甲醇-水溶液筛板式连续精馏塔的设计课程设计

化工原理课程 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 化工学院化学工程与工艺专业课程设计题目甲醇-水溶液筛板式连续精馏塔的设计说明书37_页图纸_2__张教研室主任________王晓红______________指导教师______________________学生____________________学号班级化工原理课程设计2017年12月8日于青岛课程设计成绩评定标准年月程度内容优秀良好中等较差不及格独立完成情况按时到教室、遵守纪律等等课程设计说明书的质量语言流畅、内容全面计算的正确性制图的质量设计中创新点答辩情况总成绩化工原理课程设计《化工原理课程设计》任务书一设计题目筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计二工艺条件生产能力：30000吨/年（料液）年工作日：300天原料组成：50%甲醇，其余为水（摩尔分率，下同）产品组成：馏出液95%甲醇，釜液0.04%甲醇操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：间接蒸汽加热回流比：自选三设计内容1.确定精馏装置流程，绘出流程示意图。2.工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。3.主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4.流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5.主要附属设备设计计算及选型塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。料液泵设计计算：流程计算及选型。四设计结果总汇1.目录2.概述3.计算结果汇总表4.筛板塔的化工工艺计算化工原理课程设计5.塔板结构的计算与塔板布置6.塔板负荷性能图及操作弹性7.附属设备热负荷及载热体用量8.讨论9.主要资料目录101.图纸11.精馏流程图12.主体设备结构图六参考文献1、化学工程手册：第三篇《气液传质设备》。2、化工工艺算图：第一册《常用物料物性数据》，吉林化学工业公司，化学工业部化工设计公司合编。《化工原理》上、 下册 数学七年级下册拔高题下载二年级下册除法运算下载七年级下册数学试卷免费下载二年级下册语文生字表部编三年级下册语文教材分析 ，姚玉英主编。化工原理课程设计目录第1章设计概述.....................................................................................................-1-1.1设计题目....................................................................................................-1-1.2工艺条件.....................................................................................................-1-1.3设计及内容.................................................................................................-1-1.4工艺流程图.................................................................................................-2-第2章塔的工艺计算.............................................................................................-3-2.1精馏塔的全塔物料衡算.............................................................................-3-2.2主要参数计算.............................................................................................-4-2.2.1甲醇—水系统t-x-y数据...............................................................-4-2.2.2温度的计算......................................................................................-5-2.2.3压力的计算......................................................................................-5-2.2.4密度的计算......................................................................................-6-2.2.5混合液体的表面张力......................................................................-7-2.2.6黏度计算..........................................................................................-8-2.3理论塔的计算.............................................................................................-8-2.3.1最小回流比的求取..........................................................................-9-2.3.2精馏塔气、液相负荷....................................................................