化工原理课程设计乙醇精馏塔.doc

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1、化工原理课程设计 1 化工原理课程设计化工原理课程设计 设计题目：乙醇精馏塔设计题目：乙醇精馏塔 姓名：唐刚姓名：唐刚 班级：化学与化工学院班级：化学与化工学院 08 级级 3 班班 学号：学号：080703021 化工原理课程设计 2 前言前言 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据 操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。 蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸 气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈 高，而下降液愈接近塔底，其难挥发

2、组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器， 冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体， 其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。 精馏塔的工作原理是根据各混合气体的汽化点（或沸点）的不同，控制塔各节的不同温度，达到分离提纯 的目的。 化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏操作在化工、石油化工、 轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、 设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。 要想把低纯度的乙醇水溶液提

3、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的，塔内装有若干层塔板或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。 本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选 取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。

4、 本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、 设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。 通过对精馏塔的运算，调试出塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数，以保证精馏过程的顺利进行并使 效率尽可能的提高。 化工原理课程设计 3 目录目录 第一章第一章 绪论绪论6 1.1 设计内容 .6 1.2 设计方案 .6 1.3 设计依据 .7 第二章第二章 塔板的工艺设计塔板的工艺设计8 2.1 精馏塔全塔物料衡算 8 2.2 理论及实际塔板数的确定 8 2.3 常压下乙醇-水气液平衡组成与温度 10 2.3.1温

5、度和压力 .10 2.3.2平均摩尔计算 .11 2.3.3平均密度 .12 2.3.4混合液体表面张力 .13 2.3.5混合物的黏度 .13 2.4 塔径的初步设计 .14 2.4.1汽液相体积流率 .14 2.4.2塔径的计算 .14 2.5 溢流装置 .15 2.5.1堰长 w l.16 2.5.2堰高 w h16 2.5.3弓降液管的宽度和横截面积 .16 2.5.4降液管底隙高度 .17 2.6 塔板的分布、浮阀数目及排列 .17 2.6.1 塔板的分块 17 2.6.2区宽度的确定 .17 2.6.3区面积计算 .17 2.6.4塔计算及其排列 .18 化工原理课程设计 4 第三

6、章第三章 塔板的流体力学验算塔板的流体力学验算19 3.1 气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降） 19 3.2 液泛验算 .20 3.3 雾沫夹带验算 .20 3.4 操作性能负荷图 .21 3.4.1气相负荷下限图（漏液线） .21 3.4.2过量液沫夹带线 .21 3.4.3液相负荷下限线 .21 3.4.4液相负荷上限线 .22 3.4.5液泛线 .22 第四章第四章 附属设备设计附属设备设计.24 4.1 冷凝器的选择 .24 4.2 再沸器的选择 .24 第五章第五章 精馏塔设备设计精馏塔设备设计.25 5.1 接管 .25 5.1.1进料管 .25 5.1.2釜残液出料管 .26

7、5.1.3回流管 .26 5.1.4 塔顶上升蒸汽管 26 5.1.5进气管 .26 5.2 精馏塔塔体 .27 5.2.1馏塔塔体材料的选择 .27 5.2.2壁厚的计算 .27 5.2.3校核 .27 5.3 封头 .28 5.3.1封头的选型：标准的椭圆封头 .28 5.3.2材料：RMn16.28 5.3.3封头的高 .28 化工原理课程设计 5 5.3.4封头的壁厚 .29 5.4 精馏塔的塔板类型选择 .29 5.5 塔板结构及与塔体的连接形式 .29 5.6 降液管的形式 .30 5.7 受液盘的设计 .30 5.8 塔节的设计 .30 5.9 塔体高度设计 .30 5.10 塔

8、体手孔及人孔的设计 31 5.11 除沫器的设计 31 第六章第六章 塔体各开孔补强设计塔体各开孔补强设计31 6.1 开孔补强设计方法 .31 6.2 开孔补强结构设计 .32 第七章第七章 支座设计支座设计32 7.1 精馏塔塔体质量 .32 7.2 封头质量 .33 7.3 塔内物料质量估算 .33 7.4 附件质量 .33 7.5 设备总质量 .33 化工原理课程设计 6 第一章第一章 绪论绪论 1.11.1 设计内容设计内容 1、设计题目：乙醇精馏塔 2、设计任务及条件 （1） 、进料含乙醇 38.2，其余为水（均为质量分数，下同） （2） 、生产乙醇含量不低于 93.1； （3）

