精馏塔的设计及选型423.pdf

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1、；.精馏塔的设计及选型 目录 精馏塔的设计及选型.1 目录.1 1 设计概述.0 1.1 工艺条件.0 1.2 设计方案的确定.0 2 塔体设计计算.1 2.1 有关物性数据.1 2.2 物料衡算.3 2.3 塔板数的确定.4 2.4 精馏塔的工艺条件及相关物性数据.8 2.5 塔体工艺尺寸的设计计算.11 2.6 塔板工艺尺寸的设计计算.14 2.7 塔板流体力学验算.18 2.8 负荷性能图.22 2.9 精馏塔接管尺寸计算.27 3 精馏塔辅助设备的设计和选型.31 3.1 原料预热器的设计.32 3.2 回流冷凝器的设计和选型.34 3.3 釜塔再沸器的设计和选型.38 3.4 泵的选

2、择.40 3.5 筒体与封头.41 ；.；.1 设计概述 1.1 工艺条件（1）生产能力：2836.1kg/d（料液）（2）工作日：250 天，每天 4 小时连续运行（3）原料组成：35.12%丙酮,64.52%水,杂质 0.35%，由于杂质含量较小且不会和丙酮一起蒸馏出去，所以可以忽略。所以此母液可以视为仅含丙酮和水两种成分，其质量组成为：35.12%丙酮，水 64.88%（下同）（4）产品组成：馏出液 99%丙酮溶液，回收率为 90%，由此可知塔釜残液中丙酮含量不得高于 5.16%即每天生产 99%的丙酮 905.54kg。（5）进料温度：泡点（6）加热方式：间接蒸汽加热（7）塔顶压力：常

3、压（8）进料热状态：泡点（9）回流比：自选（10）加热蒸气压力：0.5MPa（表压）（11）单板压降0.7kPa 1.2 设计方案的确定 （1）、精馏方式及流程：在本设计中所涉及的浓度范围内，丙酮和水的挥发度相差比较大，容易分离，且丙酮和水在操作条件下均为非热敏性物质，因此选用常压精馏，并采取连续精馏方式。母液经过换热器由塔底采出液预热到泡点，在连续进入精馏塔内，塔顶蒸汽经过塔顶冷凝器冷凝后，大部分连续采出，采出部分经冷却器后进入储罐内备用，少部分进行回流；塔底液一部分经过塔釜再沸器气化后回到塔底，一部分连续采出，采出部分可用于给原料液预热。塔顶装有全凝器，塔釜设有再沸器，进料输送采用离心泵，

4、回流液采用高位槽输送。（2）、进料状态：泡点进料。（3）、加热方式：间接蒸汽加热。（4）、加热及冷却方式：原料用塔釜液预热至泡点，再沸器采用间接蒸汽加热，塔顶全凝器采用自来水作为冷却剂。优点是成本低，腐蚀性小，黏度小，比热容；.大，易于输送。（5）、流程示意图 图 1-1 连续精馏筛板塔流程示意图 2 塔体设计计算 2.1 有关物性数据 1、丙酮和水的物性常数 表 1-1 水的黏度和表面张力 温度 黏度 MPa 表面张力 50 0.592 67.7 60 0.469 66.0 70 0.400 64.3 80 0.33 62.7 90 0.318 60.1 100 0.248 58.4 ；.表

5、 1-2 丙酮的黏度和表面张力 温度 黏度 MPa 表面张力 50 0.260 19.5 60 0.231 18.8 70 0.209 17.7 80 0.199 16.3 90 0.179 15.2 100 0.160 14.3 表 1-3 丙酮和水的密度 温度 丙酮 水 相对密度 50 758.56 998.1 0.760 60 737.4 983.2 0.750 70 718.68 977.8 0.735 80 700.67 971.8 0.721 90 685.36 965.3 0.710 100 669.92 958.4 0.699 表 1-4 丙酮和水的物理性质 分子量 沸点 临界

