甲醇-水溶液连续精馏塔设计

甲醇-水溶液连续精馏塔设计(总31

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机械工程学 院

食工原理课程设计

题 目: 甲醇-水溶液连续精馏塔设计 系 别: 生物与环境工程系 专 业:_ 09食品科学与工程 学 号:

姓 名: 指导教师:

2011年 10月 21日

甲醇-水溶液连续精馏塔的设计

2

一、设计名称

甲醇-水溶液连续精馏塔的设计 二、设计条件

处理量：t/a（17500）

料液组成（质量分数）：（30％） 塔顶产品组成（质量分数）：（％） 塔顶易挥发组分回收率：（99％）

每年实际生产时间：330天/年，每天24小时连续工作 连续操作、中间加料、泡点回流。 操作压力：常压

进料状况：冷液进料（55℃）

塔釜间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为

塔顶冷凝水用冷却水的进、出口温度差20-40℃ 三、设计任务

完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配图，编写设计说明书。 设计内容包括：

1、精馏装置流程设计与论证 2、浮阀塔内精馏过程的工艺计算 3、浮阀塔主要工艺尺寸的确定 4、塔盘设计

5、流体力学条件校核、作负荷性能图 6、主要辅助设备的选型 四、设计说明书内容 1、目录

2、概述（精馏基本原理） 3、工艺计算 4、结构计算

5、附属装置评价 6、参考文献

7、对设计自我评价

3

目录

设计任务书

1概述..............................................................错误!未定义书签。

2精馏塔工艺计算....................................................2 精馏塔物料衡算..............................................2

相对挥发度的计算.............................................3

泡点温度的计算..............................................3 最小回流比的计算............................................4

求精馏塔的气液相负荷........................................4 操作线方程..................................................5 3塔板数的求取......................................................5

理论塔板数的求取............................................5 实际塔板数的求取............................................6 4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算..............................7

初选塔板间距................................................7 物性数据的计算..............................................7 操作压力计算..........................................7 操作温度计算..........................................7 平均摩尔质量计算......................................8 平均密度..............................................8 气相平均密度...................................8 液相平均密度...................................8 液体表面张力..........................................9 液体粘度.............................................10 5精馏塔主要尺寸的计算.............................................10 塔径........................................................10 精馏塔有效高度的计算........................................12 溢流装置的确定..............................................12 塔板布置....................................................14

4

浮阀数目及排列..............................................14 6流体力学校核.....................................................16 气相通过浮阀塔板的压力降................................16 液泛的验算..............................................17 雾沫夹带的验算..........................................17 漏液验算................................................17 7塔板负荷性能图...................................................18 以精馏段为例.................................................18 液沫夹带线..............................................18 液泛线..................................................19 液相负荷上限线..........................................20 漏液线..................................................20 液相负荷下限线..........................................21 以提馏段为例.................................................21 液沫夹带线..............................................21 液泛线..................................................22 液相负荷上限线..........................................23 漏液线..................................................24 液相负荷下限线.........................................24 负荷性能图及操作弹性.........................................24 参考文献...........................................................25 自我总结...........................................................27

5

1概述

设计方案的确定塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。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。其内部设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。 工业上对塔设备的主要要求是：

（1）生产能力大，不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的

现象；

（2）传热、传质效率高；

（3）气流的摩擦阻力小，将大大节省动力消耗，从而降低操作费用； （4）操作稳定，适应性强，操作弹性大； （5）结构简单，材料耗用量少； （6）制造安装容易，操作维修方便。 （7）还要求耐腐蚀、不易堵塞等。

板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。

本次设计主要是浮阀板式塔的设计。

F-1型 V-4型 A型

十字架型 方形浮阀

图2 浮阀塔板

6

本设计书介绍的是浮阀塔的设计，其中包括设计方案的确定、塔主要设备的工艺设计计算。

本设计任务为分离甲醇－水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用冷夜进料，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，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2精馏塔工艺设计计算

精馏塔物料衡算

原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 MA= kg/kmol 水的摩尔质量 MB=kmol

0.45/32.04xF0.45/32.040.55/18.02=

xD0.94/32.040.7 0.94/32.040.06/18.02MF=×32 +×18 =kmol

600001000F311.76kmol/h

2433024.3

总物料衡算 F=D+W 甲醇的物料衡算FxF=DxD+Wxw

7



DxDFxF0.94

联立求解 D=h W=h xW0.0281 相对挥发度的计算： 表1甲醇-水x-y表 温度/℃ x 100 y 温度/℃ 70 .6 x y 所以 m12124.20

