浮閥精餾塔設(shè)計(jì)-

1、課程設(shè)計(jì)題目浮閥精餾塔連續(xù)回收乙醇與水混合物中的乙醇設(shè)計(jì) 姓 名： 黃同月 學(xué) 號(hào)：3212003902（30號(hào)） 班 級(jí)： 121103班 指導(dǎo)老師： 羅儒顯 完成時(shí)間：2014年9月18日目錄一.板式精餾塔工藝設(shè)計(jì)內(nèi)容及任務(wù)31.1設(shè)計(jì)背景31.2設(shè)計(jì)目的41.3設(shè)計(jì)題目41.4設(shè)計(jì)的要求41.5設(shè)計(jì)條件及操作條件41.6 浮閥塔及篩板塔的特性51.6.1 浮閥塔的特性1.6.2篩板塔的特性二. 精餾塔工藝的設(shè)計(jì)6 2.1精餾塔全塔物料衡算6 2.2 理論塔板的計(jì)算 72.2.1最小回流比及操作回流比2.2.2精餾段操作曲線2.2.3提餾段操作曲線2.2.4作直角階梯圖求理論塔板2.3實(shí)際

2、塔板數(shù)計(jì)算92.4常用數(shù)據(jù)一覽表9三.精餾塔尺寸計(jì)算93.1塔徑的初步設(shè)計(jì) 103.1.1塔徑3.1.2總塔高3.2塔板主要工藝尺寸133.2.1溢流裝置3.2.2降液管寬度Wd與降液管面積Af3.2.3降液管底隙高度h03.2.4篩板的布置3.2.5開孔區(qū)面積3.3浮閥數(shù)目及排列163.3.1浮閥數(shù)目N3.3.2閥孔排列3.4各接管尺寸的確定173.4.1進(jìn)料管3.4.2塔釜?dú)堃钩隽瞎?.4.3回流管3.4.4塔頂上升蒸汽管3.4.5水蒸氣進(jìn)口管3.5精餾塔主要附屬設(shè)備 193.5.1冷凝器3.5.2再沸器3.5.3除沫器3.5.4法蘭3.5.5視鏡3.5.6塔體壁厚3.5.7筒體與封頭四.

3、流體力學(xué)驗(yàn)算 214.1氣體通過浮閥塔版的壓力降（單板壓降）214.1.1干板阻力hc4.1.2板上充氣液阻力h14.1.3由表面張力引起的阻力4.2漏液驗(yàn)算214.3液泛驗(yàn)算214.4霧沫夾帶驗(yàn)算22五.操作性能負(fù)荷圖225.1氣相負(fù)荷下限線（又稱漏液線），記為線1245.2過量霧沫夾帶線（又稱為氣相負(fù)荷上限線），記為線2245.3液相負(fù)荷下限線，記為線3245.4液相負(fù)荷上限線，記為線4255.5液泛線，記為線525六.浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表26七.參考文獻(xiàn)27八.設(shè)計(jì)心得28一.板式精餾塔工藝設(shè)計(jì)內(nèi)容及任務(wù) 1.1設(shè)計(jì)背景隨著世界石油資源的減少,作為生物燃料的無水乙醇在今后的 動(dòng)力燃

4、料中可能占一席之地，而無水乙醇與汽油混合(俗稱汽油醇) 可作為內(nèi)燃機(jī)的燃料就成為很多公司的首選。因此，公司要求把 20%（）的乙醇水混合物原材料，提煉成含乙醇94（）的產(chǎn)品成為了常規(guī)項(xiàng)目。經(jīng)過查找相關(guān)的資料，最終選用精餾法來提煉該原材料，選用浮閥精餾塔裝置，能完成此項(xiàng)目的要求，所以設(shè)計(jì)以下設(shè)計(jì)任務(wù)書。 1.2設(shè)計(jì)目的 通過化工原理理論課的學(xué)習(xí)，我們已經(jīng)掌握了不少理論知識(shí)和生產(chǎn)實(shí)際知識(shí)，對(duì)于一個(gè)未來工程技術(shù)人員來說，如何運(yùn)用所學(xué)知識(shí)去分析和解決實(shí)際問題是至關(guān)重要的。本次設(shè)計(jì)除了完成某公司的達(dá)標(biāo)任務(wù)外，也鍛煉了我們的實(shí)際操作能力。1.3設(shè)計(jì)題目浮閥精餾塔連續(xù)回收乙醇與水混合物中的乙醇設(shè)計(jì)1.4設(shè)計(jì)