6、温度 K 临界压强 kpa 丙酮 58.08 56.2 508.1 4701.50 水 18.02 100 647.45 22050 ；.表 1-5 丙酮-水系统 t-x-y 数据表 丙酮摩尔数沸点 t/液相 x/%气相 y/%100 0 0 92 0.01 0.279 84.0 0.025 0.47 75.6 0.05 0.63 66.9 0.1 0.754 62.4 0.2 0.813 61.1 0.3 0.832 60.3 0.4 0.842 59.8 0.5 0.851 59.2 0.6 0.863 58.8 0.7 0.875 58.2 0.8 0.897 57.4 0.9 0.93

7、5 56.9 0.95 0.962 56.7 0.975 0.979 56.5 1 1 2.2物料衡算 1、原料液、塔顶及塔底液中丙酮的摩尔分率 丙酮的摩尔质量 AM=58.08kg/kmol；水的摩尔质量 BM=18.02kg/kmol 则02.18/)3512.01(08.58/3512.008.58/3512.0/)1(/BFAFAFFMMMx0.144 02.18/)99.01(08.58/99.008.58/99.0/)1(/BDADADDMMMx0.968；.02.18/)0516.01(08.58/0516.008.58/0516.0/)1(/BWAWAWWMMMx0.017 2

8、、原料液、塔顶及塔底液物料的平均摩尔质量 BFAFFMxMxM)1(0.144 58.08+(1-0.144)18.02=23.79（kg/kmol）BDADDMxMxM)1(0.96858.08+(1-0.968)18.02=56.80(kg/mol)BWAWWMxMxM)1(=0.01758.08+0.98318.02=18.70(kg/mol)3、物料衡算 塔顶产品 80.56454.905D=3.99（kmol/h）总物料衡算 D+W=F，即 3.99+W=F 丙酮物料衡算 FWDFxWxDx，即 0.968D+0.017W=0.144F 联立解得 F=29.9(kmol/h)，W=2

9、5.91(kmol/h)2.3 塔板数的确定 1、理论塔板数TN的求取 丙酮-水属非理想溶液体系，故采用图解法求取理论塔板数 1）x-y 图 查手册得丙酮-水的气液平衡数据，如表5 所示，根据表 5 绘制 x-y 图；.0.00 0.05 0.10 0.15 0.20 0.25 0.30 0.35 0.40 0.45 0.50 0.55 0.60 0.65 0.70 0.75 0.80 0.85 0.90 0.95 1.000.000.050.100.150.200.250.300.350.400.450.500.550.600.650.700.750.800.850.900.951.00 B

10、XY0.000.050.100.150.200.250.300.350.400.450.500.550.600.650.700.750.800.850.900.951.00 图 1-2 丙酮-水的 x-y 图 2）回流比 该精馏分离工艺的进料方式为泡点进料，故 q=1,在图一中对角线上，自点e(0.144,0.144)作垂线即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为xe=0.144,ye=0.775,故最小回流比为：144.0775.0775.0968.0mineeeDxyyxR0.31 操作回流比一般为最小回流比的1.1-2.0倍，取操作回流比为最小回流比的2倍，则操作回流比：R=0.3

11、12=0.62 3）气相及液相负荷 精馏段的气相和液相负荷 RDL0.623.99=2.47（kmol/h）DRV)1(1.623.99=6.46（kmol/h）提馏段的气相及液相负荷 qFLL2.47+29.9=32.37（kmol/h）VFqVV)1(6.46（kmol/h）；.4）操作线方程 精馏段：597.0382.0968.046.699.346.647.2xxxVDxVLyD 提馏段：079.001.50198.046.691.2546.637.32xxxVWxVLyW 5）图解法求理论塔板数，如图二所示，总理论塔板数为 5 块（包括塔釜），第 4块为进料板。精馏段为 3 块，提馏

12、段 1 块。0.00 0.05 0.10 0.15 0.20 0.25 0.30 0.35 0.40 0.45 0.50 0.55 0.60 0.65 0.70 0.75 0.80 0.85 0.90 0.95 1.000.000.050.100.150.200.250.300.350.400.450.500.550.600.650.700.750.800.850.900.951.00 BXY0.000.050.100.150.200.250.300.350.400.450.500.550.600.650.700.750.800.850.900.951.00 图 1-3 图解法图 2、实际塔板

