精餾塔設(shè)計(jì)__甲醇-水

1、 大大連連民民族族學(xué)學(xué)院院 化工原理化工原理 課課 程程 設(shè)設(shè) 計(jì)計(jì) 甲醇水二元物料板式精餾塔設(shè)計(jì)甲醇水二元物料板式精餾塔設(shè)計(jì) 2012 年 6 月 目錄目錄 摘要摘要.3 緒論緒論.4 1、設(shè)計(jì)方案 .4 一、精餾塔的物料衡算一、精餾塔的物料衡算.5 1、原料液及塔頂，塔釜產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 .5 2、全塔物料衡算 .5 二、塔板數(shù)的確定二、塔板數(shù)的確定.5 1、相平衡方程的計(jì)算： .5 2、精餾塔氣液相負(fù)荷 .6 3、操作線方程的確定 .6 4、精餾塔理論塔板數(shù)及理論加料位置 .6 5、全塔效率的計(jì)算 .7 三、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物料數(shù)據(jù)的計(jì)算三、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物料數(shù)據(jù)的計(jì)算.

2、8 1、操作壓強(qiáng) P 的計(jì)算： .8 2、操作溫度T的計(jì)算：.9 3、平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 .9 4、平均密度的計(jì)算 .10 5、液體表面張力的計(jì)算 .10 四、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算四、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算.11 1、精餾段的氣液體積流率及塔徑 .11 2、提餾段的氣液體積流率及塔徑 .12 五、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算五、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算.12 1、塔有效高度的計(jì)算： .12 2、裝置計(jì)算 .13 3、塔板布置 .13 (1) 邊緣區(qū)寬度確定.13 六、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算六、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算.14 1、塔板壓降 .14 2、淹塔驗(yàn)算 .15 七、塔板負(fù)荷性能圖七、塔板負(fù)荷性能圖.1

3、5 1、霧沫夾帶線 .15 2、液泛線 .15 3、液相負(fù)荷下限線 .16 八、對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和討論八、對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和討論.17 參考文獻(xiàn)參考文獻(xiàn).17 摘要摘要 利用混合物中各組分揮發(fā)能力的差異，通過液相和氣相的回流，使氣、液兩相逆向多級(jí)接觸，在熱 能驅(qū)動(dòng)和相平衡關(guān)系的約束下，使得易揮發(fā)組分（輕組分）不斷從液相往氣相中轉(zhuǎn)移，而難揮發(fā)組分卻 由氣相向液相中遷移，使混合物得到不斷分離，稱該過程為精餾。該過程中，傳熱、傳質(zhì)過程同時(shí)進(jìn)行， 屬傳質(zhì)過程控制 原料從塔中部適當(dāng)位置進(jìn)塔，將塔分為兩段，上段為精餾段，不含進(jìn)料，下段含進(jìn)料板為提餾段， 冷凝器從塔頂提供液相回流，再沸器從塔釜提供氣相回流。

4、氣、液相回流是精餾重要特點(diǎn)。 在精餾段,氣相在上升的過程中，氣相輕組分不斷得到精制，在氣相中不斷地增濃，在塔頂獲輕組分 產(chǎn)品。 在提餾段，其液相在下降的過程中，其輕組分不斷地提餾出來，使重組分在液相中不斷地被濃縮，在塔 釜獲得重組分的產(chǎn)品， 精餾過程與其他蒸餾過程最大的區(qū)別，是在塔兩端同時(shí)提供純度較高的液相和氣相回流，為精餾過 程提供了傳質(zhì)的必要條件。提供高純度的回流，使在相同理論板的條件下，為精餾實(shí)現(xiàn)高純度的分離時(shí)， 始終能保證一定的傳質(zhì)推動(dòng)力。所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時(shí)，在塔頂可能得到高純度的輕 組分產(chǎn)品，而在塔釜獲得高純度的重組分產(chǎn)品。 通過對(duì)精餾塔的運(yùn)算，主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)

