化工原理課程設(shè)計(jì)--甲醇-水二元體系連續(xù)浮閥精餾塔的工藝設(shè)計(jì).doc

南京工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目 甲醇-水二元體系連續(xù)浮閥精餾塔的工藝設(shè)計(jì) 學(xué)生姓名 鄒棟 班級(jí)、學(xué)號(hào) 化工1011班29號(hào) 指導(dǎo)教師姓名 馮 暉 課程設(shè)計(jì)時(shí)間2012年 12 月 24 日-2013年 1 月4 日 課程設(shè)計(jì)成績(jī)百分制 權(quán)重設(shè)計(jì)說(shuō)明書、計(jì)算書及設(shè)計(jì)圖紙質(zhì)量，70%獨(dú)立工作能力、綜合能力、設(shè)計(jì)過(guò)程表現(xiàn)、設(shè)計(jì)答辯及回答問(wèn)題情況，30%設(shè)計(jì)最終成績(jī)（五級(jí)分制） 指導(dǎo)教師簽字 化學(xué)化工學(xué)院課程名稱 化工原理課程設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)題目 甲醇-水二元體系連續(xù)浮閥精餾塔的工藝設(shè)計(jì) 學(xué)生姓名 鄒棟 專業(yè) 化學(xué)工程與工藝 班級(jí)學(xué)號(hào) 1001101129 設(shè)計(jì)日期 2012 年 12月 24 日至 2013 年 1 月 4日設(shè)計(jì)條件及任務(wù)：設(shè)計(jì)體系： 甲醇水二元體系設(shè)計(jì)條件:1處理量F： 330 （kmol/h） 2料液濃度： 0.32 （mol%） 3. 進(jìn)料熱狀況： 15.7 要求： 1產(chǎn)品濃度： 99 （mol%） 2易揮發(fā)組分回收率： 99 % 指導(dǎo)教師 2012 年 12 月 24 日 前言化學(xué)工業(yè)中塔設(shè)備是化工單元操作中重要的設(shè)備之一，化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收、解吸、精餾、萃取、增濕、減濕等單元操作中，精餾操作是最基本的單元操作之一，它是根據(jù)混合液中各組分的揮發(fā)能力的差異進(jìn)行分離的。 塔設(shè)備一般分為級(jí)間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點(diǎn)，但其結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，阻力降較大。在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。浮閥塔的特點(diǎn)：1生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%40%，與篩板塔接近。 2操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動(dòng)范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時(shí)間較長(zhǎng)，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 4氣體壓降及液面落差小，因氣液流過(guò)浮閥塔板時(shí)阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板塔高 20%30。 但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價(jià)昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來(lái)，浮閥塔的推廣并不是越來(lái)越廣。 近幾十年來(lái)，人們對(duì)浮閥塔的研究越來(lái)越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)越來(lái)越豐富，積累的設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計(jì)浮閥塔比較合適。本次設(shè)計(jì)就是針對(duì)甲醇-水體系，而進(jìn)行的常壓浮閥精餾塔的設(shè)計(jì)及其輔助設(shè)備的選型。由于此次設(shè)計(jì)時(shí)間緊張，本人水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇切希望各位老師指出，以便訂正。 