板式精餾塔方案設計

1、word板式精儲塔設計方案目錄1 .設計任務錯誤！未定義書簽。2 .工藝流程圖錯誤!未定義書簽。3 .設計方案4實驗方案的說明錯誤！未定義書簽。4、板式塔的工藝計算65、塔體和塔板的工藝尺寸計算136、輔助設備的計算與選型297、經(jīng)濟橫算378心得體會38符號說明:央文字母Aa-塔板的開孔區(qū)面積，m2Af-降液管的截面積，m2Ao-篩孔區(qū)面積,m2At-塔的截面積m24PP-氣體通過每層篩板的壓降C-負荷因子無因次t-篩孔的中心距C20-外表力為20mN/m的負荷因子do-篩孔直徑u"-液體通過降液管底隙的速度D-塔彳全mWc-邊緣無效區(qū)寬度a-液沫夾帶量kg液/kg氣Wd-弓形降液

2、管的寬度Et-總板效率Ws-破沫區(qū)寬度R-回流比Rmin-最小回流比M-平均摩爾質(zhì)量kg/kmoltm-平均溫度Cg-重力加速度2Z-板式塔的有效高度Fo-篩孔氣相動能因子kg1/21/2)hl-進口堰與降液管間的水平距離m(-液體在降液管停留時間hc-與干板壓降相當?shù)囊褐叨萴u-粘度hd-與液體流過降液管的壓降相當?shù)囊鹤⒏叨萴,-密度hf塔板上鼓層圖度m-外表力hL-板上清液層高度mF-液體密度校正系數(shù)h1-與板上液層阻力相當?shù)囊鹤⒏叨萴下標ho-降液管的義底隙高度mmax-最大的how-堰上液層高度mmin-最小的hw-出口堰高度mL-液相的hw-進口堰高度mV-氣相的hl-與克制外表力

3、的壓降相當?shù)囊鹤⒏叨萴H-板式塔高度mHb-塔底空間高度mHd-降液管清液層高度mHd-塔頂空間高度mHf-進料板處塔板間距mHp-人孔處塔板間距mHt-塔板間距mHi-封頭高度mH2-裙座高度mK穩(wěn)定系數(shù)lw-堰長mLh-液體體積流量m3/hLs-液體體積流量m3/sn篩孔數(shù)目P-操作壓力KPa P-壓力降KPa Pp-氣體通過每層篩的壓降KPaT-理論板層數(shù)u-空塔氣速m/sU0,min-漏夜點氣速m/sU。，-液體通過降液管底隙的速度m/sVh氣體體積流量m3/hVs氣體體積流量m3/sWc-邊緣無效區(qū)寬度mWd-弓形降液管寬度mWs-破沫區(qū)寬度mZ-板式塔的有效高度m希臘字母占-篩板的

4、厚度m8-液體在降液管停留的時間si-粘度,-密度kg/m3a-外表力N/m6-開孔率無因次0-質(zhì)量分率無因次下標Max-最大的Min最小的L-液相的V-氣相的題目：別離乙醇一水板式塔精儲塔設計生產(chǎn)原始數(shù)據(jù)：3）熱量衡1）原料：乙醇一水混合物，含乙醇35%質(zhì)量分數(shù)，溫度35C；2）產(chǎn)品：儲出液含乙醇93%質(zhì)量分數(shù)，溫度38C,殘液中含酒精濃度00.5%;3）生產(chǎn)能力：原料液處理量55000t/年，每年實際生產(chǎn)天數(shù)330t,一年中有一個月檢修；4）熱源條件：加熱蒸汽為飽和蒸汽，具表壓為2.5Kgf/cm2;5）當?shù)乩鋮s水水溫25C；6）操作壓力：常壓101.325kpa；1）設計方案的選定，包括

5、塔型的選擇與操作條件確定等；2）確定該精儲的流程，繪出帶控制點的生產(chǎn)工藝流程圖，標明所需的設備、管線與其有關觀測或控制所必需的儀表和裝置；3）精儲塔的有關工藝計算計算產(chǎn)品量、釜殘液量與其組成；最小回流比與操作回流比確實定；計算所需理論塔板層數(shù)與實際板層數(shù)；確定進料板位置。1.4塔主體尺寸的計算塔徑1）確定各接收尺寸的大?。挥?算 全 塔 裝 置 所 用 越 八、 汽 縣 里 和 冷卻 水 用 量確 止 每 個 換 熱2）計算儲罐容積，確定儲罐規(guī)格；器的傳熱面積并進展選型；4）根據(jù)伯努利方程，計算揚程，確定泵的規(guī)格類型;5）壁厚，法蘭，封頭，吊柱等的選定。附圖1為帶控制點的工藝流程圖。流程概要；