用内插法求得F5.04 D2.738 w7.606

精DF2.7385.043.715 提WF7.6065.046.191

泡点温度的计算：

表2甲醇水溶液的沸点 浓度0 10 20 （%） 沸点100 (℃) tF82.2℃

塔顶温度：

30 40 50 60 70 80 90 100 tD67.292.580.667.2 得tD66.55℃

10090塔底温度：

8

t

w1000.0043091.8100 得tw99.65℃

100tm(5582.2）/268.6℃

比热（℃）KJ/(kg℃) 汽化热（℃）KJ/kg 表3 水 甲醇 p则 c1.480.19424.180.80583.6608KJ/(kg℃) r1054.300.19422299.20.80582057.44KJ/(kg℃)

汽

（t-tcqrpF进）r汽汽3.6608(82.255)2057.441.04841

2057.44最小回流比的计算：

采用图解法求最小回流比。在图中对角线上e,作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为

xq0.2096 y0.5269

q Rmin=

xDyqyqxq =

0.87400.52691.0939

0.52690.2096故取操作回流比R=2Rmin= 求精馏塔的气液相负荷： 精馏段气液负荷

V=（R+1）D=+1)=kmol/h

VS=

VMV,精3600V,m精=

69.7726.500.5251 m3/s

36000.978L=RD=kmol/hLs提馏段气液负荷计算

LML精3600L,m精47.9025.500.00041 m3/s

3600827.1V，V(q-1)F69.770.048499.4174.58Kmol/h V'MV提74.5821.260.57 m3/s =

3600V,m提36000.7809

Vs'LLqF47.1.048499.41152.11Kmol/h

Ls'L'ML提152.1119.400.00088 m3/s =

3600L,m提3600934.65，

LRD2.1921.8747.Kmol/h

V(R1)D3.1921.8769.77Kmol/h

LLqF47.1.048499.41152.11Kmol/h V，，V(q-1)F69.770.048499.4174.58Kmol/h

操作线方程： 精馏段操作线方程

yn1RxD0.68650.2740xn R1xnR1提馏段操作线方程

ym1LxWxVV'm''W2.0396xm0.002562

3塔板数的求取

采用逐板法求理论塔板数 由yxy 得 x

1(1)x4.2-3.2y1D第一块板时 yy0.8740

x1

0.87400.6229y0.68650.62290.27400.7016

24.2-3.20.87400.70160.35y0.68650.350.27400.5204

34.2-3.20.70160.52040.2053y0.68650.20530.27400.4149

44.2-3.20.52040.41490.1444

4.2-3.20.4149x2

x3

x4

10

 x4xF 以下为提馏段 ym12.0396xm0.002562

0.29190.038

54.2-3.20.29190.17972.03690.038-0.0025620.1797y6x54.2-3.20.17970.04957

0.09854y72.03690.04957-0.0025620.09854x74.2-3.20.098540.02537

0.049182.03690.02537-0.0025620.04918y8x84.2-3.20.049180.01216

0.02224y92.03690.01216-0.0025620.02224x54.2-3.20.022240.005386

0.0084232.03690.005386-0.0025620.008423y10x54.2-3.20.0084230.002018

y2.03690.1444-0.0025620.2919x5 x10xW 理论上达到设计要求

因此，精馏塔理论塔板数NT10 (包括再沸器) 进料板位置NF4

实际塔板层数的求取：

tmttDW266.5599.6583.10℃

2在tm83.10℃时查得， 0.3440mpas

水 L甲醇0.269mpas

则xi0.19420.269(10.1942)0.3440.33mpas

Li全塔效率 ET=(μLа)×100%=％ 实际板层数：

48.89 精馏段实际板层数 N精0.4523613.314 提馏段实际板层数 N提0.452311

4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

初选塔板间距

板间距HT的选定很重要。选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。

对完成一定生产任务，若采用较大的板间距，能允许较高的空塔气速，对塔板效率、操作弹性及安装检修有利；但板间距增大后，会增加塔身总高度，金属消耗量，塔基、支座等的负荷，从而导致全塔造价增加。反之，采用较小的板间距，只能允许较小的空塔气速，塔径就要增大，但塔高可降低；但是板间距过小，容易产生液泛现象，降低板效率所以在选取板间距时，要根据各种不同情况予以考虑。可参照下表所示经验关系选取。

