乙醇-水精餾塔課程設(shè)計(jì)浮閥塔

精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書2222ww目錄TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"設(shè)計(jì)任務(wù)書 4第一章前言 5\o"CurrentDocument"第二章精餾塔過(guò)程的確定 6第三章精餾塔設(shè)計(jì)物料計(jì)算 7水和乙醇有關(guān)物性數(shù)據(jù) 7\o"CurrentDocument"塔的物料衡算 8料液及塔頂、塔底產(chǎn)品及含乙醇摩爾分率 8平均分子量 8物料衡算 8\o"CurrentDocument"塔板數(shù)的確定 8理論塔板數(shù)NT的求取 8求理論塔板數(shù)N 9T\o"CurrentDocument"塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算 11操作壓強(qiáng)P 12m溫度t 12m平均分子量M 12精平均密度P 13M液體表面張力O 13m液體粘度N 14L，m精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算 14第四章精餾塔設(shè)計(jì)工藝計(jì)算 15塔徑 15精餾塔的有效高度計(jì)算 16\o"CurrentDocument"溢流裝置 16堰長(zhǎng)l 16W出口堰高h(yuǎn) 16W降液管的寬度W^與降液管的面積Af 16降液管底隙高度h 17\o"CurrentDocument"塔板布置及浮閥數(shù)目排列 17\o"CurrentDocument"塔板流體力學(xué)校核 18氣相通過(guò)浮塔板的壓力降 18淹塔 18\o"CurrentDocument"霧沫夾帶 18\o"CurrentDocument"塔板負(fù)荷性能圖 19霧沫夾帶線 19液泛線 20液相負(fù)荷上限線 20漏液線（氣相負(fù)荷下限線） 20液相負(fù)荷下限線 21\o"CurrentDocument"塔板負(fù)荷性能圖 22\o"CurrentDocument"設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表 23\o"CurrentDocument"符號(hào)說(shuō)明 24關(guān)鍵詞 25\o"CurrentDocument"參考文獻(xiàn) 25\o"CurrentDocument"課程設(shè)計(jì)心得 26\o"CurrentDocument"附錄 27\o"CurrentDocument"附錄一、水在不同溫度下的黏度 27附錄二、飽和水蒸氣表 27附錄三、乙醇在不同溫度下的密度 27一、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(1)處理量：60000(噸/年)(2)料液濃度：30(wt%)(3)產(chǎn)品濃度：92.5(wt%)(4)易揮發(fā)組分：99.9%(5)每年實(shí)際生產(chǎn)時(shí)間：7200小時(shí)/年(6)操作條件：精餾塔塔頂壓力 常壓進(jìn)料熱狀態(tài) 自選回流比 自選加熱蒸汽壓力 低壓蒸汽單板壓降 不大于0.7kPa乙醇-水平衡數(shù)據(jù)自查(7)設(shè)備類型為浮閥塔三、設(shè)計(jì)任務(wù)1、精餾塔的物料衡算2、塔板數(shù)的確定3、精餾塔的工藝條件及有關(guān)數(shù)據(jù)的計(jì)算4、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算5、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算6、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算7、塔板負(fù)荷性能圖(可以不畫)8、精餾塔接管尺寸計(jì)算9、繪制工藝流程圖10、對(duì)設(shè)計(jì)過(guò)程的評(píng)述和有關(guān)問(wèn)題的討論乙醇——水溶液連續(xù)精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì)第一章前言乙醇在工業(yè)、醫(yī)藥、民用等方面，都有很廣泛的應(yīng)用，是很重要的一種原料。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時(shí)要求純度很高，甚至是無(wú)水乙醇，這是很有困難的，因?yàn)橐掖紭O具揮發(fā)性，也極具溶解性，所以，想要得到高純度的乙醇很困難。要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續(xù)精餾的方法，因?yàn)橐掖己退膿]發(fā)度相差不大。精餾是多數(shù)分離過(guò)程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過(guò)程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離?；S中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進(jìn)行的，塔內(nèi)裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實(shí)現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液?？芍?，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時(shí)還要配原料液預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才能實(shí)現(xiàn)整個(gè)操作。浮閥塔與20世紀(jì)50年代初期在工業(yè)上開(kāi)始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點(diǎn)，已成為國(guó)內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學(xué)工業(yè)中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮閥的結(jié)果簡(jiǎn)單、制造方便、節(jié)省材料、性能良好，廣泛應(yīng)用在化工及煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)(JB168-68),F1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都采用重閥，只有處理量大且要求壓強(qiáng)降很低的系統(tǒng)中，才用輕閥。浮閥塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：1、生產(chǎn)能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小。5、塔的造價(jià)低。浮閥塔不宜處理易結(jié)焦或黏度大的系統(tǒng)，但對(duì)于黏度稍大及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操作。2222第二章精餾流程的確定乙醇——水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。其中工藝流程圖見(jiàn)圖。其中精餾塔選用F1型重閥浮閥塔。圖2-1乙醇-水精餾塔工藝流程簡(jiǎn)圖第三章精餾塔設(shè)計(jì)物料計(jì)算在常壓連續(xù)浮閥精餾塔中精餾乙醇——水溶液，要求料液濃度為30%，產(chǎn)品濃度為92.5%，易揮發(fā)組分回收率99.9%。年生產(chǎn)能力20000噸/年操作條件：①間接蒸汽加熱②塔頂壓強(qiáng)：4atm（絕對(duì)壓強(qiáng)）③進(jìn)料熱狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料查閱文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)⑴水和乙醇的物理性質(zhì)名稱分子式相對(duì)分子質(zhì)量密度20℃kg/m3沸點(diǎn)101.33kPa℃比熱容(20℃)Kg/(kg.℃)黏度(20℃)mPa.s表面導(dǎo)熱張力系數(shù)(20℃)3/(m.℃)OxlO3(20℃)N/m水HO218.029981004.1831.0050.59972.8乙醇CHOH2546.0778978.32.391.150.17222.8⑵常壓下乙醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)，見(jiàn)表常壓下乙醇一水系統(tǒng)t—x—y數(shù)據(jù)如表3—1所示。表3一1 乙醇一水系統(tǒng)t—x—y數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/℃乙醇摩氣相爾數(shù)/%液相沸點(diǎn)t/℃乙醇摩氣相爾數(shù)/%液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41