6、乙醇-水混合原料經(jīng)預熱器加熱到泡點后，送進精儲塔，塔頂上升的蒸汽采用全凝器冷凝后，一局部采用回流，其余為塔頂產(chǎn)物，塔釜采用間接蒸汽加熱供熱，塔底產(chǎn)物冷卻后送人貯槽。3.設計方案篩板塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm,篩孔在塔板上作正三角形排布。篩板塔的優(yōu)點是：結(jié)構簡單，造價低廉，氣壓降小，板上液面落差也較小，生產(chǎn)能力與板效率較高，氣流分布均勻，傳質(zhì)系數(shù)高；缺點：操作彈性小，篩孔小易發(fā)生堵塞，不利于黏度較大的體系別離。本設計中，根據(jù)生產(chǎn)任務，假如按年工作日330天，每天開動設備24小時計算，原料液流量為5500a/年，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，因此即使篩孔小也不易堵塞，為減少造價，降

7、低生產(chǎn)過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率。因此，本設計最終選用篩板塔。精儲可在常壓、加壓和減壓下進展，確定操作壓力主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)、技術上的可行性和經(jīng)濟上的合理性考慮的?；ぴ硇抻啺嫦聝裕臐幰掖家?水不是 熱敏性 材料，在 常壓下 也可成 功別離， 所以選 用常壓 精儲。因 為高壓 或者真 空操作 會引起 操作上 的其他 問題以 與設備 費用的 增加，尤 其是真 空操作 不僅需 要增加 真空設 備的投 資和操 作費用， 而且由一般來說，常壓蒸儲最為簡單經(jīng)濟，假如物料無特殊要求，應盡量在常壓下操作。對于乙醇-水體系，在常壓下已經(jīng)是液態(tài)，且于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增

8、加，因此塔設備費用增加因此，本設計選擇常壓操作條件進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中。這樣一來，進料溫度就不受季節(jié)、氣溫變化和前道工序波動的影響，塔的操作就比擬容易控制。止匕外，泡點進料時，精儲段與提儲段的塔徑一樣，設計制造均比擬方便。因此，本設計選擇泡點進料。精儲段通常設置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供足夠的熱量。假如待別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。但當在塔頂輕組分回收率一定時，由于蒸汽冷凝水的稀釋作用，可使得釜殘液中的輕組分濃度降低，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。因此，本設計選用間接蒸

9、汽加熱的方式提供熱量。精儲的原理是屢次進展局部汽化和冷凝，因此，熱效率很低，通常進入再沸器的能量僅有5%被有效的利用。塔頂蒸氣冷凝放出常用化工單元設備設計第二版，功樣編大量的熱量，但其位能低，不可能直接用來作塔釜的熱源。但可作低溫熱源，或通入廢熱鍋爐產(chǎn)生低壓蒸氣，供別處使用?；蚩刹捎脽岜眉夹g，提高溫度再用于加熱釜液。采用釜液產(chǎn)品去預熱原料，可以充分利用釜液產(chǎn)品的余熱，節(jié)約能源。因此本設計利用釜殘液的余熱預熱原料液至泡點。此，本設計選用 泡點回 流。1）本 精 儲 裝 置 利 用 高 溫 的 釜 液 與 進 料 液 作 熱 交 換同 時兀泡點回流易于控制，設計和控制時比擬方便，而且可以節(jié)約能源。

10、但由于實驗中的設計需要，所需的全凝器容積較大須安裝在地面，因此回流至塔頂?shù)幕亓饕簻囟壬杂薪档停诒驹O計中為設計和計算方便，暫時忽略其溫度的波動。成進料液的預熱和釜液的冷卻，經(jīng)過熱量與物料衡算，設想合理。釜液完全可以把進料液加熱到泡點，且低溫的釜液直接排放也不會造成熱污染。2)原料液經(jīng)預熱器加熱后先通過離心泵送往高位槽，再通過閥門和轉(zhuǎn)子流量計控制流量使其滿足工藝要求。3)本流程采用間接蒸汽加熱，使用25c水作為冷卻劑，通入全凝器和冷卻器對塔頂蒸汽進展冷凝和冷卻。從預熱器、全凝器、冷卻器出來的液體溫度分別在50-60C、40c和35c左右，可以用于民用熱澡水系統(tǒng)或輸往鍋爐制備熱蒸汽的重復利用。D

