化工原理課程設(shè)成稿

1、化工原理課程設(shè)計題 目：板式精餾塔的設(shè)計 教 學(xué) 院：化學(xué)與材料工程學(xué)院 專 業(yè)：化學(xué)工程與工藝（生物化工方向）學(xué) 號： 200840810214 學(xué)生姓名： 黃 文 指導(dǎo)教師： 夏賢友、楊裕啟 2011年 6月 1 日目錄序 言11設(shè)計條件21.1 工藝條件與數(shù)據(jù)21.2 操作條件21.3 設(shè)計內(nèi)容22工藝流程簡圖33甲醇-乙醇平衡相圖44 物料衡算75 塔板數(shù)計算75.1精餾段操作線方程75.2進料方程（q線方程）85.3回流比R的選取95.4提溜段操作線方程105.5理論塔板數(shù)105.6實際塔板數(shù)116 塔高、塔徑、溢流裝置及塔盤設(shè)計116.1基本物性計算11平均分子量的計算11汽液流量

2、12平均溫度12平均密度12平均表面張力136.2塔高計算136.3塔徑計算146.4溢流裝置15降液管尺寸15溢流堰尺寸156.5塔盤設(shè)計16浮閥數(shù)16浮閥排列方式167 塔板流動性能校核177.1液沫夾帶量校核177.2塔板阻力計算187.2.1 干板阻力187.2.2 塔板清夜層阻力187.2.3 克服表面張力阻力187.3降液管液泛校核197.4液體在降液管內(nèi)停留時間校核198 負(fù)荷性能圖208.1過量液沫夾帶線關(guān)系式208.2液相下限線關(guān)系式208.3嚴(yán)重漏液線關(guān)系式208.4 液相上限線關(guān)系式218.5 降液管液泛線關(guān)系式218.6負(fù)荷性能圖229 塔計算結(jié)果匯總2410 附屬設(shè)備

3、及管件尺寸計算2510.1 再沸器（蒸餾釜）2510.2塔頂回流冷凝器2510.3進料管尺寸計算與選型2610.4塔頂蒸汽出口管管內(nèi)徑計算與選型2610.5回流管尺寸的計算與選型2710.6釜液出口尺寸的計算與選型2711 設(shè)計心得與體會28參考文獻(xiàn)29化工原理課程設(shè)計任務(wù)書20102011 學(xué)年第2學(xué)期學(xué)生姓名： 張 為 專業(yè)班級：化學(xué)工程與工藝（生物化工方向）2008(1)指導(dǎo)教師：夏賢友、楊裕啟 工作部門： 化工教研室 一、課程設(shè)計題目：板式精餾塔的設(shè)計二、課程設(shè)計內(nèi)容（含技術(shù)指標(biāo)）1. 工藝條件與數(shù)據(jù)原料液含甲醇76%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），乙醇24%；餾出液含甲醇99.3%，殘留液含甲醇

4、1.8%；年產(chǎn)8萬噸精甲醇，設(shè)每年工作時間為7200小時；料液可視為理想溶液；常壓操作，低于泡點進料（冷進料）。2. 操作條件物料衡算；確定塔板數(shù)；塔與塔板數(shù)的主要工藝尺寸和物性數(shù)據(jù)計算；精餾段汽液負(fù)荷計算；塔板流體力學(xué)的驗算。3. 設(shè)計內(nèi)容 物料衡算、熱量衡算； 塔板數(shù)、塔徑計算； 溢流裝置、塔盤設(shè)計； 流體力學(xué)計算、負(fù)荷性能圖。三、進度安排15月19日：分配任務(wù)；25月19日-5月25日：查詢資料、初步設(shè)計；35月26日-6月01日：設(shè)計計算，完成報告。四、基本要求1. 設(shè)計計算書1份：設(shè)計說明書是將本設(shè)計進行綜合介紹和說明。設(shè)計說明書應(yīng)根據(jù)設(shè)計指導(dǎo)思想闡明設(shè)計特點，列出設(shè)計主要技術(shù)數(shù)據(jù)，