5、算物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的 結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算，可以得出精餾塔的各種設(shè)計(jì)如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參 數(shù)是合理的，以保證精餾過程的順利進(jìn)行并使效率盡可能的提高。 本設(shè)計(jì)是以甲醇水物系為設(shè)計(jì)物系，以篩板塔為精餾設(shè)備分離甲醇和水。篩板塔是化工生產(chǎn)中主 要的氣液傳質(zhì)設(shè)備，此設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系甲醇水的精餾問題進(jìn)行分析，選取，計(jì)算，核算，繪圖等， 是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程。 緒論 1、設(shè)計(jì)方案 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離甲醇和水的混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程，因?yàn)槠渚哂?生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)。甲醇水混合液以汽液混合物狀態(tài)(q=1) 送入精餾塔，塔頂上升

6、蒸 汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，一部分采出，塔釜采用再沸器供熱（附簡(jiǎn)單流程圖） 。該物系屬易 分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的 1.2 倍。 全凝器 P-1 采出 再沸器 P-6 P-7 進(jìn)料 2、設(shè)計(jì)思路 7.塔板負(fù)荷性能 圖 6.塔板的流體力 學(xué)檢算 5.塔板主要工藝 尺寸的計(jì)算 4.精餾塔的塔 體工藝尺寸計(jì)算 3.精餾塔的工藝 條件及有關(guān)物性 數(shù)據(jù)的計(jì)算 2.塔板數(shù)的確定 1.精餾塔的物料 衡算 8對(duì)設(shè)計(jì)過程 的評(píng)述和討論 甲醇水二元物料板式精餾塔設(shè)計(jì)甲醇水二元物料板式精餾塔設(shè)計(jì) 一、精餾塔的物料衡算一、精餾塔的物料衡算 1、原料液及塔頂，塔釜產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量

7、 甲醇的摩爾質(zhì)量：kmolkgM A /32 水的摩爾質(zhì)量： kmolkgMB/18 原料的摩爾分率：0.323944 18/54 . 0 32/46 . 0 32/46 . 0 F x 塔頂摩爾分率：0.994679 18/003 . 0 32.997/0 3297/9 . 0 D x 塔釜摩爾分率：0.002819 18995/ . 0 32.005/0 32.005/0 W x 進(jìn)料的平均摩爾質(zhì)量：komlkgM F /22.53521180.323944)-(1320.323944 塔頂?shù)钠骄栙|(zhì)量：komlkgMD/31.92551180.994679)-(1320.994679

8、塔釜的平均摩爾質(zhì)量：komlkgMW/18.03946180.002819)-(1320.002819 2、全塔物料衡算 hkmolD/78.30729300)(2431.92551108 . 1 7 WDF WxDF WDF xx hkmol xx xx DF WF WD /241.8681 002819 . 0 323944 . 0 002819 . 0 994679 . 0 78.30729 hkmolDFW/163.560878.30729241.8681 二、塔板數(shù)的確定二、塔板數(shù)的確定 1、相平衡方程的計(jì)算： 由化工原理書1可查得如下數(shù)據(jù)： 表 1 甲醇水氣液平衡數(shù)據(jù) 溫度/ 10

9、096.493.591.289.387.784.481.7 x00.020.040.060.080.10.150.2 y00.1340.230.3040.3650.4180.5170.579 溫度/ 7875.373.171.269.367.66664.5 x0.30.40.50.60.70.80.91 y0.6650.7290.7790.8250.870.9150.9581 經(jīng)以上數(shù)據(jù)擬合，可得相平衡曲線圖如下： 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 00.20.40.60.81 圖 1 甲醇?xì)庖浩胶馇€圖 擬合得曲線方程：0096 . 0 3689

