1、1化工原理课程设计任务书一 设计题目：分离乙醇水连续浮阀式精馏塔的设计二 原始数据及条件生产能力：年处理乙醇-水混合液 20 万吨（开工率 300 天/年） 原料：乙醇含量为 20%（质量百分比，下同）的常温液体 分离要求：塔顶乙醇含量不低于 95%塔底乙醇含量不高于 0.2%建厂地址：吉林地区一 设计题目 乙醇水二元物系浮阀式精馏塔的设计二设计条件(1)原料来自原料罐，温度 20，乙醇含量 52%（质量分率） ；原料处理量为 1100kg/h。(2)产品组成：乙醇含量 91%（质量分率） 。(3)釜液组成：乙醇浓度0.04%（质量分率） 。(4)塔顶压力： 。(5)精馏塔进料状态为泡点进料。
2、(6)塔釜为饱和蒸汽直接加热。三设计内容(1)确定工艺流程。(2)精馏塔的物料衡算。(3)塔板数的确定。(4)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算。(5)精馏塔塔体工艺尺寸的计算。(6)塔板板面布置设计。(7)塔板的流体力学验算与负荷性能图。(8)精馏塔接管尺寸计算。(9)塔顶全凝器工艺设计计算和选型。(10)进料泵的工艺设计计算和选型。(11)带控制点的工艺流程图、塔板板面布置图、精馏塔设计条件图。(12)设计说明书。2摘 要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，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。精馏操作在
3、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。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。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，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。精馏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 xF=0.254 xD=0.788 xW=0.0020 F=100kmolh 实际塔板数精馏段 22 块，提馏段 7 块。工艺参数的选定泡点进料、泡点回流。设备的结构设计
4、和工艺尺寸的设计计算塔高为 11.35m,筛孔数目为 3425 个，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，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。关键词：乙醇；水；精馏段；提馏段；筛板塔。3目 录化工原理课程设计任务书 .摘 要 第一章 前言 1第二章 绪论 22.1 设计方案 22.2 选塔依据 22.3 设计思路 .3第三章 塔板的工艺设计 .43.1 精馏塔全塔物料衡算 43.2 常压下乙醇-水气液平衡组成与温度关系 .43.3 理论塔的计算 123.
5、4 塔径的初步设计 .133.5 溢流装置 153.6 塔板的分布、浮阀数目及排列 16第四章 塔板的流体力学验算 194.1 气相通过浮阀塔板的压降 194.2 淹塔 204.3 物沫夹带 .204.4 塔板负荷性能图 21第五章 塔附件设计 .265.1 接管 265.2 筒体与封头 275.3 除沫器 .275.4 裙座 285.5 吊柱 285.6 人孔 28第六章 塔总体高度的设计 .296.1 塔的顶部空间高度 2946.2 塔的底部空间高度 296.3 塔总体高度 29第七章 附属设备设计 307.1 冷凝器的选择 .307.2 再沸器的选择 .30第八章 设计结果汇总 .31结
6、束语 .32参考文献 33主要符号说明 34附 录 355第一章 前言化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂） ，使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传热的过程。在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价
7、低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏液。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构，近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备。为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比率较少。它的主要优点是：结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的 60 左右，为浮阀塔的 80%左右；在相同条件下，生产能力比泡罩塔大 20%40%；塔板效率较高，比泡罩塔高 15%左右，但稍低于浮阀塔；气体压力降较小
8、，每板降比泡罩塔约低 30%左右。缺点是：小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；操作弹性较小（约 23） 。蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。精馏是典型的化工操作设备之一。进行此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识,来解决实际化工问题的能力,做到能独立进行化工设计初步训练，为以后从事设计工作打下坚实的基础。6第二章 绪论2.1 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
9、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。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。图 2-1 流程图2.2 选塔依据筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：（1）结构简单、金属耗量少、造价低廉.（2）气体压降小、板上液面落差也较小.（3）塔板效率较高.改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔72.3 设计思路1、精馏方式的选定 2、操作压力的选取 3、加料状态的选择4、加热方式的选择 5、回流比的选择6、冷凝方式及介质选择 7、塔的选择图 2-2 设计思路1、本设计采用
10、连续精馏操作方式。2、常压操作。3、泡点进料。4、间接蒸汽加热。5、选 R=(1.1-2.0)Rmin。6、塔顶选用全凝器。7、选用筛板塔，其突出优点是结构简单，造价低，制造方便；生产能力化工原理课程设计吉林化工学院8第三章 塔板的工艺设计3.1 精馏塔全塔物料衡算F：进料量（kmol/s） ：原料组成（摩尔分数，下同）FxD：塔顶产品流量（kmol/s） ：塔顶组成DW：塔底残液流量（kmol/s） ：塔底组成Wx4320/468.9193.7/0.60.16822/0.2/18F=/ .342koml/sD+WFDxx原 料 乙 醇 组 成 ：塔 顶 组 成 ： 塔 底 组 成 ：进 料
11、量 ： 万 吨 年物 料 衡 算 式 为 ： 0.358kmol/s, w=0.3621kol/sxFx 联 立 代 入 求 解 ：3.2 常压下乙醇-水气液平衡组成与温度关系温度 液相组成 气相组成 /% /%xy100 0 095.5 1.90 17.0089.0 7.21 38.9186.7 9.66 43.7585.3 12.38 47.0484.1 16.61 50.89温度 液相组成 气相组成 /% /%xy82.7 23.37 54.4582.3 26.08 55.8081.5 32.73 59.2680.0 39.65 61.2279.8 50.97 65.6479.7 51.
