乙醇水混合液浮阀式精馏塔设计.doc

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1、惠州学院 课课 程程 设设 计计 课程设计名称课程设计名称 化工原理课程设计 课程设计题目课程设计题目 乙醇-水混合液浮阀式精馏塔设计 姓姓 名名 廖银波 学学 号号 070602211 专专 业业 化学工程与工艺 班班 级级 07 化工（2） 指导教师指导教师 金真 提交日期提交日期 2010-12-30 任务书 （一）（一） 设计题目：乙醇设计题目：乙醇- -水混合液浮阀式精馏塔设计水混合液浮阀式精馏塔设计 年处理量 120000 吨 料液初温：25 料液浓度：50%(质量分率) 塔顶产品浓度大于：95% (质量分率) 塔底釜液含量小于 0.3% 至 1%(质量分率) 每天实际生产天数：3

2、10 天 冷却水温度：25 设备型式：浮阀塔（F1 型） （二）（二） 操作条件操作条件 （1） 操作压力：常压 （2） 进料热状态：自选 （3） 回流比：自选 （4） 塔底加热：间接蒸汽加热 （5） 单板压降0.7 KPa （三）设计内容设计内容 1 设计说明书的内容 （1） 精馏塔的物料衡算； （2） 塔板数的确定； （3） 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； （4） 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； （5） 塔板主要工艺尺寸的计算； （6） 塔板的流体力学验算； （7） 塔板的负荷性能图； （8） 塔顶全凝器设计计算：热负荷， 载热体用量， 选型 （9） 精馏塔接管尺寸计算； （10）对设

3、计过程的评述和有关问题的讨论。 2、设计图纸要求： （1）确定精馏装置流程，会出流程示意图； （2）绘制精馏塔装置图 （3）相关图表 （四）（四） 参考资料参考资料 1. 性数据的计算与图表 2. 化工工艺设计手册 3. 化工过程及设备设计 4. 化学工程手册 5. 化工原理 目目 录录 任务书.2 目 录.3 前 言.5 1设计简介.5 2设备选型.5 3工艺流程确定.7 4. 设计方案 .8 一设备工艺条件的计算.10 1. 精馏塔物料衡算 .10 1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率.10 1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量.10 1.3 物料衡算.10 2. 物性参数 .

4、12 2.1 平均摩尔质量.12 2.2 密度.13 2.3 混合物粘度.14 2.4 表面张力.14 2.5 相对挥发度.14 3. 理论塔板数的确定 .15 3.1 回流比.15 3.2 操作线方程.15 3.3 理论塔板数的确定.16 4. 塔结构的计算 .18 4.1 塔径的计算.18 5. 塔主要工艺尺寸的计算 .20 5.1 溢流装置的计算.20 5.2 塔板的布置.22 二塔板的流体力学计算.24 1塔板压降.24 2液泛计算.26 3漏液.27 4液沫夹带量的计算.27 5板负荷性能图.29 5.1 雾沫夹带线.29 5.2 液泛线.30 5.3 液相负荷上限.31 5.4 漏

5、液线.31 5.5 液相负荷下限线.31 三塔附件及塔高的计算.33 1进料管.33 2回流管.33 3.塔釜出料管.33 4.塔顶蒸气出料管.33 5.塔釜进气管.34 6.冷凝器的选择.34 7再沸器的选择.34 8塔高.35 四.主设备图.36 五流程图.38 六计算结果总汇.39 七符号说明.40 八参考文献.41 前前 言言 1 1设计简介设计简介 （1）设计内容 蒸馏是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻 工、食品、冶金等部门。精馏操作按不同方法进行分类。根据操作方式，可分 为连续精馏和间歇精馏。本设计主要研究连续精馏。 塔设备是炼油、石油化工、精细化工、生物

6、化工、食品、医药及环保部门 等生产过程中广泛采用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式可 分为板式塔和填料塔两大类。 板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层， 液体横向流过塔板，而气体垂直穿过液层，气液两相成错流流动，进行传质与 传热，但对整个板来说，两相基本上成逆流流动。在正常操作下，气相为分散 相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。 填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流 向上（有时也采用并流向下）流动，汽液两相密切接触进行传质与传热。在正 常操作条件下，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分