2012年12月 于南京工業(yè)大學(xué)目錄一 概述.8二 工藝設(shè)計(jì)1 總體設(shè)計(jì)方案1.1 操作壓強(qiáng)的選擇101.2 物料的進(jìn)料熱狀態(tài).111.3 回流比的確定111.4 塔釜的加熱方式111.5 回流方式選定112 精餾的工藝流程圖.123 精餾塔塔板數(shù)的確定3.1 物料衡算.123.2 物系相平衡數(shù)據(jù).133.3 回流比確定.163.4 逐板法計(jì)算理論塔板數(shù).173.5 實(shí)際塔板數(shù)的確定.184 塔徑塔板工藝尺寸的確定 4.1 各設(shè)計(jì)參數(shù) 4.1.1 操作壓力.20 4.1.2 溫度.20 4.1.3 平均摩爾質(zhì)量.21 4.1.4 平均密度.22 4.1.5 液體表面張力.23 4.1.6 液體的粘度.24 4.1.7 液負(fù)荷計(jì)算.254.2 塔徑塔板工藝尺寸確定4.2.1 塔徑塔板的計(jì)算 4.2.1.1 塔徑的計(jì)算.26 4.2.1.2 溢流裝置的確定.28 4.2.1.3 安定區(qū)與邊緣區(qū)的確定.31 4.2.1.4 鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列.314.2.2 精餾段提餾段塔盤流體力學(xué)驗(yàn)算4.2.2.1 干板壓強(qiáng)降.354.2.2.2 降液管停留時(shí)間.364.2.2.3 液泛的校核.374.2.2.4 霧沫夾帶.374.2.2.4 漏液驗(yàn)算.394.2.3 精餾段提餾段負(fù)荷性能圖4.2.3.1 液相下限線.404.2.3.2 液相上限線.404.2.3.3 漏液線.414.2.3.4 過(guò)量霧沫夾帶線.414.2.3.5 溢流液泛線.434.2.3.6 操作負(fù)荷線.454.2.3.7 性能負(fù)荷圖.45 4.2.3.8 浮閥塔主要設(shè)計(jì)參數(shù).475 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)5.1 塔頂全凝器的計(jì)算及選型.495.2 塔底再沸器面積的計(jì)算及選型.535.3 其他輔助設(shè)備的計(jì)算及選型5.3.1 進(jìn)料管.545.3.2 回流管.545.3.3 塔釜出料管.555.3.4 再沸器蒸汽進(jìn)口管.555.3.5 冷凝水管.555.3.6 冷凝水泵.565.3.7 進(jìn)料泵.57 6 總結(jié) 6.1 設(shè)計(jì)感想.58 6.2 致謝.60 6.3 參考文獻(xiàn).60 化工原理課程設(shè)計(jì)（工藝設(shè)計(jì)）說(shuō)明說(shuō)編寫內(nèi)容姓名：鄒棟 學(xué)號(hào)：1001101129 專業(yè)：化學(xué)工程與工藝一、概述1、浮閥塔的特點(diǎn) 浮閥塔是廿世紀(jì)五十年代初開發(fā)的一種新塔型。其特點(diǎn)是在篩板塔基礎(chǔ)上，在每個(gè)篩孔處安置一個(gè)可上下移動(dòng)的閥片。當(dāng)篩孔氣速高時(shí)，閥片被頂起、上升，孔速低時(shí)，閥片因自重而下降。閥片升降位置隨氣流量大小作自動(dòng)調(diào)節(jié)，從而使進(jìn)入液層的氣速基本穩(wěn)定。又因氣體在閥片下測(cè)水平方向進(jìn)入液層，既減少液沫夾帶量，又延長(zhǎng)氣液接觸時(shí)間，故收到很好的傳質(zhì)效果。生產(chǎn)上對(duì)塔器在工藝上及結(jié)構(gòu)上提出的要求有下列幾方面： 1 分離效率高-達(dá)到一定分離程度所需塔的高度低。 2 生產(chǎn)能力大-單位塔截面積處理量大。 3 操作彈性（flexibility）大-對(duì)一定的塔器，操作時(shí)氣液流量（亦稱氣液負(fù)荷）的變化會(huì)影響分離效率。若分離效率最高時(shí)的氣液負(fù)荷作為最佳負(fù)荷點(diǎn)，可把分離效率比最高效率下降15%的最大負(fù)荷與最小負(fù)荷之比稱為操作彈性。工程上常用的，是液，氣負(fù)荷比L/V為某一定值時(shí)，氣相與液相的操作彈性。操作彈性大的塔必然適應(yīng)性強(qiáng)，易于穩(wěn)定操作。 4 氣體阻力小-氣體阻力小可使氣體輸送的功率消耗小。對(duì)真空精餾來(lái)說(shuō)，降低塔器對(duì)氣流的阻力可減小塔頂，底間的壓差，降低塔的操作壓強(qiáng)，從而可降低塔底溶液泡點(diǎn)，降低對(duì)塔釜加熱劑的要求，還可防止塔底物料的分解。 