5、的要求（1） 生產(chǎn)能力大。（2） 操作彈性大，分離效率高。（3） 流體流動(dòng)阻力小，操作費(fèi)用低。（4） 結(jié)構(gòu)簡單，造價(jià)低，制造、安裝、維修方便。1.5設(shè)計(jì)條件及操作條件 （1）處理量：乙醇與水混合物 （1000學(xué)號(hào)×60）kg/h（2）進(jìn)料濃度：質(zhì)量百分比  30% 學(xué)號(hào)1-10號(hào)學(xué)生                25%  學(xué)號(hào)11-20號(hào)學(xué)生     &#

6、160;          20%  學(xué)號(hào)21-30號(hào)學(xué)生                15%  學(xué)號(hào)31-48號(hào)學(xué)生 （3）進(jìn)料狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料（4）分離要求：餾出液乙醇濃度94%（質(zhì)量百分比）        釜液中乙醇濃度0.5% （質(zhì)量百分比）（5）冷卻

7、水溫度：進(jìn)口溫度25，出口最高溫度45。（6）加熱蒸汽壓力：4kgf/cm2=0.4MPa （絕對(duì)壓力）（7）操作壓力：常壓（8）加熱方式：直接蒸汽加熱 （9）塔板形式：浮閥塔 （10）精餾方式：連續(xù)精餾方式 (11）加料方式：加料泵加入塔內(nèi) （12）再沸器、冷凝器等附屬設(shè)備安排：塔頂設(shè)冷凝冷卻器，將 塔頂蒸汽完全冷凝后 一部分泡點(diǎn)回流入塔。冷凝器安裝在 塔的頂部，通過回流比控制器分流后回流液直接流 入塔內(nèi)， 餾出產(chǎn)品經(jīng)再次冷卻進(jìn)入產(chǎn)品儲(chǔ)罐。 1.6 浮閥塔及篩板塔的特性1.6.1 浮閥塔的特性（1） 處理量大，比同塔徑的泡罩塔可增加20%-40%，而接近于篩板塔。（2） 操作彈性大

8、，一般約為5-9。（3） 塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。（4） 壓強(qiáng)小，在常壓塔中每塊板的壓強(qiáng)降一般為30-50N/m2。（5） 液面梯度小。（6） 使用周期長，粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。（7） 結(jié)構(gòu)簡單，安裝容易，其制造費(fèi)約為泡罩塔的60%-80%，但為篩板塔的120%-130%。1.6.2 篩板塔的特性（1） 結(jié)構(gòu)簡單，易于加工，造價(jià)低。（2） 處理量大，板效率高。（3） 壓降低。（4） 操作彈性較小。（5） 安裝水平度要求較高。（6） 篩孔易堵。二.塔板工藝的設(shè)計(jì) 2.1.精餾塔全塔物料衡算 F：原料液流量（kmol/h） ：原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)，下同） ：塔頂產(chǎn)品

9、流量（kmol/h） ：塔頂組成：塔底殘液流量（kmol/h） ：塔底組成 WF:進(jìn)料的濃度：20%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）原料乙醇組成： 塔頂組成： 塔底組成： 根據(jù)已知數(shù)據(jù)可計(jì)算平均摩爾質(zhì)量： 每小時(shí)處理摩爾質(zhì)量： (1)總物料衡算式： F+S=D+W (2)1、易揮發(fā)組分物料衡算： (3)其中xS為蒸汽中揮發(fā)組分的含量，因?yàn)橐讚]發(fā)組分是乙醇，所以xS=0。因?yàn)槿鄙僖阎獥l件，所以按照常規(guī)塔（間接加熱方式）的計(jì)算方法來估算進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的 流量（老師要求的）。 2、因?yàn)樵撍桥蔹c(diǎn)進(jìn)料，所以 q = 1, V=V(V為提餾段上升蒸汽量，V 為精餾段上升蒸汽量)，所以：S=V=V=(R+1)D所以（