13、数的求取 1）塔内精馏段和提温度的求；.0.00 0.05 0.10 0.15 0.20 0.25 0.30 0.35 0.40 0.45 0.50 0.55 0.60 0.65 0.70 0.75 0.80 0.85 0.90 0.95 1.005660646872768084889296100t/y(X)xyxwxFxD 图 1-4 t-x-y 图 据此图可以确定进料板，塔顶，塔底的温度及气相组成 tF=64.40 Fy=0.792 tD=56.78 Dy=0.970 tW=90.18 Wy=0.321 精馏段平均温度为t1=2FDtt=60.59 提馏段平均温度为t2=2FWtt=73.

14、48 2）全塔效率 ET的求取 选用全塔效率估算LTElg616.017.0公式计算。式中的L为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。精馏段：平均温度为 60.59,在此平均温度下查化工原理附录得：A=0.235mPa.s,B=0.469mPa.s。lg0.4690.144)-(1lg0.235144.0lgL=-0.372；.)372.0(616.017.0lg616.017.0LTE=0.399 提馏段：平均温度为 73.48,在此平均温度下查化工原理附录得：A=0.211mPa.s,B=0.399mPa.s。lg0.3990.144)-(1lg0.211144.0lgL=-0.343)

15、343.0(616.017.0lg616.017.0LTE=0.381 3）实际塔板数的确定 精馏段 52.7399.03TTENN精 精馏段的实际塔板数为 8 块。提馏段 62.2381.01TTENN提 提馏段的实际塔板数为 3 块。总塔板数为 11 块，不含塔釜。2.4 精馏塔的工艺条件及相关物性数据 (1)操作压强 取每层塔板压降p=0.7kPa，且塔顶操作表压为 2kPa 计算。塔顶操作压强 PD=101.3+2=103.3kPa 进料压强板压强 PF=PD+0.78=108.9kPa 塔底操作压强 Pw=PD+110.7=111.0kPa 由此可计算得精馏段、提馏段的平均压强。精馏

16、段 P=（PD+PF）/2=106.1kPa 提馏段 P=（PF+Pw）/2=109.95kPa（2）操作温度 据图三得塔顶及塔底泡点温度分别为tD=56.78，tW=90.18，进料温度Ft=64.40。精馏段平均温度：t=(56.78+64.40)/2=60.59 提馏段平均温度：t=(90.18+64.40)/2=77.29(3)平均摩尔质量；.1）塔顶组分的平均摩尔质量 y1=Dx=0.968，查平衡曲线得1x=0.957；故塔顶气相和液相的平均摩尔质量分别为 气相平均摩尔质量02.18968.0-108.58968.0）（DVM=56.79（kg/kmol）液相平均摩尔质量02.18

17、957.0-108.58957.0）（DLM=56.36（kg/kmol）2）进料板组分的平均摩尔质量 由图解法已知第 4 块理论板为进料板，其气相组成4y=0.761,查平衡曲线得对应的液相组成4x=0.117，故进料板气相和液相的平均摩尔质量分别为 气相平均摩尔质量02.18761.0-108.58761.0）（FVM=48.51（kg/kmol）液相平均摩尔质量02.18117.0-108.58117.0）（FLM=22.71（kg/kmol）3）塔底组分的平均摩尔质量 塔底Wx=0.017,查得平衡曲线wy=0.321 ,同理可求得 气相平均摩尔质量02.18321.0-108.583

18、21.0）（WVM=30.88（kg/kmol）液相平均摩尔质量02.18017.0-108.58017.0）（WLM=18.70（kg/kmol）4）精馏段气相和液相的平均摩尔质量 VM=(56.79+48.51)/2=52.65（kg/kmol）LM=(56.36+22.71)/2=39.54（kg/kmol）5）提馏段气相和液相的平均摩尔质量 VM=(30.88+48.51)/2=39.70（kg/kmol）LM=(22.71+18.70)/=20.71（kg/kmol）（4）丙酮水混合物的密度 A 气相平均密度 精馏段：RTPMvV=)15.27359.60(314.865.521.1