7、 接触逆流操作。 板式塔的空塔速度较高，因而生产能力较高，本设计目的是分离乙醇-水混 合液，处理量大；尽管塔板的流动阻力大，塔板效率不及高效填料塔高，但板 式塔的效率稳定，造价低，检修、清理方便，故选板式塔。 （2）设计任务 年产量：120000 吨，液料初温 25C，液料浓度为 50%，塔顶产品浓度 为 95%，塔底釜液含苯量小于 1%，每年实际生产 310 天，冷却水温为 25 2 2设备选型设备选型 板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813 年)、筛板塔(1832 年)，其后， 特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出 现了大批新型塔板，如 S 型板、浮阀塔

8、板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式 波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要 的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。 塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业应用 以错流式塔板为主，常用的错流式塔板主要有下列几种。 （1） 泡罩塔板 泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要元件为升气管及泡罩。泡罩安 装在升气管的顶部，分圆形和条形两种，国内应用较多的是圆形泡罩。泡罩尺 寸分为80mm、100mm、150mm 三种，可根据塔径的大小选择。通常塔径 小于 1000mm，选用80mm 的泡罩；塔径大于 2000mm 的，150mm 选

9、用的泡罩。 泡罩塔板的主要优点是操作弹性较大，液气比范围大，不易堵塞，适于处 理各种物料，操作稳定可靠。其缺点是结构复杂，造价高；板上液层厚，塔板 压降大，生产能力及板效率低。近年来，泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所 取代。在设计中除特殊需要（如分离粘度大、易结焦等物系）外一般不宜选用。 （2）筛孔塔板 筛孔塔板简称筛板，机构特点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的 大小，分为小孔径筛板（孔径为 38mm）和打孔筛板（孔径为 1025mm）两类。 工业应用以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离粘度大、 易结焦等物系）。 筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低

10、，生产能 力较大；气体分散均匀，传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使 得操作弹性减小，传质效率下降，故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于 设计和控制水平的不断提高，可是筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故 应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆 选用。 （3） 浮阀塔板 浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔 板的优点。其结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上 下浮动的阀片。气流从浮阀周边水平地进入塔板上液层，浮阀可根据气流流量 的大小而上下浮动，自行调节。浮阀的类型很多，国内常用的有 F1 型、V4 型

11、及 T 型等，其中以 F1 行浮阀应用最为普遍。 对比其他塔板，具有以下优点： （1）生产能力大。由于浮阀塔板具有较大的开孔率，故生产能力比泡罩塔的 答 20%40%，而与筛板塔相近。 （2）操作弹性大。由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，故维持正常操 作所容许的负荷波动范围比泡罩塔和筛板塔的都宽。 （3）塔板效率高。因上升气体以水平方向吹入液层，故气液接触时间较长而 雾沫夹带量小，板效率较高。 （4）塔板压降及液面落差较小。因为汽液流过浮阀塔板时所遇到的阻力较小， 故气体的压降及板上的液面落差都比泡罩塔板的小。 （5）塔的造价低。因构造简单，易于制造，浮阀塔的造价一般为泡罩塔的 60%80

12、%，而为筛板塔的 120%130%。 3 3工艺流程确定工艺流程确定 （1）加料方式 加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制 液位高度，可以得到稳定的流量和流速。通过重力加料，可以节省一笔动力费。 担由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太 稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单、安装方便；如采 用自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理复杂，且设备操作费用高。 本设计才用泵加料。 （2）进料热状况 进料状况一般有冷液进料，泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流 量一定，对分离有利，省加热费用。但冷液进料受环境影响较大。采用

13、泡点进 料，不仅对稳定塔操作较为方便，且不易受环境温度影响。综合考虑，本设计 采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提镏段上升蒸气的 摩尔流量相等，故精馏段和提镏段塔径基本相等，制造上较为方便。 （3）塔顶冷凝方式 塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。乙醇和水不反应，且容易冷凝，故使用 全凝器。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高无需进一步 冷却。本设计冷凝器选用重力回流直立或管壳式冷凝器原理。因本设计冷凝与 被冷凝流体温差不大，所以选用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间，以便于即 使排出冷凝液。 （4）回流方式 回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小塔径，回流冷凝器一般安

