精馏塔的设计及选型.pdf

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1、；精馏塔的设计及选型精馏塔的设计及选型目录目录精馏塔的设计及选型.1目录.11 设计概述.01.1 工艺条件.01.2 设计方案的确定.02 塔体设计计算.12.1 有关物性数据.12.2 物料衡算.32.3 塔板数的确定.42.4 精馏塔的工艺条件及相关物性数据.82.5 塔体工艺尺寸的设计计算.112.6 塔板工艺尺寸的设计计算.142.7 塔板流体力学验算.182.8 负荷性能图.222.9 精馏塔接管尺寸计算.273 精馏塔辅助设备的设计和选型.313.1 原料预热器的设计.323.2 回流冷凝器的设计和选型.343.3 釜塔再沸器的设计和选型.383.4 泵的选择.403.5 筒体与

2、封头.41.；.；1 1 设计概述设计概述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：常压（8）进料热状

3、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0.7kPa1.2 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，回流液采用高位槽输送

4、。（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 2 塔体设计计算塔体设计计算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500.59267.7600.46966.0700.40064.3800.3362.7900.31860.11000.24858.4.；表 1-2丙酮的黏度和表面张力温度黏度 MPa表面张力500

5、.26019.5600.23118.8700.20917.7800.19916.3900.17915.21000.16014.3表 1-3丙酮和水的密度温度丙酮水相对密度50758.56998.10.76060737.4983.20.75070718.68977.80.73580700.67971.80.72190685.36965.30.710100669.92958.40.699表 1-4 丙酮和水的物理性质分子量沸点临界温度 K临界压强 kpa丙酮58.0856.2508.14701.50水18.02100647.4522050.；表 1-5丙酮-水系统 t-x-y 数据表丙酮摩尔数沸点

6、t/液相 x/%气相 y/%10000920.010.27984.00.0250.4775.60.050.6366.90.10.75462.40.20.81361.10.30.83260.30.40.84259.80.50.85159.20.60.86358.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.5112.2 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MA=58.08kg/kmol；水的摩尔质量MB=18.02kg/kmol则xFF/MA0.3512/58.080.144F/MA(1F)

7、/MB0.3512/58.08(10.3512)/18.02D/MA0.99/58.080.968D/MA(1D)/MB0.99/58.08(10.99)/18.02xD.；xWW/MA0.0516/58.080.017W/MA(1W)/MB0.0516/58.08(10.0516)/18.022、原料液、塔顶及塔底液物料的平均摩尔质量MF xFMA(1 xF)MB0.14458.08+(1-0.144)18.02=23.79（kg/kmol）MD xDMA(1 xD)MB0.96858.08+(1-0.968)18.02=56.80(kg/mol)MW xWMA(1 xW)MB=0.0175

8、8.08+0.98318.02=18.70(kg/mol)3、物料衡算塔顶产品D 905.54=3.99（kmol/h）456.80总物料衡算D+W=F，即 3.99+W=F丙酮物料衡算DxDWxW FxF，即 0.968D+0.017W=0.144F联立解得F=29.9(kmol/h)，W=25.91(kmol/h)2.3 塔板数的确定1、理论塔板数NT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.；B1.001.000.950.950.900.900.850.850.800.800.75

9、0.750.700.700.650.650.600.600.550.550.500.500.450.450.400.400.350.350.300.300.250.250.200.200.150.150.100.100.050.050.000.000.00 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 1.00YX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)

10、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：RminxD ye0.9680.7750.31ye xe0.7750.144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=0.312=0.623）气相及液相负荷精馏段的气相和液相负荷L RD 0.623.99=2.47（kmol/h）V (R 1)D 1.623.99=6.46（kmol/h）提馏段的气相及液相负荷L LqF 2.47+29.9=32.37（kmol/h）VV(1q)F V 6.46（kmol/h）.；4）操作线方程精馏

