化工原理課程設(shè)計(jì)--乙醇-水二元體系浮閥精餾塔的工藝設(shè)計(jì)

1、<p>　　課程名稱： 化工原理課程設(shè)計(jì)</p><p>　　設(shè)計(jì)題目：乙醇-水二元體系浮閥精餾塔的工藝設(shè)計(jì)</p><p>　　學(xué)生姓名： 專業(yè)：化學(xué)工程與工藝 </p><p>　　班級(jí)學(xué)號(hào)： 化工 </p><p>　　設(shè)計(jì)日期： 2012-12-24至2013-01-0

2、7</p><p>　　設(shè)計(jì)任務(wù)： 乙醇-水體系</p><p><b>　　設(shè)計(jì)條件：</b></p><p>　　進(jìn)料量：F=230 kmol/h</p><p>　　進(jìn)料組成：=0.17 （摩爾分率）</p><p>　　進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料</p><p>　

3、　常壓，塔釜間接蒸汽加熱</p><p>　　塔頂冷凝水溫度t=25℃，</p><p>　　塔釜加熱蒸汽溫度T=139℃</p><p><b>　　設(shè)計(jì)要求：</b></p><p>　　1．產(chǎn)品濃度： 94 （mass %）</p><p>　　2．易揮發(fā)組分回收率： 99% <

4、/p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　一 概述………………………………………………………….8</p><p><b>　　二 工藝設(shè)計(jì)</b></p><p><b>　　1 總體設(shè)計(jì)方案</b></p><p>　　1.1

5、操作壓強(qiáng)的選擇……………………………………….….8</p><p>　　1.2 物料的進(jìn)料熱狀態(tài)……………………………………….8</p><p>　　1.3 塔釜的加熱方式………………………………………….9</p><p>　　1.4 回流方式選定……………………………………………10</p><p>　　1.5 回流比的確定…

6、…………………………………………10</p><p>　　2 精餾的工藝流程圖……………………………………………10</p><p>　　3 精餾塔塔板數(shù)的確定</p><p>　　3.1 物料衡算……………………………………………………...11</p><p>　　3.2 物系相平衡數(shù)據(jù)……………………………………………...11

7、</p><p>　　3.3 回流比確定…………………………………………………..14</p><p>　　3.4 逐板法計(jì)算理論塔板數(shù)……………………………………..15</p><p>　　3.5 實(shí)際塔板數(shù)的確定……………………………………….…17</p><p>　　4 塔體主要工藝尺寸的確定</p><

8、p>　　4.1 精餾段塔徑塔板的設(shè)計(jì)計(jì)算</p><p>　　4.1.1 精餾段塔塔徑塔板的設(shè)計(jì)參數(shù)</p><p>　　4.1.1.1 操作壓力…………………………………….19</p><p>　　4.1.1.2 溫度…………………………………………....19</p><p>　　4.1.1.3 平均摩爾質(zhì)量…………………

9、………………..19</p><p>　　4.1.1.4 平均密度……………………………….............20</p><p>　　4.1.1.5 液體表面張力……………………………….….21</p><p>　　4.1.1.6 液體的粘度…………………………………….21</p><p>　　4.1.1.7 液負(fù)荷計(jì)算

10、……………………………………23</p><p>　　4.1.2 塔板參數(shù)計(jì)算和選擇</p><p>　　4.1.2.1 塔徑的計(jì)算………………………………………24</p><p>　　4.1.2.2 溢流裝置的確定…………………………………25</p><p>　　4.1.2.3 安定區(qū)與邊緣區(qū)的確定…………………………28&l

11、t;/p><p>　　4.1.2.4 鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列……………………28</p><p>　　4.1.2.5 開(kāi)孔率計(jì)算………………………………………30</p><p>　　4.1.3 塔盤流體力學(xué)驗(yàn)算</p><p>　　4.1.2.1 塔板壓降…………………………………………31</p><p>　

12、　4.1.2.2 降液管停留時(shí)間…………………………………31</p><p>　　4.1.2.3 霧沫夾帶…………………………………………32</p><p>　　4.1.4 負(fù)荷性能圖</p><p>　　4.1.4.1 液相下限線……………………………………….34</p><p>　　4.1.4.2 液相上限線…………………

13、………………….…34</p><p>　　4.1.4.3 漏液線…………………………………………….34</p><p>　　4.1.4.4 過(guò)量霧沫夾帶線……………………………….....35</p><p>　　4.1.4.5 液泛線…………………………………………….36</p><p>　　4.1.4.6 性能負(fù)荷圖…………

14、……………………………38</p><p>　　4.2 提餾段塔徑塔板的設(shè)計(jì)計(jì)算</p><p>　　4.2.1 精餾段塔塔徑塔板的設(shè)計(jì)參數(shù)</p><p>　　4.2.1.1 操作壓力……………………………………….39</p><p>　　4.2.1.2 溫度…………………………………………....39</p><

15、;p>　　4.2.1.3 平均摩爾質(zhì)量…………………………………..39</p><p>　　4.2.1.4 平均密度……………………………….............40</p><p>　　4.2.1.5 液體表面力……………………………..………41</p><p>　　4.2.1.6 液體的粘度………………………………….….42</p&

16、gt;<p>　　4.2.1.7 液負(fù)荷計(jì)算</p><p>　　4.2.2 塔板參數(shù)計(jì)算和選擇</p><p>　　4.2.2.1 塔徑的計(jì)算…………………………………….…44</p><p>　　4.2.2.2 溢流裝置的確定…………………………….……45</p><p>　　4.2.2.3 安定區(qū)與邊緣區(qū)

17、的確定……………………….…46</p><p>　　4.2.2.4 鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列………………….…46</p><p>　　4.2.2.5 開(kāi)孔率計(jì)算…………………………………….…48</p><p>　　4.2.3 塔盤流體力學(xué)驗(yàn)算</p><p>　　4.2.2.1 塔板壓降……………………………………….…48&

