乙醇水溶液连续板式精馏塔研究设计.doc

第一章 前言乙醇在工业，医药，民用等方面，都有很广泛的应用，是一种很重要的原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，所以，想得到高纯度的乙醇很困难。要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行，塔内装有若干层塔板和充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器，回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔形，特别是在石油，化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的是F1型和V-4型。F1型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，采用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1，生产能力大。2，操作弹性大。3，塔板效率高。4，气体压强降及液面落差较小。5，塔的造价低。浮阀塔不宜处理宜结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。第二章 绪论2.1 设计方案本设计任务为分离乙醇-水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，故操作回流比取最小回流比的1.4倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.2 设计方案的确定及流程说明2.2.1选塔依据 浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。 浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点： () 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040，而接近于筛板塔。 () 操作弹性大，一般约为59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/m2。 () 液面梯度小。 () 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。() 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080,为筛板塔的120130。2.2.2加热方式：直接蒸汽加热蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。直接蒸汽加热由于塔底产物基本是水，又由于在化工厂蒸汽较多所以直接蒸汽加热。2.2.3选择适宜回流比 适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。确定回流比的方法为：先求出最小回流比R，根据经验取操作回流比为最小回流比的 1.22.0倍，考虑到原始数据和设计任务，本方案取1.4，即：R 1.4R；采用釜液产品去预热原料，可以充分利用釜液产品的余热，节约能源。2.2.4回流方式：泡点回流泡点回流易于控制,设计和控制时比较方便,而且可以节约能源。2.2.5操作流程说明乙醇-水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，进入回流罐部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用直接蒸汽供热，塔底产品用于预热原料 冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔低蒸汽输入，由冷凝器中的冷却介质将余热带走。 乙醇水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔 进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。60 / 60第三章 塔板的工艺设计3.1 精馏塔全塔物料衡算F：进料量（kmol/s） ：原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s） ：塔顶组成W：塔底残液流量（kmol/s） ：塔底组成3.2 主要数据参数的计算3.2.1乙醇水系统t-x-y数据表3-1乙醇水系统的气液平衡数据沸点t/乙醇摩尔数/%沸点t/乙醇摩尔数/%液相气相液相气相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.413.2.2 温度的计算利用表中数据用插值法求得：= =85.32：= =78.30 ：= =95.11精馏段平均温度 =81.81提馏段平均温度 =90.223.2.3 密度的计算已知：混合液密度 依式 =（a为质量分数，为平均相对分子质量）混合汽密度 依式 塔顶温度：=78.3气相组成： =84.20进料温度：=85.32气相组成： =47.12塔釜温度：=95.11气相组成： =18.42 精馏段：液相组成： 气相组成： 所以 提馏段液相组成： 气相组成： 所以 表3-2 不同温度下乙醇和水的密度 温度/温度/80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在与下的乙醇和水的密度（单位：）所以 3.2.4混合液体表面张力二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算 注：式中下角标，w,o,s分别代表水、有机物及表面部分；xw、xo指主体部分的分子数，Vw、Vo主体部分的分子体积，w、o为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q = 2。 