1、,可见不会产生过量漏液。塔板负荷性能图及操作弹性液相下限线因堰上液层厚度为最小值时，对应的液相流量为最小。设,小推出液相上限线当停留时间取最小时，为最大，求出上限液体流量值常数，在图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。以作为液体在降液管中停留时间的下限，因，则,大漏液线提因数对于浮阀塔，阀孔动能提据此可作出与液体流量无关的水平漏液线。④雾沫夹带线根据经验值，因该塔径控制其泛点率为代入上式物性系数查表得,泛点负荷因素，查表得代入计算式，整理可得由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值，依式算出相应的值列于下表中。液泛线为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。联立以下三式由上式确定液泛。
2、计算结果项目精馏段提馏段塔径，板间距，塔板型式实际塔板数空塔气速，堰长，堰高，单溢流弓形降液管单溢流弓形降液管板上液层高度，降液管底隙高度，浮阀数，个阀孔气速，阀孔动能因数临界阀孔气速，孔心距，排间距，单板压降，液体在降液管内停留时间，安定区宽度,边缘固定区宽度,弓形降液管宽度,开孔率泛点率气相负荷上限，气相负荷下限，操作弹性六辅助设备及零件设计塔顶全凝器的计算及选型冷凝器的选择列管式冷凝器按冷凝器与塔的位置，可分为整体式自流式和强制循环式。整体式如图，所示。将冷凝器与精馏塔作成体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。自流式如图所。
3、设计合适降液管底隙高度降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以表示。的大小应在之间。降液管底隙高度应低于出口堰高度才能保证降液管底端有良好的液封。工程上般取。本次设计中取。故降液管底隙高度设计合理。安定区与边缘区的确定取安定区宽度边缘区宽度弓形降液管宽度鼓泡区间阀孔数的确定以及排列采用型重阀孔径为。取阀孔动能因子孔速,浮阀数个有效传质区面积根据公式其中④塔板的布置因故塔板采用分块式，查表的塔块分为块采用等腰三角形叉排。浮阀塔阀孔直径取,阀孔按等腰三角形排列，如下图阀孔的排列第排阀孔中心距为，各排阀孔中心线间的距离可取经过精确绘图，得知，当时，阀孔数实际个按重新核算孔速及阀孔动能因数孔速,阀孔动能因数变化不大，仍在范围内。开孔率空塔气速开孔率,符合。
4、线。忽略式中项，将以下五式代入上式，得到因物系定，塔板结构尺寸定，则及等均为定值，而与又有如下关系，即式中阀孔数与孔径亦为定值。因此，可将上式简化成与的如下关系式其中取取带入数据由得操作负荷线由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点,在正常的操作范围内。过圆点连接作出操作线由塔板负荷性能图可以看出在任务规定的气液负荷下的操作点设计点，处在适宜操作区内的适中位置。塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。操作弹性,操作弹性此设计符合要求。提馏段负荷性能图液相下限线液相上限线漏液线④雾沫夹带线液泛线操作线五浮阀塔板工艺设计。
5、压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度液会下降。对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏。降低操作压力，组分的相对挥发度增加，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低位的加热剂。但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温度的降低，而且必须使用抽真空设备，增加了相应的设备和操作费用。本次任务是甲醇和水体系，甲醇水这类的溶液不是热敏性物料，且沸点又不高，所以不需采用减压蒸馏。这类溶液在常压下又是液态，塔顶蒸气又可以用普通冷却水冷凝，因而也不需采用加压蒸馏。所以为了有效降低设备造价和操作费用对这类溶液可采用常压蒸馏。操作压强物料的进料热状态进料热状态有五种。原则上，在供热定的情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷也进料。但为使塔的操作稳定，免受季节气。
6、计任务乙醇水体系设计条件及任务进料流量进料组成摩尔分率进料热状态泡点进料要求塔顶产品浓度易挥发组分回收率η前言化学工业中塔设备是化工单元操作中重要的设备之，化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收解吸精馏萃取增湿减湿等单元操作中，精馏操作是最基本的单元操作之，它是根据混合液中各组分的挥发能力的差异进行分离的。塔设备般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。般，与填料塔相比，板式塔具有效率高处理量大重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。浮阀塔的特点生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大，与筛板塔接近。操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，。