18、lt;/p><p>　　4.2.2.2 降液管停留時(shí)間……………………………….…48</p><p>　　4.2.2.3 霧沫夾帶………………………………………….50</p><p>　　4.2.4 負(fù)荷性能圖</p><p>　　4.2.4.1 液相下限線……………………………………….51</p><p>

19、　　4.2.4.2 液相上限線……………………………………….51</p><p>　　4.2.4.3 漏液線…………………………………………….52</p><p>　　4.2.4.4 過(guò)量霧沫夾帶線………………………………….52</p><p>　　4.2.4.5 液泛線…………………………………………….53</p><p>

20、　　4.2.4.6 性能負(fù)荷圖…………………………………….…55</p><p>　　5 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)</p><p>　　5.1 塔頂全凝器的計(jì)算及選型…………………………………..56</p><p>　　5.2 塔底再沸器面積的計(jì)算及選型……………………………..60</p><p>　　5.3 其他輔助設(shè)備的計(jì)算及選型&

21、lt;/p><p><b>　　5.3.1 接管</b></p><p>　　5.3.1.1 進(jìn)料管…………………………………………….60</p><p>　　5.3.1.2 回流管…………………………………………….61</p><p>　　5.3.1.2 塔釜出料管……………………………………….61</

22、p><p>　　5.3.1.3 再沸器蒸汽進(jìn)口管…………..…………………...61</p><p>　　5.3.1.4 冷凝水管………………………………………....62</p><p>　　5.3.2 預(yù)熱器………………………………………………..</p><p><b>　　5.3.3 泵</b></p&

23、gt;<p>　　5.3.1.5 冷凝水泵……………………………….62</p><p>　　5.3.7 進(jìn)料泵…………………………………………….…63</p><p>　　6 計(jì)算結(jié)果匯總…………………………………………………65</p><p>　　7 致謝……………………………………………………………66</p><

24、p>　　7 參考文獻(xiàn)………………………………………………………69</p><p><b>　　三 附錄：</b></p><p>　　1精餾段塔板布置圖………………………………………………70</p><p>　　2提餾段塔板布置圖………………………………………………71</p><p><b>　

25、　概述：</b></p><p>　　塔設(shè)備一般分為級(jí)間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點(diǎn)，但其結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，阻力降較大。在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。</p><p><b>　　浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)：</b></p><p

26、>　　1．生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開(kāi)孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%～40%，與篩板塔接近。 </p><p>　　2．操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動(dòng)范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 </p><p>　　3．塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時(shí)間較長(zhǎng)，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 &

27、lt;/p><p>　　4．氣體壓降及液面落差小，因氣液流過(guò)浮閥塔板時(shí)阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 </p><p>　　5．塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比篩板塔高 20%～30。 </p><p>　　但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價(jià)昂貴，推廣受到一定限制

28、。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來(lái)，浮閥塔的推廣并不是越來(lái)越廣。 </p><p><b>　　二．工藝設(shè)計(jì)</b></p><p><b>　　總體設(shè)計(jì)方案</b></p><p>　　1.1 操作壓強(qiáng)的選擇 </p><p>　　精餾可以常壓，加壓或減

29、壓條件下進(jìn)行。確定操作壓力時(shí)主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)，技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來(lái)考慮的。</p><p>　　對(duì)于沸點(diǎn)低，常壓下為氣態(tài)的物料必須在加壓條件下進(jìn)行操作。在相同條件下適當(dāng)提高操作壓力可以提高塔的處理能力，但是增加了塔壓，也提高了再沸器的溫度，并且相對(duì)揮發(fā)度液會(huì)下降。</p><p>　　對(duì)于熱敏性和高沸點(diǎn)的物料常用減壓蒸餾。降低操作壓力，組分的相對(duì)揮發(fā)度增加，有利于分離。

30、減壓操作降低了平衡溫度，這樣可以使用較低位的加熱劑。但是降低壓力也導(dǎo)致了塔直徑的增加和塔頂冷凝溫度的降低，而且必須使用抽真空設(shè)備，增加了相應(yīng)的設(shè)備和操作費(fèi)用。</p><p>　　一般來(lái)說(shuō)，常壓蒸餾最為簡(jiǎn)單經(jīng)濟(jì)，若物料無(wú)特殊要求，應(yīng)盡量在常壓下操作。對(duì)于乙醇－水體系，在常壓下已經(jīng)是液態(tài)，且乙醇－水不是熱敏性材料，在常壓下也可成功分離，所以選用常壓精餾。因?yàn)楦邏夯蛘哒婵詹僮鲿?huì)引起操作上的其他問(wèn)題以及設(shè)備費(fèi)用的增加，

31、尤其是真空操作不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操作費(fèi)用，而且由于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設(shè)備費(fèi)用增加。</p><p>　　因此，本設(shè)計(jì)選擇常壓操作條件。</p><p>　　1.2 物料的進(jìn)料熱狀態(tài)</p><p>　　采用泡點(diǎn)進(jìn)料的方式，進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中。這樣一來(lái)，進(jìn)料溫度就不受季節(jié)、氣溫變化和前道工序

32、波動(dòng)的影響，塔的操作就比較容易控制。</p><p>　　1.3 塔釜的加熱方式</p><p>　　精餾段通常設(shè)置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供足夠的熱量。若待分離的物系為某種組分和水的混合物，往往可以采用直接蒸汽加熱的方式。但當(dāng)在塔頂輕組分回收率一定時(shí)，由于蒸汽冷凝水的稀釋作用，可使得釜?dú)堃褐械妮p組分濃度降低，所需的理論塔板數(shù)略有增加，且物系在操作溫度下黏度不大有利于間接蒸汽加熱。