-10-2.3.3图解法求理论塔板数....................................................................-11-2.3.4实际塔板数....................................................................................-12-2.4塔径的初步设计.......................................................................................-12-2.4.1汽液负荷计算................................................................................-12-2.4.2精馏段塔径的计算........................................................................-13-2.4.3提馏段塔径的计算........................................................................-14-2.5溢流装置...................................................................................................-15-2.5.1堰长的计算....................................................................................-15-2.5.2弓降液管的宽度和横截面积........................................................-16-2.5.3降液管底隙高度............................................................................-16-化工原理课程设计2.6塔板的布置...............................................................................................-17-2.6.1塔板的结构尺寸............................................................................-17-2.6.2浮阀数目及排列............................................................................-17-2.7塔高...........................................................................................................-19-第3章塔板的流体力学验算...............................................................................-20-3.1气体通过筛板压降..................................................................................-20-3.2雾沫夹带量的验算...................................................................................-21-3.3漏液的验算...............................................................................................-22-3.4液泛的验算...............................................................................................-22-第4章负荷性能图及操作弹性.............................................................................-24-4.1雾沫夹带线...............................................................................................-24-4.2液泛线（气相负荷上限线）...................................................................-25-4.3液相负荷上限线.......................................................................................-27-4.4漏液线（气相负荷下限线）...................................................................-27-4.5液相负荷下限线.......................................................................................-28-4.6负荷性能图...............................................................................................-29-4.7操作线与操作弹性...................................................................................-30-第5章辅助设备计算与选型...............................................................................