5 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，設(shè)備取材面廣-便于加工制造與維修，價(jià)格低廉，使用面廣。2、浮閥閥型介紹浮閥的形狀如右圖所示。浮閥有三條帶鉤的腿。將浮閥放進(jìn)篩孔后，將其腿上的鉤扳轉(zhuǎn)，可防止操作時(shí)氣速過(guò)大將浮閥吹脫。此外，浮閥邊沿沖壓出三塊向下微彎的“腳”。當(dāng)篩孔氣速降低浮閥降至塔板時(shí)，靠這三只“腳”使閥片與塔板間保持 2.5mm左右的間隙；在浮閥再次升起時(shí)，浮閥不會(huì)被粘住，可平穩(wěn)上升。浮閥塔的生產(chǎn)能力比泡罩塔約大20%40%，操作彈性可達(dá)79，板效率比泡罩塔約高15%，制造費(fèi)用為泡罩塔的60%80%，為篩板塔的120%130%。圖2 浮閥（a）V-4型，（b）T型浮閥一般都用不銹鋼制成。國(guó)內(nèi)常用的浮閥有三種，即圖1所示的F1型及圖2所示的V-4型與T型。V-4型的特點(diǎn)是閥孔被沖壓成向下彎的噴咀形，氣體通過(guò)閥孔時(shí)因流道形狀漸變可減小阻力。T型閥則借助固定于塔板的支架限制閥片移動(dòng)范圍。三類浮閥中，F(xiàn)1型浮閥最簡(jiǎn)單，該類型浮閥已被廣泛使用。我國(guó)已有部頒標(biāo)準(zhǔn)（JB111868）。F1型閥又分重閥與輕閥兩種，重閥用厚度2mm的鋼板沖成，閥質(zhì)量約33克，輕閥用厚度1.5mm的鋼板沖成，質(zhì)量約25克。閥重則閥的慣性大，操作穩(wěn)定性好，但氣體阻力大。一般采用重罰。只有要求壓降很小的場(chǎng)合，如真空精餾時(shí)才使用輕閥。二工藝設(shè)計(jì)1. 總體設(shè)計(jì)方案 1.1 操作壓強(qiáng)的選擇 精餾可以常壓，加壓或減壓條件下進(jìn)行。確定操作壓力時(shí)主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)，技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來(lái)考慮的。對(duì)于沸點(diǎn)低，常壓下為氣態(tài)的物料必須在加壓條件下進(jìn)行操作。在相同條件下適當(dāng)提高操作壓力可以提高塔的處理能力，但是增加了塔壓，也提高了再沸器的溫度，并且相對(duì)揮發(fā)度液會(huì)下降。對(duì)于熱敏性和高沸點(diǎn)的物料常用減壓蒸餾。降低操作壓力，組分的相對(duì)揮發(fā)度增加，有利于分離。減壓操作降低了平衡溫度，這樣可以使用較低位的加熱劑。但是降低壓力也導(dǎo)致了塔直徑的增加和塔頂冷凝溫度的降低，而且必須使用抽真空設(shè)備，增加了相應(yīng)的設(shè)備和操作費(fèi)用。本次任務(wù)分離的是甲醇和水體系，綜合考慮各個(gè)因素，決定采用常壓（1atm）下進(jìn)行操作。1.2 物料的進(jìn)料熱狀態(tài)采用冷液進(jìn)料的方式，進(jìn)料溫度為15.7,該溫度為南京市全年平均溫度，冷液進(jìn)料無(wú)需在進(jìn)料前進(jìn)行預(yù)熱，所以節(jié)省了操作費(fèi)用，簡(jiǎn)單方便。1.3 回流比的確定對(duì)于一定的分離任務(wù)，采用較大的回流比時(shí)，操作線的位置遠(yuǎn)離平衡線向下向?qū)蔷€靠攏，在平衡線和操作線之間的直角階梯的跨度增大,每層塔板的分離效率提高了，所以增大回流比所需的理論塔板數(shù)減少，反之理論塔板數(shù)增加。但是隨著回流比的增加，塔釜加熱劑的消耗量和塔頂冷凝劑的消耗量液隨之增加，操作費(fèi)用增加，所以操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用總和最小時(shí)所對(duì)應(yīng)的回流比為最佳回流比。本次設(shè)計(jì)任務(wù)中，綜合考慮各個(gè)因素，一般我們采取1.1-2倍的最小回流比，故取中間，采用回流比為最小回流比的1.6倍。1.4 塔釜的加熱方式本次分離任務(wù)采設(shè)置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供做夠的熱量。