10、 . 6 127.29091.7702.111329.81655.23- 23456 xxxxxxy 因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料，所以，1q323944 . 0 Fq xx 0.6770690096 . 0 3689 . 6 127.29091.7702.111329.81655.23- 23456 qqqqqqq xxxxxxy 故最小回流比為：0.899424 323944 . 0 0.677069 0.677069994679 . 0 min qq qD xy yx R 通常操作回流比為最小回流比的 1.12.0 倍即，這里取. min 2.0-1 . 1RR）（2 操作回流比為：1.79884788

11、0488 . 0 22 min RR 2、精餾塔氣液相負(fù)荷 精餾段： hkmol hkmolRDL /219.170178.307291)(1.7988471)D(RV / 140.862878.307291.798847 提餾段： hkmolFqVV hkmolqFLL /219.1701)1 ( /382.731241.8681140.8628 3、操作線方程的確定 精餾段操作線方程： 0.3553890.64271 0.994679 219.1701 78.30729 219.1701 140.8628 1 n nDnn x xx V D x V L y 提餾段操作線方程： 0.0021

12、031.746273 0.002819 219.1701 163.5608 219.1701 382.731 1 m mWmm x xx V W x V L y 4、精餾塔理論塔板數(shù)及理論加料位置 因?yàn)樗敒槿?，所?.994679 1 D xy 第一塊板下降液體組成： 0096 . 0 3689 . 6 127.29091.7702.111329.81655.23- 1 2 1 3 1 4 1 5 1 6 11 xxxxxxy 利用規(guī)劃求解計(jì)算得出：0.983182 1 x 利用精餾段操作線計(jì)算第二塊板上升蒸汽組成為： 0.987290.3553890.9831820.642710.35

13、53890.64271 12 xy 交替使用精餾段操作線方程和相平衡方程直到，然后改用提餾段操作線方程，直到為 Fn xx Wn xx 止，計(jì)算結(jié)果見表： 表 2 板號(hào) 1234567 y0.0.987290.0.0.0.0. x0.0.0.0.0.0.0. 板號(hào) 8910111213 y0.0.623180.0.0.0. x0.416660.0.0.0.0. F xx 0.246485 9W xx 0.000451 13 精餾塔內(nèi)理論板數(shù):，其中精餾段八塊，第九塊為進(jìn)料板，提餾段為四塊板。塊12131 T N 理論板數(shù)圖解法示意如下： 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.

14、7 0.8 0.9 1 00.20.40.60.81 x y 塔板線 氣液平衡曲線 塔釜線 對(duì)角線 塔頂線 精餾段線 提餾段線 q(進(jìn)料)線 圖 2 理論塔板數(shù)圖解法示意圖 5、全塔效率的計(jì)算 當(dāng)精餾塔的理論板數(shù)確定之后，就可以根據(jù)體系的特點(diǎn)、操作條件及塔板的性能，確定與塊理論 T N T N 板具有相同分離能力的實(shí)際板數(shù): P N TTP ENN/ 根據(jù) OConnell 公式：計(jì)算。 T E 245 . 0 )(49 . 0 mT E 由以上公式可知需計(jì)算相對(duì)揮發(fā)度 和進(jìn)料組成下液體粘度。 L 5.1 進(jìn)料組成下液體粘度的計(jì)算 L 由甲醇水氣液平衡數(shù)據(jù)： 表 3 溫度 / 10096.49

15、3.591.289.387.784.481.7 x00.020.040.060.080.10.150.2 y00.1340.230.3040.3650.4180.5170.579 溫度 / 7875.373.171.269.367.66664.5 x0.30.40.50.60.70.80.91 y0.6650.7290.7790.8250.870.9150.9581 用線性回歸可計(jì)算出 99.278 64.599 77.451 W D F t t t 則塔頂、塔釜的平均溫度 81.939 2 278.99599.64 2 t t WD m t 在時(shí)，查得，81.939t m smPa3478

