乙醇水溶液連續(xù)板式精餾塔設(shè)計(jì)說明

1、化學(xué)與環(huán)境工程學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)題目：系別：第一章 前言 4第二章緒論 4 2.1 設(shè)計(jì)方案 4 2.2 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明 4 2.2.1 選塔依據(jù) 4 2.2.3 選擇適宜回流比 5 2.2.4 回流方式：泡點(diǎn)回流 5 2.2.5 操作流程說明 5第三章 塔板的工藝設(shè)計(jì) 6 3.1 精餾塔全塔物料衡算 6 3.2 主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計(jì)算 6 3.2.3 密度的計(jì)算 8 3.2.6 相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算 16 3.3 理論塔的計(jì)算 16 3.4 塔徑的初步設(shè)計(jì) 19 3.4.2 精餾段塔徑的計(jì)算 20 3.4.3 提餾段塔徑的計(jì)算 21 3.5 溢流裝置 22 3.5.2 弓降液管的寬度和橫截

2、面積 22 3.6 塔板的結(jié)構(gòu)尺寸、浮閥數(shù)目及排列 24第四章 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 27 4.1 氣相通過浮閥塔板的壓降 27 4.2 液泛 28 4.3 霧沫夾帶 29 4.4 塔板負(fù)荷性能圖 30第五章 塔附件設(shè)計(jì) 34 5.2 人孔 36 6.2 塔的底部空間高度 36 6.3 進(jìn)料板空間高度 H F 錯(cuò)誤 !未定義書簽。 6.4 塔總體高度 37第七章 附屬設(shè)備設(shè)計(jì) 37 7.1 數(shù)據(jù)與說明 37 7.2 預(yù)熱器計(jì)算 38 7.3 全凝器計(jì)算 39 7.4 冷卻器計(jì)算 40第八章 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總 41參考文獻(xiàn) 42附錄一 設(shè)計(jì)所需技術(shù)參數(shù) 43附錄二乙醇水系統(tǒng) TXY 數(shù)據(jù) 45第一章

3、前言乙醇在工業(yè)，醫(yī)藥，民用等方面，都有很廣泛的應(yīng)用，是一種很重要的原料。在很多方面，要求 乙醇有不同的純度，有時(shí)要求純度很高，甚至是無水乙醇，這是很有困難的，因?yàn)橐掖紭O具揮發(fā)性， 所以，想得到高純度的乙醇很困難。要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續(xù)精餾的方法，因?yàn)橐掖己退膿]發(fā)度相差不 大。精餾是多數(shù)分離過程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎 完全的分離?；S中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進(jìn)行，塔內(nèi)裝有若干層塔板和充填一定高 度的填料。為實(shí)現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。 可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，

4、還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時(shí)還要配原料液預(yù) 熱器，回流液泵等附屬設(shè)備，才能實(shí)現(xiàn)整個(gè)操作。浮閥塔與 20 世紀(jì) 50 年代初期在工業(yè)上開始推廣使用， 由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點(diǎn)， 已成 為國內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔形，特別是在石油，化學(xué)工業(yè)中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用 的是 F1 型和 V-4 型。 F1 型浮閥的結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好，廣泛應(yīng)用在化工及 煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)( JB168-68 )內(nèi)， F1 型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下 都采用重閥，只有處理量大且要求壓強(qiáng)降很低的系統(tǒng)中，采用輕閥。浮閥塔具有下列優(yōu)點(diǎn)： 1 ，生產(chǎn) 能力大。 2，

5、操作彈性大。 3 ，塔板效率高。 4 ，氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小。 5，塔的造價(jià)低。浮閥 塔不宜處理宜結(jié)焦或黏度大的系統(tǒng)，但對(duì)于黏度稍大及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操 作。第二章緒論2.1 設(shè)計(jì)方案本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離乙醇 - 水混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡 點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液 在泡點(diǎn)下的部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，故操 作回流比取最小回流比的 1.4 倍。塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。2.2 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明 2.2

6、.1 選塔依據(jù)浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡罩，在塔板開孔上設(shè) 有浮動(dòng)的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進(jìn) 使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價(jià)等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘 稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質(zhì)過程中。塔徑 從 200 mm 到 6400 mm ，使用效果均較好。浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因?yàn)樗哂邢铝刑攸c(diǎn)：(1 )處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加2040 %，而接近于篩板塔。(2)操作彈性大，一般約為 59，比篩板、泡罩、舌形塔板