12、98 65.99温度 液相组成 气相组成 /% /%xy79.3 57.32 68.4178.74 67.63 73.8578.41 74.72 78.1578.15 89.43 89.431温度利用表中数据用插值法求得化工原理课程设计吉林化工学院9： = =87.41tF6.92178021.709tFtF： = =78.25D.43.54.89.5DD： = =99.72tW90.1076.1tWtW精馏段平均温度 = = =82.8312FDt25.84.提馏段平均温度 = =93.57t2Fwt7.91.2密度已知：混合液密度 依式 = （a 为质量分数， 为平均L1BAM相对分子质量
13、）混合汽密度 依式 02.4vTpM塔顶温度： =78.25Dt气相组成： =85.0978.41.57815930943DyDy进料温度： =87.41Ft气相组成： =42.268.678.7139145390Fy塔府温度： =99.72wt气相组成： =1.060721701wyw 精馏段：液相组成 ： 1x/2DFx146.39x气相组成 ： yy0y化工原理课程设计吉林化工学院10所以 1460.39180.4639./85LVMkgmol提馏段液相组成 ： 2x/2wFx24.1x气相组成 ： yy.6y所以 2460.5180.59/214.0LVMkgmol表 3-2 不同温度
14、下乙醇和水的密度 ：温度/ 3/ckgm3/wkg温度/ 3/ckgm3/wkgm80 735 971.8 95 720 961.8585 730 968.6 100 716 958.490 724 965.3求得在与下的乙醇和水的密度（单位： ）3/kg390857.4187.41 72.1/2732D CFCFtC kgm 3908/965653WF 3121.907.15/7.970FF kgm 390858.578.25 8./4324F CDCDtC 3907.97.06/96.8.653Wkgm 311. 5./73.09DD 3W985.729.72 712.4/44W CCwt
15、C kgm 化工原理课程设计吉林化工学院113908590.72958./6.3.63Wkgm 311. 7./72.4958W 所以 31 3207.50.982./29.1.3.50/FDLWkgm4684./LDDMxxkgol1209FF1.3/LWWxxkml14.8.0.9/22DLF gol21.03.1.26/LWFMkl4684.3/VDDyygmol129FFk1.0/VWWMyyl18.03.35.8/22DVF kgmol21.9.4.06/VWF l2.837.51.4VF1.4273582VD8.0.0.6419VW化工原理课程设计吉林化工学院1231.0.451.
16、2/Vkgm3260.8/V2混合液体表面张力二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算 1/41/41/4mswso注：000w wxVxV 00/ /sswsss 2/3/ 2/3lg.41qw owVqBQT ,2lg1swswsooAA , ,式中下角标，w,o,s 分别代表水、有机物及表面部分； xw、 xo 指主体部分的分子数， Vw、 Vo 主体部分的分子体积，w、o 为纯水、有机物的表面张力，对乙醇 q = 2。 462.3738.10ccDmmL.58.4ccWV63.272.1ccFmmL8.96.0wFV1.573.wDmmL化工原理课程设计吉林化工学院1318.795.