10、2）式變?yōu)椋篎+2.8421D=W（4）聯(lián)立（1）（3）（4）三個(gè)式子可得：F=136.6200kmol/h D=13.7568kmol/h W=175.7182kmol/h又因?yàn)椋篖=RD=2.8421*13.7568=39.0982kmol/h驗(yàn)證：W=L+qF=L+F=39.0982+136.6200=175.7182kmol/h V=RD+D=2.8421*13.7568+13.7568=52.8550kmol/h S=V=V=52.8550kmol/h2.2.理論塔板數(shù)的計(jì)算（NT） 理論板：指離開這種板的氣液兩相互成平衡，而且塔板上液相組成均勻。 理論板的計(jì)算方法：可采用逐板計(jì)算法

11、，圖解法，在本次實(shí)驗(yàn)設(shè)計(jì)中采用圖解法。2.2.1最小回流比及操作回流比根據(jù)1.01325×105Pa下，乙醇-水汽液平衡圖如附圖1所示。 由于是泡點(diǎn)進(jìn)料，xq=xf=0.0891,過點(diǎn)e（0.0891.，0.0891），因?yàn)槭桥蔹c(diǎn)進(jìn)料，所以q值為1,故作垂直線x=0.0891 交平衡線于點(diǎn)d，由點(diǎn)d可讀出yq=0.4235，因此：又過點(diǎn)a（0.8598，0.8598）作平衡線的切線，切點(diǎn)記為g,讀取g點(diǎn)的坐標(biāo)為(xq´=0.7058,yq´=0.7590),因此： 所以Rmin=Rmin(2)=1.8947,可取操作回流比R=1.5Rmin=2.8421。2.2.

12、2精餾段操作曲線 已知R=2.8421，xD=0.8598.所以精餾段操作線方程為： 該操作曲線過D點(diǎn)（0.8598,0.8598），在乙醇-水汽液平衡圖中作精餾段曲線交q線于f（0.0891,0.2905）點(diǎn)。2.2.3提餾段操作曲線 提餾段操作曲線：過點(diǎn)W（0.001962，0）與上述f（0.0891,0.2905）點(diǎn)連線，得到的直線Wf即為提餾段操作曲線，直線Wf的方程即為提餾段操作線方程，方程式如下：2.2.4直接蒸汽加熱因?yàn)槭侵苯诱羝訜幔首詈笠粋€(gè)梯階必須跨過X軸上的xb點(diǎn)為止，xb點(diǎn)為提餾段操作線與X軸的交點(diǎn)。xb點(diǎn)的坐標(biāo)計(jì)算如下：L=RD=2.8421*13.7568=39.0

13、982kmol/hW=L=L+F=39.0982+136.6200=175.7182kmol/h因?yàn)椋海运詁點(diǎn)坐標(biāo)為（0.001962,0）2.2.5作直角階梯圖求理論塔板數(shù) 由乙醇-水汽液平衡線、q線、精餾段操作曲線、提餾段操作曲線和xb值，做出理論塔板數(shù)的階梯圖，如附圖一。 圖中 ，由圖解法可以得知：總理論塔板數(shù)為25，第塊板為進(jìn)料板21，精餾段理論塔板數(shù)為20，提餾段理論塔板數(shù)為5。間接蒸汽加熱時(shí)理論塔板數(shù)為24，直接蒸汽加熱時(shí)總理論塔板數(shù)為25。2.3.實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算（N實(shí)） 已知總塔板效率E0=0.56，總理論塔板數(shù)為 25，得實(shí)際塔板數(shù)N實(shí)，即 取整數(shù)所以N實(shí) = 43（不