gh表3-3不同温度下乙醇和水的表面张力温度/708090100乙醇表面张力/10-3N/m1817.1516.215.2水表面张力/10-3N/m64.362.660.758.8求得在下的乙醇和水的表面张力（单位：10-3Nm-1）乙醇表面张力：水表面张力： 塔顶表面张力：联立方程组： 代入求得： 原料表面张力：联立方程组： 代入求得： 塔底表面张力：hjghgjhh联立方程组：代入求得： （1）精馏段液相表面张力：=（2）提馏段液相表面张力：3.2.5 混合物的黏度计算 表3-4水在不同温度下的黏度温度黏度温度黏度810.3521900.3165820.3478910.3130表3-5乙醇在不同温度下的黏度温度黏度800.4951000.361个=81.05查表得： =0.3486mPa.s =0.483mPa.s=90。22查表得： =0.3157mPa.s =0.427 mPa.s精馏段黏度：提馏段黏度：3.2.6相对挥发度计算由 =0.4712 =0.124 得：由 =0.8420 =0.83=1.09由 =0.1842 =0.02（1）精馏段相对挥发度 （2）提馏段相对挥发度 (3)全塔平均相对挥发度 3.3理论塔的计算理论板：指离开此板的气液两相平衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，在本次实验设计中采用图解法。根据1.01325105Kpa下乙醇水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即xy曲线图，并绘出最小回流比图。液相摩尔分数x气相摩尔分数y温度/液相摩尔分数x气相摩尔分数y温度/0.000.001000.32730.582681.50.01900.170095.50.39650.612280.70.07210.389189.00.50790.656479.80.09660.437586.70.51980.659979.70.12380.470485.30.57320.684179.30.16610.508984.10.67630.738578.740.23370.544582.70.74720.781578.410.26080.558082.30.89430.894378.15根据以上数据画出以下乙醇与水的t-x（y）相平衡图（图2）及乙醇与水的x-y（图3）图3-1确定最小回流比的计算所以 3.3.1精馏塔的气液相负荷精馏段： 提馏段： 操作线方程：精馏段操作线方程：提馏段操作线方程： 3.3.3逐板法计算塔板数操作线方程： 泡点进料，第一块板上升的蒸汽组成第一块板下降的液相组成第二块板上升的蒸汽组成第二块板下降的液相组成由此逐渐循环计算，求得 ，可见第3块理论板为进料板，精馏段理论板板数为2块；以进料板为提馏段的第一层理论板，则有：可见提馏段的理论板数为7（包含再沸器）综上，总理论板数为9（包含再沸器），精馏段理论板数为2，提馏段理论板数为7（包含再沸器）板效率计算板效率与塔板结构，操作条件，物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式：计算。其中：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa.s。（1）精馏段已知 = ，=（2）提馏段已知 =全塔所需实际塔板数：= + 全塔效率：加料板位置在由上至下第5块塔板3.4 塔径的初步设计3.4.1气、液相体积流量计算（1）精馏段 则质量流量：则体积流量：（2）提馏段 q=1.0则质量流量：则体积流量：3.4.2精馏段塔径的计算有=(安全系数)，安全系数=0.60.8，式中可由史密斯关联图查出 图3-3史密斯关联图横坐标数值为 取板间距 板上液层高度 则-查图可知 =取安全系数为0.7 圆整 塔截面积 实际空塔气速为 =3.4.3提馏段塔径的计算横坐标数值为 取板间距 则-查图可知 圆整 ，塔截面积 实际空塔气速为 由于精馏段与提馏段塔径相差较大,故塔径均取2.2m。故全塔横截面积修正后提馏段空塔气速3.5溢流装置3.5.1堰长的计算本设计采用平直堰，设出口堰不设进口堰，堰上液高度按下式计算=(近似取E=1)取（1）精馏段：=堰高 （2）提馏段：=堰高 3.5.2弓降液管的宽度和横截面积 图3-4 弓降液管的宽度与面积查图得 验算降液管内停留时间精馏段： 提馏段： 停留时间5s 故降液管可以使用3.5.3降液管底隙高度图3-5降液管示意图（1）精馏段：取降液管底隙流速 ,则m 取（2）提馏段：取降液管底隙流速 ,则m 取4.2.塔板布置4.2.1 塔板的分块 本设计塔径D=1.4m，故塔板采用分块式，以便通过入孔装拆塔板。查表得，塔板分为6块。 表十一 塔板分块数塔径/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数34564.2.2 边缘区宽度的确定取边缘区宽度：Wc=0.05m，溢流堰前的安定区宽度：Ws=0.10m4.2.3开孔区面积计算开孔区面积按下式计算：其中=m24.2.4 筛板的筛孔和开孔率因乙醇-水组分无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛空直径d0=5mm筛空按正三角排列，孔中心距t=3d0=35=15mm 筛孔数目 开孔率 （在5-15%范围内）8气体通过筛孔的气速为 则 精馏段 提馏段 3.9精馏塔高度的计算塔的高度可以由下式计算：-塔顶空间（不包括头盖部分）-板间距N-实际板数S-人孔数-进料板出板间距-塔底空间（不包括底盖部分）已知实际塔板数为N=22块，板间距。