塔的物料衡算料液及塔頂、塔底產(chǎn)品及含乙醇摩爾分率_ 30/46f130/46+70/18=_ 30/46f130/46+70/18=0.14492.5/4692.5/46+7.5/18=0.8280.1/460.1/46+99.9/18=0.000393.2.2平均分子量M=0.144x46+(1—0.144)18=22.03kg..kmolF -M=0.828x46+(1—0.828)18=41.18kg.kmolDM=0.00039x46+(1—0.00039)18=18.01kg..kmolw物料衡算總物料衡算 D'+W'=20000000/72000.925D'+0.925D'+0.001W'=0.3x20000000/7200F=2777.8/22.03=126.09kmol.hD=898.9/41.18=21.83kmol.hW=1878.9/18.01=104.26kmol.hF'=2777.8kgfhD'=898.9kg；hW'=1878.9kg.h塔板數(shù)的確定理論塔板數(shù)N,的求?。?）根據(jù)乙醇—水氣液平衡表（2）求取最小回流比Rmin和操作回流比R因?yàn)橐掖家凰皇抢硐塍w系，當(dāng)操作線與q線的交點(diǎn)尚未落到平衡線上之前，操作線已經(jīng)于平衡線相切，如圖2-2點(diǎn)g所示，此時(shí)恒濃區(qū)出現(xiàn)在g點(diǎn)附近，對(duì)應(yīng)回R流比為最小回流比。由點(diǎn)6，乂）向平衡線做切線，切線斜率為首』一。DD R+1minRmin=1..58,由工藝條件決定R=1.6Rmin故取R=2.258由于采用泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q=1求理論塔板數(shù)NT回收率乙醇的回收率為：DxH=—d*100%=99.55%FxF水的回收率為：WW(1-x) 104.26義(1-0.00039)H= w-= *100%=96.56%F(1-x) 126.09義(1-0.144)F精餾段操作線方程為y=0.717x+0.235提餾段操作線方程為y'=-L-x'--^x=2.354x'-0.000528L'-W L'-Ww采用直角梯級(jí)法求理論板層數(shù)，如圖3-3所示，在塔底或恒沸點(diǎn)附近作圖時(shí)需要將圖局部放大，如圖3-4和3-5。