14、装在 塔顶。其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控制比较 难。如果需要较高的塔处理量或塔板较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装。 且塔顶冷凝器不易安装、检修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶 上升蒸气采用冷凝冷却器以冷回流流入塔中。由于本设计是小型塔，故采用重 力回流。 （5）加热方式 加热方式分为直接蒸气和间接蒸气加热。直接蒸气加热是用蒸气直接由塔 底进入塔内。由于重组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下， 塔底蒸气对回流液有稀释作用，使理论塔板数增加，费用增加。间接蒸气加热 通过加热器使釜液部分汽化。上升蒸气与回流下来的冷液进行传质。其优点是 使釜液部分汽

15、化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数，缺点是增加加热装置。 本设计采用间接蒸气加热。 （6）操作压力 精馏操作按操作压力可分为常压，加压和减压操作。精馏操作中压力影响 非常大。当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减 小时，相对挥发度将增大，对分离有利。但当压力不太低时，对设备的要求较 高，设备费用增加。因此在设计时一般采用常压蒸馏。当常压下无法完成操作 时，则采用加压或减压蒸馏。对苯-甲苯系统在常压下挥发度相差较大，容易分 离，故本设计采用常压蒸馏。 4.4. 设计方案设计方案 本设计任务为分离乙醇-水的混合物，应采用连续精馏流程，在常压下进 行精馏，泡点进料，通过泵将原

16、料液通过原料预热器加热至泡点后送入精馏塔 内，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝器在泡点下一部份回流至塔内，其余 部分经冷却器冷却后送至储罐，操作回流比取最小回流比的 1.5 倍，塔釜采用 间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。 以下是浮阀精馏塔工艺简图 一设备工艺条件的计算一设备工艺条件的计算 1.1. 精馏塔物料衡算精馏塔物料衡算 1.11.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 乙醇的摩尔质量 MA=78.11kg/kmol 水的摩尔质量 MB=18.02kg/kmol 281 . 0 02.185 . 007.465 . 0 07.465 . 0 F x

17、881 . 0 02.1805. 007.4695 . 0 07.46/95 . 0 D x 00394 . 0 02.1899. 007.4601 . 0 07.46/01. 0 W x 1.21.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 kmolkgMF87.2502.18)281 . 0 1 (07.46281. 0 kmolkgMD67.4202.18)881 . 0 1 (07.46881 . 0 kmolkgMW11.1802.18)00394 . 0 1 (07.4600394 . 0 1.3 物料衡算物料衡算 原料处理量 F=(1200001

18、000)/(3102425.87)=632.46kmol/h 总物料衡算 D+W=623.46 苯物料衡算 623.460.281=0.881D+0.00394W 联立解得 D=196.94kmol/h W=426.52kmol/h 乙醇乙醇- -水水 t-x-yt-x-y 图图 乙醇摩尔数(%)乙醇摩尔数(%) 温度 t/ 液相(x)气相(y) 温度 t/ 液相(x)气相(y) 100008227.356.44 99.90.0040.05381.532.7358.26 99.80.040.5181.333.2458.78 99.70.050.7780.642.0962.22 99.50.12

19、1.5780.148.9264.70 99.20.232.9079.8552.6866.28 99.00.313.72579.561.0270.29 98.750.394.5179.265.6472.71 97.650.798.7678.9568.9274.96 95.81.6116.3478.75 72.3676.93 91.31.4629.9278.675.9979.26 87.97.4139.1678.479.8281.83 85.212.6447.9478.2783.8784.91 83.7517.4151.6778.285.9786.40 82.325.7555.7478.1589.