33、</p><p>　　因此，本設(shè)計(jì)選用間接蒸汽加熱的方式提供熱量</p><p>　　1.4 回流方式選定</p><p><b>　　重力回流</b></p><p>　　1.5 回流比的確定</p><p>　　對(duì)于一定的分離任務(wù)，采用較大的回流比時(shí)，操作線的位置遠(yuǎn)離平衡線向下向?qū)蔷€靠攏

34、，在平衡線和操作線之間的直角階梯的跨度增大,每層塔板的分離效率提高了，所以增大回流比所需的理論塔板數(shù)減少，反之理論塔板數(shù)增加。但是隨著回流比的增加，塔釜加熱劑的消耗量和塔頂冷凝劑的消耗量液隨之增加，操作費(fèi)用增加，所以操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用總和最小時(shí)所對(duì)應(yīng)的回流比為最佳回流比。本次設(shè)計(jì)任務(wù)中，綜合考慮各個(gè)因素，采用回流比為最小回流比的1.6倍。</p><p>　　2 精餾的工藝流程圖</p><

35、p>　　乙醇-水精餾體系冷夜進(jìn)料</p><p>　　3 精餾塔塔板數(shù)的確定</p><p><b>　　3.1 物料衡算</b></p><p>　　已知條件：F=230 kmol/h </p><p><b>　　所以 </b></p><p>

36、;　　3.2 物系相平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　1) 基本物性數(shù)據(jù)</p><p>　　2）乙醇-水汽液平衡組成</p><p>　　汽液平衡數(shù)據(jù)（760mm Hg）</p><p>　　根據(jù)汽液平衡表,由內(nèi)插法求得</p><p>　　(1.90-0.2)/(1.90-0)=(95.5-)/(95.5-100)

37、</p><p><b>　　塔釜溫度℃</b></p><p>　　(89.43-86)/(89.43-74.72)=(78.15-)/(78.15-78.41)</p><p>　　塔頂溫度78.211℃</p><p>　　(23.37-17)/(23.37-16.61)=(82.7-)/(82.7-84.1)&l

38、t;/p><p>　　進(jìn)料溫度84.019℃</p><p><b>　　℃</b></p><p>　　3） 乙醇-水各溫度下的粘度(內(nèi)插法求得)</p><p>　　4）乙醇-水各溫度下的表面張力(內(nèi)插法求得)</p><p>　　5） 乙醇-水在各溫度下的密度(內(nèi)插法求得)</p>

39、<p>　　6）乙醇和水在各溫度下的汽化潛熱（內(nèi)插法求的）</p><p><b>　　回流比確定</b></p><p>　　q=1，所以q線方程為 </p><p><b>　　平衡線方程為</b></p><p>　　聯(lián)立q線方程與平衡線方程得：</p><p&

40、gt;　　3.4 逐板法計(jì)算理論塔板數(shù)</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　精餾段操作線方程為:</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　提餾段方程：</b></p><p><b&

41、gt;　　平衡線方程為：</b></p><p>　　由上而下逐板計(jì)算，自X0=0.86開(kāi)始到Xi首次超過(guò)X=0.17時(shí)止</p><p>　　操作線上的點(diǎn) 平衡線上的點(diǎn)</p><p>　　1 （X0=0.86,Y1=0.86） (X1=0.66906,Y1=0.86)</p>

42、<p>　　2 （X1=0.66906,Y2=0.7105） （X2=04469 ,Y2=0.7105）</p><p>　　3 （X2=0.4469,Y3=0.5370） （X3=0.2763,Y3=0.5370）</p><p>　　4 （X3=0.2763,Y4=0.4038） （X4=0.1823,Y4=0.4

43、038）</p><p>　　5 （X4=0.1823,Y5=0.3303） （X5=0.1397,Y5=0.3303）</p><p>　　因?yàn)閄5 時(shí)首次出現(xiàn) Xi <Xq 故第5塊理論版為加料版，精餾段共有5塊理論板。</p><p><b>　　提餾段理論板數(shù)</b></p><p>　

44、　提餾段操作線方程：y=1.900x-0.0018</p><p>　　已知X5=0.1397, 由上而下計(jì)算，直到Xi 首次越過(guò)Xw=0.002時(shí)為止。</p><p>　　操作線上的點(diǎn) 平衡線上的點(diǎn)</p><p>　　6（X5=0.1397,Y6=0.2636） （X6=0.1054,Y6

45、=0.2636）</p><p>　　7（X6=0.1054,Y7=0.1984） （X7=0.0753,Y7=0.1984）</p><p>　　8（X7=0.0753,Y8=0.1413） （X8=0.05139,Y8=0.1413）</p><p>　　9（X8=0.05139,Y9=0.09585）

46、 （X9=0.03371,Y9=0.09585）</p><p>　　10（X9=0.03371,Y10=0.06226） （X10=0.06226,Y10=0.02138）</p><p>　　11（X10=0.02138,Y11=0.03883） （X11=0.01312,Y11=0.03883）</p><p>　　

47、12（X11=0.01312,Y12=0.02313） （X12=0.007732,Y12=0.02313）</p><p>　　13（X12=0.007732,Y13=0.01289） （X13=0.004280,Y13=0.01289）</p><p>　　14（X13=0.004280,Y14=0.006332） （X14=0.0020

48、93,Y14=0.006332）</p><p>　　15（X14=0.002093,Y15=0.002176） （X15=0.0007173,Y15=0.002176）</p><p>　　由于到X15首次出現(xiàn)Xi < X w ，故總理論板數(shù)不足15塊</p><p>　　∴總的理論板數(shù)NT=14+（X14-Xw）/（X14-X15）=14.0