5、對有關(guān)工藝流程和設(shè)備選型作出技術(shù)上和經(jīng)濟上的論證和評價。應(yīng)按設(shè)計程序列出計算公式和計算結(jié)果，對所選用的物性數(shù)據(jù)和使用的經(jīng)驗公式、圖表應(yīng)注明來歷。設(shè)計說明書應(yīng)附有帶控制點的工藝流程圖，塔結(jié)構(gòu)簡圖。設(shè)計說明書具體包括以下內(nèi)容：封面；目錄；緒論；工藝流程、設(shè)備及操作條件；塔工藝和設(shè)備設(shè)計計算；塔機械結(jié)構(gòu)和塔體附件及附屬設(shè)備選型和計算；設(shè)計結(jié)果概覽；附錄；參考文獻(xiàn)等。2. 圖紙1套：包括工藝流程圖(3號圖紙)和精餾塔裝配總圖(1號圖紙)。序 言 化工生產(chǎn)中所處理的原料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)。生產(chǎn)中為了滿足儲存，運輸，加工和使用的需求，時常需要將這些

6、混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質(zhì)。 精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量計的驅(qū)動下，使氣，液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各相分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移。實現(xiàn)原料混合物中各組成分離該過程是同時進行傳質(zhì)傳熱的過程。本次設(shè)計任務(wù)為設(shè)計一定處理量的分離甲醇和乙醇混合物精餾塔。 板式精餾塔也是很早出現(xiàn)的一種板式塔，20 世紀(jì)50 年代起對板式精餾塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設(shè)計方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有下列優(yōu)點：生產(chǎn)能力（20%40%）塔

7、板效率（10%50%）而且結(jié)構(gòu)簡單，塔盤造價減少40%左右，安裝，維修都較容易。 化工原理課程設(shè)計是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，通過課程設(shè)計使我們初步掌握化工設(shè)計的基礎(chǔ)知識、設(shè)計原則及方法；學(xué)會各種手冊的使用方法及物理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結(jié)果的校核，能畫出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。在設(shè)計過程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的安全性、經(jīng)濟合理性。 在設(shè)計過程中應(yīng)考慮到設(shè)計的業(yè)精餾塔具有較大的生產(chǎn)能力滿足工藝要求，另外還要有一定的潛力。節(jié)省能源，綜合利用余熱。經(jīng)濟合理，冷卻水進出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量。另一方面影響到所需傳熱面積的大小。即對操作費

8、用和設(shè)備費用均有影響，因此設(shè)計是否合理的利用熱能R 等直接關(guān)系到生產(chǎn)過程的經(jīng)濟問題。 本課程設(shè)計的主要內(nèi)容是過程的物料衡算，工藝計算，結(jié)構(gòu)設(shè)計和校核。1設(shè)計條件1.1 工藝條件與數(shù)據(jù)原料液含甲醇76%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），乙醇24%；餾出液含甲醇99.3%，殘留液含甲醇1.8%；年產(chǎn)8萬噸精甲醇，設(shè)每年工作時間為7200小時；料液可視為理想溶液；常壓操作，低于泡點進料（冷進料）。1.2 操作條件物料衡算；確定塔板數(shù)；塔與塔板數(shù)的主要工藝尺寸和物性數(shù)據(jù)計算；精餾段汽液負(fù)荷計算；塔板流體力學(xué)的驗算。1.3 設(shè)計內(nèi)容 物料衡算、熱量衡算； 塔板數(shù)、塔徑計算； 溢流裝置、塔盤設(shè)計； 流體力學(xué)計算、負(fù)荷性

9、能圖。2工藝流程簡圖圖2-1 板式精餾塔工藝流程圖工藝流程如圖2-1所示。原料液由高位槽經(jīng)過預(yù)熱器預(yù)熱后進入精餾塔內(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（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進入貯槽再經(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、溫度計和壓力表等，以