圖3-3圖3-4圖3-5求解結(jié)果為：總理論板數(shù)NT=15.7精餾段理論板數(shù)為12層進(jìn)料板為第13層提餾段理論板數(shù)為3.7層實(shí)際塔板數(shù)的確定全塔效率E=0.17-0.616lgNTm根據(jù)塔頂、塔底液相組成查圖3-6，求得塔平均溫度為89.18℃，該溫度下的進(jìn)料液相平均粘度為：N=0.144N+(1-0.144)Nm 乙醇 水N=0.144x0.418+(1-0.144)x0.3202=0.334mE=0.17-0.616lg0.334=0.463氏0.46T實(shí)際塔板數(shù)精餾段塔板數(shù)：N=工=26.09穴27精ET提餾段塔板數(shù)：,=E7=8.04'9T總塔板數(shù)為36層塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算以精餾段為例進(jìn)行計(jì)算：3.4.1操作壓強(qiáng)Pm塔頂壓強(qiáng)P=4+101.3=105.3kPa，取每層塔板壓降A(chǔ)P=0.7kPaD進(jìn)料板壓強(qiáng)P=105.3+27x0.7=124.2kPaF精餾段平均操作壓強(qiáng)P=105.31124.2=114.75kPa3.4.2溫度tm根據(jù)操作壓強(qiáng)，依據(jù)安托因方程及泡點(diǎn)方程試差計(jì)算得：塔頂t=78.27℃，進(jìn)料板則精餾段平均溫度t=m,精D78.27+84.67=8i.47℃t=84.67℃3.4.3平均分子量M精求平均相對(duì)揮發(fā)度塔頂、進(jìn)料板、塔底操作溫度下純組分的飽和蒸汽壓Po組分飽和數(shù)汽壓/kPz塔頂進(jìn)料板塔底水45.275&E巡101.33乙醇101.33128.96223.05表3-2塔頂P0 101.33a=e= =2.24dP0 45.27進(jìn)料板B3二2.20

58.68塔底223.05——二2.20101.33全塔平均相對(duì)揮發(fā)度為a=aa=.『2.24義2.20=2.22,DW相平衡方程y="二X2.22x1+1.22x(1)塔頂X=y=0.828D1x=0.684DM=0.828x46+(1-0.828)x18=41.18kg/kmolVD=0.684x46+(1-0.684)x18=37.15kg/kmolLD

(2)進(jìn)料板y=0.402X=0.233FFM~=0.402x46+(1-0.402)x18=29.26kg/kmolVF=0.233x46+(1-0.233)x18=24.52kg/kmolLF精餾段的平均摩爾質(zhì)量M—=4118+29.26=35.22kg/kmolv,精 2L,精L,精37.15+24.522=28.14kg/kmol平均密度PM(1)液相密度PL，M① ①P=P'^+p^L，M L，A L，B塔頂：塔頂：1 0.9250.075 = + p789 972.5P =800.3kg/m3L，ML，M0.233x46=0.44進(jìn)料板上由進(jìn)料板液相組成X0.233x46=0.440.233x46+(1-0.233)x181 0.441-1 0.441-0.44= + p796.7 924.2L，MP =863.4kg/m3LF，M故精餾段平均液相密度p_故精餾段平均液相密度p_800.3+863.4m精 2=831.85kg/m3(2)氣相密度pv，M=1.37kg/m3PM~ 114.75=1.37kg/m3 精= RT 8.314x(273+81.47)液體表面張力OmC工XCm iii=1O=0.828x17.8+(1-0.828)x0.63=14.85mN/mm，DO =0.233x16+(1-0.233)x0.62=4.20mN/mm，F(xiàn)Om，Om，14.85+4.20

2=9.53mN/m液體粘度NL，m口二x口L，m iii=1N =0.828x0.55+(1-0.828)x0.37=0.519mPa?sL，DN=0.233x0.34+(1-0.233)x0.29=0.302mPa?sL,F0.519+0.3022=0.4105mPa?s1 L巾L=1 L巾L= ,、l精——s3600PL,m精V=vM3600爐，精77.02x35.223600x1.37=0.55m3/s精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算L=RD=2.258x21.83=55.19kmol/hV=L+D=55.19+21.83=7702kmo/h55.19X28.14=0.00052m3/s3600x831.85V,m精第四章 塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算4.1塔徑氣體負(fù)荷系數(shù)。=。20氣體負(fù)荷系數(shù)。=。2010.02)"，由圖4-1史密斯關(guān)聯(lián)圖，查得C,圖中的橫坐標(biāo)