11、段：y LD2.473.99xxDx 0.968 0.382x 0.597VV6.466.46LW32.3725.91xWx 0.0198 5.01x 0.079提馏段：y x VV6.466.465）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，提馏段 1 块。B1.001.000.950.950.900.900.850.850.800.800.750.750.700.700.650.650.600.600.550.550.500.500.450.450.400.400.350.350.300.300.250.250.200.200.1

12、50.150.100.100.050.050.000.000.00 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 1.00YX图 1-3图解法图2、实际塔板数的求取1）塔内精馏段和提温度的求.；1009692888480 xyt/7672686460560.00 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

13、.00 xwxFy(X)xD图 1-4t-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=64.40yF=0.792tD=56.78yD=0.970tW=90.18yW=0.321tDtF=60.592tt提馏段平均温度为t2=WF=73.482精馏段平均温度为t1=2）全塔效率 ET的求取选用全塔效率估算ET 0.170.616lgL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。lgL 0.144lg0.235(1-0.144)lg0.469=-0

14、.372.；ET 0.17 0.616lgL 0.17 0.616(0.372)=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。lgL 0.144lg0.211(1-0.144)lg0.399=-0.343ET 0.17 0.616lgL 0.17 0.616(0.343)=0.3813）实际塔板数的确定精馏段N精NT3 7.52ET0.399精馏段的实际塔板数为 8 块。提馏段N提NT1 2.62ET0.381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

15、)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tF=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.

16、29(3)平均摩尔质量.；1）塔顶组分的平均摩尔质量y1=xD=0.968，查平衡曲线得x1=0.957；故塔顶气相和液相的平均摩尔质量分别为（1-0.968）18.02=56.79（kg/kmol）气相平均摩尔质量MDV 0.96858.08（1-0.957）18.02=56.36（kg/kmol）液相平均摩尔质量MDL 0.95758.082）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y4=0.761,查平衡曲线得对应的液相组成x4=0.117，故进料板气相和液相的平均摩尔质量分别为（1-0.761）18.02=48.51气相平均摩尔质量MFV 0.76158

17、.08（kg/kmol）（1-0.117）18.02=22.71液相平均摩尔质量MFL 0.11758.08（kg/kmol）3）塔底组分的平均摩尔质量塔底xW=0.017,查得平衡曲线yw=0.321,同理可求得（1-0.321）18.02=30.88气相平均摩尔质量MWV 0.32158.08（kg/kmol）（1-0.017）18.02=18.70（kg/kmol）液相平均摩尔质量MWL 0.01758.084）精馏段气相和液相的平均摩尔质量MV=(56.79+48.51)/2=52.65（kg/kmol）ML=(56.36+22.71)/2=39.54（kg/kmol）5）提馏段气相和

18、液相的平均摩尔质量MV=(30.88+48.51)/2=39.70（kg/kmol）ML=(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：V.PMv106.152.653=2.01(kg/m)RT8.314(60.59273.15)；提馏段：VB液相平均密度PMv109.9539.701.50(kg/m3)RT8.314(77.29273.15)塔顶：由tD=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/m3),B=985(kg/m3)；塔顶液相的质量分率为：A0.95758.080.9860.95758.08(10

19、.957)18.02D=1/(0.986/749+0.014/985)=751.52(kg/m3)进料板：由tF=64.40，查得A=738(kg/m),B=980.5(kg/m),进料板液相质量分率A=330.11758.08=0.2750.11758.08(10.117)18.02=1/(0.275/738+0.725/980.5)=899.24(kg/m)333FL塔底：由tW=90.18查得A=710(kg/m)，则B=965.3(kg/m)0.01758.08塔釜液相质量分率：A0.0520.01758.08(10.017)18.02w=1/(0.052/710+0.948/965.

