化工原理課程設(shè)計(jì)---精餾塔

1、前言精餾塔是進(jìn)行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。根據(jù)操作方式又可分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔。蒸氣由塔底進(jìn)入，與下降液進(jìn)行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發(fā)（ 低沸點(diǎn) ） 組分不斷地向蒸氣中轉(zhuǎn)移，蒸氣中的難揮發(fā)（ 高沸點(diǎn) ） 組分不斷地向下降液中轉(zhuǎn)移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發(fā)組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難揮發(fā)組分則愈富集，達(dá)到組分分離的目的。由塔頂上升的蒸氣進(jìn)入冷凝器，冷凝的液體的一部分作為回流液返回塔頂進(jìn)入精餾塔中，其余的部分則作為餾出液取出。塔底流出的液體，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發(fā)后，蒸氣返回塔中，另一部分液體作為釜?dú)堃喝〕?。精餾原理

2、蒸餾的基本原理是將液體混合物部分氣化, 利用其中各組份揮發(fā)度不同（相對揮發(fā)度， ）的特性，實(shí)現(xiàn)分離目的的單元操作。蒸餾按照其操作方法可分為：簡單蒸餾、閃蒸、精餾和特殊精餾等。本節(jié)以兩組分的混合物系為研究對象，在分析簡單蒸餾的基礎(chǔ)上，通過比較和引申，講解精餾的操作原理及其實(shí)現(xiàn)的方法，從而理解和掌握精餾與簡單蒸 餾的區(qū)別（包括：原理、操作、結(jié)果等方面）。3第 1 章 設(shè)計(jì)方案的論證 11.1 裝置流程的確定 11.2 操作壓力的選擇 21.3 進(jìn)料狀況和加熱方式的選擇 21.4 回流比的選擇 21.5 塔板的類型和選擇 3第 2 章 精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書 42.1. 設(shè)計(jì)題目 42.2. 工藝條件 4

3、2.3. 設(shè)計(jì)內(nèi)容 42.4. 設(shè)計(jì)結(jié)果總匯 4第 3 章 設(shè)計(jì)計(jì)算 73.2. 塔的物料衡算 73.2.1 進(jìn)料液及塔頂塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 73.2.2 物料衡算 73.3. 塔板數(shù)的確定 83.3.1 理論板NT的求法 83.4. 塔工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算 103.4.1 操作溫度的計(jì)算 103.4.2 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 103.4.3 平均密度計(jì)算 103.4.4 液體平均表面張力 103.4.5 液體平均粘度 133.4.6 精餾塔氣液負(fù)荷計(jì)算 143.4.7 精餾塔的塔體工藝尺寸的計(jì)算 143.4.8 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 153.4.9 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 173.4.10 精餾

4、塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表 22參考文獻(xiàn) 24心得體會 25第 1 章 設(shè)計(jì)方案的論證1.1 裝置流程的確定蒸餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，蒸餾釜（再沸器），冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過程按操作方式的不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾兩種流程。連續(xù)蒸餾具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)蒸餾為主。間歇蒸餾具有操作靈活、適應(yīng)性強(qiáng)等優(yōu)點(diǎn)，適合于小規(guī)模、多品種或多種組分物系的初步分離。為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽送料，以免受泵操作波動的影響。塔頂冷凝器裝置可采用全凝器、分凝器- 全凝器兩種不同的設(shè)置。工業(yè)上以采用全凝器為主，以便于準(zhǔn)確的控

5、制回流比。苯甲苯混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到指定溫度后送入精餾塔進(jìn)料板，在進(jìn)料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程。操作時，連續(xù)的從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品，部分液體氣化，產(chǎn)生上升蒸汽，一次通過各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中被冷凝，并將部分冷凝液用泵送回塔頂作為回流液，其余部分經(jīng)冷凝器冷凝后送出作為塔頂產(chǎn)品，經(jīng)冷凝器冷卻后送入貯槽。塔釜采用間接蒸汽和再沸器共熱。塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。裝置的確定：1 流程圖如附圖1.2 操作壓力的選擇蒸餾過程按操作壓力不同，分為常壓蒸餾、減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般，