11、W F DxD WxWFxF代入得W 249.44 D 249.44 0.174 0.8386D解得：D 51.29Kmol/hW 19815Kmol/h由止匕可查得原料液，塔頂和塔底混合常用化工單元設備設計第二版，功樣編，P854、板式塔的工藝計算物的沸點，以上4)本設計的多數(shù)接收管徑取大，為了能使塔有一定操作彈性,允許氣體液體流量增大，所以采取大于工藝尺寸所需的管徑。9 / 39計算結(jié)果見表通過全塔物料橫算，可以求出精儲產(chǎn)品的流量、組成和進料流量、組成之間的關系。1、將各個質(zhì)量分數(shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分數(shù)2、各個相35摩爾質(zhì)量460.1740463名5%51865%XfMf9346料液、儲Md461

12、84693%187%0.5MwXw27.8493g/Kmol461841.534Kg/Kmol0.8386460.髓1809.0%96218.08Kg/KmolB9950.00196299r由年如量155000t,330天有效工作日,可得呼做流量355000103302427.84249.44Kmol/hG/%由物料衡算式可算出產(chǎn)品流量D和釜殘液流量x僻爾分數(shù))出液與釜殘液的流量與溫度F獨木K(F),出液(D)35930.1740液相中乙醇 的含量（摩爾 分數(shù)）汽相中乙醇 的含量（摩爾 分數(shù)）液相中乙醇 的含量（摩爾 分數(shù)）汽相中乙醇 的含量（摩爾 分數(shù)）表2乙醇水溶液體系的平衡數(shù)據(jù)某些不正

13、常曲線， 具有下 凹的局 部。當操 作線與q 線的交 點尚未 落到平 衡線上 之前，操 作線已 與平衡 線相切。對于此 種情況 下Rmin的 求法是 由點（xd, xd）向平 衡線做質(zhì)量41.5348kmol度t/c8478.3回流是保證精儲塔連續(xù)穩(wěn)定操作的必要條件之一，且回流比是影響精儲操作費用和投資費用的重要因素。對于一定的別離任務而言，應選擇適宜的回流比。適宜的回流比應該通過經(jīng)濟核算來確定，即操作費用和設備折舊費用之和為最低時的回流比為最適宜的回流比。確定回流比的方法為：先求出最小回流比Rmin,根據(jù)經(jīng)驗取操I作回流比為最小回流比巾1.12.0倍，為了節(jié)能，回流比傾向于取較小的值，）人建

14、議取Rmin的1.11.5倍?？紤]到原始數(shù)據(jù)和設計任化工原理修訂版下冊，夏清編min；求最小回流比的方法有作圖法和解析法，本設計使用作圖法。根據(jù)附錄表2乙醇水溶液體系的平衡數(shù)據(jù)在坐標紙上繪出平衡曲線，并畫出對角線。word2.08 x 0.0075811 / 39切線，再由切線的斜率或截距求Rmin。由于乙醇水溶液平衡曲線屬于不平衡曲線，因此，過點d0.8386,0.8386向平衡曲線做切線，讀出與Y軸的交點為0,0.298，如附圖3所示，然后由下式進展計算：Rmin0.83860.298Rmin10.83860Rmin1.814R1.4Rmin2.54XdR10.83862.5410.237

15、2.542.5410.7175精儲段操作線方程：y0.237x0.7175LRD2.5451.29130.28Kmol/hVLD130.2851.29182.57Kmol/hq1VV182.57Kmol/hLLqF13Q282494437972Kmol/h提儲段操作線方程：LW379.72y=x一XwxVD182.57198.150.00196251.29化工原理修訂版下冊，更清編T理論板層數(shù)的計算方法有圖解法、逐板計算法和簡捷法。本設計方案中使用圖解法，由于精儲段和提儲段操作曲線方程確實定，可在平衡曲線上做階梯，所畫出的階梯數(shù)就word18 / 39是所需理論板層數(shù)Nt包含再沸器。如附圖3所

16、示由圖可知Nt=16,精儲段塔板層數(shù)Nt=13T和實際塔板層數(shù)NP塔板總效率與物系性質(zhì)、塔板結(jié)構與操作條件都有密切的關系，由于影響因素很多，目前尚無準確的計算方法。目前，塔板效率的估算方法大體分為兩類。一類是較全面的考慮各種傳質(zhì)和流體力學因素的影響，從點效率出發(fā)，逐步計算出全塔效率；另一類是簡化的經(jīng)驗計算法。奧康奈爾O'connell方法目前被認為是較好的簡易方法。對于精儲塔，奧康奈爾法將總板效率對液相黏度與相對揮發(fā)度的乘積進展關聯(lián)，表達式如下：ET0.49(L)0.245對于多組分系統(tǒng)可按下式計算，即LxiLiLi液相任意組分i的黏度，mPas；xi液相中任意組分i的摩爾分數(shù)。由附表