1.5 回流方式選定 重力回流2 精餾的工藝流程圖3 精餾塔塔板數(shù)的確定3.1 物料衡算已知條件：F=330kmol/h 已知，F(xiàn)=330kmol/h，可以求出D=105.6kmol/hW=F-D=330kmol/h-105.6kmol/h=224.4kmol/h3.2 物系相平衡數(shù)據(jù) 1) 基本物性數(shù)據(jù)組分分子式分子量沸點(diǎn)熔點(diǎn)水H2O18.0153373.15K273.15k甲醇CH3OH32.04337.8K175.65K2） 甲醇-水汽液平衡組成常壓下甲醇和水的氣液平衡表(txy)txytxy1000077.829.0968.0192.95.3128.3476.733.3369.1890.37.6740.0176.235.1373.4788.99.2643.5373.846.2077.5686.612.5748.3172.752.9279.7185.013.1554.5571.359.3781.8383.216.7455.8570.068.4984.9282.318.1857.7568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9480.223.1964.8564.710010078.028.1867.75根據(jù)汽液平衡表,由內(nèi)插法求得(5.31-0.47)/(5.31-0)=(92.9-)/(92.9-100)塔釜溫度(100-99)/(100-87.41)=(64.7-)/(64.7-66.9)塔頂溫度64.875進(jìn)料溫度15.73） 甲醇-水各溫度下的粘度(內(nèi)插法求得)溫度塔釜溫度定性溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度99.37282.1215.764.875甲醇pa.s2.2952.7206.27083.281水pa.s2.8443.46761.134.3964） 甲醇-水各溫度下的表面張力(內(nèi)插法求得)溫度塔釜溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度99.37215.764.875甲醇N/m0.01147 0.0225920.016788水N/m0.058950.073020.06526 5） 甲醇-水在各溫度下的密度(內(nèi)插法求得)溫度塔釜溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度99.37215.764.875甲醇712.951809.186755.487水958.83999.02 980.6 6）甲醇-水在各溫度下地比熱容（內(nèi)插法求得）溫度塔釜溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度泡點(diǎn)溫度tb 定性溫度 T=99.37215.764.736177.04546.3725甲醇J/mol.k49.69243.12146.98547.95045.538水J/mol.k75.94 75.36 75.2875.4775.1327）甲醇和水在各溫度下的汽化潛熱（內(nèi)插法求的）溫度塔釜溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度泡點(diǎn)溫度tb99.37215.764.87577.045甲醇kJ/mol32.20738.84535.25534.224水kJ/mol40.662844.36 42.24541.663解：當(dāng)T 當(dāng)t=77.045kJ/mol解得：3.3 回流比確定3.4甲醇摩爾分?jǐn)?shù)/%溫度X/100Y/100Y-XYX-XY液相X氣相Y5.3128.3492.90.05310.28340.2683510.0380517.052337.6740.0190.30.07670.40010.3694120.0460128.0285519.2643.5388.90.09260.43530.3949910.0522917.55368112.5748.3186.60.12570.48310.4223740.0649746.50063413.1554.54850.13150.54540.473680.059787.92373216.7455.8583.20.16740.55850.4650070.0739076.29177818.1857.7582.30.18180.57750.4725110.0768116.15163920.8362.7381.60.20830.62730.4966330.0776336.39716123.1964.8580.20.23190.64850.4981130.0815136.11085128.1867.75780.28180.67750.4865810.0908815.35406929.0968.0177.80.29090.68010.4822590.0930595.18229733.3369.1876.70.33330.69180.4612230.1027234.48996635.1373.4776.20.35130.73470.47660.09325.11373946.277.5673.80.4620.77560.4172730.1036734.02490152.9279.7172.70.52920.79710.3752750.1073753.49500259.3781.8371.30.59370.81830.3324750.1078753.08203468.4984.92700.68490.84920.2675830.1032832.59077677.0189.62680.77010.89620.2060360.0799362.57750587.4191.9466.90.87410.91940.1157520.0704521.642987q=1.103，所以q線方程為 