14、包括蒸餾釜）。實(shí)際進(jìn)料板位置： 取整數(shù)，所以N進(jìn)= 38 。 2.4 常用數(shù)據(jù)一覽表 表1 乙醇-水氣液平衡組成（摩爾）與溫度關(guān)系 溫度/ 液相 氣相 溫度/液相 氣相 溫度/液相 氣相 1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.64   8

15、4.116.6150.8979.751.9865.99    表2 不同溫度下乙醇和水的密度 溫度/ 乙 水 溫度/乙 水 80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3    表3 不同溫度下的表面張力 溫度/ 708090100乙醇表面張力/10-2N/m21817.1516.215.2水表面張力/10-2N/m264.362.660.758.8 三.精餾塔尺寸計(jì)算3.1塔徑的初步設(shè)計(jì) 3.1.1塔徑由于精餾段和提餾段的上升蒸汽量相差不大，為了便于制造，設(shè)計(jì)取兩段的塔徑相等

16、。所以該精餾塔的塔徑計(jì)算如下：（全塔徑的計(jì)算方法按精餾段的塔徑計(jì)算方法）塔的平均蒸汽流量： 塔的平均液相流量（液體流率） 塔的汽相平均密度：（用內(nèi)插法求的） 塔的液相平均密度：（用內(nèi)插法求的）塔徑可由此公式求解：由于適宜的空塔氣速 ，因此要先算出最大允許氣速umas.取塔板間距HT=0.35m,板上液層高度HL=0.05m，那么分離空間： 功能參數(shù)：.圖二. 不同分離空間下負(fù)荷系數(shù)與動(dòng)能參數(shù)的關(guān)系（Smith)圖由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：C20=0.064，由于,故需求出液體表面張力。TC：液體的臨界溫度，KXi：任一組分的摩爾分率Tic:乙醇的臨界溫度為243K，水的臨界溫度為342.2K：液體的

17、表面張力，dym/m2液體的臨界溫度：（取xi=0.86）X1=0.86時(shí)，查表得=22 dym/cm，T1=25，T2=78.3，所以：即：所以：又所以：因?yàn)檫m宜的空塔氣速 ，取安全系數(shù)為0.7，即：塔徑為： 所以標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為D= 0.750 m,因?yàn)橐阎踹x定精餾段的塔徑等于提餾段塔徑，所以全塔徑為0.750米。 塔的橫截面積為：3.1.2總塔高精餾塔的高度可由以下式子計(jì)算：1.已知實(shí)際塔板數(shù)為N=43塊，板間距HT=0.35m，由于原料僅是乙醇和水（較清潔原料），所以無需經(jīng)常清洗，一般在塔板上方的鼓泡區(qū)，每3-8層塔板布置一個(gè)人孔。因此可取每隔8塊塔板設(shè)置一個(gè)人孔，則人孔的數(shù)目S為：2

18、.設(shè)塔底儲(chǔ)蓄液停留時(shí)間為5 min，那么儲(chǔ)蓄液高度為：（AT為塔截面積）一般塔底液面至最下層塔板間要有12米的距離，為蒸汽空間，故取塔底空間HW=2.5m3.塔頂空間距離要大于板間距，為了利于氣體夾帶的液滴沉降，取塔頂空間HD=1.2m。4.進(jìn)料板空間高度HF=0.5m, 取人孔兩板間的間距為：hT=0.6m，那么精餾塔高度為：5.取裙坐高度為Hq=1.4m。6.由以上數(shù)據(jù)并查表，得出封頭的高度應(yīng)取H封=0.2m故整個(gè)精餾塔裝置高度為：（因?yàn)槿棺呀?jīng)包含了一個(gè)底部封頭，所以在計(jì)算時(shí)，只計(jì)算一個(gè)封頭。）3.2塔板主要工藝尺寸3.2.1溢流裝置因?yàn)樗饺?.750m，小于2m,所以本精餾塔采用單溢