17、wWmVmL由不同温度下乙醇和水的表面张力温度/ 70 80 90 100乙醇表面张力/10 -3N/m2 18 17.15 16.2 15.2水表面张力/10 -3N/m2 64.3 62.6 60.7 58.8求得在 下的乙醇和水的表面张力（单位：10 -3Nm-1）,DFWt乙醇表面张力：90816.7.516.457.42cFcF ,.87.3080.51cDc ,19.26.587cWc ,水表面张力： 08061.99.416wFF ,72.4.32.080.5Dw ,198.60.75872W ,塔顶表面张力：21DwwDcwDxVxV20.837.50.83762.108376
18、.22lglg0.3.21wDcB化工原理课程设计吉林化工学院142/32/30.410.761cDwDVqQT.5086.71.AB联立方程组： 2lgswDswDscc ,代入求得： 0.97swDsc=0.3 ,1/41/41/4.26.3017.9D ,原料表面张力： 21FwwFFFxVx20.891.60.89.60891.62572lglg.57.3wFcB2/2/30.410.71owVqQT.350.71.6AB联立方程组： 2lgswFswFscc ,代入求得： 0.529sFsc=0.471 ,/41/41/4.6.9.6.32.19F F ,塔底表面张力：221WwwW
19、FWxVx20.7618.0.764.580764.582 化工原理课程设计吉林化工学院152lglg45.862.391wWcB/2/30.410.69cWwVqQT2.390.61.98AB联立方程组： lgswWswscWc ,代入求得： 0.19s sc=0.981 ,/4 /41/4.55.2357.8W W ,（1）精馏段液相表面张力： = =（32.19+17.91）/2=25.051/)(DF（2）提馏段液相表面张力： （ 32.19+57.58）/2=44.892W3混合物的黏度=82.83 查表得： =0.3437mPa.s =0.433 mPa.st1 水 醇=93.57
20、 查表得： =0.300mPa.s =0.381 mPa.s2水 醇精馏段黏度： 1110.4639.0.3470.639.851xxmPas醇 水 提馏段黏度： 2221.8.5.0.4.306xxPas醇 水 5相对挥发度由 =0.4226 =0.0891 yFxF得： 0891.426.07.由 =0.8509 =0.8387DD化工原理课程设计吉林化工学院16D837.0159.1.0由 =0.0106 =0.001176yWxW6.6. 9.（1）精馏段相对挥发度 1748104.29（2）提馏段相对挥发度 2.3.3 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
21、均匀。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 1.01325105Kpa 下乙醇水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即 xy 曲线图。 1.280.1320.457qqqxy , ,所以 min87.1.8.45DqyRin1.31.已知：精馏段操作线方程： 1 0.67.2561DnnxRyx 提馏段操作线方程：1 3.270.67xwnmmWLqFy x在图上作操作线，由点（0.8387，0.8387）起在平衡线与精馏段操作线间画阶梯，过精馏段操作线与 q 线交点，直到阶梯与平衡线的交点小于 0.001176为止，由此得到理论 NT=21 快（包括再沸器）
22、 ，加料板为第 17 块理论板。板效率与塔板结构，操作条件，物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式：计算。0.245.9TLE其中： 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；塔顶与塔底平均温度下的液相粘度 mPa.s。L化工原理课程设计吉林化工学院17（1）精馏段已知 14.290.385Lmpas =0.49 =0.43 = = =37 块ET)(24.P精 ENT43.016（2）提馏段已知 28.90.36Lmpas =0.49 =0.39 = = =10 块TE)(245.提 T39.015全塔所需实际塔板数： = + =37+10=4
23、7 块NP精 提全塔效率： 2147TPE%2.5%加料板位置在第 43 块塔板3.4 塔径的初步设计1.气、液相体积流量计算根据 x-y 图查图计算，或由解析法计算求得： min1.8R取 min1.3.18.54R（1）精馏段.0.38.5/15410.91/LDkolsVRls则质量流量： 11.974/38326LVMgks则体积流量：3131.704.10/293.6.5/SLSV ms（2）提馏段 q=1.128 0.1.280.34.08/LqFkmols化工原理课程设计吉林化工学院18 10.9.1280.34.15/VqFkmols则质量流量：22649/5.LVMkgs则体
24、积流量：323289.10/3.546/0.SLSV sm2.精馏段有 =(安全系数) ，安全系数 =0.60.8，umax VLcumax式中 可由史密斯关联图查出c横坐标数值为 02.65.210)3.978()(1311 VLS取板间距 则 -mHT45.0 L7. HTmL8.查图可知 72c= 078.05.1( )2.()2.2.20 31978.max u=0.7 =0.7 ax46.023. muVDS54.16.421 圆整 塔截面积 DAT22.3实际空塔气速为 =1usm/84.0.36523.提馏段化工原理课程设计吉林化工学院19横坐标数值为 076.06.419)8.