20、3)=947.58(kg/m)精馏段液相平均密度：L=(751.52+899.24)/2=825.38(kg/m33)提馏段液相平均密度：L=(899.24+947.58)/2=923.41(kg/m3（5）丙酮-水混合物的表面张力塔顶：由tD=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tF=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tw=90.18查得A=15.8mN/m，B=60.71mN/

21、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/m2.5 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HT/mm塔径 D/m塔板间距HT/mm0.3-0.5200-3001.6-2.0450-6000.5-0.8300-5002.0-2.4600-8000.8-1.6350-4502.4800（1）精馏段精馏段气相及液相的流量分别为Vh=LhVMv6.4652.653=169.2

22、1（m/h）；v2.01LMLL32.4739.54m0.118（/h）825.38VS=169.21/3600=0.047(m3/s);Ls=0.118/3600=3.28105(m3/s)LhL0.118825.381()()20.02VhV169.212.01取塔板间距HT=0.25m,板上液层高度hL=0.05m，则HT-hL=0.20m查图得C20=0.043.；图 1-5 史密斯关联图则复合因子：C=C20(L20)0.2=0.043(39.440.2)=0.04920最大允许气速：umax CLV825.382.01=0.049=0.989（m/s）V2.01取安全系数为 0.7

23、，则空气塔速为：u=0.7umax=0.692(m/s)塔径：D=4VS=u40.047=0.292m=292mm,3.140.692按标准塔径圆整后为D=300mm（2）提馏段Vh=3LML32.3720.71mLh0.726（/h）L923.41VMV6.4639.703=170.97（m/h）；V1.50VS=170.97/3600=0.0475(m3/s);Ls=0.726/3600=2.02104(m3/s).；LhL0.726923.411()()20.02VhV170.971.50取塔板间距HT=0.25m,板上液层高度hL=0.05m，则HT-hL=0.20m查图得C20=0.

24、043则复合因子：C=C20(L20)0.2=0.043(58.900.2)=0.05320最大允许气速：umax C923.411.5LV=0.053=1.32（m/s）1.5V取安全系数为 0.7，则空气塔速为：u=0.7umax=0.922(m/s)塔径：D=4VS=u40.0475=0.256m=256mm,3.140.922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AT4D240.32=0.071（）精馏段和提馏段的实际空塔气速分别为u 2、塔高塔高按下式计算H (N NF NP1)HT NFHF NPHP HD HB（1）塔板间距HT=0

25、.25m。（2）塔顶空间高度HD取两倍的塔板间距，即HD 2.0HT=0.5m。3）塔底空间高度HB h1h2。塔底料液停留时间取 3min，查表知300mm 的封头容积为 0.0053m,总深度为 100mm。按下式计算得塔底的储液高度为30.0470.0475=0.662（m/s）；u=0.669（m/s）0.0710.071.；WMW60V封头25.9118.703600.00533600W3600947.58h10.287m2120.253.140.3D4取塔底液面到最下层塔板之间的距离为h2=0.75m,则塔底空间高度为H h h=0.287+0.75=1.037mB12（4）由于本

26、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HF=0.6m。（6）塔高H (N NF NP1)HT NFHF NPHP HD HB=（11-1-1）0.25+10.6+0+0.5+1.037=4.39m2.6 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lW 0.65D 0.650.3 0.195m提馏段：lW 0.68D 0.680.3 0.204m（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。2.84lh2how

27、E()31000lw精馏段和提馏段的板上液层高度取为 0.05m,即hL hL 0.05m，则有2.840.11821()3=0.002m精馏段how10000.195溢流堰高度hw hlhow=0.05-0.002=0.048m2.840.7263提馏段how1()=0.007m10000.204.2；溢流堰高度hw hlhow=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lw/D 0.65 查右图得Af/AT0.072，Wd/D 0.13，由此可得Wd=0.130.3=0.039m；Af=0.0720.071=0.005 精馏段：由lw/D 0.65 查

28、图四得Af/AT0.088，Wd/D 0.15，由此可得Wd=0.150.3=0.045m；Af=0.0880.071=0.006（4）验算液体在降液管中的停留时间精馏段：3600AfHT图 1-6弓形降液管的/Lh=36000.0050.25/0.118=38.1s5s宽度与截面面积提馏段：3600AfHT/Lh=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uc0.07m/s，依式：hoLh来计算降液管底隙高度ho：3600lwuc精馏段：故hoLh0.118=0.002m36