19、流、弓形降液管、平型受液盤、及平型溢流堰，不設(shè)進(jìn)流堰。各尺寸計(jì)算如下：精餾段：1、取溢流堰長為0.6D，即 。2、出口堰高Hw： 3、采用平直堰 由， 圖三. 液流收縮系數(shù)圖由查圖收縮系數(shù)E=1。所以，堰上液層高度：故：提餾段：1、溢流堰長為0.6D，因?yàn)榫s塔和提餾段的塔徑相同，所以溢流堰長=0.45m、出口堰高H´W=0.041354m，符合要求（0.1-How>Hw>0.05-How)。3.2.2降液管寬度Wd與降液管面積Af圖四 弓形降液管參數(shù)圖因?yàn)椋槭謨?cè)上圖四得,，故：停留時(shí)間：所以，符合設(shè)計(jì)要求。3.2.3降液管底隙高度h0 降液管底端與塔板之間的距離h,若

20、過大，則不易形成液封，若過小，液體在降液管出口阻力過大，易液泛，一般不宜小于20-25mm,以免因堵塞而造成液泛。 取液體通過降液管底隙時(shí)的流速為u0=0.07m/s ，故根據(jù)公式可求出降液管底隙高度H0為：3.2.4篩板的布置塔板上在靠近塔壁的部分，應(yīng)留出一圈邊緣區(qū)，供塔板安裝之用，通常邊緣區(qū)寬度Wc為50-70mm.塔板上液體的入口和出口需設(shè)安定區(qū)，以避免大量含有氣泡的液體進(jìn)入降液管而造成液泛。一般，安定區(qū)的寬度Ws可取50-100mm。邊緣區(qū)和安定區(qū)中的塔板不能開孔。因此，取邊緣區(qū)寬度WC=0.05 m,安定區(qū)寬度WS=0.06 m.3.2.5開孔區(qū)面積其中：(Wd-降液管寬， Ws為安

21、定區(qū)寬， Wc-為邊緣區(qū)寬）所以：開孔區(qū)面積3.3浮閥數(shù)目及排列 采用F1型重閥，重量為33g，孔徑為d0=39.0mm，當(dāng)板上所有浮閥剛剛?cè)_時(shí)，F(xiàn)o數(shù)值常為9-12之間。3.3.1浮閥數(shù)目N（V-為上升氣體流量，m3/s ,do-閥孔直徑，m)氣體通過閥孔時(shí)的速度為：，取動(dòng)能因數(shù)F=11，故：因此： 開孔區(qū)的開孔率，即：一般要求開孔率達(dá)到10%14%，而=10.55%，符合要求。3.3.2閥孔排列孔間距為：其中，采取正三角形排列，排列見附圖：3.4各接管尺寸的確定3.4.1進(jìn)料管25時(shí)，用內(nèi)插法查表求得進(jìn)料體積流量：取適宜的輸送流速uF=1.5m/s，故：經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB816

22、3-87）,規(guī)格：。實(shí)際管內(nèi)流速為：3.4.2塔釜?dú)堃钩隽瞎芩獨(dú)堃后w積流量,取適宜的輸送速度uW=1.5m/s，故：經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87）,規(guī)格：。實(shí)際管內(nèi)流速為：3.4.3回流管回流液體積流量V回=m3/s取適宜的輸送速度u回=1.5m/s，故：經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87）,規(guī)格：。實(shí)際管內(nèi)流速為：3.4.4塔頂上升蒸汽管回流液體積流量V升= =m3/h=m3/s取適宜的輸送速度u升=12m/s (常壓操作條件下管內(nèi)蒸汽流速一般取1220m/s)，故：經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87）,規(guī)格：。實(shí)際管內(nèi)流速為：3.4.5水蒸氣進(jìn)口管在絕對(duì)壓力