由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔7块板设一个人孔，则人孔的数目为： 取人孔两板之间的间距，则塔顶空间，塔底空间，进料板空间高度，那么，全塔高度：第五章、塔板的流体力学验算5.1 气体通过塔板的压力降液柱气体通过塔板的压力降(单板压降)气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m液柱气体通过筛板的干板压降，m液柱气体通过板上液层的阻力，m液柱克服液体表面张力的阻力，m液柱5.1.1 干板阻力干板压降 =筛孔气速，m/s孔流系数分别为气液相密度，Kg/m3 塔板孔流系数图14根据d2/=5/3=1.67 查干筛孔的流量系数图C0 =0.78精馏段 液柱提馏段 液柱5.1.2 板上充气液层阻力板上液层阻力用下面的公式计算：板上清液层高度，m反映板上液层充气程度的因数，可称为充气因数降液管横截面积=0.2661m2, 塔横截面积=3.801m2图15 充气系数与动能因子Fa的关系 精馏段 动能因子 查充气系数与Fa的关联图可得 =0.61 则 hl=hL=0.610.08=0.0488m提馏段 动能因子 Fa= 查充气系数与Fa的关联图可得 =0.63 则 =0.630.08=0.0504m5.1.3 由表面张力引起的阻力液体表面张力的阻力 精馏段 m提馏段 综上， 精馏段压降 0.024+0.0488+0.00240 =0.0752m液柱 =809.779.80.0752=0.597KPa提馏段压降 0.016+0.0504+0.00365=0.07005m =911.59.80.07005=0.626KPa5.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，可忽略液面落差的影响5.3 液沫夹带（雾沫夹带）液沫夹带是板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象，为保证板式塔能维持正常的操作效果，需满足液沫夹带量 （1）精馏段 （2）提馏段故在本设计中液沫夹带常量在允许范围内，不会发生过量液沫夹带。5.4 漏液漏液验算K=1.5-2.0 筛孔气速 漏液点气速（1）精馏段稳定系数为 （2）提馏段稳定系数为,故在本设计中无明显漏液。5.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从如下关系： （1）精馏段 又板上不设进口堰 （2）提馏段故在本设计中不会发生液泛现象第六章、塔板负荷性能图6.1漏液线（1）精馏段：（2）提馏段：据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线。6.2液沫夹带线 （1）精馏段hf=2.5hL=2.5(hw+how)hw=0.0676m how=2.84/10001.0(3600LS/1.43)2/3=0.526LS2/3 则hf=0.169+1.315 LS2/3 HT-hf=0.45-0.169-1.315 LS2/3=0.281-1.315 LS2/3 解得VS=1.98-9.26LS2/3 Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.0080.010.0120.0140.016Vs/(m3/s)1.8331.7471.6741.60961.5501.4951.4421.392表12（2）提馏段：hf=2.5hL=2.5（hw+how）hw=0.033m how=2.84/10001.145(3600LS/0.84)2/3=1.14LS2/3 则hf=0.083+2.85 LS2/3 HT-hf=0.35-0.083-2.85 LS2/3=0.267-2.85 LS2/3 解得VS=3.001-32.038LS2/3 Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.0080.010.0120.0140.016Vs/(m3/s)2.4922.1941.9431.7191.5141.3221.240.967表13可作出液沫夹带线。6.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作最小液体负荷标准，由=E=1.0,则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限。6.4液相负荷上限线以5s 作为液体在降液管中停留时间的下限据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。6.5液泛线令 ，联立得: 整理得： （1）精馏段： 0.0772=0.231-110.68-0.8462列表计算如下 表14Ls/(m3/s)0.0040.0060.0080.0100.0120.014Vs/(m3/s)2.6932.5792.4622.3402.2112.074（2）提馏段： 0.0123=0.177-177.01-1.364 表15Ls/(m3/s)0.0040.0060.0080.0100.0120.014Vs/(m3/s)3.3743.2013.0042.794由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的精馏段负荷性能图如下：图16由图可知：故操作弹性为Vs，max/Vs，min=3.4469/0.592=5.8222提馏段负荷性能图：图17由图可知：故操作弹性为Vs，max/Vs，min=3.7712/0.55=6.875第七章、各接管尺寸的确定及选型7.1进料管尺寸的计算及选型料液质量流体：由前面计算所得：， 则其体积流量：取管内流速：则进料管管径：则可选择进料管冷拔无缝钢管，此时管内液体流速1.897m/s7.2釜液出口管尺寸的计算及选型釜液质量流率：由前面计算所得： Kg/m3体积流率： 取釜液出塔的速度则釜液出口管管径：则可选择釜液出口管热轧无缝钢管，此时管内液体流速1.764m/s7.3回流管尺寸的计算及选型回流液质量流率：由前面计算所得：回流温度，Kg/m3体积流率： 取釜液出塔的速度则釜液出口管管径：则可选择回流管热轧无缝钢管，此时管内液体流速1.712m/s7.4塔顶蒸汽出口径及选型从前面计算已知：塔顶上升蒸汽的体积流率：取适当流速 u=25m/sd=所选规格为：承插式铸铁管，此时管内流速24.79m/s第八章、精馏塔的主要附属设备8.1冷凝器（1）冷凝器的选择：强制循环式冷凝器 冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。