19、06=2.01(kg/3m)；.提馏段：)15.27329.77(314.870.3995.109RTMvPV1.50(kg/3m)B 液相平均密度 塔顶：由Dt=56.78查得丙酮的密度共线图及水的物性数据表可知A=749(kg/3m),B=985(kg/3m)；塔顶液相的质量分率为：A02.18)957.01(08.58957.008.58957.00.986 D=1/(0.986/749+0.014/985)=751.52(kg/3m)进料板：由Ft=64.40，查得A=738(kg/3m),B=980.5(kg/3m),进料板液相质量分率A=02.18)117.01(08.58117.

20、008.58117.0=0.275 FL=1/(0.275/738+0.725/980.5)=899.24(kg/3m)塔底：由Wt=90.18查得A=710(kg/3m)，则B=965.3(kg/3m)塔釜液相质量分率：02.18)017.01(08.58017.008.58017.0A0.052 w=1/(0.052/710+0.948/965.3)=947.58(kg/3m)精馏段液相平均密度：L=(751.52+899.24)/2=825.38(kg/3m)提馏段液相平均密度：L=(899.24+947.58)/2=923.41(kg/3m)（5）丙酮-水混合物的表面张力 塔顶：由Dt

21、=56.78，可知A=19.5mN/m,B=66.94mN/m，故D=0.96819.5+(1-0.968)66.94=21.02mN/m。进料板：由Ft=64.40查得A=18.9mN/m，B=65.27mN/m，故F=0.1618.9+（1-0.16）65.27=57.85mN/m 塔底：由wt=90.18查得A=15.8mN/m，B=60.71mN/m，则W=0.01715.8+（1-0.017）60.71=59.94mN/m；.精馏段平均表面张力：L=（21.02+57.85)/2=39.44mN/m 提馏段平均表面张力：L=(57.85+59.94)/2=58.90mN/m 2.5

22、塔体工艺尺寸的设计计算 1、塔径 表 1-6 塔径与塔板间距的关系 塔径 D/m 塔板间距TH/mm 塔径 D/m 塔板间距TH/mm 0.3-0.5 200-300 1.6-2.0 450-600 0.5-0.8 300-500 2.0-2.4 600-800 0.8-1.6 350-450 2.4 800 （1）精馏段 精馏段气相及液相的流量分别为 Vh=vVMv=01.265.5246.6=169.21（3m/h）；38.82554.3947.2LLhLML0.118（3m/h）SV=169.21/3600=0.047(sm/3);sL=0.118/3600=3.28510(sm/3)2

23、1)01.238.825(21.169118.0)(VLhhVL0.02 取塔板间距TH=0.25m,板上液层高度Lh=0.05m，则TH-Lh=0.20m 查图得20C=0.043；.图 1-5 史密斯关联图 则复合因子：C=2.020)20(LC=2.0)2044.39(043.0=0.049 最大允许气速：VVLCumax=0.04901.201.238.825=0.989（m/s）取安全系数为 0.7，则空气塔速为：u=0.7maxu=0.692(m/s)塔径：D=uVS4=692.014.3047.04=0.292m=292mm,按标准塔径圆整后为 D=300mm （2）提馏段 hV

24、=VVMV=50.170.3946.6=170.97（3m/h）；41.92371.2037.32LLhMLL0.726（3m/h）SV=170.97/3600=0.0475(sm/3);sL=0.726/3600=2.02410(sm/3)；.21)50.141.923(97.170726.0)(VLhhVL0.02 取塔板间距TH=0.25m,板上液层高度Lh=0.05m，则TH-Lh=0.20m 查图得20C=0.043 则复合因子：C=2.020)20(LC=2.0)2090.58(043.0=0.053 最大允许气速：maxVVLCu=0.0535.15.141.923=1.32（m

