17500吨甲醇水溶液连续板式精馏塔设计.doc

《17500吨甲醇水溶液连续板式精馏塔设计.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《17500吨甲醇水溶液连续板式精馏塔设计.doc（43页珍藏版）》请在三一办公上搜索。

1、化工原理课程设计报告 17500吨/年甲醇-水溶液连续板式精馏塔设计学号：1202012041专业 生物工程班级 12级生物工程（2）设计者姓名 李欣设计单位 合肥学院指导老师 胡庆国完成日期 2014-10-28 一、前言甲醇用途广泛，是基础的有机化工原料和优质燃料。主要应用于精细化工，塑料等领域，用来制造甲醛、醋酸、氯甲烷、甲氨、硫酸二甲酯等多种有机产品，也是农药、医药的重要原料之一。甲醇在深加工后可作为一种新型清洁燃料，也加入汽油掺烧。在甲醇合成时，因合成条件如压力、温度、合成气组成及催化剂性能等因素的影响，在产生甲醇反应的同时，还伴随着一系列副反应。所得产品除甲醇外，还有水、醚、醛、酮

2、、酯、烷烃、有机酸、有机胺、高级醇、硫醇、甲基硫醇和羰基铁等几十种有机杂物。甲醇作为有机化工的基础原料，用它加工的产品种类很多，因此对甲醇的纯度均有一定的要求。粗甲醇通过精馏，可根据不同要求，制得不同纯度的精甲醇，使各类杂物降至规定指标以下，从而确保精甲醇的质量。塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境

3、保护等各个方面都有重大影响。塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视。在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。 目录一概述41. 对塔设备的要求2. 板式塔类型2.1 板式塔类型2. 2板式塔类型2. 3板式塔类型二流程的确定及说明1. 塔型选择2. 操作条件的确定3操作流程三塔的工艺计算1.查阅文献，整理有关物性数据2.全塔的物料衡算3. 塔理论板数的确定四、塔的工艺条件及有关物性数据计算1. 操作压强2. 操作温度3. 平均分子量4. 平均密度5. 液体表面张力3. 塔理论板数的确定五、精馏塔的气液相负荷六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算

4、2. 溢流装置3. 塔板布置4. 筛孔数与开孔率5.塔的精馏段有效高度七、筛板流体力学验算1. 气体通过筛板压降相当的液柱高度2. 雾沫夹带量的验算3. 漏液的验算4. 液泛验算八、塔板负荷性能图九、板式塔的结构与附属设备设计1.塔体结构2.塔板结构十、 辅助设备设计或选型1.冷凝器2.再沸器3.接管管径的计算和选择十一、设计结果一览表一、概述1对塔设备的要求精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： 气(汽)、液处理量大，即

5、生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具可靠性。 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应

6、根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。2板式塔类型气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。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

7、板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。 2.1泡罩塔泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、吸收等单元操作使用的设备中曾占有主要的地位，泡罩塔具有一下优点：（1）.操作弹性大（2）.无泄漏（3）.液气比范围大（4）.不易堵塞，能适应多种介质泡罩塔的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修方便以及气相压力降较大。2.2筛板塔筛板塔，是扎板塔的一种，内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。气体（或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液

8、传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。与泡罩塔相比，具有以下的优点： （1）.生产能力大（提高2040）（2）.塔板效率高（提高1015）（3）.压力降低（降低3050），而且结构简单，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右，安装维修都比较容易1。筛板塔的缺点是： （1）.塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 （2）.操作弹性较小(约23)。 （3）.小孔筛板容易堵塞。2.3浮阀塔 20世纪50年代起，浮阀塔板已大量的用于工业生产，以完成加压、常压、减压下的蒸馏、脱吸等传质过程。浮阀式之所以广泛的应用，是由于它具有以下优点：（1）.处理能力大（2）.操作弹性大（3）.塔板效率高（4）.