20、4189.41 利用表中的数据用内插值法可求得 , , F t D t W t ：根据示差法，则有 F t 0 . 82 5 . 81 0 . 82 273 . 0 3273. 0 273 . 0 281. 0 F t 解得 81.93 F t ：根据示差法，则有 D t 2 . 7815.78 2 . 78 8597. 08941. 0 8597. 0881. 0 D t 解得 78.17 D t :根据示差法,则有 W t 8 . 99100 8 . 99 04 . 0 0 04 . 0 00394 . 0 W t 解得 99.98 W t ：根据以上所求的、，则有 _ t F t D t

21、 W t 精馏段的平均温度： C tt t DF 0 _ 1 05.80 2 17.7893.81 2 提馏段的平均温度： C tt t WF 0 _ 2 96.90 2 98.9993.81 2 同理可得 ： 511 . 0 1 x 666 . 0 1 y _ 1 t ： 0206 . 0 1 x 308 . 0 1 y _ 2 t 2.2. 物性参数物性参数 2.12.1 平均摩尔质量平均摩尔质量 精馏段： kmolkgMxMxML/35.3202.18)511 . 0 1 (07.46511. 0)1 ( 2111 _ 1 kmolkgMyMyMV/70.3602.18)666 . 0

22、1 (07.46666 . 0 )1 ( 2111 _ 1 提馏段 kmolkgMxMxML/60.1802.18)0206 . 0 1 (07.460206. 0)1 ( 2212 _ 2 kmolkgMyMyMV/66.2602.18)308 . 0 1 (07.46308. 0)1 ( 2212 _ 2 2.22.2 密度密度 已知混合液体密度： （为质量分率） B b A A L aa 1 a 混合气体密度： （为平均相对分子质量） RT MP vM v _ _ M 精馏段 728 . 0 )1 ( 11 1 1 BA A A MxMx Mx a 272. 01 11 aB aa 查物

23、性数据表得 80.05时， 3 /61.738mkg A 3 /85.971mkg B 代入数据，解得 3 1 /19.790mkg L kPaPNPP DF 3 .1087 . 010 3 . 101 1 3 1 /31. 1 )15.27305.80(314 . 8 70.362/ ) 3 . 108 3 . 101( mkg V 提馏段 0510 . 0 02.18)0206 . 0 1 (07.460206 . 0 07.460206. 0 )1 ( 22 2 2 BA A A MxMx Mx a 949. 01 22 AB aa 查物性数据表得，90.96时 3 /55.728mkg

24、 A 3 /63.964mkg B 代入数据得 3 2 /95.948mkg L kPaPNPP DW 4 .1247 . 033 3 . 101 kPa PP P FW M 4 . 116 2 2 3 2 /03 . 1 )15.27396.90(314 . 8 66.26 4 . 116 mkg V 2.32.3 混合物粘度混合物粘度 查物性数据表得 80.05 smPa A 444 . 0 1 smPa B 355 . 0 1 90.96 smPa A 369 . 0 2 smPa B 313 . 0 2 精馏段粘度： smPaxx BA 4005 . 0 )1 ( 11111 提馏段粘

25、度： smPaxx BA 314 . 0 )1 ( 22222 2.42.4 表面张力表面张力 查物性数据表得 80.05 mmN A /60.17 1 mmN B /72.62 1 90.96 mmN A /76.16 2 mmN B /54.60 2 精馏段 mmNxx BAL /66.39)1 ( 11111 提馏段 mmNxx BAL /64.59)1 ( 22222 2.52.5 相对挥发度相对挥发度 组分 饱和蒸汽压/kpa 塔顶 (tD=78.170C) 进 料 (tF=81.930C) 塔 顶 (tw=99.980C) 水43.9751.20101.25 乙醇102.58119

26、.34223.48 33 . 2 97.43 58.102 0 0 B A P P D , 33 . 2 20.51 34.119 0 0 B A P P F , 21 . 2 25.101 48.223 0 0 B A P P W 精馏段 33 . 2 1 FD 提馏段 26. 2 2 FW 3.3. 理论塔板数的确定理论塔板数的确定 3.1 回流比 06. 2 281. 0477 . 0 477 . 0 881 . 0 min qq qD xy yx R 477. 0 281. 0) 133. 2(1 281 . 0 33 . 2 11 x x yq 由于泡点进料 那么 Fq xx 477