7、的操作彈性要大得多。(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400660 N/m 2。(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，制造費(fèi)為泡罩塔板的6080 %，為篩板塔的120130 %。 2.2.2 加熱方式：直接蒸汽加熱蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。直接蒸汽加熱由于塔底產(chǎn)物基本是水， 又由于在化工廠蒸汽較多所以直接蒸汽加熱。 2.2.3 選擇適宜回流比適宜的回流比應(yīng)該通過經(jīng)濟(jì)核算來確定，即操作費(fèi)用和設(shè)備折舊費(fèi)用之和為最低時(shí)的回流比為最適宜的回流比。確定

8、回流比的方法為：先求出最小回流比 Rmin ，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)取操作回流比為最小回流比的1.2 2.0倍，考慮到原始數(shù)據(jù)和設(shè)計(jì)任務(wù)，本方案取1.4，即：R = 1.4R min ；采用釜液產(chǎn)品去預(yù)熱原料，可以充分利用釜液產(chǎn)品的余熱，節(jié)約能源。 2.2.4 回流方式：泡點(diǎn)回流泡點(diǎn)回流易于控制 ,設(shè)計(jì)和控制時(shí)比較方便 ,而且可以節(jié)約能源。 2.2.5 操作流程說明乙醇 -水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，進(jìn)入回流罐部分回 流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。 塔釜采用直接蒸汽供熱， 塔底產(chǎn)品用于預(yù)熱原料 冷 卻后送入貯槽。精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、冷凝器、釜液冷卻

9、器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量 自塔底蒸汽輸入，由冷凝器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。乙醇水混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點(diǎn)溫度后送入精餾塔進(jìn)料板，在進(jìn)料板上與自塔上部下降 的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進(jìn) 行熱和質(zhì)的傳遞過程。第三章塔板的 工藝設(shè)計(jì) 3.1精餾塔全塔物料衡算F :進(jìn)料量（kmol/s）xf :原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）D :塔頂產(chǎn)品流量（kmol/s）Xd :塔頂組成W :塔底殘液流量（kmol/s）xw :塔底組成原料乙醇組成：xF30/4614.430/4670 /18塔頂組成：XD92.5/4692.5/46 0.075/18塔底

10、組成：Dxdd 99Fxf42410 / 0.3461 0.318進(jìn)料量：F=2 10 t/y=0.1712koml/s36524 3600物料衡算式為：F+S=D+WFXf DXDWXw聯(lián)立代入求解：D=0.015kmol/s,W=0.1562kmol/s,S=0.0355kmol/s 3.2主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計(jì)算 乙醇一水系統(tǒng)t-x-y數(shù)據(jù) 表3-1乙醇一水系統(tǒng)的氣液平衡數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/ C乙醇摩爾數(shù)/%沸點(diǎn)t/ C乙醇摩爾數(shù)/%液相氣相液相氣相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.6942.062.22

11、99.50.121.5780.1248.964.7099.20.232.90579.8852.666.2899.00.3153.7279.5261.070.2998.750.394.5179.2465.672.7197.650.798.76578.9268.974.6995.81.61416.3578.7672.376.9391.34.16229.978.6975.979.2687.97.41639.178.4279.881.8385.2412.6947.4778.2783.884.9183.75117.4751.678.2785.986.4082.325.755.778.189.489.41

12、5451tF12.647.4112.47.4178.2778.4 .-t D- 78.483.8779.828379.8291.395.8 tW 95.84.161.6121.61tD : 322溫度的計(jì)算利用表中數(shù)據(jù)用插值法求得85.2- 87.9 = tF 87.9tF =85.32 CtD =78.30 Ctw =95.11 C_ tFtD85 32 78 3精餾段平均溫度禮= 一 =78.3 =81.81 Ct1 2 2提餾段平均溫度t2=S tw85.32 95.11 =90.22 Ct2 2 2密度的計(jì)算1已知：混合液密度依式L* a（ a為質(zhì)量分?jǐn)?shù)，M為平均相對(duì)分子質(zhì)量）AB22