6、除熱敏性物系外，凡通過常壓蒸餾能夠?qū)崿F(xiàn)分離要求，并能用循環(huán)水將餾出物冷凝下來的物系，都應(yīng)采用常壓橫流，本設(shè)計(jì)中采用常壓。1.3 進(jìn)料狀況和加熱方式的選擇蒸餾操作有五種進(jìn)料熱狀況，進(jìn)料熱狀況不同， 影響塔內(nèi)各層塔板的氣、液相負(fù)荷。 蒸餾大多采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器工業(yè)上多采用接近泡點(diǎn)的液體進(jìn)料，所以本設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料。1.4 回流比的選擇回流比是精餾操作的重要工藝條件，其選擇的原則是使設(shè)備費(fèi)和操作費(fèi)用之和最低。設(shè)計(jì)時，應(yīng)根據(jù)實(shí)際需要選擇回流比。本設(shè)計(jì)中取實(shí)際回流比是最小回流比的1.78 倍，經(jīng)計(jì)算實(shí)際回流比為4。1.5 塔板的類型和選擇工業(yè)應(yīng)用以錯流式塔板為主，本設(shè)計(jì)使用篩板塔，它是優(yōu)點(diǎn)是

7、結(jié)構(gòu)簡單、造價低廉，因而對大規(guī)模生產(chǎn)具有重大意義。經(jīng)過長期系統(tǒng)研究和大量的工業(yè)生產(chǎn)實(shí)踐，目前已形成較完善的設(shè)計(jì)方法，只要設(shè)計(jì)合理，篩板可具有足夠的操作彈性。此外，篩板塔壓降小，液面落差也較小，生產(chǎn)能力及塔板效率都較泡罩塔高，已廣泛應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)裝置中。4第 2 章 精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書2.1. 設(shè)計(jì)題目苯 與甲苯精餾塔設(shè)計(jì)2.2. 工藝條件原料組成：苯41% 甲苯59%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），產(chǎn)品組成：餾出液99%的苯，釜液2%的苯處理量：4600Kg/h操作壓力：塔頂壓強(qiáng)為4KPa進(jìn)料熱狀態(tài)：q=1/3加熱方式：直接蒸汽加熱回流比：自選2.3. 設(shè)計(jì)內(nèi)容1 確定精餾裝置流程;2 工藝參數(shù)的確定基礎(chǔ)數(shù)

8、據(jù)的查取及估算，工藝過程的物料衡算及熱量衡算，理論塔板數(shù)，塔板效率，實(shí)際塔板數(shù)等。3 主要設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤布置等。4 流體力學(xué)計(jì)算流體力學(xué)驗(yàn)算，操作負(fù)荷性能圖及操作彈性。2.4. 設(shè)計(jì)結(jié)果總匯將精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算的結(jié)果列在精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表中62.5. 參考文獻(xiàn)列出在本次設(shè)計(jì)過程中所用到的文獻(xiàn)名稱、作者、出版社、出版日期。流程的設(shè)計(jì)及說明工藝流程：原料液由高位槽經(jīng)過預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入精餾塔內(nèi)。操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海┰俜衅髦性弦翰糠制?，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進(jìn)

9、入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進(jìn)行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵, 有時還要設(shè)置高位槽。為了便于了解操作中的情況及時發(fā)現(xiàn)問題和采取相應(yīng)的措施，常在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表。比如流量計(jì)、溫度計(jì)和壓力表等，以測量物流的各項(xiàng)參數(shù)。設(shè)備簡圖:2 設(shè)備簡圖3 工藝流程方塊圖193.1. 精餾流程的確定：苯和甲苯的混合液體經(jīng)過預(yù)熱到一定的溫度時送入到精餾塔，塔頂上升蒸氣采用全凝器冷若冰霜凝后，一部分作為回流，其余的為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送到貯中，塔釜采用間接蒸氣再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后

10、送入貯槽。3.2 塔的物料衡算3.2.1 進(jìn)料液及塔頂塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)進(jìn)料組成:塔頂組成：塔底組成：3.2.2平均摩爾質(zhì)量3.2.3物料衡算第 3 章 設(shè)計(jì)計(jì)算xFxD0.41780.450.41 0.5978920.99780.99150.99 0.0178920.02780.02350.02 0.98789278 0.45 92 (1 0.45) 85.7kg/ kmol0.9915 78 (1 0.9915) 92 78.119kg/kmol0.0235 78 (1 0.0235) 92 91.671kg/ kmol每小時處理的摩爾量：4600F53.6756kmol/h85.7總物料