9、压力降小其缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。二、流程的确定及说明1塔型选择根据生产任务，设备24小时计算，原料处理量约为2.083t/h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用筛板塔。2.操作条件的确定2.1 操作压力由于乙醇水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压，其中：塔顶压力 塔底压力 1.01325105-700NPa.2.2 进料状态进料状态以进料热状态参数q表示，有五种进料状态：q1.0时，为低于泡点温度的冷液进料；q1.0时，为泡点下饱和液体；q0时，为露点下的饱和蒸气；1q0时，为介于泡

10、点和露点间的气液混合物；q0时，为高于露点的过热蒸气进料。虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料。2.3 加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可

11、以降低。2.4冷却方式用常温水做冷却剂是最经济的，水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。2.5热能利用精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。3. 操作流程流程示意图如下图图1：精馏装置流程示意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

12、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。甲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。三、塔的工艺计算1.查阅文献，整理有关物性数据1.1水和甲醇的物理性质 表1 水和甲醇的物理性质名称分子式相对分子质量kg/kmol密度20沸 点101.33kPa比热容(20)Kg/(kg.)黏度(20)mPa.s热导率(20)/(m.)表面张力(20)N/m水

13、H2O18.029981004.1831.0050.59972.8甲醇CH3OH32.04791.864.7 2.500.590.21222.61.2常压下甲醇和水的气液平衡数据 表2 甲醇水系统txy数据温度t/甲醇摩尔数/%温度t/甲醇摩尔数/%液相(x)气相(y)液相(x)气相(y)1000.0000.0075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.958

14、84.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.001.0078.00.300.665 1.3 甲醇和水的液相物理性质 表1 甲醇和水的液相密度性质温度()406080100120甲醇,kg/783.5761.1737.4712.0684.7水,kg/992.2983.3971.8958.4943.1表2 液体表面张力温度406080100120甲醇，mN/m19.6717.3315.0412.8010.63水，mN/m69.6566.2262.5958.8654.84表3 液体粘度性质温度()406080100120甲醇（mP.s）0.4390.34

15、40.2770.2280.196水（mP.s）0.5490.4700.3550.2820.2372全塔的物料衡算2.1原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率已知：原料液中甲醇的质量分数为45% 产品要求流出液中甲醇的质量分数为98%塔顶易挥发组分回收率为99% 2.2原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量 M=32.040.315+18.02(1-0.315)=22.435 kg/kmolM=32.040.965+18.02(1-0.965)= 31.549kg/kmolM=32.040.0056+18.02（1-0.0056）=18.099kg/kmol2.3物料衡算原料处理量已知：原料液处理量

16、为17500吨/年 设备生产时间为7200 h 进料热状况:饱和液体进料即q=1则 F= kmol/h总物料衡算 W+D=108.338 （1）易挥发组分物料衡算 （2）联立上式（1）、（2）解得： ，可验算：馏出液的采出率 釜残液的采出率 W/F= 进料的q线方程 饱和液体进料（q=1），q1时，得进料的q线方程为 3. 塔理论板数的确定3.1求最小回流比 （1）相对挥发度的计算根据全塔的物料衡算计算结果=0.965、=0.315、=0.0056和常压下甲醇和水的气液平衡数据（表2），用内插法求塔顶、塔釜及进料版的温度： 查化工原理教材P366页液体饱和蒸汽P0压安托因常数可知，在泡点进料温

17、度下，即t=时，其安托因常数为：甲醇 A=7.19736,B=1574.99,C=238.86 水 A=7.07406,B=1657.46,C=227.02则由安托因方程有，即kpa ，即kpa故 （2）求最小回流比根据常压下甲醇-水的气液平衡数据作x-y图；在x-y图直角坐标系中做出平衡曲线和对角线，并标出D点（、）、F点（、）、W点（、）；根据其q线方程为：，在x-y图中对角线上自点F作出q线，该线与相平衡线 （a） 的交点坐标为P（0.315,0.643），此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回流比计算式： 0.9843.2求最小理论板数Nmin （1）的计算由3.1-（1）

18、-计算已知塔顶塔釜温度，查得安托因常数甲醇 A=7.19736,B=1574.99,C=238.86 水 A=7.07406,B=1657.46,C=227.02并计算此条件下甲醇的相应挥发度有：T塔顶=64.68 即 kpa kpa 塔顶的挥发度：T塔釜=98.992 即 kpa kpa塔顶的挥发度：故 =3.81（2）求最小理论板数Nmin在全回流下求出所需理论板数Nmin,对于接近理想体系的混合物，可以采用芬斯克方程计算：3.3理论板数的确定简捷法求理论板数根据操作回流比R=1.12Rmin，分别取1.1，1.2，1.32.0，以逐板计算法计算出相应的理论塔板数。下面以R=1.1Rmin