17、1乙醇水溶液平衡曲線查得yD,yF,yW塔頂相對揮發(fā)度d諾0.849(1"砌1.08213xDyB0.8386(10.8386)常用化工單元設備設計第二版，功樣編進料板相對揮發(fā)度yFXB0.51(10.51)F4.941XfyB0.1740(10.1740)塔釜相對揮發(fā)度yWXB0.0215WxWyB0.00196全塔平均相對揮發(fā)度由常壓下乙醇-水溶液的溫度組成t-x-y圖可查得塔頂溫度tDC泡點進料溫度tFC塔釜溫度tW全塔平均溫度ttW87.4PmPDPw101.3""2精偏 段平均 操作壓 強：Et 0.49(L)0.245PF PD 113.3由液體的黏度

18、共線圖可查得C下，乙醇的黏度比=0.38mPas,水的黏度艮=0.3269mPas-Lxi口0.17400.38(10.1740)0.32690.336mPas即全塔效率Et提儲 段平均 操作壓 強：NpNt 116 1Et0.458232.74 33PmPF PW 113.322化工原理修訂版下冊，夏濤編化工原理修訂版上冊，復濤編-020.49(3.9150.336)0.4582即實際塔板層數(shù)Np精儲段理論板層數(shù)Nt=13,所以實際加料板位置為NtNm L 1Et130.45821 29.37 30因為常壓下乙醇水是液態(tài)混合物，其沸點較低小于100C, 且不是熱敏性材料，采用常壓精儲就可以成

19、功別離。故塔頂壓強：PD=101.3KPa,取每層壓強降：P 0.4KPa塔底壓強：PW PD PNp 101.3 0.4 33 114.5KPa進料板壓強：PFPd N精 P 101.3 0.4 30 113.3KPaX修下清 匕 > 版整 原訂虬編1 .塔頂 ：xD =0.8386V。氣相M VDM全塔平均操作壓強:t 0 （t t。）10查得當t0=25C時，乙醇的 .30 0.78506g/cm3代入式中，求得在tDC 時,t =0.7369 g/cm3tF 時，3 ttwC 時，3 t塔頂密度：ld 0.8386 0.7369進料密度：lf 0.174 0.7314 （塔釜密X

20、46十10.849x液相MLDM2 .進料：Xf=0.1740,Vf氣相MvfmX46+10.51X液相Mlfm塔釜：Xw=0.001962,Vw氣相MvwmX46+10.02158X液相Mlwm4 .精儲段平均分子量MvmMlm5 .提儲段平均分子量MVMMlm1 .液相平均密度塔頂tDC,查得水（液）=cm3;進料塔板tF=84C,查得水（液3;塔釜twC,查得水（液3;0.85910.565化工原理修訂版上冊，復濤編不同溫度下乙醇的密度可用方程式度：LW0.0019620.71550.9584(10.001962)0.9579g/cm33精儲段放相平均密度：0kg/m提儲段液相平均密度：

21、kg/m32 .氣相平均密度乙醇-水蒸汽在常壓沸騰溫度下的密度Kg/m3可通過查表得到,vd1.449Kg/m3VF0.785Kg/m3vW0.592Kg/m3精微段氣相平均密度：kg/m3提儲段氣相平均密度：kg/m3物理化學實驗，湛昌主編常用化工單元設備設計第二版，功樣編25c時乙醇一水溶液的外表力可由圖外表力-乙醇質(zhì)量分數(shù)關系圖查得，而其他溫度T2下的外表力成，可由溫度下的外表力5,利用公式求出：1.22一丁21TcT1Tl液體的臨界溫度，K;當混合液的臨界溫度無法查到時，可采用下式估算：221537.35 351.45537.35 298 .152 15.52mN /m2、進料：乙醇質(zhì)

22、量分 數(shù)35%,查得 01,T1,T2,TmcF 0.174 51615 (2624 .52 3529.5624.52 292 2322mN/m娛Xlc其中乙醇的臨界溫度Tic=243C,水的臨界溫度TicC1、塔頂：乙醇質(zhì)量分數(shù)93%,查得a=21mN/m,T1,T2,3、 塔釜：«常用化 工單元 設備設 計第二 版，功樣TmcD0.8386516.15(10.8386)647.35537.35K故應分乙醇質(zhì)量分數(shù)0.5%,查得m=64mN/m,Ti,T2,Tmcw0.00196251615(10.00196?64735647.09K1.22647.09373.0564647.09