49、7( 包括塔釜)</p><p>　　3.5 實(shí)際塔板數(shù)的確定</p><p>　　1）總板效率ET的計(jì)算</p><p>　　塔頂溫度78.211℃ 塔釜溫度℃ 進(jìn)料溫度84.019℃</p><p><b>　　定性溫度 ℃</b></p><p>　　此溫度下組成為乙醇摩爾分率由內(nèi)插

50、法求得X= 0.0735</p><p>　　當(dāng)t=88.87℃ 時(shí)由內(nèi)插法求得α=8.079995</p><p><b>　　由奧克梅爾公式：</b></p><p><b>　　2）實(shí)際塔板層數(shù)</b></p><p>　　∵算得ET=0.3861</p><p>　　

51、其中： 精餾段：5/0.3861=12.95≈13塊</p><p>　　提餾段: 9.07/0.3861=23.49≈24塊</p><p>　　∴ 實(shí)際塔板數(shù)Np=精餾段板數(shù)+提餾段板數(shù)+塔釜=38塊</p><p>　　4 塔體主要工藝尺寸的確定</p><p>　　4.1 精餾段塔徑塔板的設(shè)計(jì)計(jì)算</p><p

52、>　　4.1.1 精餾段塔徑塔板的設(shè)計(jì)計(jì)算</p><p>　　(1) 精餾段塔塔徑塔板的設(shè)計(jì)參數(shù)</p><p>　　(2) 塔板參數(shù)計(jì)算和選擇</p><p>　　4.1.1.1 操作壓力</p><p>　　塔頂壓強(qiáng)，∵△p≤0.64kPa ∴取每層踏板壓強(qiáng)△p=0.64kPa，</p><p>　　則進(jìn)

53、料板的壓力為： kPa</p><p>　　塔底壓力為： kPa，</p><p>　　故精餾段平均操作壓力為：pm精 kPa</p><p><b>　　4.1.1.2溫度</b></p><p>　　塔頂溫度=78.211℃ 進(jìn)料溫度=84.019℃ 塔釜溫度=99.526℃</p><

54、p>　　則精餾段的平均溫度：℃</p><p>　　4.1.1.3摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　1）精餾塔的汽、液相負(fù)荷:</p><p>　　L=RD=3.568×45=160.56kmol/h</p><p>　　V=(R+1)D=(3.568+1)×45=205.56 kmol/h</p>&

55、lt;p>　　2）塔頂平均分子量:</p><p>　　X1=0.66906, Y1=0.86</p><p>　　MVDM=0.86×46.068+(1-0.86)×18.0153=42.14g/mol</p><p>　　MLDM=0.66906×46.068+(1-0.66906)×18.0153=36.784g/

56、mol</p><p>　　3)加料板上一塊塔板平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　X4=0.1823, Y4=0.4038</p><p>　　MVFM =0.4038×46.068+(1-0.4038)×18.0153=29.34 g/mol</p><p>　　MLFM =0.1823×46.068+(1-

57、0.1823)×18.0153=23.129g/mol</p><p>　　∴精餾段平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　MVm=(MVDm+MVFm)/2=(42.14+29.34)/2=35.74g/mol</p><p>　　MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(36.784+23.129)/2= 29.96g/mol</p><

58、p>　　4.1.1.4平均密度</p><p><b>　　1）氣相密度</b></p><p><b>　　液相密度</b></p><p>　　乙醇-水在各溫度下的密度(內(nèi)插法求得)</p><p>　　已知： 混合液密度: </p><p><b>　

59、　xF=0.17</b></p><p><b>　　XD=0.86</b></p><p><b>　　XW=0.002</b></p><p>　　4.1.1.5液體表面張力</p><p>　　乙醇-水各溫度下的表面張力(內(nèi)插法求得)</p><p>　　T

60、F=84.019℃</p><p><b>　　78.211℃</b></p><p>　　精餾段液相平均表面張力：</p><p>　　4.1.1.6液體的粘度</p><p>　　乙醇-水各溫度下的粘度(內(nèi)插法求得)</p><p>　　1) tD=78.211℃</p><

61、;p>　　0.4693mpa.s 0.3646mpa.s </p><p>　　2) tF=84.019℃</p><p>　　0.4362mpa.s 0.3394mpa.s </p><p>　　精餾段液相平均粘度：</p><p>　　4.1.1.7液負(fù)荷計(jì)算</p><p>　　4.1.2.

62、 塔徑塔板工藝尺寸的確定 </p><p>　　4.1.2.1塔徑的計(jì)算</p><p>　　欲求塔徑應(yīng)先求出u，而u＝安全系數(shù)×umax </p><p><b>　　式中： </b></p><p><b>　　取塔板間距，</b></p><p><

63、b>　　板上液層高度，</b></p><p>　　塔板間距與塔徑的關(guān)系</p><p><b>　　那么分離空間： </b></p><p><b>　　功能參數(shù)：</b></p><p>　　從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：</p><p><b>　　由

64、于</b></p><p><b>　　取安全系數(shù)=0.7</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　取圓整得 D=1.2m</p><p><b>　　塔截面積：</b></p><p><b>　　空

65、塔氣速：</b></p><p>　　4.1.2.2 溢流裝置的確定 </p><p>　　選用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。單溢流又稱直徑流，液體自液盤橫向流過(guò)塔板至溢流堰，流體流徑較大，塔板效率高，塔板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，加工方便，直徑小于2.2m的塔中廣泛使用。工業(yè)中應(yīng)用最廣的降液管是弓形降液管。</p><p><b&

66、gt;　　溢流堰長(zhǎng)</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　根據(jù)塔徑=1.2m</b></p><p><b>　　溢流堰長(zhǎng) </b></p><p><b>　　2)出口堰高</b></p>

67、;<p>　　選用平直堰，堰上液層高度</p><p><b>　　液流收縮系數(shù)</b></p><p>　　3）弓形降液管寬度和面積</p><p><b>　　查圖知 </b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p&g