25、532()(21211 VLS取板间距 则 -mHT45.0 L7. HTmL.查图可知 82c= 094.0.1()2.()2.2.20 smu/8.38.5934.max =0.7 =0.7 axs/2.0. muVDS52.14.30622 圆整 塔截面积 D2AT14.3实际空塔气速为 =2usm/9.14.3063.5 溢流装置1. 堰长 lW取 =0.65 =0.65 2=1.3mD本设计采用平直堰，设出口堰不设进口堰，堰上液高度 按下式计算hOW= (近似取 E=1)hOW)321084.2lLwhE（1）精馏段：=OW m01.31084.2).6(2堰高 =0.07-0.01
26、0=0.060mhLw（2）提馏段：化工原理课程设计吉林化工学院20=hOW m024.31084.2).1936(堰高 =0.07-0.024=0.046mhOWLw2. 弓降液管的宽度和横截面积查图得 =0.1240721.ATFD则 26.4.3.mF mD248.01. 验算降液管内停留时间精馏段： 30.2.59.71s提馏段： 6489.停留时间 5s 故降液管可以使用3.降液管底隙高度（1）精馏段：取降液管底隙流速 ,则smu/13.0m 取262010 lLhWS 0.1hm（2）提馏段：取降液管底隙流速 ,则s/3.0m 取054.1.9010 ulWS 0.5hm3.6 塔
27、板的分布、浮阀数目及排列1. 塔板的分块本设计塔径 D=2m，故塔板采用分块式，以便通过入孔装拆塔板。2.浮阀数目及排列（1）精馏段：取阀孔动能因子 F0=12，孔速 为：01u化工原理课程设计吉林化工学院21= =10.8701V1Fu2.3m/s每层塔板上的浮阀数目为：= =205 个120Ndu4S2.650391.87.78（ ）取边缘区宽度 Wc=0.06m，破沫区宽度 Ws=0.10m。计算塔板上的鼓泡区面积，按 式计算221a RAsin80xx其中： DS2+0.48.1.652x m（ ） =cRW.6.9m所以： = =2.24aA2223.140.6520.65.40.5
28、sin8094arc 2浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距 t=0.075m则排间距： = =0.137matN .2058因塔径较大，需采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 0.137m，而应小些，故取 =0.110m，以等腰三t角形叉排方式作图，排得阀数目为 239 个。按 N=239，重新核算孔速及阀孔动能因子：=9.2701u2.653.4093（ ） m/s=9.27 =10.2801F.阀动能因子变化不大，仍在 913 范围内。塔板开孔率 = =9.10%01u%.8410927（2）提馏段：取阀孔动能因子 =12，孔速
29、 为：0F02u=13.42V02u1.8m/s化工原理课程设计吉林化工学院22每层塔板上的浮阀数目为：= =253 个s20VNdu424.06.785391.（ ）取 t=0.080m则排间距： atA .12530.8m=同上取 t=100mm，则排得阀数目为 259 个。按 N=259，重新核算孔速及阀孔动能因子： s202 2V4.06u 13./s.785395dN402F13.0.1.4阀动能因子变化不大，仍在 913 范围内。塔板开孔率 02u.9%=.8213化工原理课程设计吉林化工学院23第四章 塔板的流体力学验算4.1 气相通过浮阀塔板的压降根据 ， 计算。pclh+hL
30、phg1.精馏段：（1）干板阻力： 1.8251.8250c73.u9.37m/sV因 ，故01c 210c1L.10.8uh.4.4.5g（2）板上充气液层阻力：取 则0L.50.7m， ， l0h.57.3（3）液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为： pc1h+0.5.30.85mLpg=8297=6.3Pa2.提馏段：（1）干板阻力： 1.8251.8250c73u.87m/s0V因 ，故02uc 2 2cL.13.4uh.4.40.1g95（2）板上充气液层阻力：取 则0L.50.7m， ， 20h.57.L（3）液体表面张力所造成的
31、阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为： p2h0.41.350.71m化工原理课程设计吉林化工学院24=693.67pa2Lp2hg=0.71932.508p4.2 淹塔为了防止淹塔现象的发生，要控制降液管高度 ，dTwHh即 dpLh+dH1.精馏段：（1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度： =0.085mph（2）液体通过降液管的压头损失： 2 231d0.061h.53.530.6swLmlh（3）板上液层高度，则L.7mdpL+h.85.2.7.15dH取 ，已选定5.406Twm，则 0. .Twh可见 ，所以符合防止淹塔的要求。11d2.提馏段：
32、（1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度： p2h0.71m（2）液体通过降液管的压头损失： 23d209.10h.153.53.6 54swLlh（3）板上液层高度，则L.7md2pLd+h.7.20.7.149Hm取 ，已选定5 .,06Twm则 ，20.45.48Twh可见 ，所以符合防止淹塔的要求。d24.3 物沫夹带泛点率： =1.360%sVsLLFbZKCA化工原理课程设计吉林化工学院25板上液体流经长度： =LZ20.2481.5dDWm板上液体流经面积： 236bTFA取物性系数 K=1.0，泛点负荷系数 =0.103C(1)精馏段：111.360%Vs SLLFbZKCA