9、、釜残液中乙醇含量不高于 0.01； （4） 、生产能力 50000T/Y 乙醇产品，年开工 7200 小时 （5） 、操作条件： a、间接蒸汽加热；b、塔顶压力：1.03atm（绝对压强）c、进料热状态：泡点进料； d、回流比：R=5 e、单板压降:75mm 液注 3、设计内容 （1） 、流程的设计与说明； （2） 、塔板和塔径的计算； （3） 、塔盘结构的设计： a、浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图； b、流体力学验算； c、塔板负荷性能图。 （4） 、其它：a、加热蒸汽消耗量； b、冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量 4、设计成果 （1） 、设计说明书一份 （2） 、A4 设计图纸包括：流程图、

10、精馏塔工艺条件图。 1.21.2 设计方案设计方案 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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送 至储罐。 化工原理课程设计 7 图 2-1 流程图 1.31.3 设计依据设计依据 课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力、进料状况、加热方式及其热能的利用。 （1） 操作压力 精馏常在常压，加压或减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性

11、和经 济上的合理性来考虑的。一般来说，常压精馏最为简单经济，若无聊无特殊要求，应尽量在常压下操作。 加压操作可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用，或可以使用较便宜的冷却剂，减少冷凝，冷却 费用。在相同的塔径下，适当提操作压力还可以提高塔德处理能力。所以我们采用塔顶压力为 1.03atm 进行 操作。 （2） 进料状况 进料状态有多种，但一般都是将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样，进料温度不受季 节，气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作也比较好控制。此外，泡点进料时，精馏段和提馏的塔径 相同，设计制造比较方便。 （3）加热方式 精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的

12、能量，若待分离的物系为某种轻组 分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加热方式，但在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释 作用，使残液轻组分浓度降低，所需塔板数略有增加。 （4）热能的利用 精馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此热效率很低，通常进入再沸器的能量仅有 5% 左右被利用。塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的。但其位能较低，不可能直接用来做塔釜的热源，但可用 作低温热源，供别处使用。或可采用热泵技术，提高温度后在用于加热釜液。 化工原理课程设计 8 第二章第二章 塔板的工艺设计塔板的工艺设计 2.12.1 精馏塔全塔物料衡算精馏塔全塔物料衡算 0 0 2 . 38 F W 0 0

13、 1 . 93 D W 0 0 01 . 0 W WmolgM46 乙醇 molgM18 水 1948 . 0 18/618 . 0 46/382 . 0 46/382 . 0 F X 8084 . 0 18/069 . 0 46/931 . 0 46/931 . 0 D X 0000396 . 0 18/9999 . 0 46/0001 . 0 46/0001 . 0 W X 717.16 187200 069 . 0 105000 467200 931 . 0 105000 33 D WDF WDF WXDXFX 由式可知 hkmolF1804.72 hkmolW4634.55 表 1 物

14、料衡算数据记录 F72.1804 kmol/hXF0.1948 D16.717kmol/hXD0.8408 W55.4634 kmol/hXW0.0000396 2.22.2 理论及实际塔板数的确定理论及实际塔板数的确定 （1）由相平衡方程式 y=，可得 a= xa ax ) 1(1) 1( ) 1( yx xy 根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得： Y1=XD=0.8408 X1=0.805 aD=1.2793 YF=0.515 XF=0.1948 aF=4.3891 化工原理课程设计 9 YW=0.00035 XW=0.0000396 aw=8.8411 平均相对挥发度的求取：675.

15、38411 . 8 2793. 13891. 4 3 3 WFD aaaa 精馏段的平均相对挥发度的求取：370 . 2 3891 . 4 2793 . 1 1 FDa aa 泡点进料：3419 . 1 1 )1 ( 1 1 min F D F D x xa x x a R 68.10 067 . 8 1) 1 )( 1 (lg lg 1 0.2 2 6097 . 0 6 5 1 min min minmin N x x x x a N N NN R R RR X W W D D 查得： 所以理论塔板数为 N=11 块 确定适宜的进料板位置： 2 . 0 2 68 . 2 1) 1 )( 1