表4 塔板间距与塔径的关系 塔 径/D，m ～ ～ ～ ～ ～ 板间距/HT，200～250～350 300～450 350～600 400～600 mm 300 板间距需要初步选定，是因为计算空塔速度已估算塔径时，必须先选定板间距。板间距的尺寸在最后还需进行流体力学验算，如不满足流体力学的要求，则可适当地调整板间距或塔径。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm。 现初选板间距 HT0.4m。 物性数据计算 操作压力计算

塔顶操作压力 PD= 每层塔板压降 △P= 进料板压力 PF=+×9= 精馏段平均压力 Pm=+/2= 塔釜板压力 Pw=+14×=

提馏段平均压力 Pm(107.6111.1)/2109.35kPa

操作温度计算

塔顶温度 tD=℃ 进料板温度 tF=℃ 塔底温度 tW=℃

所以，精馏段平均温度 tm=+/2=℃ 提馏段平均温度 t’m=+）=℃

平均摩尔质量计算

12

'塔顶平均摩尔质量计算

xD0.8740 y0.71

D 气相MVDm=×+×=kmol 液相MLVm=×+×=kmol 进料板平均摩尔质量计算

xF0.1942 y0.5030

F气相MVFm=×+×=kmol 液相MLFm=×+×= kg/kmol 塔底平均摩尔质量计算

xW0.0024 y0.01027

F

气相MVWm=×+×=kmol 液相MLWm=× +×=kmol

精馏段平均摩尔质量

气相MVm=+/2= kg/kmol 液相MLm=+/2=kmol 提馏段平均摩尔质量

气相MVm=+ )/2= kg/kmol 液相MLm=+/2= kg/kmol

平均密度 m

气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，即 a.精馏段



VmPMRTmvm=

m109.3526.5030.978kg/m

8.314(273.1583.10)b.提馏段

'VmPMRTmvm=

m109.3521.6230.780kg/m

8.314(273.1590.39)液相密度 L,m

表5 温度/C wA wB 甲醇/kg/m 3水/kg/m 3塔顶 13

进料板 塔底

1L,m1=

=

wAL,AwBL,B

进料板：

LF,m10.300.70.9250.075 塔顶： = 734.6970.4753.3981.5L,mL,m=Kg/m3

LF,m=Kg/m3 塔釜：

1Lw,m=

0.00430.9957 Lw,m=Kg/m3 712.4985.6故精馏段平均液相密度 L,m精=

769.2885.0827.1Kg/m3

2885984.3934.65Kg/m3 提馏段平均液相密度 L,m提=

2 液体表面张力 m

m=xii

i1n由tD=℃ 查化工原理上册附表十九得

水mN/m 甲醇mN/m

塔顶液体平均表面张力m.D=mN/m由tF=℃ 查化工原理上册附表十九得

水mN/m 甲醇mN/m

加料板液体平均表面张力 m,F=mN/m由tW=℃ 查化工原理上册附表十九得

水mN/m 甲醇mN/m

mW0.002414.7910.002462.2762.15mN/m 精馏段平均表面张力 m,精=提馏段平均表面张力 m提22.6253.0537.83mN/m

253.0562.1557.6mN/m

214

液体粘度

L,m(P12,P573)

n L,m=xii

i1tD=℃，查化工原理上册

甲醇mPa.s 水mPa.s

L,D=mPa.s，查化工原理上册

甲醇mPa.s 水mPa.s

L,F=mPa.s

tW=℃，查化工原理上册

甲醇mPa.s 水mPa.s

L.W0.002412.2810.00240.230.3188 精馏段液体平均粘度 L,M精=提馏段液体平均粘度 L,M提

9.792.556.17mPa.s 22.550.31881.43mPa.s

25主要工艺尺寸计算

塔径

参考有关资料，初选板间距HT=，取板上液层高度hL= 故 HT-hL=精馏段：

LSVSLV1/20.00041827.1=0.52510.9781/20.023

查史密斯关联图

15

可得 C20=

校核至物系表面张力为m时的C，即

0.237.83 C=C20=2020 umax=C

0.20.1

LV827.10.978=2.906 m/s V0.978可取安全系数，则 u=umax= m/s

故 D=提馏段：

LSVSLV1/24Vs= u1/20.00088934.68=0.570.7800.054

16

查图可得 C20=

校核至物系表面张力为m时的C，即

0.257.6 C=C20=2020 umax=C

0.20.049

LV934.680.78=1.70 m/s V0.78可取安全系数，则

u=umax=故 D’= 按标准，塔径圆整为，则 2塔截面积A=D=

4精馏段空塔气速为u= m/s 提馏段空塔气速为u= m/s 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为