16、. 0 2 OH smPa2763 . 0 3 OHCH 3478).(00.802863lg2763).0.1971lg(0lg m 求出smPa0.332384 m 5.2 全塔效率和實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算 T E P N 因?yàn)樯厦嬉呀?jīng)計(jì)算，所以全塔效率：4475 . 4 0.445251)332384 . 0 4475 . 4 (49 . 0 245 . 0 T E 精餾段板數(shù)：塊21 445251 . 0 9 提餾段板數(shù)：塊9 445251 . 0 4 所以全塔實(shí)際板數(shù)： 塊30113/0.44525 P N 三、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物料數(shù)據(jù)的計(jì)算三、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物料數(shù)據(jù)的計(jì)算

17、1、操作壓強(qiáng) P的計(jì)算： 取每層塔板壓降為則kpaP7 . 0 塔頂壓強(qiáng)： kpaPD 3 . 1054 3 . 101 進(jìn)料板壓強(qiáng)： kpaPF1207 . 021105.3 塔釜壓強(qiáng)： kpaPW 3 . 1267 . 030105.3 精餾段平均壓強(qiáng)： kpa PP P FD m 112.65 2 120 3 . 105 2 1 提餾段平均壓強(qiáng)： kpa PP P Fw m 123.15 2 120126.3 2 2 2、操作溫度 t的計(jì)算： 進(jìn)料溫度、塔頂溫度及塔釜溫度分別為： 精餾段平均溫度： 025.71 2 451.77599.64 2 1 FD m tt t 提餾段平均溫度：3

18、645.88 2 451.77278.99 2 2 Fw m tt t 3、平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 （1）塔頂: kmolkg kmolkg xxy D /31.7645501180.983182)(1320.983182M /31.9255071180.994679)(1320.994679M 0.9831820.994679 LDm VDm 11 （2）進(jìn)料板: kmolkg kmolkg yx FF /21.4507922180.246485)(1320.246485M /26.7245258180.62318)(1320.62318M 0.623180.246485 LFm VFm （3）塔

19、釜: kmolkg kmolkg yx WW /18.0063164180.000451)(1320.000451M /18.1745442180.012467)(1320.012467M 0.0124670.000451 LWm VWm （4）精餾段平均摩爾質(zhì)量： 氣相：kmolkg MM M VFmVDm Vm /29.3250165 2 26.724525831.9255071 2 1 液相：kmolkg MM M LFmLDm Lm /26.6076711 2 21.450792231.7645501 2 1 （5）提餾段平均分子量： 氣相：kmolkg MM M VFmVWm Vm

20、/22.449535 2 26.724525818.1745442 2 2 液相： kmolkg MM M LFmLWm Lm /19.7285543 2 21.450792218.0063164 2 2 4、平均密度的計(jì)算 （1）氣相平均密度的計(jì)算 Vm 精餾段平均密度: 3- 1 11 1 1.15446327 )025.71(273.158.314 29.3250165112.65 mkg TR Mp m Vmm Vm 提餾段平均平均密度: 3- 2 22 2 0.91982673 )3645.88(273.158.314 22.44953515.123 mkg TR Mp m Vmm

21、Vm （2）液相平均密度的計(jì)算 Lm 由式 求相應(yīng)的液相密度。 LB B LA A i i Lm 1 、塔頂平均液體密度 時(shí)，查化工原理得，64.599 D t -3 7 . 755mkg A -3 7 .980mkg B 0.99831028 18)997 . 0 1 (32.9970 32979 . 0 A 3- 755.993075 ) 980.7 )0.99831028(1 755.7 0.99831028 ( 1 mkg LDm 對(duì)于進(jìn)料板： 77.451 F t -3 3 . 740mkg A -3 3 . 974mkg B 0.60229133 1854 . 0 3246 . 0