29、00lwu36000.1950.07cLh0.726提馏段：故ho=0.014m3600lwu36000.2040.07c精馏段和提馏段降液管底隙高度ho过小，取h0 0.03mhWh0 0.0480.03 0.018m 0.006mhWh0 0.0430.03 0.013m 0.006m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.；取边缘区宽度Wc（1）开孔区面积0.030m，安定区宽度WsWs 0.020m依下式计算开孔区面积Aar2 x 22Aa 2xr x arcsin 180rDT0.30(WdWs)(0.039 0.020

30、)0.091m22DT0.30Wc 0.030 0.12m22精馏段其中：x r 则开孔区面积：0.0912Aa 20.091 0.1220.09120.12 arcsin0.039 1800.12提馏段其中：xDT0.30(WdWs)(0.045 0.020)0.085m22rDT0.30Wc 0.030 0.12m22则开孔区面积：0.0852Aa 20.085 0.1220.08520.12 arcsin0.037 1800.12.；其中:hW溢流堰高度 how堰上液层高度hO降液管底隙高度HT塔板间距lW堰长Wd弓形降液管高度Wc边缘区宽度Ws安定区宽度DT塔径 r鼓泡区半径Af降液管

31、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 3mm的碳钢板，取筛孔的孔径d05mm，精馏段和提馏段的筛孔都按正三角形排列，取t/d03.0，则n 1.155Aat2筛孔数可按下式计算1.155Aan t2.；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:Aod 0.907(o)2Aatdo/n 1.155Aa1.1550.039 200.2 201(个)22d0 0052 0.t907(o)0.015 0.907()210.1%t0.015精馏段：气体通过阀孔的气速为uo提馏段：nVs0.04711

32、.93（m/s）Aa0.1010.0391.155Aa1.1550.037=189.9190（个）22t0.015d0.005 0.907(o)2 0.907()10.1%t0.015气体通过阀孔的气速为uo2.7 塔板流体力学验算1、塔板压降Vs0.047512.71（m/s）Aa0.1010.037塔板压降hp包括干板压降hc、板上层液的有效阻力h1和液体表面张力引起的的阻力h。.；即hp hchlh。（1）干板阻力d0/5/31.67，查图 6-5 得Co 0.77，按下式验公式估算hc，即 u0hC 0.051c02VL式中u0气体通过筛孔的速度，m/s；c0流量系数。故精馏段：u0h

33、C 0.051c02VL211.9322.01 0.051()()0.029m液柱0.77825.38 u0 V12.7121.50 提馏段：hC 0.051 0.051()()0.023m液柱c 0.77923.410 L（2）气体通过液层的阻力根据公式进行计算hlhLhW hOW，Fa uaV，ua行计算。精馏段：uaVs0.047 0.77m/sAT2Af0.07120.005Vs进AT2Af相应的气体动能因子：FauaV 0.77 2.01 1.09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：1 0.64则hlhLhW hOW 0.

34、640.05 0.032m液柱提馏段：uaVV0.0475 0.805m/sAT2Af0.07120.006相应的气体动能因子：FauaV 0.805 1.50 0.986同理查筛板上的充气系数与动能因子关联图 3-16，得：0.65.；则hlhLhW hOW 0.650.05 0.0325m液柱(3)液体表面张力引起的阻力由公式：h4可得：gLd04L439.44103 0.0039m液柱精馏段：h39.81Ld09.81825.385104L458.90103 0.0052m液柱提馏段：hgLd09.81923.415103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：hphchl

35、h可得：精馏段塔板压降：hp hc hl h 0.0290.0320.0039 0.0649m液柱单板压降：PaLhpg 825.380.06499.81 525.49Pa 0.7kPa提馏段塔板压降：hp hchlh 0.0230.03250.0052 0.0607m液柱单板压降：PaLhpg 923.410.06079.81549.86Pa0.7kPa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：C00.77，hL0.05m，h0.0039m，