16、(lg lg 1 1 1min,1 1 1min, N NN x x x x a N F F D D 由上式知 N1=3.84 即第 4 层理论数为进料板 （2）根据乙醇-水体系的相平衡衡数据可以查得： 塔顶： tD=78.278408 . 0 D x 塔底： 0000396 . 0 W x 9 . 99 w t 塔顶和塔釜的算术平均温度：085.89 2 9 . 9927.78 2 WD tt t 查手册得： 在 89.085下， smp smp a a .30 . 0 .40 . 0 水 乙醇 根据公式得 iiLm xlglg smpa Lm .317 . 0 10 3 . 0lg)194

17、80 . 0 1(4 . 0lg1948 . 0 由奥康奈尔关联式： 化工原理课程设计 10 477 . 0 )317 . 0 522 . 3 (49 . 0 245 . 0 T E 球的实际塔板数 取 N=2196.20 477 . 0 1111 T T E N N 2.2.3 3 常压下乙醇常压下乙醇- -水气液平衡组成与温度水气液平衡组成与温度 乙醇水溶液的t-x-y图 70 75 80 85 90 95 100 105 00.10.20.30.40.50.60.70.80.91 x,(y) t/ 2.3.12.3.1温度和压力温度和压力 乙醇: 48.231 05.1625 33827

18、 . 7 0 10 48.231 46.1652 33827 . 7 )/lg( t A a S p tCt B AkpP 得： 水： Pxpxppp tCt B Akpp BBAABA t B a s p 0000 03.227 46.1657 07406 . 7 0 , 10 03.227 46.1657 07406 . 7 )/lg( 代入将 得： 进行试差，求的塔顶、进料板、及塔釜的压力和温度： 化工原理课程设计 11 （1）塔顶： ， a kPatmP339.10403 . 1 1 63.8183 . 0 11 txxA试差得： （2）进料板位置：NF=4 精馏段实际板层数：7289

19、 . 6 477 . 0 3 精 N 每层塔板压降： aa kPkPOmmH7355 . 0 075 . 0 33.10 3 . 101 75 2 进料板压力： aF kPP4875.1097355 . 0 7339.104 进料板：14.961948 . 0 4875.109 FFAaF txxkPP试差得， （3）提馏段实际板层数：135786.12 477 . 0 1-7 ）（ 提 N 塔釜压力： aW kPP049.119137355 . 0 4875.109 塔釜：55.104049.1190000396 . 0 WaWWA tkPPxx试差得， 求得精馏段和提馏段的平均压力和温度：

20、 精馏段： am m kPP Ct 913.106 2 4875.109339.104 885.88 2 14.9663.81 0 提馏段：345.100 2 55.10414.96 m t am kPP268.114 2 049.1194875.109 2.3.22.3.2平均摩尔计算平均摩尔计算 塔顶： 24.4118)83 . 0 1 (4683 . 0 5424.4118)8408 . 0 1 (468408 . 0 LDm VDm M M 进料板： 4544.2318)1948 . 0 1 (461948 . 0 7 . 3218)525 . 0 1 (46525 . 0 LFm V

21、Fm M M 塔釜： 0011.1818)0000396 . 0 1 (460000396 . 0 0098.1818)00035 . 0 1 (4600035 . 0 LWm VWm M M 精馏段平均摩尔质量： 化工原理课程设计 12 kmolkg MM M kmolkg MM M LFmLDm Lm VFmVDm Vm /3472.32 2 4544.2324.41 2 /1212.37 2 7 . 325424.41 2 提馏段的平均摩尔质量： kmolkg MM M kmolkg MM M LWmLFm Lm VWmVFm Vm /7278.20 2 0011.184544.23 2

22、 /3549.25 2 0098.18 7 . 32 2 2.3.32.3.3平均密度平均密度 1）气相平均密度的计算： RT M Vm 精馏段平均密度计算： 3 /32 . 1 )885.8815.273(314 . 8 1212.37913.106 mkg RT MVm m Vm 提馏段平均密度计算： 3 /933 . 0 )345.10015.273(314 . 8 3549.25268.114 mkg Vm 2）液相平均密度计算： i i L w 1 塔顶： 3 LD /21.752 74.970 069 . 0 87.739 931 . 0 11 931 . 0 18)8408 .