-31-5.1塔顶全冷凝器...........................................................................................-31-5.2料液料液泵设计计算...............................................................................-31-第6章精馏塔设计计算结果汇总一览表...........................................................-33-第7章设计小结...................................................................................................-35-附录参考文献.......................................................................................................-37-化工原理课程设计-1-第1章设计概述1.1设计题目筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计1.2工艺条件生产能力：30000吨/年（料液）年工作日：300天原料组成：50%甲醇，其余为水（摩尔分率，下同）产品组成：馏出液95%甲醇，釜液0.04%甲醇操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：间接蒸汽加热回流比：自选1.3设计及内容1确定精馏装置流程，绘出流程示意图。2工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。3主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5主要附属设备设计计算及选型塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。化工原理课程设计-2-料液泵设计计算：流程计算及选型。1.4工艺流程图甲醇——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，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却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。流程示意图如下图图1-1甲醇-水二元筛板塔精馏流程化工原理课程设计-3-第2章塔的工艺计算2.1精馏塔的全塔物料衡算（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率要精馏分离的混合物为：甲醇--水甲醇的摩尔质量132/Mkgkmol水的摩尔质量218/Mkgkmol进料组成中甲醇含量为：50%（摩尔分率）；塔顶馏出物甲醇含量为：95%（摩尔分率）；塔底馏出物甲醇含量为：0.04%（摩尔分率）。所以：0.5Fx0.95Dx0.0004wx式中,,FDWxxx——分别为进料、馏出液和釜液中易挥发组分的组成，摩尔分数。（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量根据原料液及塔顶、塔底产品的组成，从而计算出其平均摩尔质量，分别为：320.510.51825.0/FMkgkmol320.9510.951831.3/DMkgkmol320.000410.00041818.0056kg/kmolWM（3）物料衡算原料处理量:151.024/Fkmolh对总物料进行衡算：FDW对甲醇进行物料衡算:FDWFxDxWx甲醇的回收率为：1100%DFDxFx联立上式求得，塔顶产品流量D，塔底产品流量W和甲醇的回收率1:化工原理课程设计-4-60.41/Wkmolh90.614/Dkmolh199.99%2.2主要参数计算2.2.1甲醇—水系统t-x-y数据温度/℃100.0292.8188.1884.8882.3680.3378.6477.1875.8974.7373.66气相组成0.000.270.410.500.570.620.660.700.730.750.78液相组成0.000.050.100.140.190.240.290.330.380.430.48温度/℃72.6671.7270.8269.9669.1368.3267.5366.7666.0165.2664.53气相组成0.800.820.840.860.880.900.920.940.960.981.00液相组成0.520.570.620.670.710.760.810.860.900.951.00表2-1气液相平衡数据化工原理课程设计-5-2.2.2温度的计算图2-1101.325kPa下水和甲醇的T-x-y二元相图由于进料状况为泡点进料，通过查取气液相平衡数据（见表2-1），可以知道，在进料组成下，则该进料板温度为：73.1℃Ft塔顶温度:64.5℃Dt塔底温度：92.8℃Wt精馏段平均温度：(73.164.5)268.8℃mt提溜段平均温度：(73.192.8)282.95℃mt2.2.3压力的计算甲醇-水物系由常压进料，经离心泵后压力改变，暂时设定为103.325KPa，经预热器加热进入精馏塔，设每层塔板的压降0.2PKPa，则：塔顶的操作压力：103.525110.2101.325DPKPa塔底的操作压力：103.52590.2105.325WPKPa精馏段平均压力：(103.525101.325)2102.425mPKPaT-xydiagramforWATER/CH4OLiquid/vapormolefraction,CH4OTemperature,C0.000.050.100.150.200.250.300.350.400.450.500.550.600.650.700.750.800.850.900.951.006065707580859095100105x1.0133bary1.0133bar化工原理课程设计-6-提溜段平均压力：(103.525105.325)2104.425mPKPa2.2.4密度的计算（1）液相平均密度塔顶：LD,甲醇3=796.14286-0.92857t=796.14286-0.9285764.5=735.9715kg/mLD,水3=1022.72952-0.64486t=1022.72952-0.6448692.8=980.9426kg