68、t;　　Wd=0.15×1.2=0.18m</p><p>　　驗(yàn)算液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間 </p><p>　　停留時(shí)間 故降液管尺寸可用。</p><p>　　4) 降液管底隙高度</p><p>　　降液管底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以h0表示。降液管底隙高度應(yīng)低于出口堰高度hw，(hw-ho)不應(yīng)

69、低于6mm才能保證降液管底端有良好的液封. 工程上ho一般取20-25mm。本次設(shè)計(jì)中取22mm。</p><p>　　hw-ho=40- 22 =18 mm> 6 mm </p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。</p><p>　　4.1.2.3 安定區(qū)與邊緣區(qū)的確定 </p><p>　　1) 入口安定區(qū) 塔板上液

70、流的上游部位有狹長(zhǎng)的不開(kāi)孔區(qū)，叫入口安定區(qū)，其寬度為。此區(qū)域不開(kāi)孔是為了防止因這部位液層較厚而造成傾向性液封，同時(shí)也防止氣泡竄入降液管。一般取=（50~100）mm,精餾段取=70mm。</p><p>　　2） 出口安定區(qū) 在塔板上液流的下游靠近溢流堰部位也有狹長(zhǎng)的不開(kāi)孔區(qū)，叫出口安定區(qū)，其寬度與入口安定區(qū)相同，亦為。這部分不開(kāi)孔是為了減小因流進(jìn)降液管的液體中含氣泡太多而增加液相在降液管內(nèi)排氣的困難。精餾段取

71、=70mm。</p><p>　　3） 邊緣固定區(qū) 在塔板邊緣有寬度為WC的區(qū)域不開(kāi)孔，這部分用于塔板固定。一般=（25~50）mm。精餾段取=40mm。</p><p>　　4.1.2.4 鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列</p><p>　　D精=1200mm </p><p>　　所以查表得：塔板分塊數(shù)（精餾）=3</p>

72、<p><b>　　工藝要求：孔徑</b></p><p>　　取閥孔動(dòng)能因子 =10</p><p><b>　　孔速</b></p><p><b>　　浮閥孔數(shù) </b></p><p>　　取無(wú)效區(qū)寬度 =0.04m </p>

73、;<p>　　安定區(qū)寬度 =0.07m </p><p><b>　　弓形降液管寬度 </b></p><p>　　開(kāi)孔區(qū)面積 =0.7294m2</p><p>　　其中 R==0.56</p><p><b>　　x==0.35m</b><

74、/p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排</p><p><b>　　圖如下：</b></p><p>　　經(jīng)過(guò)精確繪圖，得知，當(dāng)t=65mm,t=75mm時(shí)，閥孔數(shù)N實(shí)際=117個(gè)</p><p>　　按N=118重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：</p><p>　　孔速u0= VS/（π

75、15; 1/4 ×d2× N）=10.46 m/s</p><p>　　F0=uo×(ρV,M) 0.5=11.63</p><p>　　閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9～12范圍內(nèi)。</p><p>　　4.1.2.5 開(kāi)孔率的計(jì)算</p><p>　　∴ 開(kāi)孔率 </p><p>

76、;　　(∵5%<%<14%,∴符合要求)</p><p>　　故：t=85mm 閥孔數(shù)N實(shí)際=117個(gè)</p><p>　　∴則每層板上的開(kāi)孔面積</p><p>　　AO =A a × φ = 0.7294×12.46 %=0.09089m2</p><p>　　4.1.3 塔盤流體力學(xué)驗(yàn)算</p

77、><p><b>　　a.塔板壓降校核</b></p><p>　　4.1.2.1干板壓強(qiáng)降</p><p>　　浮閥由部分全開(kāi)轉(zhuǎn)為全部全開(kāi)時(shí)的臨界速度為U0,c</p><p>　　U0,c=（73.1/ρV,M）（1/1.825）=9.2m/s</p><p><b>　　液層阻力<

78、;/b></p><p><b>　　ε取0.45</b></p><p><b>　　液體表面張力</b></p><p>　　數(shù)值很小，設(shè)計(jì)時(shí)可以忽略不計(jì)</p><p>　　氣體通過(guò)每層塔板的壓降△P為</p><p>　　4.1.2.2 降液管停留時(shí)間<

79、;/p><p>　　a. 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間</p><p><b>　　故降液管設(shè)計(jì)合理</b></p><p><b>　　b. 液泛的校核</b></p><p>　　為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管內(nèi)泡沫層高度。</p><p>　　即：Hd≤ψ（HT+hW）

80、</p><p>　　Hd=hw+how+hd+hp+△</p><p>　　hd=0.2(LS/(lwho))2 乙醇-水屬于一般物系，ψ取0.4</p><p><b>　　對(duì)于浮閥塔△≈0</b></p><p>　　Hd=hw+how+hd+hp+△=0.055+0.2(0.001636/(0.84×

81、0.022))2+0.06085=0.1174m</p><p>　　ψ（HT+hW）=0.4(0.4+0.04428)=0.1777m</p><p>　　因0.1174m<0.1777m， 故本設(shè)計(jì)中不會(huì)出現(xiàn)液泛</p><p>　　4.1.2.3 霧沫夾帶</p><p>　　綜合考慮生產(chǎn)能力和塔板效率，一般應(yīng)使霧沫夾帶量eV

82、限制在10%以下，校核方法常為：控制泛點(diǎn)百分率F1的數(shù)值。所謂泛點(diǎn)率指設(shè)計(jì)負(fù)荷與泛點(diǎn)負(fù)荷之比的百分?jǐn)?shù)。其經(jīng)驗(yàn)值為大塔F1<80%-82%</p><p>　　CF泛點(diǎn)負(fù)荷因素由 查表得 K=1.0</p><p>　　Ab=AT-2Af=1.13097-20.1018=0.9274</p><p>　　故本設(shè)計(jì)中的霧沫夾帶量在允許范圍之內(nèi)。</p&g