10、測量物流的各項參數(shù)。3甲醇-乙醇平衡相圖理想溶液的泡點線方程為 (3-1)理想溶液的露點線方程為 (3-2) 式(3-1) 和式(3-2)中 x，y 液相和氣相的組成 ，A、B組分的飽和蒸汽壓 P氣相總壓，僅與溫度t有關(guān)，可根據(jù)安托萬（Antoine）方程進行估算log= A - B /( t +C) 其中：單位為 mmHg，t 單位為 ,且1mmHg=0.1333kPa。A、B、C為組分的安托萬常數(shù)。表3-1為甲醇、乙醇安托萬方程常數(shù)1。表3-1 甲醇、乙醇安托萬方程常數(shù)物質(zhì)ABC適用溫度甲醇8.072401574.990238.87-691乙醇8.213301652.050231.48-3

11、96由表3.1和安托萬方程可求得不同溫度t下的甲醇、乙醇的蒸汽壓、。表3-2為不同溫度t下的蒸汽壓、。表3-2 不同溫度t下的蒸汽壓、t/64.5676971737678.3(kPa)101.3111.7120.6130.2140.3156.7170.4(kPa)57.163.669.275.281.792.3101.2對表3-2列出的各組數(shù)據(jù)由式3-1求x，由式3-2求y，可得表3-3中列出的t-x(y)相平衡關(guān)系。例如對于t=67，有=0.784=0.864表3-3 甲醇-乙醇物系在總壓101.3kPa下的t-x(y)相平衡關(guān)系t/64.5676971737678.3x10.7840.62

12、40.4740.3340.1390y10.8640.7430.6100.4630.2160由表3-3中列出的t-x(y)相平衡關(guān)系，以縱坐標(biāo)表示溫度t、橫坐標(biāo)表示組成x及y的圖中，繪出圖3-1所示的t-x及t-y兩條曲線，即溫度-組成相圖。圖3-1 甲醇-乙醇的溫度組成圖（總壓P=101.3kPa） 由表3-3中列出的t-x(y)相平衡關(guān)系，以縱坐標(biāo)氣相y、橫坐標(biāo)表示組成x，畫出圖3-2甲醇-乙醇的y-x 相圖。圖3-2 甲醇-乙醇y-x相圖（總壓P=101.3kPa）理想溶液相對揮發(fā)度 (3-3)由表3-2數(shù)據(jù)，可求得表3-3中甲醇、乙醇在不同溫度t下的相對揮發(fā)度值表3-3 甲醇、乙醇在不同

13、溫度t下的相對揮發(fā)度t/64.5676971737678.31.77451.75701.74331.73001.71701.69801.6839 由上表可求得甲醇、乙醇揮發(fā)度的平均值則圖3-2甲醇-乙醇的相圖表示的相平衡方程為 （3-4） 或 （3-5）4 物料衡算 對精餾塔塔頂、塔底的產(chǎn)量及各組分之間的關(guān)系作全塔物料衡算(4-1) F=D+W FXF=DXD+WXW 式中 F料液流率，kmolh -1; D塔頂產(chǎn)品（溜出液）流率，kmolh -1； W塔底產(chǎn)品（釡液）流率，kmolh -1； XF料液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)； XD , XW分別為塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)； 由已知條件知： D

14、= kmolh -1 xD= xw= 代入（4-1）式，解得F=422.81kmolh -1 W=76.36kmolh -1。5 塔板數(shù)計算5.1精餾段操作線方程精餾段線方程可表示 (5-1) 其中 R回流比，R=L/D，即回流液量與餾出液量的比值。=0.995第(n+1)塊板的氣相組成與第n塊塔板的液相組成的關(guān)系為 (5-2) 另有y1=xD，。精餾段線方程操作線起點為點a（xD,xD）。 5.2進料方程（q線方程）進料的液相分率q= (5-3)由式(4-4)知，q可由進料組分比熱容和汽化潛熱求得。甲醇和乙醇的比熱容可根據(jù)式cp=A+BT+CT 2+DT 3進行估算，式中cp單位為J/(mo