/m水甲醇,m,甲醇,水10.97130.0287735.9715980.9426LDLWLWww3LD.m=736.0451kg/m塔釜：LW,甲醇3=796.14286-0.92857t=796.14286-0.92857?92.8=709.95786kg/mLW,水3=1022.72952-0.64486t=1022.72952-0.64486?92.8=962.8865kg/m水甲醇,m,甲醇,水10.00070.9993709.9579962.8865LWLWLWww3,=962.6464kg/mLWm进料板：LW,甲醇3=796.14286-0.92857t=796.14286-0.92857?73.1=728.2640kg/mLW,水3=1022.72952-0.64486t=1022.72952-0.64486?73.1=975.590kg/m水甲醇,m,甲醇,水10.63930.3607728.264975.3651LFLFLFww化工原理课程设计-7-3,=801.5060kg/mLFm提馏段：3L.m962.6464+801.5060==882.0762kg/m2精馏段：3L.m736.0451+801.5060==796.6060kg/m2（2）汽相平均密度精馏段：3..101.92524.93=0.8942kg/m8.314(273+68.8)mVmVmmMRT提馏段：3..104.42518.00025=0.6352kg/m8.314(273+82.95)mVmVmmMRT2.2.5混合液体的表面张力进料板：F,甲醇=38.007mN/mF,水=63.37189mN/m（73.1℃）.甲醇.水.m.甲醇水.水甲醇38.00763.37189x+x38.0070.563.371890.547.5163/FFFFFmNm塔顶：D,甲醇=18.3695mN/m，D,水=65.1447mN/m（64.5℃）.甲醇.水.m.甲醇水.水甲醇18.369565.1447x+x18.36950.0565.14470.9518.3677/DDDDDmNm塔釜：化工原理课程设计-8-W,甲醇=15.9568mN/mW,水=60.2783mN/m（92.8℃）.甲醇.水.m.甲醇水.水甲醇15.956860.2783x+x15.95680.000460.27830.999615.9615/WWWWWmNm精馏段：m18.3677+47.5163==32.942mN/m2提馏段：m15.9615+47.5163==31.7384mN/m22.2.6黏度计算塔顶：查液体黏度共线图，在64.5℃下有：LD.m甲醇甲醇水水=x+x=0.350.9999+0.470.0001=0.35mPas塔釜：查液体黏度共线图[1]，在92.8℃下有：LW.m甲醇甲醇水水=x+x=0.250.0004+0.3090.9996=0.3090mPas加料板：LF.m=0.300.40+0.400.60=0.36mPas精馏段：L.m0.35+0.36==0.355mPas2提馏段：L.m0.309+0.36==0.3345mPas22.3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。化工原理课程设计-9-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1.01325×105KPa下乙醇—水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即x—y曲线图，并绘出最小回流比图。2.3.1最小回流比的求取精馏的核心是回流，它的大小是影响精馏塔设备费用和操作费用的重要因素。当R增大时，操作线远离平衡线，梯级跨度增大，对于同样分离要求所需理论板数减少，但同时，塔顶和塔底的热负荷增加，能耗高，即操作费用增多。因此选择一个合适的回流比十分重要。一般，先求出对于指定分离要求的最小回流比，然后选取min1.12R（）作为实际回流比使用。对于指定的分离要求，当R减小时，两操作线向平衡线移动，传质动力减小，所需要的理论板数增多，当两条线的交点落在平衡线上时（图中的e点），由于e点处的气液两相已达到相平衡关系，即无增浓作用，此时对应的回流比为最小回流比minR。相平衡曲线根据表2-3，利用matlab进行曲线拟合，从而得到xy曲线方程：6543221.9676.44105.7274.43-28.556.360.0065yxxxxxx由于是泡点进料，所以进料热状况参数1q。所以，q线方程为：0.1011Fqx图2-2在xy图中分析最小回流比化工原理课程设计-10-对于甲醇-水物系，如图2-2所示，可求出夹紧点e的坐标，此时精馏段操作线方程可表示为：minmin1DeDexyRRxy其中，,eexy可以联立式上式求得，从而求得改点坐标为：0.1011,0.4246eexy所以，可以得到最小回流比minR：min0.950.42461.6240.42460.1011DeeexyRyx为了得到更加精确的回流比，本设计采用Aspen模拟，利用灵敏度分析，确定更加精确的回流比，如图4-2所示：图2-3回流比的灵敏度分析由图可知，得到最佳回流比为3R，约为minR的1.85倍。2.3.2精馏塔气、液相负荷精馏塔的汽、液相负荷在精馏段和提馏段是不同的，根据本设计的特点，将分别展开计算：对于精馏段来说：液相流量：390.614271.842/LRDkmolh气相流量：271.84290.614362.456/VLDkmolh所以精馏段的操作线方程为：HU-ResultsSummaryVARY1B2COL-SPECMOLE-RRP0.10.20.30.40.50.60.70.80.91.01.11.21.31.41.51.61.71.81.92.02.12.22.32.42.52.62.72.82.93.00.550.600.650.700.750.800.850.900.951.00P化工原理课程设计-11-10.750.25nnDnLDyxxxVV对于提镏段来说：液相流量：271.8421151.024422.866/LLqFkmolh气相流量：362.456/VVkmolh所以提溜段的操作线方程为：511.176.6710mmwmLWyxxxLWLW2.3.3图解法求理论塔板数在xy相图上作出相平衡曲线与对角线。自对角线的点a开始在精馏段操作线与相平衡线之间作由水平线和铅垂线构成的梯级。从点a作水平线与平衡线交于点1，由点1可以确定1x。由点1作铅垂线与精馏段操作线的交点可以确定2y。