13、.40PM混合汽密度依式vRTM1 0塔頂溫度：tD =78.3 C氣相組成：78.478.2778.3078.2781.8384.91100 yD84.91進(jìn)料溫度：tF =85.32 C氣相組成：87.985.285.3285239.1647.49100yF47.49yD =84.20 %yF =47.12 %塔釜溫度：tw =95.11 C95.891.395.1191.3w氣相組成：Yw-18.42 %16.3429.92100 yw 29.92精餾段:液相組成X1 : NXdXf /2X47.7氣相組成y1:*y */2Y165.66M L1460.477181 0.47731.36

14、kg/ kmol所以M V1460.6566181 0.656636.38kg/kmol提餾段液相組成X2 :X2XwXf/2X27.2氣相組成y2:Y2Yw Yf/2Y232.77M L246181 0.07220.02kg/kmol所以M V2460.3277181 0.327727.18kg/kmol表3-2不同溫度下乙醇和水的密度溫度/ rc/ kg m 3w/ kg m3溫度/rc / kg m 3w / kg m 380735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.33求得在與下的乙醇和水的密度（單位：kg/m）tD 78.30

15、CCD 736.7kg/m385 8085 78.30730 735730 cdwd 972.89kg/m33750.21kg/m385 8085 78.3968.6 971.8968.6 wd10.92581 0.9258D 736.7972.89tF85.32 C90 8590 85.32724 730724CF 729.62kg / m3CF90 8590 85.32965.3 968.6965.3 wfWF968.39kg/m310.2651 0.265F 729.62968.39891.11kg/m3tW 95.11 C100 9595.1195100 95958.4 961.850

16、.0497719.91L1所以716 72095.11 95CW720cw 719.91kg/m3ww 961.851 0.0497961.71WW891.113961.77kg/m3945.97 kg/m32893.58924.64750.21820.66 kg / m3918.54 kg/m3M LDXd461 Xd1841.24kg/kmolMlfXF461Xf1821.47kg/kmolM LWXW461xw1818.56kg/kmolM L1M LDMlf41.2421.4731.36kg/ kmol22M L2M LWMlf18.5621.4720.02kg / kmol22M V

17、DyD461 yD1841.58kg/kmolMvfyF461頭1831.19kg/kmolFWL222M VWyW461 yW 18 23.16kg/kmolM V122M vwMvf 23.16 31.19221.293105.32522.4 31.198.3145273.1585.32291.293105.32522.4 41.588.3145273.1578.30291.293105.32522.4 23.168.3145273.1595.112941.58 31.1927.18kg / kmol1.10VF1.50VD0.796VWM V2M VD M VF嚀50 1.30kg/m3

18、36.39kg / kmolV1V21796 0.948kg m 混合液體表面張力二元有機(jī)物-水溶液表面張力可用下列各式計(jì)算1/4m1/4sw wso1/4oX0V0注： wswXswVs /Vws0XsVs/Vq/wB lgV 2/30.441 qT qV2/3WA B Q , A Ig2swswsoso式中下角標(biāo)，w,o,s 體部分的分子體積，3分別代表水、有機(jī)物及表面部分；W為純水、有機(jī)物的表面張力,xw、xo指主體部分的分子數(shù), 對(duì)乙醇 q =2 。Vw、Vo主me46cd736.7me46ew719.91me46cf729.6218wf968.39W18wd972.89mw18VCF

19、VwFVwD961.77WWVcdVcw62.44mL63.90mL63.05mL18.59mL18.50mL18.72mL表3-3不同溫度下乙醇和水的表面張力溫度/ r708090100乙醇表面張力/10 -3N/m 21817.1516.215.2水表面張力/10 -3N/m 264.362.660.758.8求得在tD,tF,tw下的乙醇和水的表面張力（單位： 10-3Nm-1）乙醇表面張力:90 8085.32 8016.2 17.15CF17.15CF16.6480 7078.3 7017.15 18CD 18CD17.29100 9095.11 9015.2 16.2cw 16.2

20、cw 15.6990 8060.762.6水表面張力：85.32 80wf 62.6wf 61.5980 7062.6 64.378.3 70wd 64.3wd 62.89100 9058.8 60.795.11 90WW60.7ww 59.73塔頂表面張力:0.83 62.440.00352WDlg CD0.441聯(lián)立方程組:代入求得:1/ 4D2WDCD21XD VWDXDVCD 1 XD VWDXDVWD20.83 18.500.83 18.500.83 62.44Ig 0.00352.4594wdVWD30.76292.4594 0.76293.22232SWD lg SCDswd=0