15、lK)，T單位為K。表4-1為甲醇、乙醇的常數(shù)A、B、C、D的值2。表5-1 甲醇、乙醇的常數(shù)A、B、C、D的值(適用溫度298.151000K)物質(zhì)ABCD甲醇J/(molK)21.137708.435E-4258.596E-7-284.968E-10乙醇J/(molK)6.296231.501E-3-118.558E-6222.183E-10算得，液態(tài)甲醇的平均比熱容為1.417 kJ/(kgK)，氣態(tài)甲醇的平均比熱容為1.526 kJ/(kgK)，液態(tài)乙醇的平均比熱容為1.491 kJ/(kgK)，氣態(tài)乙醇的平均比熱容為1.645 kJ/(kgK)。液態(tài)甲醇和乙醇的平均比熱容：氣態(tài)甲醇和

16、乙醇的平均比熱容： 查得，甲醇汽化潛熱rA=1 175kJkg，乙醇汽化潛熱rB=838kJ/kg。查圖3-1知，對組成為0.82的進料，泡點為66.50，露點為67.75。假定進料液的溫度為40，則將料液由40升溫至66.5所需的熱量為kJkg-1繼續(xù)加熱至68.4所需熱量為iV-iL=1175+1.585×（）×32×0.82+1.454×(67.75-66.5)+838 ×46×(1-0.82)=37837.667 kJkg-按式（4-4），求得q= 進料方程（q線方程）為： （5-4）將q=1.057，xF=0.76帶入式（4

17、-5）得 (5-5)5.3回流比R的選取 當(dāng)精餾段操作線經(jīng)過q線與甲醇-乙醇的y-x相圖交點時，精餾段操作線與y軸截距取得最大值，即R取得最小值，如圖5-1。maexFy 圖5-1 最小回流比圖解分析q線與甲醇-乙醇的y-x相圖交點可通過式（3-5和（4-6）聯(lián)立求得解得x=0.8224，y=0.8884。即q線與甲醇-乙醇的y-x相圖交點為e(0.8224,0.8884)。 當(dāng)時，精餾段操作線經(jīng)過點a（xD,xD）和點e(0.8224,0.8884)，ae連線方程為y=0.6176x+0.3805，其與y軸截距為0.3805。故 =0.3805 解得=1.6。通常最優(yōu)回流比Ropt為最小回流

18、比Rmin的1.12倍。取R=Ropt=2.4。5.4提溜段操作線方程將R=2.4，xD=0.995代入式（5-1），即精餾段操作線方程為 y=0.706x+0.293 （5-6）聯(lián)立式（5-5）和式（5-6），即可解得R=2.4時的精餾線方程與q線方程的交點d的坐標(biāo)。y=y=0.706x+0.293解得x=0.822 y=0.873 即點d(0.822,0.873)。提餾段操作線即為點b(xW, xW)（xW=0.024）和點d(0.822,0.873)的連線，其方程為 y=1.064x-0.001664 (5-7)5.5理論塔板數(shù)y1=xD=0.095，代入相平衡方程即式（3-5）得x1=

19、0.991，再將x1=0.991代入精餾段操作線方程即式（5-6）得y2=0.993。反復(fù)使用式（3-5）和式（5-6），依次算出xn，yn直到恰好出現(xiàn)xnxd=0.82, 各xn,yn值見表5-2。表5-2 精餾段第n層塔板上的xn,yn值n12345678yn0.995 0.993 0.990 0.987 0.984 0.979 0.974 0.968 xn0.991 0.988 0.983 0.978 0.972 0.965 0.956 0.946 n910111213141516yn0.961 0.952 0.943 0.932 0.920 0.906 0.892 0.877 xn0.