25、/s）取安全系数为 0.7，则空气塔速为：u=0.7maxu=0.922(m/s)塔径：D=4uVS=922.014.30475.04=0.256m=256mm,按标准塔径圆整后为 D=300mm 精馏段与提馏段塔径相等，塔径取 300mm。塔截面积为223.044DAT=0.071（）精馏段和提馏段的实际空塔气速分别为 071.0047.0u=0.662（m/s）；071.00475.0u=0.669（m/s）2、塔高 塔高按下式计算 BDPPFFTPFHHHNHNHNNNH)1(（1）塔板间距TH=0.25m。（2）塔顶空间高度DH取两倍的塔板间距，即TDHH0.2=0.5m。3）塔底空间

26、高度21hhHB。塔底料液停留时间取 3min，查表知300mm 的封头容积为 0.00533m,总深度为 100mm。按下式计算得塔底的储液高度为；.2213.014.325.00053.058.947360060370.1891.25D41360060封头VWMhWW0.287m 取塔底液面到最下层塔板之间的距离为2h=0.75m,则塔底空间高度为 21hhHB=0.287+0.75=1.037m（4）由于本次设计的塔径较小，所以应设置手孔。手孔的设置应方便人的手臂伸入塔内，在进料板，塔顶及塔釜处各设一个手孔，孔径为150mm。（5）取FH=0.6m。（6）塔高 BDPPFFTPFHHHN

27、HNHNNNH)1(=（11-1-1）0.25+10.6+0+0.5+1.037=4.39m 2.6 塔板工艺尺寸的设计计算 1、溢流装置 塔径为0.3m,采用单溢流,弓形降液管，平形受液盘。（1）溢流堰堰长 精馏段：取3.065.065.0DlW0.195m 提馏段：3.068.068.0DlW0.204m（2）溢流堰高度 选用平直堰，按下式计算堰上层液的高度，E 近似为 1。32)(100084.2whowllEh 精馏段和提馏段的板上液层高度取为 0.05m,即mhhLL05.0，则有 精馏段 32)195.0118.0(1100084.2owh=0.002m 溢流堰高度owlwhhh=

28、0.05-0.002=0.048m 提馏段 32)204.0726.0(1100084.2owh=0.007m；.溢流堰高度owlwhhh=0.05-0.007=0.043m（3）弓形降液管宽度和降液管截面面积 精馏段：由Dlw/0.65 查右图得TfAA/0.072，DWd/0.13，由此可得 dW=0.130.3=0.039m；fA=0.0720.071=0.005 精馏段：由Dlw/0.65 查图四得TfAA/0.088，DWd/0.15，由此可得 dW=0.150.3=0.045m；fA=0.0880.071=0.006 （4）验算液体在降液管中的停留时间 精馏段：hTfLHA/360

29、0=36000.0050.25/0.118=38.1s5s 提馏段：/3600hTfLHA=36000.0060.25/0.726=7.44s5s 故降液管设计合理。（5）降液管底隙高度 因物系较清洁，不会有赃物堵塞降液管底隙，故取液体通过降液管底隙得流速cu 0.07m/s，依式：culLhwho3600来计算降液管底隙高度oh：精馏段：故07.0195.03600118.03600culLhwho=0.002m 提馏段：故07.0204.03600726.03600culLhwho=0.014m 精馏段和提馏段降液管底隙高度oh过小，取mh03.00 mmhhW006.0018.003.0

30、048.00 mmhhW006.0013.003.0043.00故降液管底隙高度设计合理。2、塔板布置 本塔设计塔径 D=0.3m,故采用整块式塔板。（1）边缘区域确定 图 1-6 弓形降液管的宽度与截面面积；.取边缘区宽度mWc030.0，安定区宽度mWWss020.0（1）开孔区面积 依下式计算开孔区面积aA rxrxrxAaarcsin1802222 精馏段 其中：mWWDxsdT091.0)020.0039.0(230.0)(2 mWDrcT12.0030.0230.02 则开孔区面积：12.0091.0arcsin12.0180091.012.0091.02222aA0.039 提馏