19、进行计算为例：已知 =5.35 R=1.1Rmin=1.10.984= 则 解得 N =17.1925 18 同上，分别取回流比为1.22.0，得比值RminRNmin(R-Rmin)/(R+1)(N-Nmin)/(N+2)N1.10.9841.08245.350.0472531690.61703763817.192491.20.9841.18085.350.0902421130.55813876814.634181.30.9841.27925.350.129519130.51453187413.140031.40.9841.37765.350.1655450870.47939051112.1

20、18071.50.9841.4765.350.1987075930.44988395111.360821.60.9841.57445.350.2293349910.42448137510.771091.70.9841.67285.350.2577072730.40223340510.295771.80.9841.77125.350.2840646650.3824993259.9028211.90.9841.86965.350.3086144410.3648211879.57154520.9841.9685.350.3315363880.3488578039.287857由图可得，取R=1.67

21、28比较合适，此时对应的理论塔板数N=10.29577113.4进料板的确定由上求得 R=0.984 =3.91则q线方程为 精馏段的操作线方程 （b） R=（R+1）（xF-xW)/(xD-xF)+( q-1)（xD-xW)/(xD-xF)= 1.319提馏段的操作线方程 （c） 理论板数计算：已知：相平衡线 （a）先交替使用相平衡方程(a)与精馏段操作线方程（b）计算如下： y1=xD=0.982 相平衡 x1=0.943 y2=0.979 x2=0.934 y3=0.971 x3=0.910 y4=0.952 x4=0.857 y5=0.910 x5=0.753 y6=0.827 x6=

22、0.591 y7=0.698 x7=0.411 y8=0.555 x8=0.274 y9=0.446 x9=0.196 y10=0.384 x10=0.158 xF=0.194 进料板为第十一块板 再交替使用相平衡方程(a)与提馏段操作线方程（c）计算如下： 提留段 x10=0.158 Y11=0.288 x11=0.109 Y12=0.197 x12=0.069 y13=0.123 x13=0.041 y14=0.071 x14=0.023 y15=0.038 x15=0.012 y16=0.018 x16=0.0055 xW=0.0056总理论塔板数为19（不包括再沸器），精馏段理论板数为

23、10，第11板为进料板。3.5全塔效率根据三3.1（1）的结果、，求得塔平均温度为：，该温度下进料液相平均粘度为： 则 3.6实际塔板数精馏段：（层） 提馏段： 24（层）故实际塔板数：（层）四、塔的工艺条件及有关物性数据计算1. 操作压强塔顶操作压力，取每层板的压降为0.7kPa，则进料板的压力为：，塔底压力为：，故精馏段平均操作压力为：，提馏段平均操作压力为： 2. 操作温度之前已经求得，得到塔顶：，进料板温度，塔底：，则精馏段的平均温度：，提馏段的平均温度：。3. 平均分子量塔顶：，由相平衡方程，可得出 进料板：，由相平衡方程，可得出 塔底：由相平衡方程，可得出 则精馏段平均分子，提馏段

24、平均分 ，4. 平均密度4.1 气相密度 4.2液相密度已知由三33.1计算得：tD=64.85 tF=75.48 tW=98.992（1）塔顶平均密度的计算根据三11.3表1甲醇和水的液相密度性质，由内插法得： 已知塔顶： （为质量分率）由 得；（2）进料板平均密度的计算同上，由内插法可得进料板温度下对应的甲醇和水的液相密度： 已知加料板液相组成：由 得；（3）塔釜平均密度的计算同上，由内插法可得塔釜温度下对应的甲醇和水的液相密度： 已知塔釜液相组成由 得；（4）故精馏段平均液相密度：提馏段平均液相密度：5. 液体表面张力根据三11.3表2甲醇和水的液体表面张力，由内插法得：,，,， 则精馏

25、段平均表面张力：提馏段平均表面张力：6. 液体粘度 根据三11.3表3甲醇和水的粘度性质，由内插法得：,，,， , 故精馏段平均液相粘度提馏段平均液相粘度五、精馏塔的气液相负荷1.精馏段：2.提馏段： 六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1. 塔径的计算1.1精馏段:（1）已计算得精馏段的气液相体积率为（2）塔板间距HT的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取。表 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600根据上表，初选板间距，取板上液层高度，故；精馏段：（3）查化工原理-化学工业