20、934 0.920 0.905 0.888 0.869 0.849 0.827 0.804 由表5-2知，精餾段所需理板數(shù)N1=16。利用相平衡方程即式（5-7）算得y17=1.064x16-0.001664=0.854，交替使用相平衡方程即式（3-5）和提餾段操作線方程即式（5-7），直到恰好出現(xiàn)xnxw=0.024，各xn,yn值見表5-3。表5-3 提餾段第n層塔板上的xn、yn值n1718192021222324yn0.854 0.820 0.769 0.699 0.608 0.502 0.390 0.285 xn0.772 0.725 0.659 0.573 0.473 0.368

21、0.269 0.187 由表5-3知，提餾段理論塔板數(shù)為N2=24-17+1-1=7(不包括再沸器)。總理論塔板數(shù)為N =23。5.6實際塔板數(shù) 進料溫度tF=67.3，查對應(yīng)的甲醇、乙醇黏度 甲醇黏度A=0.33mPas 乙醇黏度B=0.55mPas 進料液平均黏度mPas 塔板效率 精餾段塔板數(shù)(取整)Ne1= =27 提餾段塔板數(shù)(取整) Ne2= =12 實際總塔板數(shù)Ne=Ne1+Ne2=27+12=396 塔高、塔徑、溢流裝置及塔盤設(shè)計6.1基本物性計算平均分子量的計算=()=將 ， ， 分別代入式（3-4）得 ， ， 汽液流量由于q>1，故，取提餾段作參考安全性更高。以下計算

22、均以提餾段作參考。平均溫度由圖3-1查得塔頂tD=64.7 進料口tF=67.3 塔底tW=77.8平均密度查數(shù)據(jù)各溫度對應(yīng)的甲醇、乙醇密度見表6-1表6-1 各溫度對應(yīng)的甲醇A、乙醇密度Bt/（kg/m3）（kg/m3）64.775375267.374974877.8739738液相密度PL,F=PAXF+PB(1-XF)=748.8kg/m3，同理PL,W=783kg/m3，故提餾段的平均密度為PL=743.4kg/m3氣相密度=0.121kg/m3同理提餾段氣相平均密度=0.2981kg/m3平均表面張力查數(shù)據(jù)手冊得表6-2數(shù)據(jù).表6-2 塔底及進料口的甲醇、乙醇表面張力t/77.816

23、.817.367.317.618.1提餾段平均表面張力mN/m6.2塔高計算取塔頂空間為1m,塔底空間為1.6m,裙座高為3m。全塔設(shè)置5個人孔，孔高0.5m。取板間距m，則塔高為：m6.3塔徑計算 堰長與塔徑比： 則，兩相得流動參數(shù)： 取板間距HT=0.6m ， hL=0.05m 則 由斯密斯關(guān)聯(lián)圖可得，表面張力時氣體負(fù)荷因子 則實際氣體的負(fù)荷因子: 則液泛氣速 對于甲醇和乙醇的混合物，屬于不易起泡的液體，則其泛點率設(shè)為0.7 則設(shè)計的氣速: 則所需氣體的流通面積 取LW/D=0.7，則降液管截面積與塔的截面積之比 = 則塔的截面積 而 , 則塔徑， 圓整后得到實際塔徑 m。 經(jīng)計算圓整后實

24、際塔截面積 實際氣體流通面積 實際空塔氣速 設(shè)計點泛點率 (在安全范圍內(nèi)）6.4溢流裝置降液管尺寸 由以上設(shè)計結(jié)果得弓形降液管所占面積Ad根據(jù)以上選取的值計算降液管寬度 選取平形受液盤，考慮降液管底部阻力和液封，選取底隙hb=0.05m 。溢流堰尺寸 溢流堰尺寸 由以上設(shè)計數(shù)據(jù)，確定堰長 堰上液頭高計算式中，E近似取1得堰高由選取清夜層高度確定溢流強度 降液管底隙液體流速 6.5塔盤設(shè)計浮閥數(shù)選取F1型浮閥，閥孔直徑d0=0.039m初選閥孔動能因子F0=11，計算閥孔氣速浮閥個數(shù) 浮閥排列方式取塔板上液體進、出口安定區(qū)寬度，取邊緣區(qū)寬。有效傳質(zhì)面積 (6-1) 代入式（6-1）得Aa=1.3