36、h0.0052 m，L825.38kg/m3，33V 2.01kg/m，L923.41kg/m3，V1.50kg/m精馏段：漏液点气速uO,min 4.4C0(0.00560.13hLh)L/V 6.22m/s实际气速u011.93m/s 6.22m/s稳定性系数K 11.931.92 1.5在1.5 2.0之间6.22提馏段：漏液点气速uO,min 4.4C0(0.00560.13hLh)L/V 6.98m/s.；实际气速u012.71m/s 6.98m/s稳定性系数K 12.711.82 1.5在1.5 2.0之间6.98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

37、生过量漏液。4、液沫夹带本设计符合eV 0.1kg(液)/kg(气)公式eV5.7106L(ua)3.2HT hf其中取：hf 2.5hL 2.50.05 0.125m3精馏段：ua 0.77m/s，hf 0.125m，L39.4410 N/m5.71060.773.2()0.048 0.1kg液/kg气eV339.44100.250.1253提馏段：ua 0.805m/s，hf 0.125m，L58.9010 N/m5.71060.8053.2()0.037 0.1kg液/kg气eV358.90100.250.125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

38、清液层高度应服从Hd(HT hW)，且Hd hp hL hd。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：hP 0.0649m，hL 0.05m，hW 0.048m，HT 0.25m，uc 0.07m/shP 0.0607m精馏段：(HThW)0.5(0.250.048)0.149m22不设进口堰hd 0.153(uc)0.1530.07 0.00075m液柱Hd 0.0649 0.05 0.00075 0.120m 0.149m提馏段：(HThW)0.5(0.250.043)0.1465m.；)2 0.1530

39、.072 0.00075m液柱不设进口堰hd 0.153(ucH d 0.0607 0.05 0.00075 0.111m 0.1465 m因Hd(HT hW)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、漏液线精馏段：Vs,min Aouo,minuO,min 4.4C0(0.00560.13hLh)L/V其中，hL hwhow，how联立上面四式得2.84Lh2/3E()1000lwVo,min 4.4C0A00.00560.13hw2.84Lh2/3E()hL/V1000lw2.84 3600L

40、s2/3()0.0039825.38/2.0110000.195 4.40.770.1010.039 0.00560.130.048 0.27 0.00790.258Ls2/3故Vo,min 0.27 0.00790.258Ls2/3同理可求得提馏段的漏液线方程Vo,min 4.4C0A00.00560.13hw2.84Lh2/3E()hL/V1000lw2.84 3600Ls2/3()0.0052923.41/1.5010000.204 4.40.770.1010.037 0.00560.130.043 0.314 0.0060.25Ls故Vo,min 0.314 0.0060.25Ls2/

41、32/3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eV5.7106L(ua)3.2以 0.1 为界限，计算气相流量和液相流量之间的HT hf函数关系。精馏段3已知：E 1，lW 0.195m，L39.4410 N/m，HT 0.25m式中uaVs16.39Vs，hf 2.5hL 2.5(hW hOW)AT2Af22hOW23600 Ls32.843600 Ls32.84E()1()1.98Ls31000lW10000.195hf 2.5(0.0481.98Ls2/3)0.124.95Ls2/3HThf 0.134.95Ls2/

42、3取液沫夹带极限值eV为0.1kg液/kg气16.39Vs5.71063.2eV()0.139.441030.134.95Ls2/323Vs 0.0612.33Ls提馏段3E 1，lW 0.204m，L58.9010 N/m，HT 0.25m式中uaVs16.95Vs，hf 2.5hL 2.5(hWhOW)AT2Af23600 Ls32.843600 Ls32.84E()1()1.93Ls31000lW10000.20422hOWhf 2.5(0.0431.93Ls2/3)0.114.83Ls2/3HThf 0.114.83Ls2/3取液沫夹带极限值eV为0.1kg液/kg气.；16.95Vs

43、5.71063.2eV()0.158.901030.114.83Ls2/323Vs 0.0572.49Ls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Hd(HThW)，已知公式Hd hp hL hd,hp hc hl h,hL hW hOWhlhL将上述几个式子联立得HT(1)hw(1)hOWhchdh,即hcHT1hWhhd1hOW因：hc0.0512V2(C0 Aa)L2Vshd0.1532Llwh02s23hOW22.84 3600 E L3s1000lW将上述关系式代入，得：aV bcL dL，其中a 0.051V(),b