7、是，可利用压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。回流的方式方法液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流。采用重力回流可节省台回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制回流比。考虑各方面综合因素，采用重力回流。二精馏的工艺流程图的确定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。理论板数的确定物料衡算ηη物系相平衡数据基本物性数据组分分子式分子量沸点熔点水甲醇常压下甲醇和水的气液平衡表确定回流比根据甲醇水气液平衡组成表和相对挥发度。
8、传热面积的估计值为安全系数取换热面积管子尺寸取水流速取管数根管长取管心距壳体直径取折流板采用弓形折流板，取折流板间距由上面计算数据，选型如下公称直径管子尺寸公称压力管子长管程数管数根壳程数管心距管子排列正三角排列核算管程壳程的流速及管程流通截面积管内水的流速水南京工业大学化工原理专业课程设计设计题目甲醇水体系浮阀精馏塔的设计学生姓名高辰珏班级学号化工指导教师姓名冯晖课程设计时间年月日年月日课程设计成绩设计说明书计算书及设计图纸质量，工作能力综合能力及设计过程表现，设计最终成绩五级分制指导教师签字化学化工学院课程名称化工原理课程设计设计题目甲醇水体系浮法精馏塔的设计学生姓名高辰珏专业化学工程与工艺班级学号化工设计日期至设。
9、温的影响，常采用泡点进料。这样，塔内精馏段和提留段上升的气体量变化较小，可采用相同的塔径，便于设计和制造。但将原料预热到泡点，就需要增设个预热器，使设备费用增加。综合考虑各方面因素，决定采用泡点进料，即。回流比的确定对于定的分离任务，采用较大的回流比时，操作线的位置远离平衡线向下向对角线靠拢，在平衡线和操作线之间的直角阶梯的跨度增大,每层塔板的分离效率提高了，所以增大回流比所需的理论塔板数减少，反之理论塔板数增加。但是随着回流比的增加，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加，操作费用增加，所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流比。本次设计任务中，综合考虑各个因素，采用回流比为最小回流比的倍。即塔釜加热方式塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点。
10、要求则每层板上的开孔面积塔板流体力学的验算塔板压降气体通过浮阀塔板的压力降单板压降干板压强降浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为液柱液层阻力取板上液层充气程度因数ε，则ε液柱液体表面张力数值很小，设计时可以忽略不计则液柱气体通过每层塔板的压降为设计允许值液泛的校核为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。即甲醇水属于般物系，取对于浮阀塔则因故降液管设计合适雾沫夹带的校核泛点率式中板上液体流经长度板上液流面积泛点负荷系数，由图查得泛点负荷系数取特性系数，查表取由上代入数据得泛点率对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过。计算出的泛点率在以下，故可知雾沫夹带量能够满足液干气的要求。漏液验算提因数对于浮阀塔，阀孔动能提。
11、公式，求得算得相对挥发度平衡线方程为因为泡点进料所以代入上式得理论板数的计算以及实际板数的确定塔的汽液相负荷求操作线方程精馏段操作线方程提馏段操作线方程为逐板计算法求理论板层数精馏段理论板数平衡线方程为精馏段操作方程由上而下逐板计算，自开始到首次超过时止操作线上的点平衡线上的点因为时首次出现故第块理论版为加料版，精馏段共有块理论板。提馏段理论板数提馏段操作线方程已知,由上而下计算，直到首次越过时为止。操作线上的点平衡线上的点由于到首次出现，故总理论板数不足块总的理论板数包括再沸器实际板数的确定实际塔板数总板效率的计算根据汽液平衡表,由内插法求得塔顶温度塔釜温度查流体收缩系数图得,降液管的宽度与降液管的面积由查图得查得,④液体在降液管中停留时间故降液管。
12、示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。强制循环式如图，所示。当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。根据本次设计体系，甲醇水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式。冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修安装，造价不高。冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量热流体为的的甲醇蒸汽，冷凝蒸汽量由于甲醇摩尔分数为,所以可以忽略水的冷凝热,冷凝水始温为，取全凝器出口水温为，在平均温度物性数据如下甲醇在膜温下，水在平均温度下甲醇水水设备的热参数水的流量平均温度差根据传热系数估计表取。
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毕业论文：甲醇-水体系浮阀精馏塔的设计