Z精（N精1）HT=(9-1)=

提馏段有效高度为

Z提（N提1）HT=(14-1)=

精馏塔的有效高度：+= 溢流装置的确定

采用单溢流、弓形降液管，平形受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。 ⑴ 堰长 lw

取堰长 lw=

lw= 出口堰高

hw=hLhow

选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算

2.84LhE how=

1000Lw2/34Vs= u

精馏段：

17

近似取E=1，则

hOW2.840.000413600110000.4622/30.0062m

取板上清液层高度hL=

故 hW0.060.00620.0538m 提馏段：

近似取E=1，则

hOW2.840.000883600110000.4622/30.01010m

取板上清液层高度hL=

故 hW0.060.010100.0499m

(3)弓形降液管的宽度Wd与弓形降液管的面积Af

由

lw0.66查《化工设计手册》得 DAWd=, f= DAT 故 Wd== Af=

4 依下式验算液体在降液管中停留时间，即 精馏段：

D2=m2

AfHTLsAfHTLs0.02770.4027.02 >5s

0.00041提馏段：

0.02770.4012.59 >5s ，故降液管设计合理

0.00088 (4)降液管底隙高度 h

精馏段：

h=hw=提馏段：

18

h=hw=降液管底细隙高度壁溢流堰高度低，以保证降液管底部的液封。 塔板布置

溢流区：降液管及受液盘所占的区域 破沫区：鼓泡区与溢流区之间的区域，WS=

无效边缘区：靠近塔壁的部分需要留出一圈边缘区域，以供支撑塔板的边梁之

用。 Wc=

21xRsin开孔区面积 Aa2xR2x2 180R R=

DWc== 2D(WdWs)= x=20.160.292sin1故 Aa=20.160.2920.162= 1800.29浮阀数目及排列

(1)浮阀的排列

采用F1型浮，由于塔径为，故塔板采用整块式。浮阀排列方式采用正三角形叉排，孔心距 t=75mm=。 （2）阀数确定

3气相体积流量VS=m/s已知，由于阀孔直径d0=，因而塔板上浮阀数目n就取

决于阀孔的气速u0。u0F0，浮阀在刚全开时操作， 取阀孔动能因子

VF=10 精馏段： 孔速 u=浮阀数 N=

F10s 0.978V,m4Vs=

=

d2u0.5251=44(个)

3.14/40.039210.11按t75mm等边三角形叉排方式作图，排得阀数38个 提馏段： 孔速u=FV,m=

10s 0.7819

阀数N=

4Vsd2u=

0.57=42（个)

3.14/40.039211.32按t75mm等边三角形叉排方式作图，排得阀数38个

图3-3 塔板阀数图

按n=38，重新核算孔速及阀孔动能因数 精馏段u0Vs4d0N0.525111.57m/s 23.14/40.03938F精11.570.97811.45 仍在9～12范围内。 提馏段；

u0Vs4d0N0.5712.44m/s 23.14/40.03938F精12.440.7810.99仍在9～12范围内。

（3）开孔率 精馏段：

2n精4d04D2d0.039n(0)23811.8%

D0.72提馏段：

20

n4提d024D2d0.039n(0)23811.8%

D0.72开孔率在5%~15%范围内，故符合设计要求。

每层塔板上的开孔面积

精馏段： A00.1180.2050.0242m2 提馏段： A00.1180.2050.0242m2

6 流体力学校核

气相通过浮塔板的压力降

由 hphchfh知

⑴ 干板阻力

气体通过浮阀塔板的干板阻力，在浮阀全部开启前后有着不同的规律。 对F1型重阀来说可以用一下经验公式求取hc。 阀全开前u0uoc阀全开后u0uoc hc19.9uo0.175L （1）