23、為4kgf/cm2時(shí)，進(jìn)料體積流量：取適宜的輸送流速u汽進(jìn)=15m/s，故：經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87）,規(guī)格：。實(shí)際管內(nèi)流速為：3.5精餾塔主要附屬設(shè)備3.5.1冷凝器 （1）選取強(qiáng)制循環(huán)式冷凝器，冷凝器安裝在塔下的適當(dāng)位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器與泵之間設(shè)回流罐，這樣可以減少臺(tái)架，便于維修、安裝、減少成本。 （2） 冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量：記熱流體為78.3的94%的乙醇蒸汽，已知要求冷卻水進(jìn)入溫度為25，冷卻水流出溫度為45，因?yàn)镼熱=Q冷 ，且，已知r熱=600KJ/Kg， qm熱=0.5507Kg/s ，所以：傳熱面積：設(shè)熱流體流出溫度為45，因?yàn)?/p>

24、所以：。即：所以傳熱面積為15.4981m2 。3.5.2再沸器因?yàn)樵摼s塔為直接蒸汽加熱，所以可以不用安裝再沸器。3.5.3除沫器除沫器用于分離塔頂出口氣體中所夾帶的液滴，可降低有價(jià)值產(chǎn)品的損失，本文選用了應(yīng)用最廣的絲網(wǎng)除沫器。除沫器DK的直徑由氣體量和氣速?zèng)Q定：3.5.4法蘭 由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭。 進(jìn)料管接管法蘭：Pg6Dg70HG5010-58 回流管接管法蘭：Pg6Dg50HG5010-58 塔釜出料管法蘭：Pg6Dg80HG5010-58 塔頂蒸氣管法蘭：Pg6Dg500HG5010-58 塔釜蒸氣進(jìn)氣法蘭：Pg6Dg50

25、0HG5010-583.5.5視鏡在塔上部與塔下部適中位置各開一個(gè)12cm的孔，各安裝一個(gè)視鏡。3.5.6塔體壁厚 本精餾塔的操作壓力雖為常壓，但是為滿足制造時(shí)的焊接工藝，所以選用應(yīng)用較廣的塔體材料：一般碳鋼，壁厚為0.04m。3.5.7筒體與封頭（1）筒體壁厚選2mm（2）封頭 封頭分為橢圓形封頭、碟形封頭等幾種，本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱直徑，查得曲面高度，直邊高度，內(nèi)表面積，容積。 本文選用封頭H封=0.2m ,Dg600×3,JB1154-73。四.流體力學(xué)驗(yàn)算4.1氣體通過浮閥塔版的壓力降（單板壓降）4.1.1干板阻力hc浮閥由部分全開轉(zhuǎn)為全部全開時(shí)的臨界速度為uoc,即

26、因?yàn)?，所以：閥全開后（u0>uoc)的液柱高度4.1.2板上充氣液阻力h1取板上充氣程度因數(shù)，那么：4.1.3由表面張力引起的阻力由于表面張力導(dǎo)致的阻力一般都很小，所以在此忽略。所以：一般來說，常壓和加壓塔中每層浮閥塔板的壓強(qiáng)降為265-530Pa,因此符合要求。4.2漏液驗(yàn)算動(dòng)能因數(shù)F0=5，相應(yīng)的氣相最小負(fù)荷VSmin為：，其中。所以：可見不會(huì)產(chǎn)生過來的漏液現(xiàn)象。4.3液泛驗(yàn)算溢流管內(nèi)的清液層高度 ,其中，。所以：為了防止液泛，一般要求 ，取校正系數(shù)，則可見：，所以不會(huì)發(fā)生液泛。4.4霧沫夾帶驗(yàn)算 泛點(diǎn)率=圖五物性系數(shù)k圖六.泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖查得物性系數(shù)K=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)CF=

27、0.097。已知Vs=V=0.4180m3/s,Ls=L=0.0006640m3/s,所以：液泛點(diǎn)=55.27<82%為避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)不超過82%，可見，兩種計(jì)算方法，霧沫夾帶在允許的范圍內(nèi)。五.操作性能負(fù)荷圖5.1氣相負(fù)荷下限線（又稱漏液線），記為線1對(duì)于F1重閥，取閥孔動(dòng)能因數(shù)F0 = 5作為控制漏液量的操作下限，氣相負(fù)荷下限線方程可寫成為：式中：d0閥孔孔徑，d0=0.039m；N：浮閥數(shù)；v：氣相密度，/m3；VS：氣相體積流量，m3/s。 故：5.2過量霧沫夾帶線（又稱為氣相負(fù)荷上限線），記為線2按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算，故整理得：VS和LS分別取值獲得一條