27、. 0 281 . 0 ) 133 . 2 (1 281. 033 . 2 11 x x yq 06 . 2 281 . 0 477 . 0 477 . 0 881 . 0 min qq qD xy yx R min 21 . 1RR 取 09. 306. 25 . 15 . 1 min RR 3.23.2 操作线方程操作线方程 （1）精馏段操作线方程： 215. 0756 . 0 11 1 n D nn x R x x R R y （2）提馏段操作线方程： L=RD=3.09196.94=608.54kmol/h V=(R+1)D=（3.09+1）196.94=805.48kmol/h L=

28、L+F=919.71+623.46=1232.00kmol/h V=V=805.48kmol/h 0021. 053 . 1 1 m W mm x V Wx x V L y 作图 3.33.3 理论塔板数的确定理论塔板数的确定 采用逐板法求理论塔板数 精馏段 第一层的汽相组成 881 . 0 1 D xy x x y xy nn ) 1(1 215 . 0 756 . 0 1 可求出 x1=0.856，再将 x1代入式可求得 y2=0.860 如此重复计算得 763. 0 2 x 784 . 0 3 y 655 . 0 3 x 695 . 0 4 y 544. 0 4 x 603 . 0 5

29、y 443. 0 5 x 520 . 0 6 y 362. 0 6 x 453 . 0 7 y 302. 0 7 x 404 . 0 8 y 262 . 0 8 x 281 . 0 262 . 0 8 F xx 故，此精馏段的理论塔板数为 6-1=5 块 提馏段 x x y xy mm ) 1(1 0021 . 0 53 . 1 1 由 251 . 0 61 xx 可得出 382 . 0 2 y 如此重复计算得 215 . 0 2 x 327 . 0 3 y 177 . 0 3 x 269 . 0 4 y 140 . 0 4 x 212. 0 5 y 106 . 0 5 x 157. 0 6

30、y 0761. 0 6 x 114 . 0 7 y 0539 . 0 7 x 0800 . 0 8 y 0371. 0 8 x 0547. 0 9 y 0250 . 0 9 x 0362. 0 10 y 0163 . 0 10 x 0228. 0 11 y 0102 . 0 11 x 0135. 0 12 y 00602 . 0 12 x 00711 . 0 13 y 00316 . 0 13 x 00394 . 0 00316. 0 13 W xx 则提馏段的理论塔板数为 13 层 50. 04005. 033 . 2 49 . 0 )(49. 0 245 . 0 245. 0 111 ）（

31、 T E 53 . 0 314 . 0 26. 2 .49 . 0 )(49 . 0 245 . 0 245. 0 222 ）（ T E 实际塔板数 精馏段 1050 . 0 5 1 N 提馏段 23 6 . 2253. 012 2 N 所需要的实际塔板数 33 21 NNN 加料板在第 11 块 4. 塔结构的计算塔结构的计算 4.14.1 塔径的计算塔径的计算 u V D s 4 maxmax )8 . 06 . 0()(uuu 安全系数 m mm V VL Cu max 2 . 0 20 ) 20 ( L CC 取板间距 HT=0.45m 板上液层高度 mhL06 . 0 则 mhH L

32、L 39 . 0 精馏段 汽液体积流量为 sm ML L L L S /0069. 0 19.7903600 35.3254.608 3600 3 1 _ 1 1 sm MV V V V S /27 . 6 31 . 1 3600 70.3648.805 3600 3 1 _ 1 1 C 由史密斯关联图查出，横坐标的数值为 20 C 0270. 0) 31 . 1 19.790 ( 27. 6 0069. 0 )( 5 . 05 . 0 1 1 1 1 V L s s V L 查得 090 . 0 20 C 则 smu CC L /53. 2 31 . 1 31 . 1 19.790 103