26、出版社图658史密斯关联图，可得 又由计算得精馏段液相平均表面张力=（4）取安全系数为0.7（安全系数0.60.8），则空塔气速：故。按标准,塔径圆整为0.7m,塔截面积为所以实际空塔气速为 1.2提馏段：（1）之前已求得 （2）查化工原理-化学工业出版社图658史密斯关联图，得； 提馏段液面平均表面张力=（3） 可取安全系数为0.7（安全系数0.60.8），则故。按标准,塔径圆整为0.8m,塔截面积为所以实际空塔气速为2. 溢流装置选用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。各项计算如下：（1）溢流堰长因单溢流取（0.6-0.8）D，故取堰长为0.66D，即（2）出口堰高：由；查

27、化工原理物性手册图计算可知：取1因=1.796 m3/（m h）3 m3/（m h）精馏段：因溢流堰高hw一般取0.05- hw0.10-，故；提馏段：同理取；（3）降液管的宽度与降液管的面积由查化工原理图“弓形降液管的宽度与面积”，得： ， 液体在降液管中停留时间以降液管面积的检验精馏段：s（5s，符合要求）提馏段： （5s，符合要求）（4）降液管底隙高度因=（0.0060.012），不宜小于0.020.025，故取液体通过降液管底隙则取=0.012降液管底隙高度为：精馏段：=0.012=0.05580.012=0.0438 根据要求应为0.05m 提馏段：=0.012=0.05060.01

28、2= 0.0386 根据要求应为0.04m3. 塔板布置（1）取边缘区宽度,安定区宽度（2）由式：计算开孔区面积，其中：， ； 所以 4. 筛孔数与开孔率（1）精馏段：取筛孔的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为,取，故孔中心距。筛孔数孔，经核算，满足筛板的稳定性系数要求。开孔率 （在515范围内），则每层板上的开孔面积为，气体通过筛孔的气速为：（2）提馏段：取筛孔的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为,取，故孔中心距。筛孔数孔，经核算，满足筛板的稳定性系数要求。开孔率 （在515范围内），则每层板上的开孔面积为， 气体通过筛孔的气速为：5.塔的精馏段有效高度1）塔顶空间高度HD塔顶空间高

29、度的作用是安装塔板和人孔的需要，也使气体中的液滴自由沉降，减少塔顶出口气体中液滴夹带，必要时还可节省破沫装置。塔顶空间高度HD一般取1.01.5m,塔径大时可适当增大。本设计取1.0m。2）塔板间距HT其大小与液气和雾沫夹带有密切关系。板间距越大，可允许气液速度较高，塔径可小些；反之，所需的塔径就要增大。一般来说，取较大的板间距对提高操作弹性有利，但塔高的增加，会增加金属消耗量，增加塔基，支座的负荷，从而增加全塔的造价。板间距与塔径的关系，应通过流体力学验算，权衡经济效益，反复调整，作出最佳选择。 根据化工原理设计表4-1 板间距与塔径的关系，塔径为8001600mm时，板间距为300450m

30、m，此设计选用板间距为400mm。3）开有人孔的板间距HT人孔直径一般为450500mm。凡有人孔的上下两塔板间距HT应等于或大于600mm，取600mm。人孔数目S是根据物料清洁程度和塔板安装方便而确定。对于无须经常清洗的清洁物料，可每隔810块板设置一个人孔。由前面计算得到，实际塔板数为40，中间共设4个人孔。4）进料板空间高度HF进料段空间高度HF取决于进料口的结构形式和物料状态，一般HF要比HT大一些。为了防止进料直冲塔板，常在进料口处考虑安装防冲设施，如防冲板，入口堰，缓冲管，应保证这些设施的安装。取1.2m。5）塔底空间高度HB塔底空间高度HB具有中间储槽的作用，塔釜料液最好能有在

31、塔底有1015min的储量，以保证塔底料液不致排完。此处取1.5m左右。6）塔体总高度H塔体总有效高度：H=HD+（N-2-S）HT+SHT+HF+HB=1.0+（40-2-3）0.4+30.6+1.0+1.5=19.3m七、筛板流体力学验算1. 气体通过筛板压降相当的液柱高度（1）干板压降相当的液柱高度：已知取筛板厚=，依，查干筛孔的流量系数图，则干板压降相当的液柱高度(2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：精馏段：，由与关联图查得板上液层充气系数0.575，所以 提馏段：，由与关联图查得板上液层充气系数0.620，所以 （3）克服液体表面张力压降相当的液柱高度：精馏段 ，故 则单板压强：