11、衡算：DWF易揮發(fā)組分物料衡算：XF F XDDXWW聯(lián)立以上三式可得：D 23.65kmol /hW 30.0256kmol /hF 53.6756kmol / h式中：F 原料夜流量，53.6756 kmol / hD 塔頂產(chǎn)品（餾出液）流量，23.65 kmol /hW 塔釜產(chǎn)品（釜液）流量，30.0256 kmol /hxF原料液組成（摩爾分?jǐn)?shù)）0.45xW 塔底產(chǎn)品組成（摩爾分?jǐn)?shù)）0.0235xD塔頂產(chǎn)品組成（摩爾分?jǐn)?shù)）0.99153.3 塔板數(shù)的確定3.3.1 理論板NT的求法用圖解法求理論板（ 1） 根據(jù)苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)作出y-x 圖（ 2） 進(jìn)料熱狀況參數(shù)q=1/3（ 3

12、） q線方程：是垂直于橫軸且過（xF,xF）點(diǎn)的直線與平衡曲線交于（xq,yq） 由圖可知xq 0.31,yq 0.524） 最小回流比Rmin 及操作回流比R依公式：RxDyqminyqxq0.9915 0.520.52 0.312.245取操作回流比：R 1.78Rmin 1.78 2.245 4精餾段操作線方程y R xxD4 x 0.09R1 R1 5按常規(guī)M,T，在圖上繼續(xù)作圖解得：NT=（ 14-1 ）層（不包括塔釜），其中精餾段為7層，提餾段為6層 .5） 5）求提餾段操作線方程L RD 4 23.65 94.6kmol / hV （R 1）D 5 23.65 118.25kmo

13、l /h'1LL qF 94.653.6756 112.492kmol /h3V' V （q 1）F V 82.466kmol/h提溜段方程：y L'x W xw 1.364x 0.364V' V'3.3.3 實(shí)際板數(shù)Np精餾段 : N精NT 714精ET0.52提餾段 : N 提NTET6120.52實(shí)際塔板數(shù)：N 實(shí)際N 精N 提 14 12 263.4 塔工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算3.4.1 操作溫度的計(jì)算操作壓力：塔頂操作壓力：PDP當(dāng)?shù)豍表101.3 4 105.3kpa每層塔板的壓降：P 0.7kpa進(jìn)料板壓降：PF101.3 0.7 12 11

14、0.4kpa精餾塔壓降：Pm (101.3 110.4)105.9kpam2操作溫度：近似取塔頂溫度為tD 64.7 ,進(jìn)料溫度為tF 85.3 ,塔釜溫度為tw 98.3精餾段平均溫度tmtDtF64.785.375m22提餾段平均溫度tmtFtW85.398.391.8m223.4.2 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂摩爾質(zhì)量的計(jì)算：由xDy1=0.991 查平衡曲線, 得 x1=0.964；MVDM0.991 32 (1- 0.991) 18 31.87kg/kmolMLDM0.964 32 (1- 0.964) 18 31.5kg/kmol進(jìn)料摩爾質(zhì)量的計(jì)算：由圖平衡曲線查的：y F=0.47 x

15、 F=0.14；M VFM0.47 32 (1 -0.47) 18 24.58kg/kmolMLFM0.14 32 (1- 0.14) 18 19.96kg/kmol塔釜摩爾質(zhì)量的計(jì)算：由平衡曲線查的：xw'=0.0011 x1'=0.0009；MVWM0.0011 32 (1-0.0011) 18 18.015kg/kmolM LWM 0.0009 32 (1-0.0009) 18 18.011kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量：M Vm(精 )(78.119 82.48) 2 80.30kg /kmol ；M Lm(精 )(78.042 85.7) 2 81.871kg/km

16、ol ； 提餾段平均摩爾質(zhì)量：M Vm(提 ) (82.48 91.671) 2 87.0755kg / kmol ；M Lm(提 ) (85.7 91.2) 2 88.45kg/kmol；3.4.3 平均密度計(jì)算： m1 、液相密度Lm ：液相平均密度計(jì)算公式：1wi / iiim塔頂部分：tD64.7 ，查手冊得LDM3736.92kg/m3；A 736kg/m3, B 980kg/m30.995/736 0.005/980進(jìn)料板液相平均密度：tF 85.3查手冊得：A 717kg/m3, B 968.5kg/m3LDM0.217/717 0.783/968.53 900kg/m塔釜處液相

17、組成：由tW 98.3 得：A 709.858kg/m3, B 999.8kg/ m313LDM999.35kg/mLDM 0.0011/ 709.858 0.9989/999.8 故精餾段平均液相密度：3LM (900 736.92)/2 818.46kg/m3；提餾段的平均液相密度：LM (900 999.35)/2 949.68kg/m3；2、氣相密度Vm ： 精餾段的平均氣相密度PmVm101.325 28.373VM(精 ) m m0.993kg/m3VM(精 )RTm8.314( 75 273.15) 提餾段的平均氣相密度PmM VVMT101.325 21.44RTm8.314