31、段 其中：)020.0045.0(230.0)(2sdTWWDx0.085m mWDrcT12.0030.0230.02 则开孔区面积：12.0085.0arcsin12.0180085.012.0085.02222aA0.037 ；.其中:Wh溢流堰高度 how堰上液层高度 Oh降液管底隙高度 TH塔板间距 Wl堰长 dW弓形降液管高度 cW边缘区宽度 sW安定区宽度 TD塔径 r鼓泡区半径 fA降液管的面积 aA开孔区面积 图 6-7 单溢流塔板示意图 (1)筛孔计算及其排列 丙酮-水混合溶液为无腐蚀性液体，可选厚度mm3的碳钢板，取筛孔的孔径mmd50，精馏段和提馏段的筛孔都按正三角形排

32、列，取0.3/0dt，则 筛孔数可按下式计算 2155.1tAna2155.1tAna；.图 1-8 筛孔的正三角形排列 图 1-9 干板流量系数 开孔率可按下式计算:精馏段：气体通过阀孔的气速为asoAVu039.0101.0047.011.93（m/s）提馏段：22015.0037.0155.1155.1tAna=189.9190（个）)015.0005.0(907.0)(907.02tdo10.1%气体通过阀孔的气速为 asoAVu037.0101.00475.012.71（m/s）2.7 塔板流体力学验算 1、塔板压降 塔板压降ph包括干板压降ch、板上层液的 有效阻力1h和液体表面张

33、力引起的的阻力h。2)(907.0tdAAoao)(2012.200015.0039.0155.1155.122个tAna%1.10)015.0005.0(907.0)(907.022tdo/od；.即hhhhlcp。（1）干板阻力 67.13/5/0d，查图 6-5 得77.0oC，按下式验公式估算ch，即 LVCcuh200051.0 式中 0u气体通过筛孔的速度，m/s；0c流量系数。故精馏段：液柱mcuhLVC029.0)38.82501.2()77.093.11(051.0051.02200 提馏段：液柱mcuhLVC023.0)41.92350.1()77.071.12(051.0

34、051.02200（2）气体通过液层的阻力 根据公式进行计算OWWLlhhhh，VaauF，fTsaAAVu2进行计算。精馏段：smAAVufTsa/77.0005.02071.0047.02 相应的气体动能因子：09.101.277.0VaauF 查化工单元操作及设备课程设计-板式精馏塔的设计图 3-16 筛板上的充气系数与动能因子关联图，得：64.01 则液柱mhhhhOWWLl032.005.064.0 提馏段：smAAVufTVa/805.0006.02071.00475.02 相应的气体动能因子：986.050.1805.0VaauF 同理查筛板上的充气系数与动能因子关联图 3-16

35、，得：65.0；.则液柱mhhhhOWWLl0325.005.065.0(3)液体表面张力引起的阻力 由公式：04dghL可得：精馏段：液柱mdhLL0039.010538.82581.91044.39481.94330 提馏段：液柱mdghLL0052.010541.92381.91090.5844330 由以上各项可分别计算得精馏段和提馏段的塔板压降 由公式：hhhhlcp可得：精馏段塔板压降：液柱mhhhhlcp0649.00039.0032.0029.0 单板压降：aapLakPPghP7.049.52581.90649.038.825 提馏段塔板压降：液柱mhhhhlcp0607.0

36、0052.00325.0023.0 单板压降：aapLakPPghP7.086.54981.90607.041.923 故设计中的塔板压降符合要求。2、液面落差 筛板塔液面落差很小，对于筛板塔在液体流量很大及塔径大于2.0m 是，要考虑液面落差的影响。本设计中塔径和流量均不大，故可忽略液面落差影响。3、漏液 已知：77.00C，mhL05.0，mh0039.0，mh0052.0，3/38.825mkgL，3/01.2mkgV，3/41.923mkgL，3/50.1mkgV 精馏段：漏液点气速smhhCuVLLO/22.6/)13.00056.0(4.40min,实际气速smsmu/22.6/9

37、3.110 稳定性系数之间在2.05.15.192.122.693.11K 提馏段：漏液点气速smhhCuVLLO/98.6/)13.00056.0(4.40min,；.实际气速smsmu/98.6/71.120 稳定性系数之间在2.05.15.182.198.671.12K 故在本设计中精馏段和提馏段的稳定系数满足设计要求，在设计负荷下不会产生过量漏液。4、液沫夹带 本设计符合)(/)(1.0气液kgkgeV 公式2.36)(107.5fTaLVhHue 其中取：mhhLf125.005.05.25.2 精馏段：smua/77.0，mhf125.0，mNL/1044.393 气液kg/1.0