23、298.15247.89mN/m4、精儲段平均外表力:5、提儲段平均外表力:V精(R1)D(2.541)51.29181.57kmol/hVIVf181.57kmol/hV精VMVm181.5737.081.674m3/sVm1.1173600VIVMVm181.5725.471.8658m3/sVm0.68853600L精RD2.5451.29130.28kmol/hL提RDqF130.28249.44379.72kmol/hLMLmLm130.2834.69851.453600一331.474103m3/sLMLmLm379.7222.96942.93600一一一一332.568103m3

24、/s5、塔體和塔板的工藝尺寸計算塔徑可根據(jù)選定的適宜空塔速度，先利用下式進展估算Vs0.785u對于精儲過程，精儲段與提儲段的氣液負荷與物性是不一樣的,別計算出估算塔徑；但假如兩者相差不大時，為制造方便，可取較大者作為兩段塔徑。計算步驟如下：(1)動能參數(shù)的計算精偏段：1人,0.001474VV1.674提儲段：1Ll20.002568VV1.8658word(4)求空塔氣速適宜的空塔速度通常取最大允許空塔速度的0.6-0.8倍,即u (0.6 0.8)uF(2)初選板間距Ht,對于常壓塔，板上液層高度一般取通常取,本設計中取板上液層高度hL=0.05mHT-hL(3)查附圖4,Smith關聯(lián)

25、圖，得精儲段：C200.0730.20.21937CC200.073一0.072532020常用化工單元設備設計第二版，功樣編提儲段：C200.07480.20.235555CC200.07480.083922020圖4史密斯關聯(lián)圖20 / 39其中Uf0.0725851.4511.117如此u0.782.0011.561nword60 / 39Uf0.08392.942.90.68850.68853.104m/s如此u0.783.1042.422m/s5求估算塔徑D精微段:Vs0.785u1.6740.7851.5611.17m提儲段:Vs0.785u1.8660.7852.4220.991

26、mAt塔的截面積：-D21.22441.13m2實際空塔氣速:精微段:Vs1.674u1.131.13實際安全系數(shù)1.482m/su1.4820.74Uf2.001提儲段:1.131.13實際安全系數(shù)u1.6510.532Uf3.1041.651m/s在精儲段的安全系數(shù)滿足0.6-0.8圍的情況下，提儲段也盡可能的接近0.6,所以本設計中塔徑和板間距的選取均合理。板式塔的溢流裝置包括溢流堰、降液管和受液盤等幾局部，其結(jié)構和尺寸對塔的性能有很重要的影響。降液管的類型：降液管是塔板間流體流動的通道，也是使溢流液中所夾帶氣體得以別離的場所。降液管有圓形和弓形兩類。通常，圓形降液管用于小直徑塔，而大直

27、徑塔一般用弓形降液管。降液管溢流方式：一般常用的有如如下圖5所示的幾種類型，即aU形流、b單溢流c雙溢流等。圖5塔板溢流類型aU形流、b單溢流c雙溢流其中，單溢流又稱直徑流，液體自受液盤流向溢流堰。液體流徑長，塔板效率高，塔板結(jié)構簡單，廣泛應用于直徑2.2m以下的塔中?；ぴ碚n程設計指導書篩板塔選擇何種降液方式要根據(jù)液體流量、塔徑大小等條件綜合考慮。附表2列出了溢流類型與液體負荷與塔徑的經(jīng)驗關系，可供設計參考O-液體流量Lh,m3/h依什d,mmU形流單溢流雙溢流表3液相負荷、塔徑與液流型式的關系10007以114009以1200011以300011以400011以500011以Lh33/h

28、所以選擇單溢流。受液盤上一般不設置進口堰，進口堰既占面積，又易使沉淀物淤積此處造成阻塞。溢流堰的形式有平直形和齒形兩種。設計時，堰上液層高度應大于6mm,如果小于此值須 采用齒形堰；堰上液層高度太大，會增大塔板壓降與霧沫夾帶量。綜上所述，堰流裝置設計可選用單溢流，弓形降液管，不設進口堰，平形受液盤以與平形溢流堰。其塔板示意圖6如下圖6塔板示意圖1 .堰長lw:堰長lw=(0.6-0.8)D取堰長lw2 .出口堰高hw(1) 液流收縮系數(shù)E可近似取E=1,所引起的計算誤差又寸結(jié)果影響不大。(2) 堰上液層高度：各項計算如下:how22.84ELh3W00T72.84.1100020.001474

29、3600號0.7940.0101mD1.2mWd0.125D0.堰高：hwhLhow0.050.01010.0399m根據(jù)一how二hw二一how,驗算:一三三一是成立的3.弓形降液管高度Wd與降液管面積AfGL.J-L04tb_41圖7弓形的寬度與面積用圖7求取Wd與Af,因為lw0.661D由該圖查得：W0.125,A-0.0722DAt2At1.13mAf0.0722Af0.07221.130.0816m24.驗算液體在降液管中停留時間AHLs0.081600.00147保存時間9>(35)s,故降液管適用。5.降液管底隙高度ho降液管底隙高度ho可用下式計算hoLs'Wu