28、直線，數(shù)據(jù)如下：LS，m3/s0.000350.00085VS, m3/s0.65320.64465.3液相負(fù)荷下限線，記為線3液相負(fù)荷下限線方程為：式中：LS液相流量，m3/s；lw 溢流堰長，m；E流量收縮系數(shù)，可取E=1計(jì)算。所以：LS=0.0004095 m3/s 。5.4液相負(fù)荷上限線，記為線4其液相負(fù)荷上限線方程為：式中：Af降液管截面積，m2；HT板間距，m；LS液相流量，m3/s。所以：LS=0.002319 m3/s。5.5液泛線，記為線5令：，由： ； ； ； 。聯(lián)立得：忽略h，將h0W與Ls；hd與Ls；hc與Vs的關(guān)系式代入上式，并整理得其中，a，b，c，d為由系統(tǒng)物性

29、和塔板結(jié)構(gòu)尺寸所決定的常數(shù)，分別為： ； ； 式中：Vs、Ls分別為氣、液相流量，m3/s；V、L分別為氣、液相密度，kg/m3； N閥孔數(shù)； HT板間距，m； hW液流堰高度，m； lW液流堰長度，m； h0降液管底隙高度，m；校正系數(shù)，一般取=0.5；0充氣因數(shù)，一般取0=0.5； E流量收縮因數(shù)，可取E=1。求得a=0.3636;b=0.1323;c=2469;d=1.6320,故方程如下：LS，m3/s0.000350.000550.000650.00085VS, m3/s0.71580.70730.70340.6960根據(jù)以上求得的氣相負(fù)荷下限線、過量霧沫夾帶線、液相負(fù)荷下限線、液相

30、負(fù)荷上限線及液泛線5線，可以作出性能負(fù)荷圖，見附圖。 在操作性能負(fù)荷圖中，氣相負(fù)荷下限線、過量霧沫夾帶線、液相負(fù)荷下限線、液相負(fù)荷上限線及液泛線五條曲線所圍成的區(qū)域（深色區(qū)域），就是該精餾塔工作時(shí)的適宜操作區(qū)。在此操作區(qū)域內(nèi)，塔板上流體力學(xué)情況正常。由操作性能負(fù)荷圖可以得知：1、該精餾塔所預(yù)設(shè)的氣液負(fù)荷設(shè)計(jì)點(diǎn)P（0.0006640，0.4180）正好落在該區(qū)域的適中位置，連接OP直線，即可得出操作線，2、 該塔板的操作上線完全由液返線控制，下線由氣相負(fù)荷下限線控制。3、 由上圖可以查得：VS,mas=0.630 m3/s ; VS,min=0.1916 m3/s故操作彈性K為：K = VS,m

31、as/ VS,min=0.630/0.1916=3.288,所以該精餾塔裝置具有較好的操作彈性。六.浮閥塔版工藝設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表表4 浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果 項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)PKpa常壓（101.325Kpa)各段平均溫度t61.6556.67平均流量氣相Vm3/s0.4180液相Lm3/s0.0006640實(shí)際塔板數(shù)N塊376板間距HTm0.35塔徑Dm0.75塔的有效高度H總m21.40空塔氣速um/s1.0137塔板液流形式單流型單流型溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長lwm0.45溢流堰寬度Wdm0.45管底與受液板距離h0m0.02108板上液體高度Hlm0.07孔徑d0m0.039孔中心距tm0.08821孔數(shù)n個(gè)39開孔面積Aam20.04659孔氣速u0m/s9.0206塔板壓降hpKpa0.50704液體在降液管停留時(shí)間t0s17.4631降液管內(nèi)液體高度Hdm0.07液泛點(diǎn)%52.1155.27負(fù)荷上限液泛線控制液泛線控制負(fù)荷下限漏液線控制漏液線控制氣相最大負(fù)荷VS,masm3/s0.630