83、t;<p>　　∵對(duì)于大塔，為避免過(guò)量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)80%。計(jì)算出的泛點(diǎn)率在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足ev<0.1kg液/kg(干氣)的要求。</p><p><b>　　e. 漏液驗(yàn)算</b></p><p>　　0.697m3/s<Vs=1.5943 m3/s, 可見(jiàn)不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。</p><

84、;p>　　浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果</p><p>　　4.1.4 負(fù)荷性能圖</p><p>　　4.1.4.1 液相下限線</p><p>　　因堰上液層厚度how’為最小值時(shí)，對(duì)應(yīng)的液相流量為最小。</p><p>　　設(shè)how,小’=0.006m</p><p><b>　　LW=0.84&l

85、t;/b></p><p><b>　　液相上限線</b></p><p>　　當(dāng)停留時(shí)間取最小時(shí)，LS’為最大，求出上限液體流量LS’值（常數(shù)），在VS—LS圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量VS無(wú)關(guān)的豎直線。</p><p>　　以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，</p><p>　　因Af=0.1018m2

86、， HT=0.4 ∵θ=AfHT/LS </p><p>　　則LS,大=0.1018×0.4 / 5=0.008144m3/s</p><p>　　4.1.4.3 漏液線</p><p>　　據(jù)此可作出與液體流量無(wú)關(guān)的水平漏液線。</p><p>　　4.1.4.4 過(guò)量霧沫夾帶線</p><p>　　

87、CF泛點(diǎn)負(fù)荷因素由 查表得 K=1.0</p><p>　　Ab=AT-2Af=1.13097-20.1018=0.9274</p><p>　　根據(jù)經(jīng)驗(yàn)值，因該塔徑1.2m 控制其泛點(diǎn)率為80%</p><p><b>　　代入上式</b></p><p>　　K物性系數(shù)查表得K=1, CF泛點(diǎn)負(fù)荷因素，查表得CF

88、=0.105</p><p>　　代入計(jì)算式，整理可得：</p><p>　　由上式知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)LS值，依式算出相應(yīng)的VS值列于下表中。</p><p><b>　　液泛線</b></p><p>　　為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管內(nèi)泡沫層高度。</p><p&

89、gt;<b>　　聯(lián)立以下三式：</b></p><p>　　由上式確定液泛線。忽略式中項(xiàng)，將以下五式代入上式，</p><p><b>　　得到：</b></p><p>　　因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則、、、、、、及φ等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即： </p><p

90、>　　式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡(jiǎn)化成與的如下關(guān)系式：</p><p><b>　　其中 ：</b></p><p><b>　　帶入數(shù)據(jù)：</b></p><p><b>　　由得</b></p><p><b>　　性能負(fù)荷圖</b&

91、gt;</p><p>　　由以上各線的方程式，可畫(huà)出圖塔的操作性能負(fù)荷圖。</p><p>　　根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷，可知操作點(diǎn)P(0.001636,1,5943)在正常的操作范圍內(nèi)。過(guò)原點(diǎn)連接OP作出操作線.</p><p>　　由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：</p><p>　?。?）在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P，處在適宜操作區(qū)內(nèi)

92、的適中位置。</p><p>　?。?）塔板的氣相負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。</p><p>　?。?）操作彈性Vmax=1.903, Vmin=0.623</p><p>　　操作彈性=Vmax/ Vmin =1.903/0.623=3.055>3</p><p>　　4.2 提餾段塔徑塔板的設(shè)計(jì)計(jì)算</

93、p><p>　　4.2.1 提餾段塔徑塔板的設(shè)計(jì)計(jì)算</p><p>　　(1) 提餾段塔塔徑塔板的設(shè)計(jì)參數(shù)</p><p>　　(2) 塔板參數(shù)計(jì)算和選擇</p><p>　　4.2.1.1 操作壓力</p><p>　　塔頂壓強(qiáng)，∵△p≤0.64kPa ∴取每層踏板壓強(qiáng)△p=0.64kPa，</p>&

94、lt;p>　　則進(jìn)料板的壓力為： kPa</p><p>　　塔底壓力為： kPa，</p><p>　　故提餾段平均操作壓力為：p提 kPa</p><p><b>　　4.2.1.2溫度</b></p><p>　　塔頂溫度=78.211℃ 進(jìn)料溫度=84.019℃ 塔釜溫度=99.526℃</p

95、><p>　　提餾段的平均溫度：℃</p><p><b>　　塔平均溫度為：℃</b></p><p>　　4.2.1.3摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　1）提餾塔的汽、液相負(fù)荷:</p><p>　　L’=L+F×q=160.56+230×1=390.56kmol/h<

96、/p><p>　　V’=V-（1-q）F=205.56kmol/h</p><p>　　2）加料板平均分子量：</p><p>　　XF=0.17 , yF=0.3836</p><p>　　MVFM=0.3836×46.068+(1-0.3836)×18.0153=28.776g/mol</p><p&g

97、t;　　MLFM=0.17×46.068+(1-0.17)×18.0153=22.784g/mol</p><p>　　3）塔底平均分子量：xw=0.002, yw=0.00605</p><p>　　MVWM=0.00605×46.068+(1-0.00605)×18.0153=18.185g/mol</p><p>　　

98、MLWM=0.002×46.068+(1-0.002)×18.0153=18.071g/mol</p><p>　　提餾段平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　MVm=(MVDm+MVFm)/2=(28.776+18.185)/2=23.48g/mol</p><p>　　MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(22.784+18.071)/2=2

99、0.43g/mol</p><p>　　4.2.1.4平均密度</p><p><b>　　1）氣相密度</b></p><p><b>　　液相密度</b></p><p>　　乙醇-水在各溫度下的密度(內(nèi)插法求得)</p><p><b>　　xF=0.17&l

100、t;/b></p><p><b>　　XD=0.86</b></p><p><b>　　XW=0.002</b></p><p>　　4.2.1.5液體表面張力</p><p>　　乙醇-水各溫度下的表面張力(內(nèi)插法求得)</p><p>　　TF=84.019℃&

101、lt;/p><p><b>　　99.526℃</b></p><p>　　提餾段液相平均表面張力：</p><p>　　4.2.1.6液體的粘度</p><p>　　乙醇-水各溫度下的粘度(內(nèi)插法求得)</p><p>　　1) tF=84.019℃</p><p>　　0.