30、0液體通過降液管底隙的流速一般可取0.070.25m/s,本設計取uo=0.07m/so如止匕hoLs'lWU00.0014740.7940.070.0265m以免因堵塞而造成液泛，該值應不少于2025mm,計算結(jié)果符合要求。1、篩板布置塔板上在靠近塔壁的局部，應留出一圈邊緣區(qū)，供塔板安裝之用，通常邊緣區(qū)寬度Wc為5070mm。塔板上液體的入口和出口需設安定區(qū)。以防止大量含有氣泡的液體進入降液管而造成液泛。一般，安定區(qū)的寬度Ws可取50100mm。邊緣區(qū)和安定區(qū)中的塔板不能開孔。2、篩孔的直徑d0,孔中心距t,板厚篩孔直徑的大小對塔板壓降與塔板效率無顯著影響；但隨著孔徑的增大，操作彈性

31、減小在開孔率、空塔氣速與液流強度一定的情況下，假如孔徑增大，如此漏液量和霧沫夾帶量都隨之增大，因此，孔徑增大，操作下限上升，操作上限降低，導致操作彈性減少。此外，孔徑大，不易堵塞；且孔徑大，制造費用低。篩孔的排布一般為正三角形，篩孔直徑為0.003-0.008m,孔中心距與孔距之比常在2.5-5倍篩孔直徑的圍，實際設計時，t/d0宜盡可能在3-4的圍。在確定開孔區(qū)板厚時，對于不銹鋼塔板的小孔直徑d0應小于1.5-2。一般碳鋼的篩板的厚度為0.003-0.004m,合金鋼塔板的厚度為0.002-0.0025m。綜上所述，本設計選取d05mm;t2.6513mm,2.5mm（合金鋼）3、開孔率在目

32、前的工業(yè)生產(chǎn)中，對于常壓或減壓操作的篩板塔，開孔率應在10%14%圍中。在本設計中«常用化工單元20.005設備設計第二版，功樣編0.875&名呼0134Aa(td。)2(135)2式中，Aa為開孔面積，m2； A0為篩孔面積，m2。Aa2x r22_2x r sin180化工 原理修 訂版下 冊，更清 編其中1.20.15 0.07 0.38m20.04 0.56m孔率變所以Aa 20.8756m0.134 得10%14%之間。的操作能否正A00.134 0.875620.1173m2塔氣，31158 10 n31158 2100.8756 5999個13液兩相的流體4、孔

33、數(shù)力學狀1.67414.3m/s式塔的按t=13mm以正三角形叉排方式作圖，見附圖8,排得孔數(shù)5980個，按n=5980重新核算孔速與開孔率:流體力0.005259804包括：塔板壓降、液泛、霧沫夾帶、漏液與液面落差等。hp氣體通過塔板的壓降hp包括：干板壓降hc,板上充氣液層阻力hi以與克制液體外表力的阻力h.,可表示為hp=hc+hi+h<r其中氣體克制液體外表力所造成的阻力通常很小，可以忽略不計。所以hphehi式中：hL氣體通過每一層塔板的阻力，m液柱;he一干板阻力，m液柱；出一塔板上的液層阻力，m液柱篩孔塔板的干板可用下式計算he0.0512UoCo式中：u0篩孔氣速，m/s

34、；Co一流量系數(shù)，可由附圖9查得；v、l一分別為氣相和液相的密度，Kg/m3圖9e0與do/的關系查附圖9"2,得Coo.7635,即hcuo2vo.o51(-)()CoLo.o51(14.3o.7635)1.117851.45o.o23m液柱板上充氣液層阻力與通過篩孔的氣體動能因子Fo(UoVv)有關,可由附圖1。查得圖10有效液層阻力hi由Fou。,V14.3,1.117查得hLo.o2om液柱所以hphchLo.o23o.opc單板壓降PphpLgo.o4對于一般氣體通過每塊常壓和加壓塔塔板的壓降為26o-53oPa,該設計方案中Ls 液體流量，m3/s。通常要求液體在降液管停