25、7m2。選擇錯排方式，其孔徑可由以下方法估算。 （6-2） 故可按t=100mm進行布孔，實際閥數(shù)n=199，見圖 6-1，并重新計算各參數(shù)。 閥孔氣速圖6-1 塔板浮閥排列 動能因子 塔板開孔率 7 塔板流動性能校核 7.1液沫夾帶量校核 為控制液沫夾帶量過大，應(yīng)使泛點。浮閥塔板泛點率 = 或 = 由塔板上氣相密度及塔板間距得系數(shù)=0.113，本物系的K值可選取1。 塔板上液體流道長: = 液流面積: = 故得， 或 所得泛點率均小于0.8，故不會產(chǎn)生過量的液沫夾帶。7.2塔板阻力計算 干板阻力=5.34= 塔板清夜層阻力=0.5=7.2.3 克服表面張力阻力= 由以上三項阻力之和求得塔板阻

26、力=+=7.3降液管液泛校核 降液管中流體流過降液管底隙的阻力浮閥塔板上液面落差一般較小可以忽略，綜上可求得降液管內(nèi)清夜層高度取降液管中泡沫層相對密度，則可求降液管中泡沫層的高度而>，故不會發(fā)生降液管液泛。7.4液體在降液管內(nèi)停留時間校核 應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)的停留時間大于35s，才能保證液體所夾帶氣體的釋放。 s>s故所夾帶氣體可以釋放。7.5嚴(yán)重漏液校核 當(dāng)閥孔的動能因子低于5時將會發(fā)生嚴(yán)重漏液，故漏液點的孔速可取的相應(yīng)孔流氣速穩(wěn)定系數(shù)，故不會發(fā)生嚴(yán)重漏液。8 負(fù)荷性能圖8.1過量液沫夾帶線關(guān)系式令=0.8，根據(jù)式：=，代入數(shù)據(jù)整理得： 或 （8-1） 當(dāng)時，當(dāng) 由此兩點作過量

27、液沫夾帶線。8.2液相下限線關(guān)系式 對于平直堰，其堰上液頭高度必須要大于0.006m。取，即可確定液相流量的下限線。 取E=1.0，代入=1.12m,求得的值 （8-2）可見該線為垂直軸的直線，該線記為。8.3嚴(yán)重漏液線關(guān)系式 因動能因子時，會發(fā)生嚴(yán)重漏液，故取,計算相應(yīng)氣相流量 （8-3） 式中 所以 =14137.11 =2849.90 式（3）為常數(shù)表達(dá)式，為一平行軸的直線，為漏液線，也稱之為氣相下限線。該線記為。8.4 液相上限線關(guān)系式 降液的最大流量為 = （） 可見，該線為一平行軸的直線，記為。8.5 降液管液泛線關(guān)系式 當(dāng)塔降液管內(nèi)泡沫層上升至上一層塔板時，即發(fā)生了降液管液泛。根

28、據(jù)降液管液泛的條件，得以下降液管液泛工況下的關(guān)系?；?（8-4） 顯然，為避免降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使 。將式（8-4）中 均表示為與與的函數(shù)關(guān)系，整理即可獲得表示降液管液泛線的關(guān)系式。在前面核算中可知，由表面張力影響所致的阻力在中所占比例很小，在整理中可略去，使關(guān)系得到簡化。式中 ;將、代入式（8-4）中整理可得式（8-5）。（8-5）將本例給定的條件或設(shè)計確定的數(shù)據(jù)代入式（5）中，整理得或 （8-6） 由式（8-6）計算降液管液泛線上點得表8-1表8-1 降液管液泛線數(shù)據(jù)102030405060839982028010781175987367由表6-1中數(shù)據(jù)作出降液管的液泛線，記為。將以上、