32、 提馏段 故 则单板压强 ： 2. 雾沫夹带量的验算 塔板上鼓泡层高度：=2.5（1）精馏段： （2） 提馏段：故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。3. 漏液的验算（1）精馏段： 筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。（2）提馏段： 筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。4. 液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 。一般液体通过降液管底隙的流速=0.070.25m/s在此取=0.08m/s。塔板上不设进口堰时：（1） 精馏段：= 取 故在设计负荷下不会发生液泛。（2） 提馏段：= 取 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，可认为精

33、馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。八、塔板负荷性能图(一)精馏段1. 雾沫夹带线（1） 式中 （a），近似取 , 故 （b）取雾沫夹带极限值为。 已知，并将代入得下式： 整理得 在操作范围内任取4个值，依上式算出相应的值列于附表中：附表（1）1.1994591.1535341.094521.045022依表中数据在VSLS图中作出雾沫夹带线，如图a中线（1）所示。2. 液泛线（2）由式 （a） 近似取.0， 由式：故 （） 由式 前已算出） （） （）将，及（）、（）、（）代入（）整理得下式：在操作范围内取4个值，依上式计算值列于附表中： 附表（2）1.4812851.4648781.44223

34、91.421293 依表中数据作出液泛线，如图a中线（2）所示。3. 液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线为VSLS图中与气相流量无关的垂线，如图a中线（3）所示。4. 漏液线（气相负荷下限线）（4）由、 代入漏液点气速式：（前已算出），代入上式并整理得： 此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取个值，依上式计算相应的值，列于附表中：附表（3）0.3700.3820.3980.411依表中数据作气相负荷下限线，如图a中线（4）所示。5. 液相负荷下限线（5）： 取平堰、堰上液层高度为液相负荷下限条件，取则； 即整理上式得在VSLS图a中作线（5），即为液相负

35、荷下限线，如图a所示。将以上5条线标绘于图（图）中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P（0.00067，0.667）为操作点，OP为操作线。OP线与（1）线的交点相应气相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。精馏段的操作弹性（二）提馏段1. 雾沫夹带线（1） 式中 （a），近似取 , 故 （b）取雾沫夹带极限值为。 已知，并将代入得下式： 整理得： 在操作范围内任取4个值，依上式算出相应的值列于附表中：附表（4）1.572831.4783811.3570121.255215依表中数据在VSLS图中作出雾沫夹带线，如图b中线（1）所示。2. 液泛线（2

36、）由式 （a） 近似取.0， 由式：故 （） 由式前已算出） （） （）将，及（）、（）、（）代入（）整理得下式：在操作范围内取4个值，依上式计算值列于附表中： 附表（5）1.6901051.6659861.6326491.601756 依表中数据作出液泛线，如图b中线（2）所示。3. 液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线为VSLS图中与气相流量无关的垂线，如图a中线（3）所示。4. 漏液线（气相负荷下限线）（4）由、 代入漏液点气速式：（前已算出），代入上式并整理得： 此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取个值，依上式计算相应的值，列于附表中：附表（6）

37、0.2310.2410.2550.265依表中数据作气相负荷下限线，如图b中线（4）所示。5. 液相负荷下限线（5）： 取平堰、堰上液层高度为液相负荷下限条件，取则； 即整理上式得在VSLS图4中作线（5），即为液相负荷下限线，如图8-2所示。将以上5条线标绘于图4中，即为提馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P（0.00103，0.631）为操作点，OP为操作线。OP线与（1）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。提馏段的操作弹性九、板式塔的结构与附属设备设计1.塔体结构板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔、基座、除沫器等附属装置

38、。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。1、塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出1倍以上），或根据除沫器要求高度决定。本设计取HD =1.0m2、塔底空间塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由如下两因素决定，即：（1）塔底贮液空间依贮存液量停留35min或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。（2）塔底液面至最下层塔板之间要有12m的间距，大塔可大于此值。本设计取HB =1.5m3、人孔 一般每隔68层塔板设一人孔（安装、检修用），需经常清洗时每隔34块塔板处设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于0.6m，人孔直径一般为450500mm，取人孔直径为450 mm。其伸出塔体的筒体长为200250mm，人孔中心距操作平台为8001200mm。 本设计除了塔顶、进料处、塔底各安装一个人孔外，在精馏段安装2个人孔，提镏段安装1个人孔以方便检修。4、进料空间由于两相进料，又要安装人孔，故取HF =1.0m2.塔板结构塔板按结构特点，大致可分为整块式和分块式两