23、0 1 (468408 . 0 468408 . 0 )1 ( /74.970,/87.739 mkg ww MxMx Mx w kmolkgkmolkg B B A A m BAAA AA A BA 得： 进料板： 3 33 /52.852 06.961 62 . 0 87.719 38. 0 1 382 . 0 18)1948 . 0 1 (461948 . 0 461948 . 0 /06.961,/87.719 mkg w mkgmkg LFm A BA 得： 化工原理课程设计 13 塔釜： 3 LW 33 / 0 . 955 033.955 9999 . 0 87.714 0001

24、. 0 1 0001 . 0 180000396 . 0 1 (460000396 . 0 460000396 . 0 /033.955,/87.714 mkg w mkgmkg m A BA 得： ） 精馏段液相平均密度： 3 /365.802 2 52.85221.752 mkg Lm 提馏段液相平均密度： 3 /76.903 2 95552.852 mkg Lm 2.3.42.3.4混合液体表面张力混合液体表面张力 液体平均表面张力按下式计算： Lmii x 塔顶：,查手册得： 1 81.63t 0C 17.3/,62.285/ AB mN mmN m 11 (1)0.83 17.3(1

25、 0.83) 62.28524.95/ LDmAB xxmN m 进料板： 0 96.14 F tC16/,59.578/ AB mN mmN m (1)0.1948 16(1 0.1948) 59.57851.1/ LFmFAFB xxmN m 塔釜：,查附录：104.55 w t 16/,59.578/ AB mN mmN m 得：0.0000396 15(1 0.0000396) 57.9757.97/ LWm mN m 精馏段液体表面平均张力： 24.9551.1 38.025/ 22 LDmLFm Lm mN m 提馏段液体表面平均张力： 51.1 57.97 54.535/ 22

26、LWmLFm Lm mN m 2.3.52.3.5混合物的黏度混合物的黏度 液体平均黏度的计算按下式计算：lglg Lmii x 塔顶：,查手册得：， 1 81.63t 0.41. Aa mp s0.35. Ba mp s 化工原理课程设计 14 得： lg 0.83lg0.49 (1 0.83)lg0.3518 10100.463. ii x LDma mp s 进料板：，查附录：，104.55 FM t0.31. Aa mp s0.25. Ba mp s 得： lg 0.1948lg0.31 (1 0.1948)lg0.25 10100.261. ii x LFma mp s 精馏段液体平

27、均黏度： 0.4630.261 0.362. 2 Lma mp s 提馏段液体平均黏度： 0.230.261 0.246. 2 Lma mp s 2.42.4 塔径的初步设计塔径的初步设计 2.4.12.4.1汽液相体积流率汽液相体积流率 精馏段 气相体积流率：(1)6 16.717100.302/VRDkmol h 液相体积流率：585.83717.165 RDL 提馏段 气相体积流率： 3 155.765455.4634100.302 100.302 25.3549 0.757/ 36003600 0.933 vm s vm VLW V M Vms 液相体积流率： 43 83.585 1

28、72.1804155.7654/ 155.7654 20.7278 9.92 10/ 36003600 903.76 Lm s Lm LLqFkmol h LM Lms 2.4.22.4.2塔径的计算塔径的计算 由，C 由下式计算：,由 smith 图查取。 max Lmvm vm uC 0.2 1 20( ) 20 CC 20 C 取板间距，板上液层高度，则mHT45 . 0 1 0.05hmmhHT40 . 0 05 . 0 45 . 0 1 化工原理课程设计 15 （1）精馏段塔径的确定：图的横坐标为 4 0.50.5 9.36 10802.365 ()()0.029 0.7841.32

29、 SL sV L V 查 smith 图得：=0.08 20 C091 . 0 20 025.38 08 . 0 2 . 0 C 247 . 2 32 . 1 32 . 1 325.806 091 . 0 max u 取安全系数为 0.7，则空塔气数为： 57 . 1 247 . 2 7 . 0u 则精馏塔塔径m u V D797 . 0 57 . 1 14 . 3 784 . 0 4 14 . 3 4 （2）提馏段塔径的确定： 横的坐标为： 4 0.5 9.92 10903.76 ()0.0408 0.7570.933 SL sV L V 查 smith 图得：=0.082 20 C 100

30、2 . 0 20 535.54 082 . 0 2 . 0 C 117 . 3 933 . 0 933 . 0 76.903 1002 . 0 max u 取安全系数为 0.7，则空塔气速为182 . 2 117 . 3 7 . 0u 则精馏塔塔径mD665 . 0 182 . 2 14 . 3 757 . 0 4 （3）按标准塔径圆整后， mD8 . 0 塔截面积： 2 2 5024 . 0 4 8 . 014 . 3 mAT 精馏段实际空塔气速为： sm A V u T s 561 . 1 5024 . 0 784 . 0 提馏段实际空塔气速为：sm A V u T s 507 . 1 5