21、.024 ,0.02462.891/4SCDSWDSCD 10.9760.97617.291/417.93原料表面張力:2WF1 Xf VwfCFXfVcf1Xf VwfXfVcf21 0.12418.590.124 63.05_1 0.124_18.59 0.124 63.051.407B lgWFlg1.4070.1484CFQ 0.441 Tq0.7395A B Q 0.1484 0.73950.59112聯(lián)立方程組： A lg, SWF SCF 1SCF代入求得：swf =0.394 , scf 0.6061/4F0.3941/41/461.590.60616.64f 29.36塔底表

22、面張力:2WWCW2xw VwwXWVCWxw VWWXFVCW2(1 0.02) 18.720.02 63.901 0.0218.720.02 63.9013.422B lg -lg13.421.128CWQ 0.441-cwVcwTqwwVWX0.709A B Q 1.128 0.709 0.4192聯(lián)立方程組：AlgSWW4Alg，SWWSCW1SCW代入求得：sww=.773 ,scw0.2271/ 41/41/4W 0.77359.730.22715.69,w 45.75（1 ）精餾段液相表面張力：OT=( Fd ) / 2 = (29.3617.93)/223.65（2 ）提餾段液

23、相表面張力：序=(Fw)/2 = (29.3645.75)/237.56 混合物的黏度計(jì)算表3-4水在不同溫度下的黏度溫度/C黏度/ mPa s溫度/C黏度/ mPa s810.3521900.3165820.3478910.3130表3-5乙醇在不同溫度下的黏度溫度/C黏度/ mPa s800.4951000.36114=81.81 C 查表得：水=0.3486mPa.s醇=0.483 mPa.st 2=90。22 C 查表得：水=0.3157mPa.s醇=0.427 mPa.s精餾段黏度：1醇x1水10.47700.4830.34861 0.47700.4127mPa s提餾段黏度：12醇

24、X21水1x20.4270.0720.31571 0.0720.3237mPa s 326相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算由 J，=0.4712Xf =124得:6.300.4712 /10.4712F 0.12410.124由 y =0.8420xD =0.830.84201 0.8420D=1.090.83 /10.83由 yw=0.1842Xw =.20.18421 0.18420.0211.061 、6.30 1.09 2.6202 .6.30 11.06 8.3470.02(1) 精餾段相對(duì)揮發(fā)度(2) 提餾段相對(duì)揮發(fā)度 3.3理論塔的計(jì)算理論板：指離開此板的氣液兩相平衡，而且塔板上液相組成均勻。理論

25、板的計(jì)算方法：可采用逐板計(jì)算法，圖解法，在本次實(shí)驗(yàn)設(shè)計(jì)中采用圖解法。根據(jù)1.01325 x 105Kpa下乙醇一水的氣液平衡組成可繪出平衡曲線，即x y曲線圖，并繪出最小回流比圖。圖3-1確定最小回流比的計(jì)算q 1.0 , xq 0.124 , y 0.41087所以0830.410871.461xq0.41087 0.124R 1.4Rmin 1.4 1.4612.0454已知：精餾段操作線方程:R廠滄?zhèn)} 0.6716x o.2725提餾段操作線方程：yn 1DXD FXf 3.4214xn 0.0684 V圖3-2圖解法求理論板數(shù)在圖上作操作線，由點(diǎn)（0.8387 , 0.8387 ）起在

26、平衡線與精餾段操作線間畫階梯，過精餾段操作線與q線交點(diǎn)，直到階梯與平衡線的交點(diǎn)小于 0.001176為止，由此得到理論Nt=21快（包括再沸器），加料板為第17塊理論板。板效率與塔板結(jié)構(gòu)，操作條件，物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān)，它反映了實(shí)際塔板上傳質(zhì)過程進(jìn)行的程度。板效率可用奧康奈爾公式：0.245Et 0.49 l 計(jì)算。其中：一塔頂與塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度；l 塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度 mPa.s o（1）精餾段已知2.260 L1 0.4127mpa s-0245Nt 17Et=0.49 x(2.260 0.4127)=0-481 N p精 =冒=0481 =35 塊為了安