38、048.0)125.025.077.0(1044.39107.52.336kgeV 提馏段：smua/805.0，mhf125.0，mNL/1090.583 气液kgkgeV/1.0037.0)125.025.0805.0(1090.58107.52.336 液沫夹带量在范围内，故符合设计要求。5、液泛 为防止塔内发生液泛现象，降液管中清液层高度应服从)(WTdhHH，且dLpdhhhH。丙酮-水物系属于一般物系，取安全系数=0.5，当降液管液体在板上分布均匀，且溢流堰高度满足液封要求时，板上可不设入口堰。已知：mhP0649.0，mhL05.0，mhW048.0，mHT25.0，smuc/0

39、7.0 mhP0607.0 精馏段：mhHWT149.0)048.025.0(5.0)(不设进口堰 muhcd00075.007.0153.0)(153.022液柱 mmHd149.0120.000075.005.00649.0 提馏段：mhHWT1465.0)043.025.0(5.0)(；.不设进口堰 muhcd00075.007.0153.0)(153.022液柱 mmHd1465.0111.000075.005.00607.0 因)(WTdhHH成立，故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可以认为此精馏塔塔径及各项工艺尺寸是符合设计要求的。2.8 负荷性能图 1、

40、漏液线 精馏段：min,min,oosuAV VLLOhhCu/)13.00056.0(4.40min,其中，owwLhhh，3/2)(100084.2whowlLEh 联立上面四式得 3/23/23/200min,258.00079.027.001.2/38.8250039.0)195.03600(100084.2048.013.00056.0039.0101.077.04.4/)(100084.213.00056.04.4ssVLwhwoLLhlLEhACV故3/2min,258.00079.027.0soLV 同理可求得提馏段的漏液线方程 3/23/23/200min,25.0006.0

41、314.050.1/41.9230052.0)204.03600(100084.2043.013.00056.0037.0101.077.04.4/)(100084.213.00056.04.4ssVLwhwoLLhlLEhACV 故3/2min,25.0006.0314.0soLV 由上述气相流量和液相流量之间的函数关系可分别作出精馏段和提馏段的；.漏液线图 5-10 线 1.2、液沫夹带线 2.36)(107.5fTaLVhHue以 0.1 为界限，计算气相流量和液相流量之间的函数关系。精馏段 已知：1E，mlW195.0，mNL/1044.393，mHT25.0 式中sfTsaVAAVu

42、39.162，)(5.25.2OWWLfhhhh 32323298.1)195.03600(1100084.2)3600(100084.2ssWsOWLLlLEh 3/23/295.412.0)98.1048.0(5.2ssfLLh 3/295.413.0sfTLhH 取液沫夹带极限值Ve为气液 kgkg/1.0 1.0)95.413.039.16(1044.39107.52.33/236ssVLVe 3233.2061.0ssLV 提馏段 1E，mlW204.0，mNL/1090.583，mHT25.0 式中sfTsaVAAVu95.162，)(5.25.2OWWLfhhhh 3232329

43、3.1)204.03600(1100084.2)3600(100084.2ssWsOWLLlLEh 3/23/283.411.0)93.1043.0(5.2ssfLLh 3/283.411.0sfTLhH 取液沫夹带极限值Ve为气液 kgkg/1.0；.1.0)83.411.095.16(1090.58107.52.33/236ssVLVe 3249.2057.0ssLV 由上述气相流量和液相流量之间的函数关系可分别作出精馏段和提馏段的液沫夹带线图 5-10 线 2.3、液泛线 令)(WTdhHH，已知公式OWWLlcpdLpdhhhhhhhhhhH,Llhh 将上述几个式子联立得hhhhhH