33、泛 点 率 =3.232.651.62.1.504897 8.2%.08 对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过 80%，由以上计算知，物沫夹带能够满足 0.11（液/气）的要求。ve(2)提馏段：取物性系数 K=1.0，泛点负荷系数 =0.101 则FC泛点率 1.3610%Vs sLLFbZKCA34.06.8.3695493250.681.028由以上计算知，符合要求。4.4 塔板负荷性能图1. 物沫夹带线泛点率1.360%Vs SLLFbZKCA=据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线。按泛点率 80%计算。（1）精馏段 1.23.61504897.08S SVL0.=化工原理
34、课程设计吉林化工学院26整理得： 0.21.3852.04SSSSVLVL ,即 =5.74-3.12由上式和物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个 Ls 值，可算出Vs。（2）提馏段 0.81.36.50493251.28S SVL0.8=整理得： .217.4SSSSLV ,即 =7.-9.8在操作范围内，任取若干个 ，算出相应的 值。 计算如图表示：( /s)SL3m0.0006 0.0015 0.0030 0.0045( /s)V1.411 1.340 1.250 1.173由上述数据即可作出物沫夹带线精馏段 提馏段3/SLcms3/SVcms3/SLcms3/SVcms0.002
35、5.63 0.002 7.270.01 5.21 0.01 6.712. 液泛线根据 pLclLh+h+hTwd dH确定液泛线，由于 很小，故忽略式中的2 2/320 00 602.845.34.1531vs sTw wLw wu Lh Eglhl其中 0204sVdN（1）精馏段： 2 2/321 1 124.30.25.3 608.5.06.59.80759097S S SVLL化工原理课程设计吉林化工学院27整理得： 2 22/311145.569.SsSVL在操作范围内任取两个 值，可求出与之对应的 值，计算结果列于表 4-s sV3： SL0.001 0.003 0.004 0.0
36、07V6.61 6.39 6.27 5.77由上表数据即可作出液泛线。（2）提馏段： 2 22/3240.80.5.34 31.05.690.849.759.39.S SSVLL整理得： 2 22/3.4168S SSVL在操作范围内任取两个 值，可求出与之对应的 值，计算结果列于表s sV4-4：2SL0.001 0.003 0.004 0.007V8.35 8.12 8.02 7.75由上表数据即可作出液泛线。3. 液相负荷上限线液体的最大流量应保证其在降液管中停留的时间不低于 35s。液体在降液管中停留的时间由下式： 35FTsAHsL以 作为液体在降液管内停留时间的下限，则：5s 3m
37、ax0.26.4() 0.2/5FTs ms据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷上限线。4. 漏液线对于 型重阀，依 作为规定气体最小负荷的标准，则1F05化工原理课程设计吉林化工学院28由 知：204sVdNu（1）精馏段： 2 31min3.45()0.931.29/.S ms（2）提馏段： 2 32in.(). .7/408SV据此可作出与液体流量无关的漏液线。5.液相负荷下限线取堰上液层高度 作为最小液体负荷标准，做出液相负荷下0.6owhm限线，该线为与气相流量无关的竖直线。由式：2/3in32.840.61swLEl取 E=1.0则： 3/23min0.6./2841.wS l
38、L ms据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷下限线。根据以上 1-5 数据作出塔板负荷性能图精馏段01234567890 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 0.03物 沫 夹 带 线液 泛 线液 相 上 限 线液 相 下 限 线漏 液 线操 作 线化工原理课程设计吉林化工学院29提馏段0123456789100 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025物 沫 夹 带 线液 相 下 限 线漏 液 线液 泛 线液 相 上 限 线操 作 线由塔板负荷性能图可以看出：1. 在任务规定的气液负荷下的操作点 p（设计点）处在适宜的操作区内的适中位置。2. 塔板的气相
39、负荷上限完全由液沫夹带控制，操作下限由漏液控制。3. 按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限 。3max5.264/SVs气相负荷下限 。3in1.97/S所以，精馏段操作弹性=5.52/1.29=4.28 。提留段操作弹性=6.4/1.72=3.72 。化工原理课程设计吉林化工学院30第五章 塔附件设计5.1 接管1. 进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管，弯管进料管，T 型进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下： 742/907.1501.3649.54.2SFLSVDums ,取 ,查标准系列选取 7642.回流管采用直管回流管，取 1/Rums4.705.90.543dm查表取 7643.塔底出料管取 ，直管出料1.6/Wums40.23718./957.0.686d m查表取 764