27、全起見，精餾段再加一塊板，總共為36塊板。(2)提餾段已知 8.347 L2 0.3237mpa s0.2453Et=o.49 x(8.347 0.3237)=o.384 Np提=即=?|84=8 塊E t為了安全起見，精餾段再加一塊板，總共為9塊板。全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：Np=N P精+ Np提=36+9=45全塔效率：Et Nl %Np2045% = 44.44%加料板位置在第 37塊塔板 3.4塔徑的初步設(shè)計(jì) 氣、液相體積流量計(jì)算根據(jù)x-y圖查圖計(jì)算，或由解析法計(jì)算求得：Rmin1.461取 R 1.4Rmin 1.4 1.461 2.0454(1)精餾段L R D 2.0454 0.01

28、5 0.0307kmol/sV R 1 D 2.0454 10.015 0.0457kmol/sL1Ml丄30.990.03070.962kg/s則質(zhì)量流量：V1MV1V36.390.04571.6614kg /sL10.96233 fLs11.1710 m /sL1820.66則體積流量：V11.66143 ,Vs11.278m / sV11.3(2)提餾段 q=1.0L L qF 0.0307 1 0.1255 0.1562kmol/sV V q 1 F 0.0457kmol/sL2mL2l20.020.15623.1273kg/s則質(zhì)量流量：V2mV2v27.180.04571.241k

29、g/sLS2L23.12733.44 103 3 .m /sL2918.54則體積流量：VS2V21.2411.309m3/sV20.948LVV 342精餾段塔徑的計(jì)算有口 =（安全系數(shù)）XUmax，安全系數(shù)=0.60.8 , Umax式中c可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出圖3-3史密斯關(guān)聯(lián)圖4035Q.0.4 L0.03Hr虹Wtt:t-萌 55-0,閒 一I UQ.4S-E連w益海5S9iS9li：!lii：0.M630 0.40560 0加）000.0S 2橫坐標(biāo)數(shù)值為 山（一 ）=1.17 10（820.66）=o.o23V1 13（ 1.3）取板間距 H T = 0.4m Hl = 0-06m

30、 則 Ht_Hl = 0.34m查圖可知c20 =0.071CP。=0.071（2365）=0.073Umax= 0.073820.66-1.3V 13=1.833U =7 Umax=0.71.833=1.283D=4Vs1U14 1.278 3.14 1.283=1.1262 2圓整D 1.2m 塔截面積 AT D 1.1304m實(shí)際空塔氣速為U1 帚=1.131m/s提餾段塔徑的計(jì)算橫坐標(biāo)數(shù)值為VS212()V2=3.44 101.309(918.54(0.94812)=0.0818取板間距 h T =0.4m h L=0.06m 貝V hT- H L =0-34m查圖可知 C20 = 0

31、.0740.2 0.2C=C2( ) =0.074 ( 37.56) =0.083920 20Umax= 0.0839, 918.540.948=2.610m/s:0.948=0.955mu =0.7 jmax=0.7 2.610=1.827m/s D2 =J4V J 4 1.309 uUmaxj23.14 1.82722圓整 D 1m ,均取 D =1m塔截面積 AT - D 1.1304 m1 309實(shí)際空塔氣速為u2 =1.158m/ s1.1304 3.5溢流裝置 堰長1W的計(jì)算取 lw=065 D =0.651.2=0.78m本設(shè)計(jì)采用平直堰，設(shè)出口堰不設(shè)進(jìn)口堰，堰上液高度how按下

32、式計(jì)算23_ 2.84how =二1000I hE=1)E()(近似取l w(1 )精餾段:= 2.84 3600 4.2121000 (0.7810=0.009m堰高 hw 皿how =.06-0.009=0.51m(2 )提餾段：h ow= 284(3600 12.384 10 3)1000 ( )23=0.018m0.78堰高 hw hL how =0.06-0.018=0.042m弓降液管的寬度和橫截面積圖3-40.4/0.320J oos 0.06 a.os 0 04 0 030,020.010.40.50.65 了0.91.0ya查圖得 A = 0.14 WD =0.18 AtDW