22、 3246 . 0 A 3- 818.480124 ) 974.3 )0.60229133(1 740.3 0.60229133 ( 1 mkg LFm 對(duì)于塔釜： 99.278 W t -3 719.4mkg A -3 963.4mkg B 0.00885445 18995 . 0 32.0050 32.0050 A 3- 960.5154 ) 963.4 )0.00885445(1 719.4 0.00885445 ( 1 mkg LWm （3）精餾段平均液相密度: 3- 1 787.236599 2 480124.818993075.755 2 mkg LFmLDm Lm 提餾段平均液相

23、密度: 3- 2 889.497762 2 480124.8185154.960 2 mkg LFmLWm Lm 5、液體表面張力的計(jì)算 根據(jù)化工手冊(cè)2查得不同溫度下甲醇和水的表面張力 表 4 不同溫度下甲醇和水的表面張力 位置平均溫度 C甲醇 mN/m水 mN/m 塔頂 64.59916.865.33 進(jìn)料 77.45115.3363.11 塔釜 99.27814.9558.94 根據(jù)式平均表面張力，如下： i n i im x 1 - 則塔頂： mmN mD /17.0582265.330.994679)(116.80.994679 進(jìn)料： mmN mF /47.6319711 . 3 6

24、0.323944)(133 . 5 10.323944 塔釜： mmN mW /58.8160194.580.002819)(195.140.002819 則精餾段：mmN FmDm m /32.3451 2 47.6319717.05822 2 1 提餾段：mmN FmWm m /53.22399 2 47.6319758.81601 2 2 四、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算四、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 1、精餾段的氣液體積流率及塔徑 sm MV V Vm Vm S /1.54645406 1.154463273600 29.3250165219.170137 3600 3 1 1 1 sm M

25、L L Lm Lm S /0.0013225 787.2365993600 26.6076711140.862845 3600 3 1 1 1 空塔氣速可按下述方法計(jì)算?，F(xiàn)根據(jù)半經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算出最大允許空塔氣速 （由式） V VL Cu 1max 2 . 0 20 20 ）（ L CC 取板間距，板上液層高度 mHT4 . 0mhL06 . 0 分離空間的高度為：mhH LT 34 . 0 06 . 0 4 . 0 氣液動(dòng)能參數(shù)為：0.02233166) 1.15446327 787.236599 ( 36001.54645406 36000.0013225 )( 2 1 2 1 v L h h

26、 V L 氣體負(fù)荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖 3查取，查得 20 C072 . 0 20 C smCC L /0.079266) 20 32.3451 (072 . 0 20 2 . 02 . 0 20 ）（ smCu V VL /2.06838841 1.15446327 1236599 0.079266 1max 求出最大允許空塔氣速后，要想得到適宜的空塔氣速，需乘以安全系數(shù)。 max u max )8 . 06 . 0(uu 取安全系數(shù)為 0.7，則空塔速度為smuu/1.447871892.068388417 . 07 . 0 max 塔徑m u V D S 1.16

27、645668 1.445382433.14 1.5464540644 1 1 塔徑的計(jì)算值不是整數(shù)，應(yīng)予以圓整。根據(jù)我國(guó)壓力容器公稱直徑標(biāo)準(zhǔn)，直徑在 1 m 以上間隔為 200 mm，故直徑應(yīng)取 1.2 m。 2、提餾段的氣液體積流率及塔徑 sm MV V Vm Vm S/1.48586791 0.919826733600 22.449535219.170137 3600 3 2 2 2 sm ML L Lm Lm S/0.00235799 889.4977623600 19.8664854382.730977 3600 3 2 2 2 取板間距，板上液層高度 mHT4 . 0mhL06 .