200.00052/831.85、 X0.551/2=0.0233V。150.10(?.□?9M0.05003(1眼0.011.37；00.0J3色.”TH圖小1史密斷(SmithRB)關(guān)系曲線初取板間距離H=0.45m,T故H-h=0.38mTL

取板上液層高度h=0.07mL可取安全系數(shù)0.7,則查圖4-1可得C=0.075,max,1831.85-1.371，,. =1.6m/s20120J°-2=0.0750x(9.53V-2=0.0651.37D='4x0.55c D='4x0.55c =0.791m\7ixl.12u=0.7U=0.7xl.6=1.12m/smax取標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為0.8n塔截面積為實(shí)際空塔氣速為,兀一兀，A=一D2=—x0.82=0.503m2T4 4V 0.55U=r= A 0.503T=1.093m/s4.2精餾塔的有效高度計(jì)算精餾段有效高度為Z=（N—1）H二（27—1）x0.45=11.7m精精 T提餾段有效高度為Z二（N-1）H二（9-1）x0.45=3.6m提 提 T在進(jìn)料板上設(shè)一個(gè)人孔，高為0.6m，提餾段設(shè)三個(gè)人孔，高為0.6m故精餾段有效高度為11.7+3.6+0.8x4=19.1m4.3溢流裝置4心圖弓形驛液管寬度和面積采用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰4.3.1堰長(zhǎng)lW取堰長(zhǎng)l二0.75DWl=0.75D=0.75x0.8=0.6mW4.3.2出口堰高h(yuǎn)Wh二h-hLOW0.6—W二 二D0.80.75l2.5

w3600;0.00052=6.71m，查圖4-1知e為1.02,0.62.5根據(jù)下式計(jì)算(LsOW1000IL)wOW1000IL)w2x1.021000(3600x0.000520.6￥3二0.0062m故h=0.07-0.0062二0.06938mw4.3.3降液管的寬度W與降液管的面積Afl 0.6 W A由—w= =0.75查圖4-2得 d=0.17,八f=0.8D 0.8 D AT故W=0.17D=0.136mA=0.08三6）=0.04m2d f4液體在降液管中停留時(shí)間AH0.04x0.45 ,?人通t= f——T= =34.6s（〉5s符合要求）^L0.00052S4.3.4降液管底隙高度ho取液體通過(guò)降液管底隙的流速為0.08m/shL0.00052貝Uh=1 s—= =0.011molxu' 0.6x0.08woh—h=0.06938—0.011=0.05838m（〉0.006m）wo符合要求。4.4塔板布置及浮閥數(shù)目排列取閥孔動(dòng)能因子F=9oF9孔速U=八。 ==7.69m/so廠".37、V,mV 055浮閥數(shù)n二——s 055 二60（個(gè)）1d2U10.0392x7.694o4取無(wú)效區(qū)寬度WC=0.06m安定區(qū)寬度 Ws=0.07m開(kāi)孔去面積A=2]xJR2-X2+三R2sin-12a' 180 RR=D-W=0.4-0.06=0.34m2cX=D-（W+W）=0.4-（0.136+0.07）=0.194m2ds故A=2^0,194J0.342-0.1942+三0.342sin-1竺4]=0.248m2aL% 180 0.34_浮閥排列方式采用等腰三角形叉排取同一橫排的孔心距a=75mm=0.075m