44、dcOWwT)1()1(,即 OWdWTchhhhHh11 因：220)(0512.0sLVacVACh 220153.0swdLhlh 32323600100084.2sWOWLlEh 将上述关系式代入，得：3222sssdLcLbaV，其中 3/2322)3600)(1(1084.2,)/(153.0,)1(),()(051.0wowwTLVoolEdhlchhHbCAa（1）精馏段液泛线方程 5.13)()(051.020LVoCAa 066.0)1(hhHbWT 7.4470)(153.02OWhlc；.25.3)3600)(1(1084.2323WlEd 精馏段液泛线方程：32222

45、5.37.4470066.05.13sssLLV 整理得322224.02.3310048.0sssLLV （2）提馏段液泛线方程 10)()(051.0200LVCAa 071.0)1(hhHbWT 8.4207)(153.02OWhlc 18.3)3600)(1(1084.2323WlEd 精馏段液泛线方程：322218.38.4207071.010sssLLV 整理得3222318.01.447007.0sssLLV 由上述气相流量和液相流量之间的函数关系可分别作出精馏段和提馏段的液泛线图 5-10 线 2.4、液相负荷下线 对于平直堰，取堰上液层高度0.006m作为最小液体负荷标准根据

46、公式进行整 理006.0)3600(100084.232WsOWlLEhm 精馏段：)/(000016.03600195.0)84.21000006.0(32/3min,smLs 提馏段：)/(000017.03600204.0)84.21000006.0(32/3min,smLs 由精馏段和提馏段的液相负荷下限值可分别作出其液相负荷下线，如图5-10线4。5、液相负荷上线 液相负荷上限线在ssVL 图中为与气相流量sV无关的垂线。；.sTfLHA 以s5作为液体在降液管中停留时间的下限 根据公式整理得：TfsHALmax,精馏段：)/(00025.0525.0005.03max,smHALT

47、fs 提馏段：)/(0003.0525.0006.03max,smHALTfs 由精馏段和提馏段的液相负荷上限值可分别作出其液相负荷上线，如图6-10线5.0.000000.000050.000100.000150.000200.000250.000300.000350.000400.000.020.040.060.080.10VsLs12345P 精馏段（a）；.0.00000 0.00005 0.00010 0.00015 0.00020 0.00025 0.00030 0.00035 0.000400.000.020.040.060.080.10VsLs12345P 图 1-10 精馏分

48、离丙酮-水体系的筛板塔负荷性能图 1.漏液线；2.液沫夹带；3.液泛线；4.液相负荷下限线；5.液相负荷上限线 精馏段：smVs/0578.03max,，smVs/0247.03min,该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。操作弹性：34.20247.00578.0min,max,ssVV 提馏段：smVs/0488.03max,，smVs/025.03min,该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。操作弹性：0.2025.00488.0min,max,ssVV 2.9精馏塔接管尺寸计算 1、进料管道 进料体积流量)/(79.024.89979.239.293hmFMqFFv

49、 利用泵输送料液，取管道内流体流速smu/5.1 提馏段（b）；.muqdudqVV014.036005.114.379.044412 选用mmmm 325的无缝钢管，实际流速：smu/77.03600)2003.0025.0(14.379.042 2、塔顶回流夜管道 塔顶回流夜体积流量)/(19.052.7518.5647.23hmLMqDDv 用高位槽输送回流夜，取流速smu/3.0，muqdV015.036003.014.319.044 选用mmmm 325的无缝钢管，实际流速：smu/19.03600)2003.0025.0(14.319.042 3、塔底料液排出管道 塔底液体积流量)

50、/(62.058.97470.1837.323hmMLqWWv 塔底液出塔速度取smu/5.0，muqdV021.036005.014.362.044 选用mmmm 332的无缝钢管，实际流速：smu/33.03600)2003.0032.0(14.362.042 4、塔顶蒸汽出口管道 塔底液体积流量WDVvVMq 塔顶蒸汽密度)/(14.2)15.27379.56(314.879.563.1033mkgRTMPDDVDV；.所以)/(43.17114.279.5646.63hmVMqVDVv 塔底液出塔速度取smu/15，muqdV064.036001514.343.17144 选用mmmm