33、D =0.18 1= 0.18m則 a =0.14 1.130缶0.1583m2驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間精餾段：1 31.17 1054.12s提餾段：0.1583 0.418.41s23.44 10 3停留時(shí)間5s故降液管可以使用 降液管底隙高度圖3-5降液管示意圖(1 )精餾段:取降液管底隙流速 u00.14m/s,則h0=Il WU01.17 100.78 0.14=0.0107 m取 h00.01m(2 )提餾段：取降液管底隙流速Uo0.14m/s,則3=Ls1 = 344_10 = 0.0315 m取 h o 0.03mh0 lwU00.78 0.14 3.6塔板的結(jié)構(gòu)尺寸、浮閥數(shù)目及排

34、列采用輕型重閥，重量為32g，孔徑為39mm 塔板的結(jié)構(gòu)尺寸由于塔徑大于 800mm，所以采用單溢流型分塊式塔板，塔板面積可分為四個(gè)區(qū)域：鼓泡區(qū)，溢 流區(qū)，破沫區(qū)，無效區(qū)。本設(shè)計(jì)塔徑D=1.2m，故塔板采用分塊式，以便通過入孔裝拆塔板。 浮閥數(shù)目及排列(1) 精餾段：取閥孔動(dòng)能因子F0=11，孔速U1為:U01每層塔板上的浮閥數(shù)目為:1.278人2=111 個(gè)_d 2u 0.785 （0.039）9.6484Ws=0.06m。取邊緣區(qū)寬度Wc=0.06m，破沫區(qū)寬度計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，按Aa 2R2 .1 x莎sin R式計(jì)算其中:D1.2x （ Wd +Ws）=22D Wc 咚 0.06

35、 0.54m2 20.180.060.36m所以:Aa = 20.360.542 0.362 3.14 0.54 arc si n036 =0.715 m20.54180浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距t=0.075m則排間距：tA2= 0.715 =0.092mNt 111 0.07因塔徑較大，需采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用0.092m ，而應(yīng)小些，故取t=0.08m，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)目為115個(gè)。圖3-7精餾段浮閥數(shù)目的確定o o o o o oOOOOOCOOOOOOOOOOOOOooooooooo

36、OOOOOOOOOOOOOOOCOOOOOOOOOOOOO000000000OOOOOOOOOOOOOOOCOOOOOOOOOOOOO按N=115，重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因子:Uoi1.2783.14 (0.039)2=9.31115m/sF01 =9.31=10.615閥動(dòng)能因子變化不大，仍在913范圍內(nèi)。u1.134塔板開孔率-100% =100% =12.18%U019.31(2) 提餾段：取閥孔動(dòng)能因子F0=11，孔速U2為:U02F。11=11.3 m/s0.948每層塔板上的浮閥數(shù)目為:Vs21.309A=2=97 個(gè)_d 2U0.785 (0.039)11.30 024取 t=0

37、.070m則排間距：tAa 0.715C=E 1053m同上取t =90mm ，則排得閥數(shù)目為101個(gè)。圖3-8提餾段浮閥數(shù)目的確定八OOOOOO 6、 ooooooooo oooooocooo oooooooooOOOOOOO O O 0 ooooooooo oooooooooo ooooooooo oooooooooo ooooooooo Xn o o o o o o o/按N=101 ,重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因子:u 02Vs24d2N1.30920.7850.03910110.85m/s氐 10.85 0.948 10.56閥動(dòng)能因子變化不大，仍在913范圍內(nèi)。塔板開孔率UIU021

38、158100%= 10.6710.85第四章 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 4.1氣相通過浮閥塔板的壓降根據(jù) hp hc+hi h， pLhpg計(jì)算。1. 精餾段：（1）干板阻力：9.077m/s因 Uoi Uoci，故 hci 5.342 v1U012g Li5.341.3 9.64822 9.8 820.660.04m（2）板上充氣液層阻力:取 00.5, hL 0.06m，則 hlohL 0.5 0.060.03m（3）液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計(jì)，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊后w高度為:hphci+hi 0.04 0.03 0.07mPili h pig=0.07 820.6