29、條線標(biāo)繪在同一直角坐標(biāo)系中，塔板的負(fù)荷性能圖如圖6-1所示。將設(shè)計點（，）標(biāo)繪在圖中，如D點所示，由原點O及D作操作線OD。操作線交嚴(yán)重漏液線于A，液沫夾帶線于B。由此可見，該塔板操作負(fù)荷的上下限受嚴(yán)重漏液線及液沫夾帶線的控制。分別從圖中A、B兩點讀得氣相流量的下限及上限，并求得該塔的操作彈性。8.6負(fù)荷性能圖綜合上述數(shù)據(jù)，繪制塔板負(fù)荷性能圖見圖8-1。qvvs(m3/h)圖8-1 塔板負(fù)荷性能圖 操作彈性= =11270.6/2849.9 =3.959 塔計算結(jié)果匯總塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)數(shù)據(jù)塔板主要流動參數(shù)數(shù)據(jù)塔徑（m）1.6氣體流量（m/s）1.298塔板間距（m）0.52.15堰長（m）1.

30、12液泛速度（m/s）0.677堰寬（m）0.229空塔氣速（m/s）1.505堰高（m）0.012底隙流速（m/s）0.276底隙（m）0.05泛點率0.677塔截面積(m)0.0877溢流強度49.63降液管面積(m)2.0109堰上液頭高度（m）0.038有效傳質(zhì)區(qū)(m)0.1763塔板阻力（m）0.1302氣相流通面積1.37降液管液體停留時間(s)5.13開孔面積(m)1.8346降液管內(nèi)清夜層高度（m）0.192閥孔直徑（m）0.039閥孔氣速（m/s）14.8閥孔數(shù)199閥孔動能因子16.864孔心距（m）0.0826漏液點氣速（m/s）4.39排列方式錯排穩(wěn)定系數(shù)3.37流動形

31、式單流液體流量（m/s）743.410 附屬設(shè)備及管件尺寸計算10.1 再沸器（蒸餾釜） 該設(shè)備是用于加熱塔底料液合之部分氣化提供蒸餾過程所需要的熱量的熱交換設(shè)備，常用的有以下幾種：內(nèi)置式再沸器，釜式再沸器，虹式再沸器，強制循環(huán)式再沸器，罐式再沸器等。所選的精餾塔的直徑較大，故選用罐式再沸器，將再沸器置于塔外采用間接蒸汽加熱，塔底溫度，塔底基本看作是純的乙醇，查表，rA=1175kJ/kmolrB=838kJ/kmol則經(jīng)過再沸器釜液得到熱量為： ，其中 =38523.35kJ/kmol再沸器的換熱面積：10.2塔頂回流冷凝器塔頂回流冷凝器通常是采用管殼式換熱器,有臥式、立式、或管外冷凝器等形

32、式。按冷凝器與塔的相對位置區(qū)分有這樣的兩類：整體式及自流式、強制循環(huán)式。在這個設(shè)計的生產(chǎn)中，由于產(chǎn)量比較大，宜選用強制循環(huán)式，即將冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂送回流，在冷凝器和泵之間設(shè)回流罐，凝液借壓差流回罐中，塔頂飽和蒸汽溫度，按需求將其冷卻得到40，冷卻水進出口溫度為，；查表得，在此溫度范圍內(nèi)水的比熱容=4.174kJ/kgk傳熱系數(shù)有兩種，一般取為；所以：則塔頂冷凝回流器的換熱面積：10.3進料管尺寸計算與選型料液質(zhì)量流率：其體積流率：取管內(nèi)流速：則進料管徑為：則查化工原理（上）P268表可選擇進料管的熱軋無縫鋼管10.4塔頂蒸汽出口管管內(nèi)徑計算與選型取精餾段氣相流率為塔頂蒸汽流速則則體積流率查資料可知，常壓操作條件下管內(nèi)蒸汽流速取1220m/s。取 則塔頂蒸汽出口管管徑為：所以選擇規(guī)格為的承插式鑄鋼管（100