估算排間距h估算排間距h=Anxa0.248 二0.06m60x0.075VU= s-=7.68m/s0兀,d2N40F=旦、p=9.000 0kV閥孔數(shù)變化不大，仍在9?12之間。塔板開(kāi)孔率二—=1.093x100%=12.14%從9.0004.5塔板流體力學(xué)校核4.5.1氣相通過(guò)浮塔板的壓力降由下式h=h+h+hpc（1）干板阻力hfpc（1）干板阻力hf。pu2=5.34f2P二5.34x=77.692二0.027m液柱2x831.85x9.81（2）液層阻力X（2）液層阻力Xo取充氣系數(shù)8=0.5，有oh=8h=0.5x0.07=0.035m液柱foL（3）液體表面張力所造成的阻力（3）液體表面張力所造成的阻力X此項(xiàng)可以忽略不計(jì)。o故氣體流經(jīng)一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為：h=0.027+0.035=0.062mp常板壓降A(chǔ)P=hpg=0.062x831.85x9.81=505.95Pa（＜0.7KPa,符合ppL設(shè)計(jì)要求）4.5.2淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度符合下式d其中TwH=h+h+hHd其中TwH=h+h+hdpLd已知h=0.062m，按下式計(jì)算2222板上層液h=0.07m，得h=0.062+0.07+0.0009=0.1329mL(L)h=L(L)h=0.153I——duh)wo(0.00052)=0.15310.6x0.011),0.0009mLd取g0.5，板間距H=0.45m,h=0.06938m,則有0（H+h）=0.5x（0.45+0.06938）=0.26m由此可見(jiàn)：Hv。仙+h），符合要求。d Tw4.6霧沫夾帶板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度Z=D—2W=0.8—2x0.136=0.528mLd板上液流面積A=A—2A=0.503—2x0.04=0.423m2bTf水和乙醇可按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)K=1.0,又由圖4-3查的泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)V:Pv +1.36LZs\,P-P SLC=0.086，所以：F=一L—l一Lv x100%f 1 KCAFb: 1370.55x,1 - +1.36x0.00052x0.5281x0.086x0.423 831.85-1.37 1x0.086x0.423VJ--Pv— 0.55:——137——F=S}LPl~Pvx100%= 、'831.85-1.37x100%=66.21%1 0.78KCA 0.78x1x0.086x0.503FT由兩種方法計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能滿足e<0.1kg液/kg汽的要求。v4.7塔板負(fù)荷性能圖4.7.1霧沫夾帶線作出。對(duì)知值，相定，將各2圖一二泛點(diǎn)負(fù)荷圖作出。對(duì)知值，相定，將各2圖一二泛點(diǎn)負(fù)荷圖V—^v—+1.36LZsP-P SLF=_L—l_Lv x100%1 KCAFb于一定物性及一定的塔結(jié)構(gòu)，式中P、p、A、K、C、及Z均為已VLb F L應(yīng)于e=0.1的泛點(diǎn)率上限值亦可確V

已知數(shù)代入上式，便得出V-L，可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。ssV■i—Bv—+1.36LZ

s\■p_p SL按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算F='LV X100%=80%i KCAFb10r7V」 13 +1.36XLX0.528F二s'831.85一L37 s X100%i 1x0.086x0.423將上式整理得0.04V+0.71808L=0.0291024V=0.72756—17.952L（1）ss s s在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)L值，依（1）式算出相應(yīng)的V列于表4-4中。依表中數(shù)據(jù)在V-L圖中作出霧沫夾帶線（1），如圖所示。L?/s) 0.003 0.0035 0.004 0.0045V(m3/s) 0.6737 0.6647 0.6558 0.6468圖4-4霧沫夾帶線數(shù)據(jù)4.7.2液泛線由Q(H+h)=h+h+h=h+h+h+h+h確定液泛線。忽略h項(xiàng)，TWpLdc1oLd o所以0(H+h)所以0(H+h)=5.34TWP目2

2pg+0.153(r\

[TT]

w02+G+￡)02.8410002/3因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，而因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，而N與V又有如下關(guān)系，即0s則H、h、h、p、p、8及。等均為定值，Tw0VL0VN= s——0兀,一d2N40式中閥孔數(shù)與孔徑d。亦為定值。因此，可將上式簡(jiǎn)化得V2=0.156—3512.4L2—1.41L2/3s ss在造作范圍內(nèi)任取若干個(gè)L值，依上式都可算出一個(gè)相應(yīng)的V值列于附表4-5中。依表中數(shù)據(jù)作出液泛線（2）。 sL(m3/s) 0.002 0.003 0.004 0.0045