18、(91.8 273.15)3 0.716kg / m33.4.4 液體平均表面張力m液相平均表面張力計(jì)算公式：LMxi i 塔頂液相平均表面張力：由tD64.7，查附錄得A 1.7 102N/m, B 6.53 102N/m222LDM 0.991 1.7 10 2 0.009 6.56 10 2 1.74 10 2N /m 進(jìn)料板液相平均表面張力，有tF 85.3 查附錄得：A 1.6 10 2N/m, B 6.16 10 2N/mLFM 0.135 1.6 10 2 0.865 6.16 10 2 5.54 10 2N/m 塔釜液相平均表面張力，由tW 98.3A 1.48 10 N/m,

19、 B 5.90 10 N/mLWM 0.0011 14.8 10 2 0.9989 5.90 10 2 5.90 10 2N / m 精餾段液相平均表面張力為：Lm (1.74 10 2 5.54 10 2)/2 3.64 10 2N/m提餾段液相平均表面張力為：Lm (5.9 10 2 5.54102)/25.72 10 2N /m3.4.5 液體平均粘度Lm液相平均粘度計(jì)算公式：lg Lmxi lgi 塔頂液相平均粘度，由tD =64.7查手冊得：A 0.35mpa s , B 0.43mpa s；計(jì)算得A 0.351mpa s；進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算：由tF=85.3手冊得：A 0.3

20、9mpa s， B 0.34mpa s；計(jì)算得LFm 0.346mpa s；塔釜液相平均粘度的計(jì)算：由 tW =98.3查手冊得：A 0.28mpa s ， B 0.285mpa s；計(jì)算得LWm 0.285mpa s；綜上 :精餾段液相平均粘度為LM (0.351 0.346) /2 0.349mpa s提餾段液相平均粘度為LM (0.285 0.346) /2 0.315mp as#3.4.6 精餾塔氣液負(fù)荷計(jì)算33精餾段：V (R 1)D (2 1) 152.196 456.588kmol /h ；L RD 2 152.196 304.392kmol/ h；提餾段：V' V (1

21、 q)F V 107.332kmol / h；s(提 )22.4V TPo3600 ToP22.4 107.332 273 109.3360027330.935m /sL'sLM Lm(提 )3600 Lm(提 )150.384 88.453600 778.31530.00475m3/s；L'h 3600 0.00475 17.1m3/h；3.4.7 精餾塔的塔體工藝尺寸的計(jì)算1. 塔 徑 D 參考教材上表格初選板間距HT=0.45m, 取板上液層高度hL=0.05m 故： 精餾段：HT-h L=0.45-0.05=0.40m查圖表得：C20 0.083C C20( Lm)0.

22、2 0.083 (36.4)0.2 0.09420 2020u max0.094818.43 0.9930.9932.7m/s取安全系數(shù)為0.60，則：u 0.6u0.6 2.7 1.62m/smax塔徑 ：D 4quV,V4 3.023.14 1.621.54m按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.6 m ,塔的實(shí)際橫截面積AT 4 D2 4 1.62 2.01m2提餾段：實(shí)際空塔氣速為：uqV,V3.021.502m / sAT2.01查書后附錄得：C20 0.083C C20( 2L0m )0.2 0.083 (5270.2)0.20.102umax CL- V949.68 0.9930.1023.15

23、m/ s0.993取安全系數(shù)為0.60，u 0.6u0.6 3.15 1.89m/s ；max提餾塔塔徑的計(jì)算：D 4 qV,V4 2.291.24m u 3.14 1.89按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑應(yīng)圓整:D '取 1.6 m塔的橫截面積: AT D2 1.62 2.01m244實(shí)際空塔氣速：u qV,V3.02 1.502m/sAT2.01板間距取0.45m合適3.4.8 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1. 溢流裝置的計(jì)算各計(jì)算如下： 溢流堰長取 lw=0.7D，即：lW 0.7 1.6 1.12m； 出口堰高h(yuǎn)w 計(jì)算公式：hwhLhow選用平直堰，堰上液層高度：h0W2.841000E(qv,L )

