚴(yán)重時(shí)會(huì)使塔板上不能積液而無(wú)法正常操作。所以為保證塔的正常操作，漏夜量不能超過(guò)某一規(guī)定值，一般不能大于液體流量的10%。漏夜量大于10%的氣流速度稱為漏夜速度，這是塔操作的下限氣速。造成漏夜的主要原因是氣速太小和板上液面落差所引起的氣流分布不均，比如在塔板的液流入口處由于有液層較厚而往往出現(xiàn)漏夜，這也是在此處設(shè)置不開(kāi)孔的安定區(qū)的原因之一。當(dāng)液體橫向流過(guò)板面時(shí)，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維持這一流動(dòng)，這樣板上液體進(jìn)、出口側(cè)的液面就會(huì)出現(xiàn)高度差，即液面落差，亦稱水力學(xué)坡度。液面落差主要與塔板結(jié)構(gòu)有關(guān)外，泡罩塔板結(jié)構(gòu)復(fù)雜，液體在板上流動(dòng)阻力大，液面落差也就大；浮閥塔結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn)單，液面落差則較小，篩板塔結(jié)構(gòu)最簡(jiǎn)單，所以液面落差最小。但在塔徑不大時(shí)，液面落差常忽略。液面落差除與塔板結(jié)構(gòu)有關(guān)外，還與塔徑、液流量有關(guān)。當(dāng)塔徑與液流量很大時(shí)，也會(huì)造成較大的液面落差。對(duì)于大塔，可采用單溢流或階梯流，以減少液面落差。⑷塔板上液面的返混在塔板上，液體的主流方向是從入口端橫向流至出口端，但因氣體攪拌及某些局部障礙，液體會(huì)發(fā)生局部的反向流動(dòng)。這種與主流方向相反的流動(dòng)稱為返混。當(dāng)返混嚴(yán)重時(shí)，板上液體會(huì)均勻混合，各點(diǎn)的液體濃度將趨于一致。當(dāng)濃度均勻的氣體與板上各點(diǎn)的液體進(jìn)行接觸傳質(zhì)后，則離開(kāi)各點(diǎn)的氣體濃度也會(huì)相同。這是一種理想情況。另一種理想情況是板上液體呈活塞流流動(dòng)，完全沒(méi)有返混。這時(shí)板上液體沿液流方向上液體濃度最大，在塔板進(jìn)口處液體濃度大于出口濃度。當(dāng)濃度均勻的氣體與板上各點(diǎn)液體接觸傳質(zhì)后，離開(kāi)塔板各點(diǎn)的氣體濃度也不相同，進(jìn)口處的液體濃度出口出的濃度高。理論與實(shí)踐都證明了在這種情況下，塔板的效率比液體完全混合時(shí)高。實(shí)際上，塔板上液體并不處在完全混合與完全沒(méi)有返混的兩種理想狀態(tài)，而是處于部分混合狀態(tài)。3、塔板的負(fù)荷性能圖（1）精餾段漏夜線（線1）F=10V）=1d2NU=-d頑-L^Smin40040p,V1精餾段：V=d2Nusmin400min

u0minVsmin10Q”/

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

兀，=—d2Nu400min10u0min=11.65m/u0minJpvJ0.7560Vsmin丸一=一x0.0392x30x12.65=0.4332m3/s4精餾段過(guò)量霧沫夾帶線(線2)Vsmin根據(jù)e‘=0.1kg液/kg汽時(shí)，泛點(diǎn)率F1=0.8計(jì)算V，F(xiàn)1二日以，KC&B^+1.36LZ二=0.8整理得則有：V=0.547-16.65LLS,m3/s0.000580.001VS,m3/s0.5360.529提餾段過(guò)量霧沫夾帶線?_07竺_+1.36xLx0.428s\'925.7-0.746sX100%=0.81x0.1011x0.2348則有：V=0.669-20.49LLS,m3/s0.000580.001VS,m3/s0.6570.649s(3)液相負(fù)荷下限線取堰上液高度how=0.006m作為液相負(fù)荷下限線2.840.006=——E1000-3600（L）S_minL1-WLw=0.49m,故Lsmin(4)液相負(fù)荷上限線=0.0004180m3/s0=—f——tN3?5sLS取0=4s解得(L)=0.0241x0.46/4=0.00522m3/s⑸液滲線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精餾段：4(Ht+h)=0.5147m0.2574=5.34x-.—x(.s)+0.153xs825.32x9.81(0.42x0.009)22則有：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提餾段：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則有：V2=0.9158-107.57L-9.94Lsss由上述五條線可畫(huà)出負(fù)荷性能圖精餾段提餾段由圖知從塔板負(fù)荷性能圖可看出，按生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點(diǎn)P，處在適宜操作區(qū)的位置，說(shuō)明塔板設(shè)計(jì)合理。因?yàn)橐悍壕€在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操下限由漏夜線控制。按固定的液氣比，從負(fù)荷性能圖中查得氣相負(fù)荷上限Vsmax，氣相負(fù)荷下限V.，所以可得將餾段操作Vsmax=0.8705m3/s,操作彈性二Vs/Vsmin=3.59提餾段操作首=0.2815m3/s,操作彈性^s/V=8(1)(2)(3)Vmin=0.2422m3/sVmin=0.1152m3/s塔板的這兩押作整性在合理的范圍（3?5）之內(nèi)，由此也可表明塔板設(shè)計(jì)是不合理的現(xiàn)將塔板設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總?cè)鐖D項(xiàng)目?jī)?nèi)容-數(shù)值或說(shuō)明備注精餾段提餾段塔徑D/m0.70.6板間距HT/m0.460.46塔板形式單溢流弓形降液管整塊式塔板空塔氣速u/(m/s)0.98701.471堰長(zhǎng)lw/m0.490.42堰高h(yuǎn)w/m0.055280.05142板上液層高度hT/m0.060.06降液管底隙高度h0/m0.0074520.01807浮閥數(shù)N/個(gè)3028等腰三角形叉排閥孔氣速u0/(m/s)10.7712.65臨界閥孔氣速uoc/(m/s)10.2412.23孔心距t/m0.0750.0625同一豎排的孔心距單板壓降pa576.97液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間/s25,4010.46降液管內(nèi)清液層高度Hd/m0.060.06泛點(diǎn)率/(%)53.8756.80液相負(fù)荷上VSmax/(m3/s)0.87050.2422霧沫夾帶控制氣相負(fù)荷下VSmin/(m3/s)0.98150.3152漏液控制操作彈性3.593.11后面為提餾段8、塔附件設(shè)計(jì)1、接管進(jìn)料管(V)=FM^=91.41x20.72=0.0006282m3/s取u「=1.6m/ss壓p3600x837.52FF,1V~d廣&=0.02236m=22.36mmF印丫F經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(GB8163-87)：。23x0.5【4】塔頂蒸汽出口管dvq=V%=50.20x31.986=0容36”3/svpvx36001.692x360