V(m3/s) 0.739 0.727 0.71 0.699圖4-5液泛線數(shù)據(jù)4.7.3液相負(fù)荷上限線取液體在降液管中停留時(shí)間T=5s則Ls則Ls,maxAH—f TT0.0450.45二0.0036m3/s4.7.4漏液線（氣相負(fù)荷下限線）4.7.4漏液線（氣相負(fù)荷下限線）對(duì)于F對(duì)于F型重閥由F0=u0F=5,計(jì)算得u。=+、’V2.n.2.n.U00則V=0.785x0.0392x60xs,min-J==0.306m3/s*1374.7.5液相負(fù)荷下限線去堰上液層高度h=去堰上液層高度h=0.0062mow根據(jù)h計(jì)算式h284e1000s,minT~

w取取E為1.02LJ」h*000

sLJ」h*000

s,min360012.84xE0.6 x3600(0.0062x10000I2.84x1.02；23,=0.00025m3/s4.8塔板負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出(1)在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P(0.00052,0.55)處在適宜操作區(qū)內(nèi)。(2)塔板的氣相負(fù)荷上限完全有霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。(3)按照固定氣液比，即氣相上限V=0.72m3/s，氣相下限s,maxV =0.306m3/s，則操作彈性=-0.72=2.35s,min 0.306

設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表項(xiàng)目符號(hào)數(shù)值單位備注平均壓強(qiáng)Pm114.75kPa平均溫度t81.74℃氣相V0.55m3/s平均流量 廣,s液相Ls0.00052m3/s實(shí)際塔板數(shù)N36塊板間距HT0.45m塔徑D0.8m空塔氣速u1.093m/s塔板液流形式單溢流分塊式塔板溢流管型式弓形降液管堰長(zhǎng)lw0.6m溢流裝置 堰高h(yuǎn)w0.06938m溢流堰寬度W0.136m管底與受液0.011盤距離hom板上清液層高度hl0.07m孔徑do39mm孔間距t75mm浮閥數(shù)n60個(gè)等腰三角形叉排開(kāi)孔面積0.248m2孔速uo7.69m/s塔板壓降h505.95Pa液體在降液管中停留時(shí)間t34.6s降液管內(nèi)清液層高度H0.1329m氣相最大負(fù)荷Vs，max0.72m3/s霧沫夾帶控制氣相最小負(fù)荷V0.306m3/s漏液控制操作彈性2.35開(kāi)孔率12.14%泛點(diǎn)率62.43%

符號(hào)說(shuō)明符號(hào)物理量單位F原料液流量kmol/hD塔頂產(chǎn)品流量kmol/hW塔底產(chǎn)品流量kmol/hP混合氣體密度kg/m3P混合液體密度kg/m3口黏度Pa?sa相對(duì)揮發(fā)度0表面張力N/m2NT理論塔板數(shù)N實(shí)際塔板數(shù)E全塔效率TC負(fù)荷系數(shù)A降液管截面積m2A板上液面積m2C泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)1A塔截面積m2TD塔徑mh與干板壓降相當(dāng)c的液柱高度mF閥孔動(dòng)能因子0h降液管壓降mph板上液層高度ml堰長(zhǎng)mwt孔心距mh堰上液層高度mowu空塔氣速m/sN浮閥總數(shù)個(gè)W無(wú)效區(qū)寬度mcW安定區(qū)寬度mW弓形降液管寬度mZ板上液流長(zhǎng)度mLT降液管中停留時(shí)間s關(guān)鍵詞keywords連續(xù)精餾continuousdistillation連續(xù)精餾塔continuousdistillationcolumn餾出液distillate殘液residue精餾rectification精餾段rectificationsection提餾段strippingsection理論板theoreticalstage實(shí)際板actualstage操作線operatingline塔板效率plateefficiency總塔效率columnefficiency溢流裝置overflowdevice參考文獻(xiàn)［1］陳英男、劉玉蘭.常用華工單元設(shè)備的設(shè)計(jì)［M］.：華東理工大學(xué)出版社，2005、4［2］劉雪暖、湯景凝.化工原理課程設(shè)計(jì)［M］.：石油大學(xué)出版社，2001、5［3］賈紹義、柴誠(chéng)敬.化工原理課程設(shè)計(jì)［M］.天津：天津大學(xué)出版社，2002、8［4］路秀林、王者相.塔設(shè)備［M］.：化學(xué)工業(yè)出版社，2004、1［5］王明輝.化工單元過(guò)程課程設(shè)計(jì)［M］.：化學(xué)工業(yè)出版社，2002、6［6］夏清、陳常貴.化工原理（上冊(cè)）［M］.天津：天津大學(xué)出版社，2005、1［7］