44、 HT(1)hwh,c 0.153/(lwho)2,2(AoCo)L2s2s23s36002/3d 2.84103E(1)()lw（1）精馏段液泛线方程a 0.051V()13.52(AoC0)Lb HT(1)hWh 0.066c 0.153 4470.72(lWhO).；36003)3.25d 2.8410 E(1)(lW32精馏段液泛线方程：13.5V 0.0664470.7L 3.25L整理得V 0.0048331.2L 0.24L（2）提馏段液泛线方程a 2s2s23s2s2s23s0.051V()10(A0C0)2Lb HT(1)hWh 0.071c 0.153 4207.82(lW

45、hO)2336003)3.18d 2.8410 E(1)(lW精馏段液泛线方程：10V 0.0714207.8L 3.18L整理得V 0.007447.1L 0.318L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公式进行整理hOW3600 Ls32.84E()0.006m1000lW22s2s23s2s2s23s0.00610003/20.195)0.000016(m3/s)2.8436000.00610003/20.204提馏段：Ls,min()0.000017(m

46、3/s)2.843600精馏段：Ls,min(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LsVs图中为与气相流量Vs无关的垂线。.；以 5s作为液体在降液管中停留时间的下限根据公式整理得：Ls,maxAf HT0.005 0.25 0.00025(m3/s)5A H0.006 0.25提馏段：Ls,maxfT 0.0003(m3/s)5精馏段：Ls,maxAfHT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5.0.100.08430.062P51Vs0.040.020.000.000000.00005

47、0.000100.000150.000200.000250.000300.000350.00040AfHTLsLs精馏段（a）.；0.100.0830.06Vs20.0441P50.020.000.00000 0.00005 0.00010 0.00015 0.00020 0.00025 0.00030 0.00035 0.00040Ls提馏段（b）图 1-10 精馏分离丙酮-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33精馏段：Vs,max 0.0578m/s，Vs,min 0.0247m/s该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液

48、控制。操作弹性：Vs,maxVs,min0.0578 2.340.024733提馏段：Vs,max 0.0488m/s，Vs,min 0.025m/s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：Vs,maxVs,min0.0488 2.00.0252.9 精馏塔接管尺寸计算1、进料管道进料体积流量qvFMFF29.923.79 0.79(m3/h)899.24利用泵输送料液，取管道内流体流速u 1.5m/s.；4qV140.79 0.014mqVd2u d 4u3.141.53600选用25mm3mm的无缝钢管，实际流速：u 40.79 0.77m/s23.14(0.0250.0

49、032)36002、塔顶回流夜管道塔顶回流夜体积流量qvLMDD2.4756.8 0.19(m3/h)751.52用高位槽输送回流夜，取流速u 0.3m/s，d 4qV40.19 0.015mu3.140.33600选用25mm3mm的无缝钢管，实际流速：u 3、塔底料液排出管道塔底液体积流量qvLMW32.3718.70 0.62(m3/h)974.5840.19 0.19m/s23.14(0.0250.0032)3600W塔底液出塔速度取u 0.5m/s，d 4qV40.62 0.021mu3.140.53600选用32mm3mm的无缝钢管，实际流速：u 40.62 0.33m/s23.1

50、4(0.0320.0032)36004、塔顶蒸汽出口管道塔底液体积流量qvVMDVW塔顶蒸汽密度VPDMDV103.356.79 2.14(kg/m3)RTD8.314(56.79273.15).；所以qvVMDVV6.4656.79171.43(m3/h)2.144qV4171.43 0.064mu3.14153600塔底液出塔速度取u 15m/s，d 选用76mm4mm的无缝钢管，实际流速：u 5、塔底蒸汽进口管道塔底蒸汽体积流量qV4171.4313.12m/s3.14(0.0760.0042)23600VMWVV塔底蒸汽密度VPWMWV111.030.881.13(kg/m3)RTW8