102、4362mpa.s 0.3394mpa.s </p><p>　　2) tw=99.526℃</p><p>　　0.3628mpa.s 0.2852mpa.s</p><p>　　提餾段液相平均粘度：</p><p>　　4.1.1.7液負(fù)荷計(jì)算</p><p>　　4.2.2. 塔徑塔板工藝尺寸的確定

103、 </p><p>　　4.2.2.1塔徑的計(jì)算</p><p>　　欲求塔徑應(yīng)先求出u，而u＝安全系數(shù)×umax </p><p><b>　　式中： </b></p><p><b>　　功能參數(shù)：</b></p><p>　　取塔板間距，板上液層高度，&l

104、t;/p><p><b>　　那么分離空間:</b></p><p>　　從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：</p><p><b>　　取安全系數(shù)=0.7</b></p><p><b>　　則</b></p><p><b>　　所以圓整取m</b&g

105、t;</p><p><b>　　塔截面積： m2</b></p><p><b>　　空塔氣速：</b></p><p>　　4.2.2.2 溢流裝置的確定 </p><p>　　選用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。單溢流又稱直徑流，液體自液盤橫向流過(guò)塔板至溢流堰，流

106、體流徑較大，塔板效率高，塔板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，加工方便，直徑小于2.2m的塔中廣泛使用。工業(yè)中應(yīng)用最廣的降液管是弓形降液管。</p><p><b>　　溢流堰長(zhǎng)</b></p><p><b>　　根據(jù)塔徑=1.1m</b></p><p><b>　　溢流堰長(zhǎng) </b></p><p&

107、gt;<b>　　2)出口堰高</b></p><p>　　選用平直堰，堰上液層高度</p><p>　　3）弓形降液管寬度和面積</p><p><b>　　查圖知 </b></p><p>　　停留時(shí)間 故降液管尺寸可用。</p><p>　　4) 降液管底隙高度<

108、/p><p>　　降液管底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以h0表示。降液管底隙高度應(yīng)低于出口堰高度hw，(hw-ho)不應(yīng)低于6mm才能保證降液管底端有良好的液封. 工程上ho一般取20-25mm。本次設(shè)計(jì)中取22mm。</p><p>　　hw-ho=46- 22 =24 mm> 6 mm </p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。</p>

109、;<p>　　4.2.2.3 安定區(qū)與邊緣區(qū)的確定 </p><p>　　1) 入口安定區(qū) 塔板上液流的上游部位有狹長(zhǎng)的不開(kāi)孔區(qū)，叫入口安定區(qū)，其寬度為。此區(qū)域不開(kāi)孔是為了防止因這部位液層較厚而造成傾向性液封，同時(shí)也防止氣泡竄入降液管。一般取=（50~100）mm提鎦段取=70mm。</p><p>　　2） 出口安定區(qū) 在塔板上液流的下游靠近溢流堰部位也有狹長(zhǎng)的

110、不開(kāi)孔區(qū)，叫出口安定區(qū)，其寬度與入口安定區(qū)相同，亦為。這部分不開(kāi)孔是為了減小因流進(jìn)降液管的液體中含氣泡太多而增加液相在降液管內(nèi)排氣的困難。提鎦段取=70mm。</p><p>　　3） 邊緣固定區(qū) 在塔板邊緣有寬度為WC的區(qū)域不開(kāi)孔，這部分用于塔板固定。一般=（25~50）mm。提鎦段取=40mm。</p><p>　　4.2.2.4 鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列</p>&

111、lt;p><b>　　D提=1100mm</b></p><p>　　所以查表得： =塔板分塊數(shù)（提餾）=3</p><p><b>　　工藝要求：孔徑</b></p><p>　　取閥孔動(dòng)能因子 </p><p><b>　　孔速</b></p>

112、<p><b>　　浮閥數(shù) </b></p><p>　　取無(wú)效區(qū)寬度 0.04m </p><p>　　安定區(qū)寬度 0.07m</p><p><b>　　弓形降液管寬度 </b></p><p>　　開(kāi)孔區(qū)面積 =0.599 m2</p>&

113、lt;p>　　其中 0.51</p><p><b>　　0.315m</b></p><p>　　由圖可得實(shí)際浮閥孔數(shù)108塊</p><p><b>　　10.79</b></p><p>　　閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9～12范圍內(nèi)</p><p&g

114、t;　　4.2.2.5 開(kāi)孔率的計(jì)算</p><p>　　開(kāi)孔率% </p><p>　　(∵5%<%<14%,∴符合要求)</p><p>　　故：t=65mm,t=60 閥孔數(shù)N實(shí)際=108個(gè)</p><p>　　∴則每層板上的開(kāi)孔面積</p><p>　　AO =A a ×

115、 φ = 0.599×13.58 %=0.08134m2</p><p>　　4.2.3 塔盤流體力學(xué)驗(yàn)算</p><p><b>　　a.塔板壓降校核</b></p><p>　　4.1.2.1干板壓強(qiáng)降</p><p>　　U，0,c=（73.1/ρV,M）（1/1.825）=11.057m/s<