24、2/3lW2.84 E(0.00222 3600)2/31000 (1.12)0.0105mE 近似取 1，則依下式得堰上液層高度：h 2.84 EhowE1000L23Lh lw2.847.0561.02510000.9823 0.0109m3、 取 板上液層高度：hl0.05mhW hl h0W0.05 0.0105 0.0395m4、 弓形降液管高度Wd及截面積AflAlW0.7查圖得f0.0722 Wd0.233 所以DATd驗(yàn)算液體在降液管上停留的時間：Af 0.0722AT 0.0722 2.01 0.145m2Wd0.124D 0.124 1.6 0.198m3600AfHTqv

25、,L3600 0.145 0.450.00222 360029.42s 5s故降液管設(shè)計(jì)合理。5 降液管底隙高度h0的計(jì)算公式：qv,Lh0'3600l wu0取 u0 0.1m/ s代入公式得h0qv,L '0 3600lwu03600 0.00222 0.0198m3600 1.12 0.1hw h0 0.0395 0.0198 0.0196m0.006m所以降液管設(shè)計(jì)合理2 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動能因數(shù)F0 10，用 u0 F0 求孔速u0VF010u00 V 0.99310.03m/s求每層塔板上的浮閥數(shù)，即qV, V N2d0u043.0225320.039

26、2 10.034(1) 取邊緣區(qū)寬度Wc =0.06 m , 破沫區(qū)寬度Ws=0.07 m則鼓泡區(qū)面積Aa 2 x R2 x2 R2sin(1 x)a180R其中： R D WC 1.6 0.06 0.74m2 C2x D (Wd Ws) 1.6 (0.223 0.07) 0.0497m所以2 0.833mAa 2 0.04970.742 0.4972 0.742 sin(1 0.497)a1800.742)篩孔數(shù)n 與開孔率qV ,V3.02u02 d0N40.0392 25349.997m/sF0 u0v 0.9970.993 9.9629 至 12 范圍之內(nèi)塔板開孔率= u 1001.6

27、2 10016.2u09.9973.4.9 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1. 氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p(1) 、根據(jù)hp hch1 h 。干板阻力先計(jì)算臨界孔速，即7.31 1 /1.8257.31 1/1.82510.54m/su0c ()()v0.993u0 u0c，則 hc按下列公式計(jì)算：hc5.34u02c v2g L1 精餾段由上式算得210.5420.993hc 5.34.0.03668mc2 9.81 8.8462 提餾段由上式算得'10.5420.993hc 5.340.0316m2 9.81 949.68（2） 、板上充氣液層阻力h1 本設(shè)計(jì)分離甲醇和水的混合液，其中

28、h 很小可以忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當(dāng)于液柱高度為；精餾段：h h h1 0.03688 0.025 0.06188mpc提餾段 : hp hc h1 0.03688 0.025 0.06188m p單板壓降：精餾段 ; p h Lg 0.06188 818.46 9.81 496.84pa pp提餾段：p'p h'p 'Lg 0.0566 949.68 9.81 527.306 pa2 淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管重清液層的高度Hd （HT hw）。 Hd可用下式計(jì)算，即Hd hp hl hd（一）精餾段（ 1 ）與氣體通過塔板的壓降

29、相當(dāng)?shù)囊褐叨萮 0.06188m 。p（ 1 ）液體通過降壓管的壓頭損失hf ，因不設(shè)進(jìn)口堰故可按下列公式計(jì)算：hd0.153 (qv,Llwh02)2 0.153 (0.002221.12 0.01982)2 0.00153m2）板上液層高度，取hL 0.005m因此H dhphl hd 0.06188 0.050.001530.113m取 0.5 ， HT0.45m, hw 0.0359m則HThW 0.5 (0.045 0.0395)0.2448m可見 H d H T hW ，符合精餾段防止淹塔要求。( 二 ) 提餾段( 1) hd 0.153 (qv,L )2 0.153 (0.00

30、52)2 0.010mdlwh01.12 0.0198' hp 0.0 5 6m6所以 H d hp hlhd 0.010 0.05 0.0566 0.1167mHT hW0.5 (0.045 0.0395) 0.2448m可見 H d H T hW ，符合提餾段防止淹塔要求。3 霧沫夾帶板上液體流徑長度：ZL D 2Wd 1.6 2 0.233 1.134m板上液流面積：Ab AT Af 1.54 2 0.145 1.25mk 1.0,CF 0.128將上述值代入公式得：F11.36qv,LZL3.020.993818.46 0.9931.36 0.0022 1.134KCF Ab1