33、. 0 103 . 0 ) 20 66.39 (090. 0) 20 ( max 2 . 02 . 0 1 20 取安全系数为 0.7，则空塔气速 m u V D smuu s 20. 2 77 . 1 14 . 3 27 . 6 44 /77. 153 . 2 7 . 07 . 0 1 max 按标准圆径取整后 D=2.2m 则塔截面积为 222 80 . 3 )2 . 2( 44 mDAT 实际空塔气速 sm A V u T s /65 . 1 80 . 3 27 . 6 提馏段 汽液体积流量为 sm ML L L L S /0067. 0 95.9483600 60.181232 360

34、0 3 2 _ 2 2 sm MV V V V S /79 . 5 03 . 1 3600 66.2648.805 3600 3 2 _ 2 2 C 由史密斯关联图查出，横坐标的数值为 20 C 0351 . 0 ) 03 . 1 95.948 ( 79 . 5 0067 . 0 )( 5 . 05 . 0 2 2 2 2 1 V L s s V L 查得 090 . 0 20 C 则 smu CC L /40. 3 03 . 1 03. 195.948 112 . 0 112. 0) 20 64.59 (090 . 0 ) 20 ( max 2 . 02 . 0 1 20 取安全系数为 0.

35、7，则空塔气速 m u V D smuu s 76 . 1 38 . 2 14. 3 79 . 5 44 /38. 240 . 3 7 . 07 . 0 2 max 按标准圆径取整后 D=2.0m 则塔截面积为 222 14 . 3 )0 . 2( 44 mDAT 实际空塔气速 sm A V u T s /84 . 1 14 . 3 79 . 5 5.5. 塔主要工艺尺寸的计算塔主要工艺尺寸的计算 5.15.1 溢流装置的计算溢流装置的计算 因塔径 D=2.2m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 堰长 w l 取 mDlw43 . 1 2 . 265 . 0 65. 0 出口堰高度 w

36、 h 而 owLW hhh 3/2 )( 1000 84 . 2 W n OW l L Eh 查图，近似去 E=1 则有精馏段： m l L Eh W n OW 0190 . 0 ) 43 . 1 36000069 . 0 (1 1000 84 . 2 )( 1000 84 . 2 3/23/2 取板上清夜高度 hL=60mm=0.06m mhhh owLW 041 . 0 0190 . 0 06 . 0 提馏段： m l L Eh W n OW 0187. 0) 43 . 1 36000067 . 0 (1 1000 84. 2 )( 1000 84 . 2 3/23/2 mhhh owLW

37、 0413 . 0 0187 . 0 06. 0 验证： owwow hhh1 . 005. 0 因此设计合理 弓形降液管宽度 Wd和截面积 Af 由=0.65 D lW 查弓形降液管的参数表得 =0.075 =0.117 T f A A D Wd 故 Af=0.075=0.75 3.80=0.285m T A Wd=0.117D=0.117 2.2=0.257m 依式验算液体在降液管中停留时间，即 精馏段的停留时间为 h Tf L HA3600 ss559.18 36000069. 0 45. 0285 . 0 3600 提馏段的停留时间为 ss L HA h Tf 514.19 36000

38、067 . 0 45 . 0 285 . 0 3600 3600 故降液管设计合理。 降液管底隙高度 o h 取液体通过降液管底隙的流速为 o u 0.14m/s，依公式计降液管底隙高度，即精馏 o h 段： m ul L h oW s o 0345 . 0 14 . 0 43 . 1 0069 . 0 1 验算： mmhh ow 006 . 0 0065 . 0 0345. 0041. 0 故设计合理 提馏段： m ul L h oW s o 0355 . 0 14 . 0 43 . 1 0067. 0 2 验算： 0.025m o h 验算符合要求。 选用凹形受液盘，深度=50mm w h 5.25.2 塔板的布置塔板的布置 塔板的分块 因 D=2.2m,则塔板分 3 块 边沿宽度的确定 由于 mD2 . 2 , mmwc7050 ， mmws11080 取边沿宽度 mmwc60 破沫区宽度 mmws100 开孔面积计算 mww D x sd 743 . 0 ) 1 . 0257. 0( 2 2 . 2 )( 2 mw D R c 04 . 1 06 . 0 6 . 1 2 21 2 22 8 . 2) 56 . 0 39 . 0 sin 180 (2m R xRxAa