再由交点作水平线与相平衡线交于点2，由此点定出2x。如此，重复在相平衡线与精馏段操作线之间作梯级。当梯级跨过两操作线的交点d时，改在提馏段操作线与相平衡线之间作梯级，直至梯级的垂线达到或跨过点为止，平衡线上每个梯级的顶点即代表一层理论板。跨过点d的梯级为进料板最后一个梯级为再沸器。总理论板数等于梯级数减1。甲醇-水的MT图解法绘制如下图所示：图2-4理论塔板数化工原理课程设计-12-由图解法求得结果为:所需理论板数为10（包括再沸器），精馏段5块，提馏段4块，第6块板为进料板。2.3.4实际塔板数选用TmE=0.17-0.616lg公式计算。该式适用于液相黏度0.07-1.4MPas的烃类物系，式中的m为全塔平均温度下以进料组成表示的平均黏度。塔的平均温度为m=0.564.5+92.8=78.65tC（取塔顶底的算术平均值）在此平均温度下查数据得[1]：水=0.3655MPas；甲醇=0.27MPasm甲醇F水F=x+1-x=0.270.5+0.36551-0.5=0.31775MPas0.31775TmE=0.17-0.616lg0.07-0.616lg=0.4767近似取两段效率相同精馏段：p15N==10.50.4767，取p1N=11块提馏段：p24N==8.40.4767，取p2N=9块总塔板数：pp1p2N=N+N=11+9=20块2.4塔径的初步设计2.4.1汽液负荷计算（1）精馏段汽相摩尔流率：V=(R+1)D=(3+1)83.603=334.412kmol/h汽相体积流量：3..334.41224.932.5899/360036000.8942VmsVmVMVms化工原理课程设计-13-汽相体积流量：33hV=2.58989m/s=9323.61m/h液相回流摩尔流率：L=RD=383.603=250.809kmol/h液相体积流量：3..250.80918.00050.001574/36003600796.606LmsLmLMLms液相体积流量：33hL=0.001574m/s=5.6672m/h（3）提馏段汽相摩尔流率：V=(R+1)D=(3+1)83.603=334.412kmol/h汽相体积流量：3..334.41218.000252.5598/360036000.6532VmsVmVMVms汽相体积流量：33hV=2.5598m/s=9215.4005m/h液相回流摩尔流率：，L=L+F=250.809+151.024=401.833kmol/h液相体积流量：3..401.83321.50280.002721/36003600882.0762LmsLmLMLms液相体积流量：33hL=0.002721m/s=9.7957m/h2.4.2精馏段塔径的计算初选塔板间距TH=400mm及板上液层高度Lh=50mm，则TLH-h=0.4-0.05=0.35m按Smith法求取允许的空塔气速maxu（既泛点气速uF）0.50.5ssL0.001574796.605910.01813V2.589890.89417LV化工原理课程设计-14-图2-5Smith通用关联图按Smith通用关联图，得20C=0.0720负荷因子：0.20.22032.942C=C=0.0720=0.079562020泛点气速：0.50.5max796.60590.8942u=C=0.07956=2.3734m/s0.8942LVV操作气速，取u=0.72.37335=1.6613m/s，精馏塔的塔径442.58991.4091.6613sVDmu，圆整取D=1500mm，此时的操作气速u=1.4656m/s。2.4.3提馏段塔径的计算初选塔板间距HT=400mm及板上液层高度hL=50mm，则TLH-h=0.4-0.05=0.35m按Smith法求取允许的空塔气速maxu（既泛点气速Fu）化工原理课程设计-15-0.50.5ssL0.002721882.09620.0396V2.55980.6532LV按Smith通用关联图[3]，得20C=0.07负荷因子：0.20.22031.7384C=C=0.07=0.076772020泛点气速：0.50.5max882.0762-0.6352u=C=0.07677=2.8598m/s0.6352LVV操作气速：取u=0.62.8598=1.7159m/s提馏塔的塔径442.55981.37821.7159sVDmu，圆整取D=1500mm，此时的操作气速u=1.4486m/s。2.5溢流装置采用单溢流型的平顶弓型溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。2.5.1堰长的计算取WL=0.6D=0.61500=900mm=0.9m，堰上溢流强度33hwL/L=2.2992/0.9=2.5547m/(mh)<100130m/(h)满足筛板塔的堰上溢流强度要求。（1）精馏段WLOW=h-hh对平直堰23owh0.00284hwELL由wLD=0.6及2.52.5hwLL=2.29920.9=2.992查得[4]E=1.223，于是：化工原理课程设计-16-2/3OWh=0.002841.2332.29920.9=0.006491m>0.006m(满足要求)WLOWWh=h-h=0.05-0.006491=0.04351m(取h=0.044m）（2）提馏段WLOW=h-hh对平直堰23owh0.00284hwELL由wLD=0.6及2.52.5hwLL=2.29920.9=2.992查得[4]E=1.223，于是：2/3OWh=0.002841.2332.29920.9=0.006491m>0.006m(满足要求)WLOWWh=h-h=0.05-0.006491=0.04342m(取h=0.044m）2.5.2弓降液管的宽度和横截面积由wL/D=0.6查得[4]dW/D=0.1fTA/A=0.05即dW=0.67m，22TA=0.785D=1.766m，2fA=0.0883m（1）精馏段液体在降液管内的停留时间为fTs=AH/L=24.5827s>5s(满足要求)（2）提馏段液体在降液管内的停留时间为fTs=AH/L=12.236s>5s(满足要求)2.5.3降液管底隙高度（1）精馏段液体通过降液管底隙的流速一般为0.07～0.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速'ou=0.053m/s则so'woL0.001574h===0.0330m0.90.053Lu，(oh不宜小于0.02～0.025m本结果满足要求)。