31、 0.128 1.25100F10.679 10067.9計(jì)算泛點(diǎn)率得：qv,vF1L v V1.36qv,LZL0.78KCFAb1000 9933.020.993818.46 0.9930.78 1 0.128 2.0110052.7%計(jì)算得泛點(diǎn)率都在80%以下， 可知霧沫夾帶量能夠滿足ev 0.1kg液 /kg汽 的要求。 3.4.9塔板負(fù)荷性能圖1. 霧沫夾帶線（1）qv,vv1.36qv,LZLLVF11 KCF Ab按泛點(diǎn)率都在80%以下，計(jì)算結(jié)果如下：0.993qV VV,V 818.46 0.9930.81 0.1 1.25整理得：0.03499qv,v 1.541qv, L0

32、.1或qv,v2.865 44.183qv, L霧沫夾帶線為直線則在操作范圍內(nèi)人去兩個qv,L 值依照上式算出qv,v值列于附表中3 qv,L m /s0.0010.0023 qv,v m /s2.8212.777表 1 精餾段霧沫夾帶氣液對應(yīng)關(guān)系H T hW h phlhd hc h1 hLhd h 確定液泛線忽略式中h 項(xiàng)代入公2. 液泛線22/3式 HT hW5.34vu00.513(qv,L)2 (10) hw2.84 E(3600qv.L)2 L glwh01000lw物性一定塔板尺寸一定則HT .hw.h0.lw. v. L. 0及等均為定值；而 u0與 qV,V 有存如下關(guān)系：u

33、0qV,V2d02N4式中閥孔數(shù)N 與孔徑d0 也為定值。因此，可以將上式化簡，得：3.619 10 3qv2,v 311.118qv2,L 0.928qv2,/L3 0.2448或3.619 10 3qv2,v 0.181 311.118qv2,L 0.928qv2,/L3qv,L .3 m /s0.00150.0020.00250.003qv,v .3 m /s6.946.856.816.67在操作線范圍內(nèi)任取若干個qv,L 值，依照上式算出相應(yīng)的qv,v 的值列于附表附表 2 精餾段液泛氣液對應(yīng)關(guān)系3. 液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中的停留時間不低于2 3s?？芍后w在降液

34、管中停留的時間(qv,L )max3600AfHT35S求出上限液體流量qvL值（常數(shù)），在 qv,vqvL圖上，液相負(fù)荷上限線與氣體流量無關(guān)的垂直直線。以 5s作為液體在降液管總停留時間的下限，則(qv,L ) maxAfHT50.145 0.4553 0.013m3/s4 漏液線對于F1 型重閥，依F1u0v 5計(jì)算則52u0 可知qv vd 0 Nu 0 即v,4F05 作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)225253(qvv)mind02Nu0d02N0.0392 2531.516m3 / sv,v mn 44v 40.9335 液相負(fù)荷下限取堰上液層高度h0w 0.006m 作為液相負(fù)荷下限條

35、件，依下列h0w的計(jì)算式2/3h0w2.84 E 3600(qv,L)min1000lw計(jì)算出 qv,L的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直直線。2.8410003600(qv L)minEv, L min 0. 006lw 取 E 1,則0.006 1000(qV ,L )min(2.84 13/2 lw)(36000.006 10002.84 1112)3/2 1.120.00096m3/s 根 據(jù)3600本題附表1 附表 2 及式（3） （ 5）可分別作出塔板負(fù)荷性能圖上得 共 5 條線見下圖353.4.10 精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表表 7 精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)

36、算結(jié)果總表項(xiàng)目符號單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)PmkPa105.85113.9各段平均溫度tm7591.8平均流量氣相Vsm3/s3.022.29液相LS3 m /s0.00220.0057實(shí)際塔板數(shù)塊614板間距HTm0.40.4塔的有效高度Zm8.14.05塔徑Dm1.61.6空塔氣速um/s2.703.15塔板溢流形式單流型單流型溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長lwm1.120.98堰高h(yuǎn)wm0.03950.0357溢流堰寬度Wdm0.2330.212管底與受液盤距離hom0.01980.0189板上清液層高度hLm0.050.05孔徑domm5.05.0孔間距tmm1515孔數(shù)n個253231篩孔氣速uom/s9.9979.541塔板壓降ppkPa0.4970.527降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.001530.00147泛點(diǎn)率F167.9%61.3%負(fù)荷上限3 m /s0.0130.015負(fù)荷下限m3/s0.000960.00089項(xiàng)目符號單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)Pmk