平衡線方程為聯(lián)立q線方程與平衡線方程得： 3.4 逐板法計(jì)算理論塔板數(shù)精餾段操作線方程為：y=0.528X+0.467提餾段操作線方程為：平衡線方程為：由上而下逐板計(jì)算，自X0=0.99開始到Xi首次超過(guò)X=0.35863時(shí)止 操作線上的點(diǎn) 平衡線上的點(diǎn) 1 （X0=0.99,Y1=0.99） (X1=0.95343, Y1=0.99) 2 （X1=0.95343,Y2=0.9704） （X2=0.8714,Y2=0.9704） 3 （X2=0.8714,Y3=0.9271） （X3=0.7246,Y3=0.9217） 4 （X3=0.7246,Y4=0.850） （X4=0.54,Y4=0.850）5 （X4=0.540,Y5=0.751） （X5=0.385,Y5=0.751）6 （X6=0.385,Y7=0.670） （X6=0.2961,Y6=0.670）因?yàn)閄6 時(shí)首次出現(xiàn) Xi Xq 故第6塊理論版為加料版，精餾段共有5塊理論板。提餾段理論板數(shù)提餾段操作線方程：y=1.908x-0.000911已知X5=0.2680, 由上而下計(jì)算，直到Xi 首次越過(guò)Xw=0.0047時(shí)為止。操作線上的點(diǎn) 平衡線上的點(diǎn)7（X6=0.2961,Y7=0.5479） （X7=0.2015,Y7=0.5497）8（X7=0.2015,Y7=0.3728） （X8=0.1095,Y8=0.3728）9（X8=0.1095,Y9=0.2006） （X9=0.0493,Y9=0.2006）10（X9=0.0493,Y10=0.0882） （X10=0.0196,Y10=0.0882）11（X10=0.0196,Y11=0.0326） （X11=0.00692,Y11=0.03326）12（X11=0.00692,Y12=0.00887） （X12=0.001850,Y12=0.00887）由于到X12首次出現(xiàn)Xi 6 mm 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 4.2.1.3 安定區(qū)與邊緣區(qū)的確定 1) 入口安定區(qū) 塔板上液流的上游部位有狹長(zhǎng)的不開孔區(qū)，叫入口安定區(qū)，其寬度為。此區(qū)域不開孔是為了防止因這部位液層較厚而造成傾向性液封，同時(shí)也防止氣泡竄入降液管。一般取=（50100）mm,精餾段取=75mm,提鎦段取=75mm。2） 出口安定區(qū) 在塔板上液流的下游靠近溢流堰部位也有狹長(zhǎng)的不開孔區(qū)，叫出口安定區(qū)，其寬度與入口安定區(qū)相同，亦為。這部分不開孔是為了減小因流進(jìn)降液管的液體中含氣泡太多而增加液相在降液管內(nèi)排氣的困難。精餾段取=75mm,提鎦段取=75mm。3） 邊緣固定區(qū) 在塔板邊緣有寬度為WC的區(qū)域不開孔，這部分用于塔板固定。一般=（2550）mm。精餾段取=40mm,提鎦段取=40mm。 4.2.1.4 鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列塔徑D/mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分塊數(shù) 3 4 5 6D精=D提=1200mm所以查表得：塔板分塊數(shù)（精餾）=塔板分塊數(shù)（提餾）=3工藝要求：孔徑精餾段：取閥孔動(dòng)能因子 =10孔速浮閥孔數(shù) 取無(wú)效區(qū)寬度 =0.04m 安定區(qū)寬度 =0.075m 弓形降液管寬度 開孔區(qū)面積 =0.71180m2其中 R=0.56x=0.345m浮閥排列方式采用等腰三角形叉排圖如下：經(jīng)過(guò)精確繪圖，得知，當(dāng)t=65mm時(shí)，閥孔數(shù)N實(shí)際=120個(gè)按N=121重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：孔速u0= VS/（ 1/4 d2 N）=10.626 m/sF0=uo(V,M) 0.5=11.87閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在912范圍內(nèi)。 