Vu2 hc5.34 （2）

2Lg0.175Vu2uo令hc5.34=19.9，得

L2Lguoc1.82573.1V1.82573.110.63m/s 0.978因为u0uoc，故

hc19.9uo0.175L10.630.1750.036m液柱 =19.9827.1⑵ 液层阻力x 取充气系数数 =,则

hf=hL=m液柱 液体表面张力所造成阻力h

据国内普查结果得知，常压和加压塔中每层浮阀塔板压降为260～530Pa，而通过每块减压塔塔板的压降约为200Pa，h很小，计算时可以忽略不计。

21

故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：

hp=+= 常板压降

PphpLg=PaPa符合设计要求)。

液泛的验算

为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度符合

HdHThw，其中 HdhphLhd 由前计算知 hp=, 取=,板间距今为,hw=, 故HThw=+=

又塔板上不设进口堰，则

Ls0.00041hd== =0.153lh0.4620.0478w22板上液层高度 hL=,得：

Hd=++=

由此可见：Hd<HThw，符合要求，在设计负荷下不会发生液泛现象。 雾沫夹带eV的验算

5.710uaeV=HhfT6 3.23.25.71060.5251/0.3850.0277=37.831030.400.03由上式可知 eV<液/kg气

0.0169 kg液/kg气

浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。

VsVLV1.36LslL 泛点率=KCFAb100%

lL=D-2Wd= =

Ab=AT-2Af= m

式中lL——板上液体流经长度，m；

22

Ab——板上液流面积，m2； CF——泛点负荷系数，取0. 102； K——特性系数，取。

0.5251 泛点率=

0.9781.360.000410.524827.10.97854.6% 1.00.1020.3296 泛点率<80%,符合要求 漏液验算

取F0＝5作为控制漏液量的操作下限， 由u0F0V 可知，

u0,minVmin，精F0V,精455.06m/s

0.9783.140.0392385.060.230m3/s 42d0nu0,min

7塔板负荷性能图

以精馏段为例 液沫夹带线

以 ev=液/kg气为限，求VsLs关系如下 由 ev

5.7106L(aHThf)3.2

uaVSVs2.80Vs

ATAf0.38460.0277hf2.5hL2.5(hwhow)

hw=

2.843600Ls1how=10000.4622/31.14Ls2/32/3

2/3故 hf2.5(0.05381.14Ls)2.85Ls0.1345

23

HThf0.40.13452.85Ls62/30.26552.85Ls3.22/3

2.8Vs5.710 eV2/3337.83100.26552.85Ls0.1

整理得 VS=1.02257.76Ls2/3

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表

表6

Ls m3/s Vs m3/s 液泛线

令 Hd(HThw)

由 HdhphLhd;hphch1h;h1hL;hLhwhow 联立得 HT(1)hw(1)howhchdh 由此确定液泛线方程。

2vu0L3600Ls （HT+hw）=5.340.153(S)2(10)hw

L2gLwh0lw由于物系一定，塔板结构尺寸一定，而且uo＝

VS2 u232.059103.14 0.0392384204Vs2d0N

VS2Vu00.978VS2hc5.345.340.16VS2 32Lg2827.19.812.059102LSLS2hd0.1530.153313LS 2lh0.4620.0478w02取E= , 0.5, 0.5

2.843600LShow1.0210000.4622/3/31.14L2S

24

hLhwhow

综上所计算整理得

VS2＝LS2LS2/3相应的Vs和Ls值如下表7

Ls m3/s Vs m3/s

液相负荷上限线

求出上限液体流量Ls值（常数） 以降液管内停留时间=4s，则

LS,maxHTAf1 2 3 4 5 0.400.02770.00277m3/s

4 漏夜线

对于F1型重阀，由F0u0v5，计算得

u05 v Vs4d02nu04d02n5 v 则VS,min3.1450.0392380.229m3/s 40.978由 0,minC0(hLh)L/V

0,min=

VS,minA0

hLhWhOW

hOW=

2.84Lh2/3E() 1000lw2.84Lh2/3E()]h}L/V 1000lw25

得 Vs,minC0A0{0.00560.13[hw =4.40.7720.1010.538 {0.00560.013[0.0538整理得Vs,min0.18412.16Ls2/33600LS2/32.841()]}827.1/0.978 10000.4625.28

在操作数据内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果见表8

LS，m3/s VS，m3/s 液相负荷下限线

若操作的液相负荷低于此线时，表明液体流量过小，板上的液流不能均匀分布，汽液接触不良，易产生干吹、偏流等现象，导致塔板效率的下降。

取堰上液层高度how=，根据how计算式求Ls的下限值

2.84Ls,minE0.006， 取E= 1000lw3/20.0061000 LS,max=2.841.020.4620.00035m3/s 3600 经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。（见后面）