31、024 . 0 757 . 0 2.52.5 溢流装置溢流装置 化工原理课程设计 16 2.5.12.5.1堰长堰长 w l 单溢流：，取0.6 0.8 w lD0.6 0.90.54 w lm54 . 0 8 . 067 . 0 2.5.22.5.2堰高堰高 w h 因为，选用平直堰，堰上液层高度可用 Francis 计算，即 1wow hhh ow h 23 2.84 1000 h ow w L hE l （1）精馏段： ，7 43 9.36 1036003.4/ h Lmh 2.52.5 3.4 15.9 0.54 h w L l 0.54 0.6 0.9 w l D 查得，则，取板上清

32、夜层1.038E 23 2.843.4 1.0380.01005 10000.54 ow hm 高度，故0.05 l hm0.050.010050.03995 w hm （2）提馏段： ，查得，则 43 9.92 1036003.57/ h Lms1.040E ，取板上清液层高度，故 23 2.843.57 1.0400.0104 10000.54 ow hm0.05 l hm 0.05 1.0400.0396 w hm 2.5.32.5.3弓降液管的宽度和横截面积弓降液管的宽度和横截面积 因为，查（弓形降液管参数图）得：，所以0.6 w l D 67 . 0 0.055 f T A A 0.

33、115 d W w D ，依下式验算液体在降液管中 2 0.055 0.63590.0350,0.115 0.90.1035 fd Am Wm092 . 0 8 . 0115 . 0 化工原理课程设计 17 停留的时间： 3600 3 5 fT h A H s L 精馏段： 3600 0.035 0.35 12.975 3.4 ss 提馏段： 3600 0.035 0.35 12.355 3.57 ss 故降液管设计合理 2.5.42.5.4降液管底隙高度降液管底隙高度 降液管底隙高度依下式计算：，取则 0 0 3600 h w L h l u 0 0.07/um s 精馏段：，即 0 3.4

34、 0.025 3600 0.54 0.07 hm 0 20hmm 提馏段：，即 0 3.57 0.0262 3600 0.54 0.07 hm 0 20hmm 故降液管底隙高度设计合理。 2.62.6 塔板的分布、浮阀数目及排列塔板的分布、浮阀数目及排列 2.6.12.6.1 塔板的分块塔板的分块 因为，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为 3 块。mmD800 表 塔板分块数 塔径/mm8001200140016001800200022002400 塔板分块数3456 2.6.22.6.2区宽度的确定区宽度的确定 溢流堰前的安定区宽度：，边缘区宽度：0.07 S Wm0.035 c Wm 2.

35、6.32.6.3区面积计算区面积计算 开孔区面积按下式计算：，其中 2 221 2sin 180 a rx Ax rx r 化工原理课程设计 18 0.4-0.1035-0.07=0.2265m，0.4-0.035=0.365m 0.9 0.10350.070.2765 22 ds D xWWm 0.9 0.0350.415 22 c D rWm 故 2 2212 0.4150.2765 20.27650.4150.2765sin0.422 1800.415 a Am 2.6.42.6.4塔计算及其排列塔计算及其排列 采用型重阀，重量为 33，孔径为 39mm 1 Fg A. 浮阀数目 浮阀数

36、目按下式计算：,气体通过阀孔的速度：，取动能因数 2 00 4 s V N d u 0 V F u 则精馏段：，个11F 0 11 9.57/ 1.32 um s 2 4 0.784 68.669 0.0399.57 N 提馏段：，个 0 11 11.39/ 0.933 um s 2 4 0.757 55.6656 0.03911.39 N B. 排列 C. 由于采用分块式塔板，故采用等边三角形叉排。设相近的阀孔中心距，画出75tmm 阀孔排列图（如下图）：通道板上可排阀孔 26 个。弓形板可排阀孔 24 个，所以总阀 孔数目为个。262 2474N C.校核 1）精馏段： 气体通过阀空的实际

37、速度： 0 2 0 44 0.784 9.38/ 0.0392 70 S V um s d N 实际动能因素： 00 9.381.3210.78/ V Fum s 2）提馏段 气体通过阀孔的实际速度： 0 2 0 44 0.757 9.06/ 0.0392 70 s V um s d N 实际动能因素： 00 9.060.9338.75/ v Fum s 3）开孔率 ，开孔率在之间，且实 22 0 700.039 00 10013.14 00 44 0.6359 T N d A 00 1014 00 际动能因素在之间，满足要求。 0 F8 11 化工原理课程设计 19 第三章第三章 塔板的流体