（2）冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量 塔顶全凝器的热负荷：Q=qm1r1=cpcqm2(t2-t1)qm1=(R+1)DMD Q单位时间内的传热量，J/s或W；qm1, qm2热、冷流体的质量流量，kg/s;r1 ,r2热，冷流体的汽化潜热，J/kg时查表得则取水为冷凝器介质，其进出冷凝器的温度为20和30 平均温度25下水的比热于是冷凝水用量： 又 Q=KA K取所以，传热面积： A= = A=8.2预热器以釜残液对原料液预热，则将原料加热至泡点所需的热量可记为： = 其中（设原料液的温度为35度）在进出预热器的平均温度下可以查得比热，所以，釜残液放出的热量若将釜残液温度降至tw2=45那么平均温度twn=(97.65+45)/2=71.325其比热为，因此，于是，理论上可以用釜残液加热原料液至泡点8.3再沸器选用120饱和水蒸气加热，传热系数取K取700Wm-2/料液温度：97.65100，水蒸汽温度：120120逆流操作：则,，=查的塔釜温度97.65下， rA=1203.8 kJ/ rB=2497.2kJ/ r=0.007921203.8+(1-0.00792)2497.8=2487.55 kJ/ = 因为设备蒸汽热损失为加热蒸汽供热量的5%，所以所需蒸汽的质量流量为：A=设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均温度80.1682.26平均流量气相VSm3/s1.5521.1.828液相LSm3/s0.0017860.00279实际塔板数N块212板间距HTm0.40.4塔径Dm1.41.4空塔气速um/s1.0081.188塔板液流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长lwm0.840.84堰高hwm0.03860.033溢流堰宽度Wdm0.2530.253管底与受液盘距离hom0.0230.035板上清液层高度hLm0.02850.0295孔径domm5.05.0孔中心距tmm15.015.0孔数n孔49104910开孔面积m20.9540.954筛孔气速uom/s16.15519.028塔板压降hPkPa0.650.66液体在降液管中停留时间s15.9310.39降液管内清液层高度Hdm0.1080.112雾沫夹带eVkg液/kg气0.08790.0641负荷上限液沫夹带控制液沫夹带控制负荷下限液相负荷下限控制漏液控制气相最大负荷VSmaxm3/s3.44693.7712气相最小负荷VSminm3/s0.5920.55操作弹性5.8226.875参考文献:1. 王志魁. 化工原理 M. 北京：化学工业出版社，2004 2. 陈敏恒 化工原理（下）M. 北京：化学工业出版社，1989 3. 贾绍义 化工原理课程设计M. 天津：天津大学出版社，2002 4. 匡国柱等 化工单元过程及设备课程设计M.北京：化学工业出版社，20023.6塔板的结构尺寸、浮阀数目及排列采用斤型重阀，重量为32g，孔径为39mm。3.6.1塔板的结构尺寸由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板，塔板面积可分为四个区域：鼓泡区，溢流区，破沫区，无效区。图3-6分块式塔板示意图本设计塔径D=1.2m，故塔板采用分块式，以便通过入孔装拆塔板。3.6.2浮阀数目及排列（1）精馏段：取阀孔动能因子F0=11，孔速为：=9.648每层塔板上的浮阀数目为：=111个取边缘区宽度Wc=0.06m，破沫区宽度Ws=0.06m。计算塔板上的鼓泡区面积，按式计算其中： 所以：=0.715浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=0.075m则排间距：=0.092m因塔径较大，需采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用0.092m，而应小些，故取=0.08m，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数目为115个。图3-7精馏段浮阀数目的确定按N=115，重新核算孔速及阀孔动能因子：=9.31 =9.31=10.615阀动能因子变化不大，仍在913范围内。塔板开孔率=12.18%（2）提馏段：取阀孔动能因子=11，孔速为：=11.3每层塔板上的浮阀数目为：=97个取t=0.070m则排间距：同上取=90mm，则排得阀数目为101个。图3-8提馏段浮阀数目的确定按N=101，重新核算孔速及阀孔动能因子：阀动能因子变化不大，仍在913范围内。塔板开孔率第四章 塔板的流体力学验算4.1气相通过浮阀塔板的压降根据，计算。1.精馏段：（1）干板阻力：因，故（2）板上充气液层阻力：取则 （3）液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为：2.提馏段：（1）干板阻力：因，故（2）板上充气液层阻力：取则 （3）液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为：=568pa4.2液泛为了防止液泛现象的发生，要控制降液管高度，即1.精馏段：（1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度： =0.07m（2）液体通过降液管的压头损失：（3）板上液层高度，则取，已选定则可见，所以符合防止液泛的要求。