以提馏段为例 液沫夹带线

以 ev=液/kg气为限，求VsLs关系如下 由 ev5.7106L(aHThf)3.2

uaVSVs2.80Vs

ATAf0.3850.0277hf2.5hL2.5(hwhow)

hw=

2.843600Ls1how=10000.602/30.938Ls2/3

26

故 hf2.5(0.05380.938Ls2/3)2.345Ls2/32/30.1345

2/3 HThf0.40.13452.345Ls0.26552.345Ls3.2

2.80Vs5.7106 eV2/3357.6100.26552.345Ls0.1

整理得 VS=0.82387.2762Ls2/3

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表9

表9 LS，m3/s VS，m3/s

液泛线

令 Hd(HThw)

由 HdhphLhd;hphch1h;h1hL;hLhwhow 联立得 HT(1)hw(1)howhchdh

忽略h，将how与LS，hd与LS，hc与VS的关系式代入上式，并整理得

2/3'VS2b'c'L2Sd'LS

式中 '0.051V()

(A0c0)2L b'HT(1)hw c'0.153/(lwh0)2 d'2.84103E(1)(将有关的数据代入，得 a'36002/3) lw0.0510.780.25

(0.02420.538)2934.6527

b'0.50.40(0.50.631)0.05380.139

c'0.153313.7 2(0.4620.0478)2/333600 d'2.84101(10.63)0.462/3故 Vs20.5561254.8L2s7.28L2s

1.82

在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于表

表10 LS，m3/s VS，m3/s

液相负荷上限线

以 =4s 作为液体在降液管中停留时间的下限，由 AfHT40.02770.40.00277m3/s

4 AfHTLs4得

Ls,max据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线. 漏液线

由 0,minC0(hLh)L/V

0,min=

VS,minA0

hLhWhOW

hOW=

2.84Lh2/3E() 1000lw2.84Lh2/3E()]h}L/V 1000lw得 Vs,minC0A0{0.00560.13[hw =4.40.7720.1010.538 {0.00560.013[0.05383600LS2/32.841()]0.0035}934.65/0.78 10000.628

整理得Vs,min0.18414.6Ls2/33.35

在操作数据内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果见表11 表11 LS，m3/s VS，m3/s 液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how=作为最小液体负荷标准。由式得

hOW2.843600LsE1000lW3/2 2/30.006

取E=1，则 Ls,min0.00610002.840.4620.000394m3/s 3600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线

负荷性能图及操作弹性

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由上图查得 提馏段： VS,max0.91 VS,min0.2581 精馏段：VS,max0.696 VS,min0.341 因此，精馏段的操作弹性为

VS,maxVS,min0.913.526

0.25810.6962.04 0.341 提馏段的操作弹性为

VS,maxVS,min参考文献

[1]刘光启、马连湘、刘杰.化学化工物性数据手册[M].北京：化学化工出版社，有机卷)、542-613（有机卷）.

[2]刘道德等.化工设备的选择与工艺设计[M].中南大学出版社，陈英南、刘玉兰.常用化工单元设备的设计[M].上海：华东理工大学出版社，马江权、冷一欣.化工原理课程设计[M].

[5]路秀林、王者相等.塔设备[M].化学工业出版社.

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自我评价

本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现甲醇-水溶液的分离。从接到设计要求时候的太多不懂无从下手到的完成本次设计期间的感触和收获很多。大部分同学的进料方式是泡点进料而我的进料方式是冷夜进料，刚开始设计的时候由于没有注意到造成了已经计算到塔板数的那么多数据全部作废。后来在计算负荷性能的时候又由于用的不是权威的书籍上的标准公式造成了很大得计算误差，经过与别的同学的交流发现了自己的错误并且改正了，而这次失误又让我的整个关于负荷性能图的计算全部作废。设计的过程中还有很多很多次由于计算不小心造成的小部分的失误。这一次一次的失误让我深刻了解了

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要想设计成功必须对相关的专业知识掌握娴熟，还要会查手册，而且计算时还要非常的仔细，因为数据是一环套一环的，有时一个数据的错误，会使后面的数据无法继续进行验算。

本次设计有许多可之处但也有很多的不足。首先，本次设计任务工作量大时间有限，但最终经过验算可知设计基本符合设计要求，算是完成了设计任务。其次，由于设计中的计算量很大而且计算数据复杂，所以难免会出现计算或者记录上的错误。另外，由于缺乏经验可能有考虑不周到的地方会给实际生产带来影响。

由于本人能力水平有限，设计书中难免会存在不完善的地方，我诚恳地希望老师批评改正，让我更进一步的努力。

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