35、留時間應大于3s；對于易起泡物系如此要求大于7s o假如求得的停留時問過小，可適當增加Af或Ht。AfHT0.0816Ls 0.001>3s可見，該設計可使得液體的單板壓降為359Pa,在適宜的圍。為了防止降液管液泛，應保證降液管泡沫液層總高度不超過上層塔板的溢流堰頂，通?？赏ㄟ^求出的降液管清液層高度Hd是否滿足Hd0HT+hw來進展驗算，即Hd=hp+hw+how+hc0HT+hw為降液管中泡沫層的相對密度。對于一般物系，；對于發(fā)泡嚴重的物系，；對于不易發(fā)泡的物系，。本設計方案中取。2CLs其中液體在降液管出口阻力：hd0.153Lwho1、液體通過降壓管損失因不設進口堰。所以：2L&

36、#39;224hd0.153-0.153u00.1530.0727.497104mLwho2、氣體通過塔板間的壓強降所相當?shù)囊褐叨萮p3、板上液層高度，前已選定hL4、前面已定Ht0.40m,hw0.0399mo如此(HtHw)0.5(0.400.0399)0.21995m化工原理修訂版下冊，夏濤編Hd=hp+hw+how+hc=0.043+0.0399+0.0101+7.49710-4可見，Hd(HtHw),符合防止降液管液泛要求。為防止嚴重的氣泡夾帶使傳質(zhì)性能降低，液體通過降液管時應有足夠的停留時間，以便釋放出其中夾帶的絕大局部氣體。液體在降液管的平均停留時間可由下式計算：AfHtLs式

37、中Ht塔板間距，m；Af一降液管面積，m2;所夾帶氣體釋出。上升氣流穿過塔板上液層時，將板上液體帶入上層塔板的現(xiàn)象稱為霧沫夾帶。霧沫的生成固然可增加大氣、液體兩相的傳質(zhì)面積,但過量的霧沫夾帶造成液相在塔板間的返混，嚴重的話會造成霧沫夾帶液泛，從而導致塔板效率嚴重下降。所謂返混是指霧沫夾帶的液滴與液體主流做相反方向流動的現(xiàn)象。為保證板式塔能維持正常的操作效果，生產(chǎn)中將霧沫夾帶限制在一定的限度以，規(guī)定每1kg上升氣體夾帶到上層塔板的液體量不超過0.1kg,即控制霧沫夾帶量0.1kg液/kg氣。用泛點百分率關聯(lián)法先求UF化工原理修訂版下冊，夏濤編UfC-0.0243V由附圖4史密斯關聯(lián)圖，查得C20

38、0.073假如液相的外表力不等于20dyn/cm,可按下式校正CC20(20)02規(guī)定塔板開孔率10%寸，B=1;假如小小于10%查得的C20須乘以B值進展校正,。本方案中小=13.4限10%作氣速:V精ATAf泛分率:Uf1.0652.0附圖11霧沫夾帶分率圖得:查0.032篩板所以B=1塔因為19.37mN/m；校正C200.07319.37200.20.0725851.451.117uF0.0725F,1.1172.0m/s1.6741.130.080.5325圖11霧沫夾帶分率L130.2834.690.0320.022kg椒/kg氣1V110.032181.5737.08a（液/kg

39、氣條件成立。正常操作時，液體應橫貫塔板，在與氣體進展充分接觸傳質(zhì)后流入降液管。但有少量液體會由篩孔漏下。這少量漏下的液體如同“短路，傳質(zhì)不充分，故操作中應盡可能減少漏液。當液體流量一定，氣體流量降到一定程度時漏液量會明顯增多。一般將漏液量明顯增多時的空塔氣速稱為在該液體流量下的漏液點空速uom,由于人們對漏液點判別的定量指標不同，所以不同研究者提出的計算漏液點的經(jīng)驗式亦不同。當孔速低于漏液點氣速時，大量液體從篩孔漏液，這將嚴重影響塔板效率。因此，漏液點氣速為下限氣速，篩孔漏液點氣速按下式計算：Uom4.4C200.00560.13hLhl49810Ld0h419.379810851.45Uom

40、4.40.763實際篩孔氣速Uo與漏液點篩孔氣速Uom之比稱為穩(wěn)定系數(shù)F,Fuom般情況下，F(xiàn)值應大于1,宜在以上，使塔的操作可有較大彈性。故在本設計中無00.0056u14.31.Uom9.39效率嚴重下降，而止匕時的霧沫夾帶量e一般大于0.1kg液/kg氣。0.0057 u為HT 2.5 I其中Vu ATA01.13即：0.00570.987V明顯漏液。影響板式塔操作狀況和別離效果的主要因素為物料性質(zhì)、塔板結(jié)構與氣、液負荷。對一定的塔板結(jié)構，處理指定的物系時，其操作狀況只隨氣、液負荷的改變。要維持塔板正常操作必須將塔的氣、液負荷限制在一定圍波動。通常在直角坐標系中，以氣相負荷V對液相負荷L