39、6 9.8=562.97Pa2. 提餾段：U0C21.825 73.f1.82573.10.94810.82m/s因U02 U0c2，故 hc 5.342V2 U022g L25.340.9482 9.810.852918.54（2）板上充氣液層阻力：取00.5,hL 0.06m，則 hL20hL0.50.060.03m（i）干板阻力:（3）液體表面張力所造成的阻力0.0331m此阻力很小，可忽略不計(jì)，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊后w高度為:hp20.033i 0.03 0.063imp p2 L2 hp2g=9i8.54 0.063i 9.8 =568pa 4.2液泛為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生

40、，要控制降液管高度Hd Ht hw即 Hd hp+hL hdhp=0.07m1.精餾段：（i）單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?(2 )液體通過降液管的壓頭損失:232Lsi1.17 103hd 0.153 s10.1530.003m0.78 0.0107(3)板上液層咼度hL 0.06m，貝S Hdhp+hL+hd0.003 0.060.070.133m0.5，已選定 Ht 0.4m, hw 0.051m可見Hd12.提餾段：Ht hw 1，所以符合防止液泛的要求。取則 Ht hw T 0.50.04 0.0510.2255m(1 )單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋篽p2 0.06

41、3m(2 )液體通過降液管的壓頭損失:hd2 O53 未0.153衛(wèi)4皿0.78 0.03150.003mhL 0.06m，貝卩 Hd2(3) 板上液層咼度hp+hL+hd0.0631 0.003 0.06 0.1261m取0.5，已選定 Ht 0.4m, hw 0.042m貝UHt hw 2 0.5 0.4 0.042 0.221m,可見Hd2 vHt hw 2，所以符合防止液泛的要求。1帆乙 4.3霧沫夾帶泛點(diǎn)率：板上液體流經(jīng)長度:板上液體流經(jīng)面積:100%Zl = D 2Wd1.2 2 0.18 0.84mA, At 2Af 1.1304 2 0.1583 0.8138m2取物性系數(shù)K=

42、1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)Cf =0.10(1)精餾段：泛點(diǎn)率=1.36LsiZliKCfA100%1.2781 331.36 1.17 10 3 0.8482.66.3 64 2%1.0 0.10 0.8138對(duì)于大塔，為了避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過 足ev V 0.11 kg (液/ kg氣)的要求。80%，由以上計(jì)算知，霧沫夾帶能夠滿提餾段：取物性系數(shù) k=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) cf =0.101泛點(diǎn)率Vs1.36LsZLLV100%KCf人0.948伽91.36 3.44 103 0.84918.54 0.9481.0 0.10 0.813856.53%由以上計(jì)算知，符合要求。 4

43、.4塔板負(fù)荷性能圖1.霧沫夾帶線泛點(diǎn)率一V1.36LsZL100%KCfA據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率80%計(jì)算。(1 )精餾段Vs0.8=820.66 1.3 1.36 0.84Ls即Vs = 1.636-28.704 Ls1.0 0.10 0.8138整理得：0.0651 0.0398Vs 1.1424Ls ,由上式和霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)Ls值，可算出Vs 。(2)提餾段0.8=/0.948(918.54 0.9481.36 0.84Ls1.0 0.10 0.8138整理得：0.06510.0321Vs 1.1424Ls , 即 Vs=2.028-35.

44、589 Ls根據(jù) H thwhp+hL+hd hc+h|+h +hL +hd確定液泛線，由于很小，故忽略式中的 h25.34 玉0.153Ls2 Lglwhc2/33600Lsl w在操作范圍內(nèi)，任取若干個(gè) Ls，算出相應(yīng)的Vs值。表4-1霧沫夾帶線數(shù)據(jù)精餾段提餾段Ls/cm3 / sVs / cm3 / sLs / cm3 / sVs / cm3 / s0.0061. 6187780.0011.9924110.0021.5785720.0051.8500550.0061. 4637760.0131.5653430.011.348960.0141.529754由上述數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線1.液泛線其中Uo21.3 Vs12242 9.8 0.7851150.039820.66整理得：VS16.51 95917.9 Ls12 51.55Lsf30.2255 5.3421689.59Ls1 15.0.051 0.787 LS12/3d2N4(1 )精餾段:在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)Ls值，可求出與之對(duì)應(yīng)的Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表4-2 :表4-2精餾段液泛線數(shù)據(jù)LS0.0050.00550.0060.0065Vs2.60472.0022681.3548120.662029由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線（2 ）提餾段：同理可得：VS28.42 13131.76L；2 61.1