化工原理课程设计-17-（2）提馏段液体通过降液管底隙的流速一般为0.07～0.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速'ou=0.053m/s，则so'woL0.002721h===0.0570m0.90.053Lu，（ho不宜小于0.02～0.025m本结果满足要求）。2.6塔板的布置2.6.1塔板的结构尺寸塔径大于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2-6分块式塔板示意图本设计塔径1500Dmm，故塔板采用分块式，以便通过入孔装拆塔板。2.6.2浮阀数目及排列（1）精馏段①边缘区宽度CW与安装高度SW化工原理课程设计-18-边缘区宽度CW：一般为5075mm,D>2m时CW可达到安定区高度SW：规定D<1.5m时SW=75mm；D>1.5m时SW=100mm。本设计取CW=60mmSW=75mm。②开孔区面积dsx=D/2-(W+W)=0.75-(0.1+0.075)=0.575mCR=D/2-W=0.75-0.06=0.69m2221a22212xA=2xR+x+Rsin180R0.575=20.5750.69+0.575+0.69sin1800.691.97m③开孔数n和开孔率取筛孔的孔径Od=5mm正三角形排列，筛板采用碳钢，取厚度=3mm，且取Ot/d=3.0，故孔心距t=35=15mm。④每层塔板的开孔数3322115810115810n=1.971014个t15aA⑤每层塔板的开孔率220.9070.907=0.10083t/Od（应在5%15%，故满足要求）每层塔板的开孔面积2OaA=A=0.1008?1.97=0.1986m气体通过筛孔的孔速OSOu=V/A=2.5899/0.1986=13.0423m/s（2）提馏段①边缘区宽度CW与安装高度SW边缘区宽度CW：一般为5075mm,D>2m时CW可达到安定区高度SW：规定D<1.5m时SW=75mm；D>1.5m时SW=100mm。化工原理课程设计-19-本设计取CW=60mmSW=75mm。②开孔区面积dsx=D/2-(W+W)=0.75-(0.1+0.075)=0.575mCR=D/2-W=0.75-0.06=0.69m2221a22212xA=2xR+x+Rsin180R0.575=20.5750.69+0.575+0.69sin1800.691.97m③开孔数n和开孔率取筛孔的孔径Od=5mm正三角形排列，筛板采用碳钢，取厚度=3mm，且取Ot/d=3.0，故孔心距t=35=15mm。④每层塔板的开孔数3322115810115810n=1.971014个t15aA⑤每层塔板的开孔率220.9070.907=0.10083t/Od（应在5%15%，故满足要求）每层塔板的开孔面积：2OaA=A=0.10081.97=0.1986m气体通过筛孔的孔速：OSOu=V/A=2.5598/0.1986=12.8912m/s2.7塔高（1）精馏段：1P1TZ=N-1H=11-10.4=4m（2）提馏段：2P2TZ=NH=90.4=3.6m化工原理课程设计-20-第3章塔板的流体力学验算3.1气体通过筛板压降1.精馏段(1)气体通过干板的压降2213.04230.89420.0510.0510.01520.8796.6059OVCOLuhmC式中，孔流系数OC由Od/=5/3=1.6667查得[2]出，OC=0.8。(2)气体通过板上液层高度的压降eWOWLh=h+h=h式中，充气系数的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速au，对单板型塔板有：2.58991.6295/21.76620.0883SaTfVumsAA动能因子aaVF=u=1.62951.1088=1.5408查得[4]，=0.63则：eWOWLh=h+h=h=0.630.05=0.0315m（3）气体通过筛板的压降（单板压降）fceh=h+h=0.0152+0.0315=0.0467mfLfp=gh=796.6060?9.81?0.0467=164.95Pa=0.165KPa<0.2KPa符合要求2.提馏段（1）气体通过干板的压降2212.89120.63520.0510.0510.0095360.8882.0762OVCOLuhmC式中，孔流系数OC由Od/=5/3=1.6667查得[2]出，OC=0.8。（2）气体通过板上液层高度的压降化工原理课程设计-21-eWOWLh=h+h=h式中，充气系数的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速au，对单板型塔板有：2.55981.6105/21.76620.0883SaTfVumsAA动能因子aaVF=u=1.62951.1088=1.5408查得[4]，=0.63则：eWOWLh=h+h=h=0.630.05=0.0315m（3）气体通过筛板的压降（单板压降）fceh=h+h=0.009536+0.0315=0.041036mfLfp=gh=882.07629.810.0410=154.78Pa=0.155KPa<0.2KPa符合要求3.2雾沫夹带量的验算1.精馏段SnTfV2.5899u===1.5437m/sA-A1.766-0.08833.23.2-6-6nV3Tfu5.7105.7101.5437e==H-H0.4-2.50.0532.942100.0432液/汽<0.1kg液/kg汽kgkg式中，取板上泡沫高度fLH=2.5h验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。2.提馏段SnTfV2.5598u===1.5258m/sA-A1.766-0.08833.23.2-6-6nV3Tfu5.7105.7101.5258e==H-H0.4-2.50.0531.7384100.01706液/汽<0.1kg液/kg汽kgkg化工原理课程设计-22-式中，取板上泡沫高度Hf=2.5hL验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。3.3漏液的验算1.精馏段漏液点气速omu-3-3Lo41041031.7384h===0.002934m（清液柱）gd882.07629.810.005omOLLVu=4.4C(0.0056+0.13h-h)/=4.40.8(0.0056+0.130.05-0.002934)882.0762/0.6352=12.38m/s筛板的稳定性系数oomu18.66K===1.50721.5-2.0u12.38（不会产生过量液漏）3.4液泛的验算1.