116、/p><p><b>　　液層阻力</b></p><p><b>　　ε取0.45</b></p><p><b>　　液體表面張力</b></p><p>　　數(shù)值很小，設(shè)計(jì)時(shí)可以忽略不計(jì)</p><p>　　氣體通過(guò)每層塔板的壓降△P為</p&g

117、t;<p>　　4.2.2.2 降液管停留時(shí)間</p><p>　　a. 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間</p><p><b>　　故降液管設(shè)計(jì)合理</b></p><p><b>　　b. 液泛的校核</b></p><p>　　為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管內(nèi)泡沫層高度。&

118、lt;/p><p>　　即：Hd≤ψ（HT+hW）</p><p>　　Hd=hw+how+hd+hp+△</p><p>　　hd=0.2(LS/(lwho))2 乙醇-水屬于一般物系，ψ取0.4</p><p><b>　　對(duì)于浮閥塔△≈0</b></p><p>　　Hd=hw+how+hd+

119、hp+△=0.055+0.2(0.0024196/(0.77×0.022))2+0.05782=0.1169m</p><p>　　ψ（HT+hW）=0.4(0.35+0.0401)=0.1560m</p><p>　　因0.1169m<0.1560m， 故本設(shè)計(jì)中不會(huì)出現(xiàn)液泛</p><p>　　4.2.2.3 霧沫夾帶</p>

120、<p>　　綜合考慮生產(chǎn)能力和塔板效率，一般應(yīng)使霧沫夾帶量eV限制在10%以下，校核方法常為：控制泛點(diǎn)百分率F1的數(shù)值。所謂泛點(diǎn)率指設(shè)計(jì)負(fù)荷與泛點(diǎn)負(fù)荷之比的百分?jǐn)?shù)。其經(jīng)驗(yàn)值為大塔F1<80%-82%</p><p>　　CF泛點(diǎn)負(fù)荷因素由 查表得 K=1.0</p><p>　　A,b=A,T-2A,f=0.95-20.0855=0.779</p><

121、;p>　　故本設(shè)計(jì)中的霧沫夾帶量在允許范圍之內(nèi)。</p><p>　　∵對(duì)于大塔，為避免過(guò)量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)80%。計(jì)算出的泛點(diǎn)率在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足ev<0.1kg液/kg(干氣)的要求。</p><p><b>　　e. 漏液驗(yàn)算</b></p><p>　　0.721m3/s<Vs’=1.4

122、725 m3/s, 可見(jiàn)不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。</p><p>　　浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果</p><p>　　4.1.4 負(fù)荷性能圖</p><p>　　4.1.4.1 液相下限線</p><p>　　因堰上液層厚度how’為最小值時(shí)，對(duì)應(yīng)的液相流量為最小。</p><p>　　設(shè)how,小’=0.006m</

123、p><p><b>　　LW=0.77</b></p><p>　　浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果</p><p>　　4.2.4 負(fù)荷性能圖</p><p>　　4.2.4.1 液相下限線</p><p>　　因堰上液層厚度how’為最小值時(shí)，對(duì)應(yīng)的液相流量為最小。</p><p&g

124、t;　　設(shè)how,小’=0.006m</p><p><b>　　LW=0.77</b></p><p><b>　　液相上限線</b></p><p>　　當(dāng)停留時(shí)間取最小時(shí)，LS’為最大，求出上限液體流量LS’值（常數(shù)），在VS—LS圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量VS無(wú)關(guān)的豎直線。</p><p&

125、gt;　　以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，</p><p>　　因Af=0.0855m2 ， HT=0.35 ∵θ=AfHT/LS</p><p>　　則LS,大’=0.0855×0.35 / 5=0.005985m3/s</p><p>　　4.2.4.3 漏液線</p><p>　　據(jù)此可作出與液體流量無(wú)關(guān)的水平漏液線。&

126、lt;/p><p>　　4.2.4.4 過(guò)量霧沫夾帶線</p><p>　　CF泛點(diǎn)負(fù)荷因素由 查表得 K=1.0</p><p>　　根據(jù)經(jīng)驗(yàn)值，因該塔徑1.1m 控制其泛點(diǎn)率為80%</p><p><b>　　代入上式</b></p><p>　　∵ZL=D-2Wd=1.1-20.165=0

127、.77</p><p>　　A,b=A,T-2A,f=0.95-20.0855=0.779</p><p>　　K物性系數(shù)查表得K=1, CF泛點(diǎn)負(fù)荷因素，查表得CF=0.095</p><p>　　代入計(jì)算式，整理可得：</p><p>　　由上式知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)LS’值，依式算出相應(yīng)的VS’值列于下表中。<

128、/p><p><b>　　液泛線</b></p><p>　　為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管內(nèi)泡沫層高度。</p><p><b>　　聯(lián)立以下三式：</b></p><p>　　由上式確定液泛線。忽略式中項(xiàng)，將以下五式代入上式，</p><p><b>　　

129、得到：</b></p><p>　　因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則、、、、、、及φ等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即： </p><p>　　式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡(jiǎn)化成與的如下關(guān)系式：</p><p><b>　　其中 ：</b></p><p><b

130、>　　帶入數(shù)據(jù)：</b></p><p><b>　　由得</b></p><p><b>　　性能負(fù)荷圖</b></p><p>　　由以上各線的方程式，可畫(huà)出圖塔的操作性能負(fù)荷圖。</p><p>　　根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷，可知操作點(diǎn)P(0.0024196,1,4725)

131、在正常的操作范圍內(nèi)。過(guò)原點(diǎn)連接OP作出操作線.</p><p>　　由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：</p><p>　　（1）在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P，處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。</p><p>　　（2）塔板的氣相負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。</p><p>　?。?）操作彈性Vmax=2.108, Vmin=0.