41、標繪出各種極限條件下的V-L關系曲線，從而得到塔板的適宜氣、液流量圍圖形，該圖形稱為塔板的負荷性能圖。1、氣相負荷下限線氣相負荷下限線又稱為漏液線，氣相負荷低于此線將發(fā)生嚴重的漏液現(xiàn)象，氣液不能充分接觸，使板效率下降。由下式化工原理課程設計指導書篩板塔可近似取C0為前計算值不變，并將式how和Lh關系代入上式整理之后，可得其中由數(shù)據(jù)可得a1.5941040.11730.7635.851.453.941104'.1.117b0.00560.130.03991.8551038.932103c3.69104/0.7942/34.303104所以Vh3.941104(8.9321034.303

42、104l2/3)1/2由上述關系可做得氣相負荷下限線，如圖12之曲線1。2、 過量霧沫夾帶線19.37 0.40 2.5(0.03992/3V 2.224 0.061L由上述關系可做過量霧沫夾帶線又稱為氣相負荷上限線，放映出不發(fā)生嚴重霧沫夾帶現(xiàn)象的最高氣相負荷，它是一條直線。當氣相負荷超過此線時，明確霧沫夾帶現(xiàn)象嚴重，霧沫夾帶量過大，使板得氣相負荷上限線，如圖12之曲線2。3、 液相負荷下限線假如操作的液相負荷低于液相負荷下限線時，明確液體流量過小，板上的液流不能均勻分布，氣液接觸不良，易產(chǎn)生干吹、偏流等現(xiàn)象，導致塔板效率的下降。對于平直堰，通常按堰上液層高度how作為最小液體負荷的下限考慮，

43、故液相負荷下限線方程為：2/33Vlhow2.8410E0.006lw其中E為流量收縮系數(shù)，一般可取E=1計算。液相負荷下限線表示出為保證板上液體均勻分布的最低液相負荷，它是一條與縱軸平行的豎直線。2/333600VL2.8410L0.0060.794V=1.339M0-4m3/h當 降液管 排液能 力不足， 液體仍 不斷參 加，降液 管液位 上升至 上層塔 板溢流 堰頂，影 響上層 塔板的 排液，導 致塔板由上述關系可做得液相負荷下限線，如圖12之曲線3上積液4、 液相負荷上限線假如操作的液相負荷高于液相負荷上限線時，明確液體量過大，此時，液體在降液管的停留時間過短，進入降液管的氣泡來不與與

44、液相別離而被帶入下層塔板，造成氣相返混，使塔板效率下降了。以8=5蚱為液體在降液管中停留時間的下限，由下式8二AfXHT/Ls=5故Ls=Af>HT/5=3/s據(jù)此可以作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4增加直 至淹塔， 這現(xiàn)象 稱為液 泛。發(fā)生 液泛時 氣體通 過塔板 的壓降 急劇上 開，出塔 氣體大 量帶液，5、 液泛線正常操作受到破壞。可見正常操作的塔設備不允許發(fā)生液泛。假如操作的氣液負荷超過液泛線時，塔將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作。液泛可分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況，通常對降液管液泛進展驗算。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管需維持一定的液層高度Hdo

45、令Hd=(HT+hw)再由Hd=hp+hL+hdhp=hc+hl+h<rhl=叫hL=hw+how聯(lián)立得巾Ht+(6*)hw=(B+1)Ow+hc+hd+h<r忽略ha,將how與Ls、hd和Ls、hc與Vs的關系代入上式,得aV2=b-cL2-dL2/3式中a=3.934t0-9/(AoCo)2x仍/pb=巾Ht+(6&1)howc=1.1810-8/(lwhO)2d=2.8410-3XEX(1+硝斗將有關數(shù)據(jù)代入，得a=3.934t0-9/(0.11730.7635)2X=6.43X0-10十d=2.84 X0-3 X 1 X 1+1)/ (0.749) 3)=6.624 X 10-3故6.43 X10-10V2 =-2.665 義 10-5 L2-6.624 X10-3 L2/3由 上述關 系可做 得液相 負荷下 限線，如 圖12之 曲線5。c=1.1810-82=2.66510-55.0 -4.5 -4.0 -3.5 -3.0 -2.5 -2.0 -1J -1 s0 -0 5 -計結(jié)果將以上設計計算結(jié)果列于附表4中現(xiàn)附D.O0.0000.0020.0040.0060.008L/m掩圖12負荷性能圖附圖12,即為該設計篩板的負荷性能圖。在負荷性能圖上可看出所設計的塔板是否有足夠的操作彈性氣相負荷上限與下限之比，結(jié)構是否合理，是