開孔率 (5%14%,符合要求)故：t=75mm , t=65mm, 閥孔數(shù)N實(shí)際=120個(gè)則每層板上的開孔面積AO =A a = 0.7118012.67 %=0.090185m2提餾段：取閥孔動(dòng)能因子 孔速浮閥數(shù) 取無(wú)效區(qū)寬度 0.04m 安定區(qū)寬度 0.075m弓形降液管寬度 開孔區(qū)面積 =0.71180m2其中 0.560.345m由圖可得實(shí)際浮閥孔數(shù)120塊11.642閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在912范圍內(nèi) 開孔率% (5%14%,符合要求)4.2.2 塔盤流體力學(xué)驗(yàn)算4.2.2.1干板壓強(qiáng)降a）精餾段浮閥由部分全開轉(zhuǎn)為全部全開時(shí)的臨界速度為U0,cU0,c=（73.1/V,M）（1/1.825）=9.4m/s液層阻力 取0.45 液體表面張力數(shù)值很小，設(shè)計(jì)時(shí)可以忽略不計(jì)氣體通過(guò)每層塔板的壓降P為b) 提餾段：U，0,c=（73.1/V,M）（1/1.825）=10.729m/s液層阻力 取0.45液體表面張力數(shù)值很小，設(shè)計(jì)時(shí)可以忽略不計(jì)氣體通過(guò)每層塔板的壓降P為4.2.2.2 降液管停留時(shí)間液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間精餾段：提餾段：故降液管設(shè)計(jì)合理4.2.2.3 液泛的校核為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管內(nèi)泡沫層高度。即：Hd（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+hd=0.2(LS/(lwho)2 甲醇-水屬于一般物系，取0.4對(duì)于浮閥塔0則Hd=hw+how+hd+hp+=0.055+0.2(0.001090/(0.84X0.022)2+0.06040=0.1154m（HT+hW）=0.4(0.4+0.055)=0.182m因0.1154m0.1820m， 故本設(shè)計(jì)中不會(huì)出現(xiàn)液泛4.2.2.4 霧沫夾帶綜合考慮生產(chǎn)能力和塔板效率，一般應(yīng)使霧沫夾帶量eV限制在10%以下，校核方法常為：控制泛點(diǎn)百分率F1的數(shù)值。所謂泛點(diǎn)率指設(shè)計(jì)負(fù)荷與泛點(diǎn)負(fù)荷之比的百分?jǐn)?shù)。其經(jīng)驗(yàn)值為大塔F180%-82%精餾段：CF泛點(diǎn)負(fù)荷因素由 查表得 K=1.0Ab=AT-2Af=1.131-20.1018=0.9074 提餾段：CF泛點(diǎn)負(fù)荷因素由 查表得 K=1.0A,b=A,T-2A,f=1.131-20.1018=0.9074 故本設(shè)計(jì)中的霧沫夾帶量在允許范圍之內(nèi)。對(duì)于大塔，為避免過(guò)量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)80%。計(jì)算出的泛點(diǎn)率在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足ev0.1kg液/kg(干氣)的要求。4.2.2.5 漏液驗(yàn)算精餾段：0.637m3/sVs=1.5360 m3/s, 可見不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。提餾段： 0.7186m3/s3提餾段：操作彈性Vmax=2.3156, Vmin=0.719操作彈性=Vmax/ Vmin =2.3156/0.719=3.2213此計(jì)符合要求 4.2.3.8浮閥塔主要設(shè)計(jì)參數(shù)工藝參數(shù) 項(xiàng)目符號(hào) 單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)105.485114.445各段平均溫度40.287557.536平均流量氣相1.53601.7159液相0.001090.002945實(shí)際塔板數(shù)塊1316板間距0.40.35塔的有效高度4.85.3塔徑1.21.2空塔氣速1.3581.517塔板溢流形式單流型單流型溢流裝置溢流管型