28、0 分離空間的高度為：mhH LT 34 . 0 06 . 0 4 . 0 氣液動(dòng)能參數(shù)為：0.04934927) 0.91982673 889.497762 ( 36001.48586791 36000.00235799 )( 2 1 2 1 v L h h V L 氣體負(fù)荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，查得 20 C07 . 0 20 C smCC L /0.08513606) 20 53.22399 (07 . 0 20 2 . 02 . 0 20 ）（ smCu V VL /2.64611233 0.91982673 0.91982673889.497762 0.08513606 1max

29、取安全系數(shù)為 0.7，則空塔速度為smuu/1.852278632.646112337 . 07 . 0 max 塔徑m u V D S 1.01088584 1.852278633.14 1.4858679144 2 2 塔徑的計(jì)算值不是整數(shù)，應(yīng)予以圓整。根據(jù)我國(guó)壓力容器公稱直徑標(biāo)準(zhǔn)，直徑在 1 m 以上間隔為 200 mm，故直徑應(yīng)取 1.2 m。 根據(jù)上述精餾段和提留段塔徑的計(jì)算，可知全塔塔徑為mD2 . 1 五、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算五、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 1、塔有效高度的計(jì)算： 精餾段有效高度為： mHNZ T 84 . 0) 121() 1( 11 提餾段有效高度為： mHNZ

30、 T 2 . 34 . 0) 19() 1( 22 在提溜段開 1 個(gè)人孔，在精餾段開 1 個(gè)人孔，其高度均為：0.8m， 故精餾塔的有效高度為： mZ63.128 . 04 . 030 2、裝置計(jì)算 根據(jù)實(shí)際經(jīng)驗(yàn)，一般情況下塔徑小于 2 m 時(shí)選用單流型，大于 2.2 m 時(shí)才考慮雙流型。在工業(yè)精餾塔中 多采用， 因，可采用單溢流弓型降液管，采用凹形受液盤，不設(shè)進(jìn)口堰，各項(xiàng)計(jì)算如下：mD2 . 1 (1) 溢流堰長(zhǎng) W l mDlW72 . 0 2 . 16 . 06 . 0 (2) 溢流堰高度 W h OWLW hhh 選平直堰，堰上液高度為，近似取， OW h1E m l L Eh W

31、h OW 0.01000527) 72 . 0 0.00132253600 (11084 . 2 )(1084. 2 3 2 3 - 3 2 3 - 取板上清液層高度，故mmhL50mhhh OWLW 0.039994730.0100052705 . 0 (3)弓形降液管的寬度與降液管的面積 d W f A 由，查弓型降液管圖 4得 6 . 0 D lW 054 . 0 115 . 0 / Tfd AADW， 故mWd138 . 0 .21115 . 0 22 061 . 0 2 . 1785 . 0 054 . 0 054 . 0 mAA Tf 計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間ss L HA h

32、Tf 545.18 36000.0013225 4 . 0610 . 03600 3600 1 故降液管設(shè)計(jì)合理。 (4) 降液管底隙高度 0 h 取液體通過降液管底隙的流速，smu/08 . 0 0 依下式計(jì)算降液管底隙高度 0 h m ul L h W s 02296 . 0 36000.0872 . 0 36000.0013225 0 1 0 mmhh oW 006 . 0 01703 . 0 02296 . 0 0.03999473 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 選用凹形受液盤 深度mmhW50 3、塔板布置 (1) 邊緣區(qū)寬度確定 入、出口安全區(qū),邊緣區(qū)寬度。由以上可知mWWs s 7

33、0 . 0 mWc60 . 0mWd138. 0 (2) 開孔區(qū)面積計(jì)算 )arcsin 180 (2 222 r x rxrxAa mWW D x sd 0.3920.07)138.(0 2 .21 )( 2 mW D r c 0.540.06 2 .21 2 故有效傳質(zhì)區(qū)面積 2222 0.76495538) 0.54 0.392 arcsin 180 0.540.3920.54(0.3922mAa （3）篩孔計(jì)算及其排列 本例所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑m003 . 0 md005 . 0 0 篩孔按正三角形排列，取孔中心距 t 為 mdt015 . 0 3 0 開孔率