38、力学验算塔板的流体力学验算 3.13.1 气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降） 单板压降： 0pcL hhhh 阀片全开前： 0.1750.175 0 9.38 19.919.90.0367 802.365 c L u hm , 0.175 9.06 19.90.0324 903.76 c hm 阀片全开后：， 22 0 9.381.32 5.535.540.0394 22 9.81 802.365 v c l u hm g ，取两者中较大者，则 22 0 9.060.933 5.535.540.0231 22 9.81 903.76 v c L u hm

39、g 取板上液层充气因数，那么 0.0394 ,0.0324 cc hm hm 0 0.5 00 0.5 0.050.025 LwowL hhhhm 气体克服液体表面张力所造成的阻力可由下式计算： 2 L h hg 但由于气体克服液体表面张力所造成的阻力通常很小，可忽略不计。 （1）精馏段： 0 0.03940.0250.0644 pcl hhhhm （2）提馏段： 0.03240.0250.0574 p hm 化工原理课程设计 20 3.23.2 液泛验算液泛验算 降液管内泡沫液层高度可按下式计算： dpwowdpLd Hhhhhhhh 浮阀塔德液面落差不大，常可忽略不计 （1）精馏段 塔板上

40、不设进口堰时：0.0644 ,0.05 pL hm hm 22 4 0 9.36 10 0.1530.1530.000735 0.54 0.025 S d w L hm l h 0.06440.050.0007350.115135 d Hm 取0.5(0.45+0.03995)=0.245，0.5,0.50.350.039950.194975 Tw Hhm dTw HHh （2）提馏段 0.0574 ,0.05 pL hm hm 塔板上不设进口堰时： 22 4 0 9.92 10 0.1530.1530.000752 0.54 0.0262 s d w L hm l h 0.05740.050

41、.0007520.108152 d Hm 取，0.5,0.5 0.03960.1948 Tw Hhm245 . 0 49 . 0 5 . 0 dTw HHh 3.33.3 雾沫夹带验算雾沫夹带验算 泛点百分率可取下列两式计算，取计算结果中较大的数值： , 1.36 , 0.78 VV ssss LVLV FbFT VL ZV FF KC AKC A 2,2 LdbTf ZDWAAA (1) 精馏段： 54 . 0 1035 . 0 26359 . 0 098 . 0 1 035 . 1 28 . 01036 . 1 32 . 1 365.802 32 . 1 784 . 0 4 F 1.32

42、0.784 802.365 1.32 0.65470.7 0.78 0.6359 1 0.098 F （2）提馏段： 化工原理课程设计 21 4 0.933 0.7571.36 9.92 100.92 0.1035 903.760.933 0.485 1 0.0920.63592 0.1035 F 0.933 0.757 903.760.933 0.5330.7 0.78 0.6359 1 0.092 F 3.43.4 操作性能负荷图操作性能负荷图 3.4.13.4.1气相负荷下限图（漏液线）气相负荷下限图（漏液线） (1)精馏段： 223 0 55 0.039700.364/ 441.32

43、s V Vd Nms (2)提馏段： 223 0 55 0.039700.433/ 440.933 s V Vd Nms 3.4.23.4.2过量液沫夹带线过量液沫夹带线 取0.7F (1)精馏段： 1035 . 0 26359 . 0 092 . 0 1 1035 . 0 28 . 036 . 1 32 . 1 365.802 32 . 1 7 . 0 ss LV 得22.980.951 ss VL (2)提馏段： 1035 . 0 26359 . 0 092 . 0 1 1035 . 0 28 . 036 . 1 933 . 0 76.903 933 . 0 7 . 0 ss LV 得 2

44、9.441.125 ss VL 3.4.33.4.3液相负荷下限线液相负荷下限线 (1)精馏段： 2 2 3 3 360036002.842.84 0.0061.038 100010000.54 SS w LL E l 化工原理课程设计 22 得： 3 0.000436/ S Lms (2)提馏段： 22 33 360036002.842.84 0.0061.04 100010000.54 ss w LL E l 得： 3 0.000434/ S Lms 3.4.43.4.4液相负荷上限线液相负荷上限线 0.035 0.35 0.00245/ 55 fT S A H Lm s 3.4.53.4.5液泛线液泛线 液泛