精馏段为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度dTWH<(H+h)22-4SdWoL0.001574h=0.153=0.153=4.3010mLh0.90.033dfLdH=h+h+h=0.0467+0.05+0.000430=0.09713m相对泡沫密度取0.5，则有TW(H+h)=0.5(0.4+0.04351)=0.2218mdTWH<(H+h)成立，故不会产生液泛。2.提馏段为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度dTWH<(H+h)22SdWoL0.002721h=0.153=0.153=0.0004304mLh0.90.057化工原理课程设计-23-dfLdH=h+h+h=0.041036+0.05+0.0004304=0.09052m相对泡沫密度取0.5，则有TW(H+h)=0.5(0.4+0.04351)=0.2218mdTWH<(H+h)成立，故不会产生液泛。通过流体力学验算，可认为精馏塔塔径及塔板各工艺结构尺寸合适若要做出个合理的设计，还需重选HT及HL重复上述计算步骤进行优化设计。化工原理课程设计-24-第4章负荷性能图及操作弹性4.1雾沫夹带线1.精馏段3.2-6nVTfu5.710e=H-H式中ssnsTfVVu===0.5961VA-A1.7660.08832/3SfLWOWW2/3S2/3S3600LH=2.5h=2.5(h+h)=2.50.04279+0.00284EL3600L=2.5[0.04279+0.002841.0330.6=0.1070+2.1880L将已知数据代入3.2-6nVTfu5.710e=H-H得3.2-6s32/3S0.5961V5.7100.132.942100.4-0.1070-2.1880L化简得2/33.586226.7802SSVL在操作范围内，任取几个SL值，依式2/33.586226.7802SSVL算出对应的VS值，列于下表表4-12/33.586226.7802SSVL中的SV-SL关系数据LS(m3/s)0.0004870.0010.00150.0020.00250.00314VS(m3/s)1.38731.34131.30381.27031.23961.203依据表中的数据在下图中做出雾沫夹带线①3.提馏段化工原理课程设计-25-3.2-6nVTfu5.710e=H-H，式中ssnsTfVVu===1.3409VA-A0.7850.039252/3SfLWOWW2/3S2/3S3600LH=2.5h=2.5(h+h)=2.50.039+0.00284EL3600L=2.5[0.04279+0.002841.2230.6=0.0975+2.438L将已知数据代入3.2-6nVTfu5.710e=H-H得3.2-6s32/3S0.5961V5.7100.132.942100.4-0.0975-2.438L化简得2/31.807514.5679SSVL在操作范围内，任取几个LS值，依式2/33.586226.7802SSVL出对应的VS值，列于下表表4-22/33.586226.7802SSVL的VS-LS关系数据LS(m3/s)0.0004830.0010.00150.0020.00250.00314VS(m3/s)1.71791.66181.61661.57621.53921.4951依据表中的数据在下图中做出雾沫夹带线①4.2液泛线（气相负荷上限线）1.精馏段TWfWOWdH+h=h+h+h+h2/32/3SSOWW233600L3600Lh=0.00284=0.002841.223L0.92.188SL化工原理课程设计-26-22220.0510.0510.89420.0510.0022680.80.1986796.6059OVSVCOLOOLSSuVhCCAVV2213.04230.89420.0510.0510.01520.8796.6059OVCOLuhmCeWOW2/32/3SSh=(h+h)=0.63(0.43+0.968693L)=0.02709+0.6103L2/32fceSSh=h+h=0.02709+0.6103L+0.042V\222ssdSWOLLh=0.153=0.153=1062.5LLh0.60.020整理得22/32SSSV=3.605-37.5951L-25297.6L在操作范围内，任取几个LS值，依式算出对应的VS值，列于下表表4-322/32SSSV=3.605-37.5951L-25297.6L中的VS-LS关系数据LS(m3/s)0.0004870.0010.00150.0020.00250.00314VS(m3/s)1.83471.791.7481.7051.65961.5967依据表中数据在图中做出液泛线②。2.提馏段TWfWOWdH+h=h+h+h+h2/32/3SSOWW233600L3600Lh=0.00284=0.002841.223L0.90.9753SL22220.0510.0510.65430.0510.015350.80.1986882.953OVSVCOLOOLSSuVhCCAVV2/32fceSSh=h+h=0.03185+0.6339L+0.01535V化工原理课程设计-27-222ssdSWOLLh=0.153=0.153=1311.728LLh0.60.0216化简得22/32SSSV=4.8713-50.5243L-41184.55L在操作范围内，任取几个LS值，依式算出对应的VS值，列于下表表4-422/32SSSV=4.8713-50.5243L-41184.55L中的VS-LS关系数据LS(m3/s)0.0004830.0010.00150.0020.00250.00314VS(m3/s)2.13332.07962.02891.9761.91921.839依据表中数据在图中做出液泛线②。4.3液相负荷上限线1.精馏段3Tfs,maxHA0.40.0883L===0.007064m/s5根据上式在图中作出液相负荷上限线③。2.提馏段3Tfs,maxHA0.40.03925L===0.00314m/s5根据上式在图中作出液相负荷上限线③。4.4漏液线（气相负荷下限线）1.精馏段2/3LWOWSh=h+h=0.043+0.968693