34、為： %07.10) 0.015 0.005 (0.907)/(907 . 0 2 0 td 篩孔總截面積 2 0 0.077107576495538 . 0 %07.10mAA a 篩孔的氣速為 smAVu S /1819. 81 0.02989783 0.5436 / 00 篩孔個(gè)數(shù) 個(gè)456306.5231 0.0050.785 0.02989783 785 . 0 22 0 0 d A n (4)液沫夾帶量 一般可取 0.125)0.010005273(0.03999472.5)(5 . 2 0 wWf hhH sm AA V u fT S a /6591 . 1 03617 . 0

35、02450. 0.5436 kgkgkgkg hH u e fT a L V /1 . 0/0.01406) 15 . 0 4 . 0 1.1659 ( 1094. 55 107 . 5 )( 107 . 5 2 . 3 3- 6 2 . 3 6 液液 六、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算六、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 1、塔板壓降 （1）干板阻力計(jì)算： 干板阻力，由查文獻(xiàn)（1）中圖 5-10 得 c h c h67 . 1 3 5 0 d 8 . 0 0 C 液柱m C u g h L V c 02342 . 0 ) 921.785 0.819 () 8 . 0 18.1819 ( 8 . 92 1 )()( 2

36、 1 22 0 0 （2）氣流穿過板上液層的阻力計(jì)算 1 h )/(55120 . 10.8191.1659 2/ 12/ 1 mskguF Vaa 查文獻(xiàn)（3）中 5-11，得。 6 . 0 故 0.0340.010005270.039994730.6)( 1 mhhh oww （3）液體表面張力的阻力計(jì)算 h m dg h L L 0.00354 0.0059.8787.236599 32.3451104104 3- 0 3- 氣體通過每層塔板的液柱高度 p h mhhhh cp 0843 . 0 0.00354034 . 0 0467626 . 0 1 氣體通過每層塔板的壓降為 （設(shè)計(jì)允

37、許值）PaghP LpP 700Pa650.379.8787.2365990.0843 2、淹塔驗(yàn)算 為防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度。可用下式子計(jì)算，即 )( wTd hHH d H dLpd hhhH 與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊后w高度mhhhh cp 0843 . 0 0.00354034 . 0 0467626 . 0 1 液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰，故可按下式計(jì)算： d h m hl L h w d 0.000979) 02296 . 0 72 . 0 0.0013225 (153 . 0 )(153 . 0 22 0 S1 板上液層高度，取mhl05 .

38、 0 所以mhhhH dLpd 137 . 0 000979. 00.050.0843 取泡沫層的相對(duì)密度，板間距 ，溢流堰高度5 . 00.40 T HmmhW0.0399 則mhH wT 2199 . 0 )0.03994 . 0(5 . 0)( 可見 ，符合防止淹塔的要求。 )( wTd hHH 七、塔板負(fù)荷性能圖七、塔板負(fù)荷性能圖 1、霧沫夾帶線 ,并將有關(guān)變量與1 . 0 V e)/101 . 75 . 2(1081 . 8 3/23/232 . 3/13 WVLhWTvvb lqhHAq 1.0689/1.44787181.54645406/uqA 3/2 3/2 3/2 30.3

39、1253 246.458365.34 ) 72 . 0 1 101 . 704 . 0 5 . 24 . 0(32.3451068 . 1 1081 . 8 vLh VLhvvb q qq 2、液泛線 液泛線方程為 3/222 VlhVLhVVh dqcqbaq 其中， 9 2 9 2 00 9- 1052 . 1 )8 . 0(0.077 787.237 1.154 10934 . 3 )( 10934 . 3 CA a L V 615 . 0 0.04) 16 . 05 . 0(4 . 05 . 0) 1( WT hHb 5-28-28- 10529 . 2 0.03)/(0.721018 . 1 )/(1018 . 1 bWh lc 33/233/23- 1066 . 5 72 . 0 / )6 . 01 (10