2.提馏段：（1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度：（2）液体通过降液管的压头损失：（3）板上液层高度，则取，已选定则，可见，所以符合防止液泛的要求。4.3 雾沫夹带泛点率：=板上液体流经长度：=板上液体流经面积： 取物性系数K=1.0，泛点负荷系数=0.10(1)精馏段： 对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算知，雾沫夹带能够满足0.11（液/气）的要求。(2)提馏段：取物性系数K=1.0，泛点负荷系数=0.101则泛点率由以上计算知，符合要求。4.4塔板负荷性能图1. 雾沫夹带线泛点率据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率80%计算。（1）精馏段整理得：由上式和雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个Ls值，可算出Vs。（2）提馏段整理得：在操作范围内，任取若干个，算出相应的值。表4-1雾沫夹带线数据精馏段提馏段0.00616187780.0011.9924110.0021.5785720.0051.8500550.00614637760.0131.5653430.011.348960.0141.529754由上述数据即可作出雾沫夹带线1. 液泛线根据确定液泛线，由于很小，故忽略式中的 其中 （1）精馏段：整理得： 在操作范围内任取两个值，可求出与之对应的值，计算结果列于表4-2：表4-2精馏段液泛线数据0.0050.00550.0060.00652.60472.0022681.3548120.662029由上表数据即可作出液泛线。（2）提馏段：同理可得： 在操作范围内任取两个值，可求出与之对应的值，计算结果列于表4-3：表4-3提馏段液泛线数据0.0010.010.0120.0147.7949684.2666363.3217632.291779由上表数据即可作出液泛线。2. 液相负荷上限线液体的最大流量应保证其在降液管中停留的时间不低于35s。液体在降液管中停留的时间由下式： 以作为液体在降液管内停留时间的下限，则：据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷上限线。3. 漏液线对于型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则由知：（1）精馏段：（2）提馏段： 据此可作出与液体流量无关的漏液线。5.液相负荷下限线取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。由式： 则：据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷下限线。根据以上数据作出塔板负荷性能图图4-1精馏段负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：1. 在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点）处在适宜的操作区内的适中位置。2. 塔板的气相负荷上限完全由液沫夹带控制，操作下限由漏液控制。3. 按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限。气相负荷下限。所以，精馏段操作弹性=1.7/0.55=3.09 。图4-2提馏段负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：4. 在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点）处在适宜的操作区内的适中位置。5. 塔板的气相负荷上限完全由液沫夹带控制，操作下限由漏液控制。6. 按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限。气相负荷下限。所以，提留段操作弹性=2.0/0.7=2.86 。第五章 塔附件设计5.1接管1. 进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管，弯管进料管，T型进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下： 查标准系列选取573.5校核设计流速：经校核，设备适用。2.回流管采用直管回流管，取查表取573.5校核设计流速：经校核，设备适用。3.塔底出料管取 ，直管出料查表取573.5校核设计流速，经校核，设备适用。4.塔顶蒸气出料管直管出气，取出口气速为：u=15 m/s则：查表取3778校核设计流速：经校核，设备适用。5.塔底进气管采用直管进气，取出口气速为：u=23 m/s则：查表取3007.5校核设计流速：5.2人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般每隔10块塔板才设一个人孔，本塔中共45块板，则S为：在设置人孔处，板间距为800mm，直径为500mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。第六章 塔总体高度的设计6.1塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度为1200mm。6.2塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取10min。V釜液=0.003446002.064m36.3进料板空间高度 进料段空间高度取决于进料口的结构型式和物料状况，一般 比大，有时要大一倍。为了防止进料直冲塔板，常