化工原理課程設(shè)計年產(chǎn)2.2萬噸乙醇浮閥塔設(shè)計

1、 1xxxxxxxxxxxx 大學(xué)大學(xué)化工原理課程設(shè)計說明書化工原理課程設(shè)計說明書題題 目：目：年產(chǎn)年產(chǎn) 2.22.2 萬噸乙醇浮閥塔設(shè)計萬噸乙醇浮閥塔設(shè)計學(xué)生姓名：學(xué)生姓名：xxxxxx學(xué)學(xué) 號：號：xxxxxxxxxxxxxxxxxx專專 業(yè)：業(yè)：xxxxxxxxxxxxxxxxxx班班 級：級：xxxxxxxxxxxxxxxxxx指導(dǎo)教師：指導(dǎo)教師：xxxxxxxxxxxxxxxxxx 2前言前言.1摘要摘要.3一、概述一、概述.31.1 概述.31.2 設(shè)計任務(wù)及要求.41.3 設(shè)計方案.4二塔的工藝計算二塔的工藝計算.52.1 物料衡算與操作線方程.52.1.1 物料衡算.52.2

2、理論板數(shù)的確定.62.3 塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計.102.3.1 設(shè)計中所用參數(shù)的確定.102.3.2 精餾段參數(shù)的確定.102.3.3 提餾段參數(shù)的確定.122.3.4 塔徑的計算：.132.3.5 溢流裝置與流體流型.152.3.6 降液管.172.3.7 塔板設(shè)計.182.3.8 浮閥塔的開孔率級閥孔排列.192.3.9 塔板流體動力學(xué)驗算.202.4 塔板的負(fù)荷性能圖.23三設(shè)計結(jié)果一覽表三設(shè)計結(jié)果一覽表.26四四. .個人總結(jié)及對本設(shè)計的評述個人總結(jié)及對本設(shè)計的評述.27五五. .參考文獻(xiàn)參考文獻(xiàn).28六六. .附表附表.28七七. . 致謝致謝.30 3 前言前言精餾是分離液體

3、混合物的典型單元操作。它利用各組分揮發(fā)度的不同以實現(xiàn)分離目的。這種分離通過液相和氣相之間的傳質(zhì)實現(xiàn)，而作為氣、液兩相傳質(zhì)用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。沒有這一條，則失去了其存在的基礎(chǔ)。但是為了滿足工業(yè)生產(chǎn)的要求，塔設(shè)備還需具備下列各種基本要求：1.氣、液處理量大，即生產(chǎn)能力大，并不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。2.操作穩(wěn)定、彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣、液負(fù)荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作，并應(yīng)保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。3.流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動力消耗，從而降低操

4、作費用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。4.結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量小，制作和安裝簡易。5.耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。6.塔內(nèi)的滯留量小。在進(jìn)行板式塔的設(shè)計時，上述要求很難全部滿足。這就要求設(shè)計者根據(jù)物系的性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進(jìn)行選型和設(shè)計。氣液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。本次設(shè)計板式塔板式塔種類繁多，浮閥塔是其中的一種，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)有浮動的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某

5、一數(shù)值。這一改進(jìn)使浮閥 4在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價等的方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等的傳質(zhì)過程中。塔徑從 200到 6400，使用效果均較好。國外浮閥塔徑，mmmm大者可達(dá) 10，塔高可達(dá) 80，板數(shù)有的多達(dá)數(shù)百塊。mm浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因為它具有下列特點：1.處理能力大，比同徑的泡罩塔可增加。而接近于篩板塔；2040%2.操作彈性大，約為 3-4.比篩板，泡罩、舌性行塔板的操作彈性大的多；3.塔板效率高，比泡罩塔高 15%左右；4.壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般為；230 50/n

6、m5.液面梯度??；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、安裝簡易，其制造費約為泡罩板的，但為篩板的6080%。120 130%摘要摘要塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。本次設(shè)計的任務(wù)就是設(shè)計年產(chǎn) 2.2 萬噸乙醇浮閥塔，通過物料衡算及相關(guān)操作型和設(shè)計型計算，得出浮閥精餾塔塔板的布置圖及塔的負(fù)荷性能圖。 5一、概述一、概述 1.11.1 概述概述工業(yè)上對塔設(shè)備的

7、主要要求是：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳熱、傳質(zhì)效率高；（3）氣流的摩擦阻力??；（4）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩板、蛇形、s 型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過程。其主要特點是在塔板的開孔上裝有可浮動的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進(jìn)入塔板上液層進(jìn)行兩相接觸。浮閥可根據(jù)氣

8、體流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。浮閥有盤式、條式等多種，國內(nèi)多用盤式浮閥，此型又分為 f1 型（v1 型）、v4 型、十字架型、和 a 型，其中 f1 型浮閥結(jié)構(gòu)較簡單、節(jié)省材料，制造方便，性能良好，故在化工及煉油生產(chǎn)中普遍應(yīng)用，已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（jb111881）。其閥孔直徑為 39mm，重閥質(zhì)量為 33g，輕閥為 25g。一般多采用重閥，因其操作穩(wěn)定性好。浮閥塔的主要優(yōu)點是生產(chǎn)能力大，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強降及液面落差較小，塔的造價低，塔板結(jié)構(gòu)較泡罩塔簡單 61.21.2 設(shè)計任務(wù)及要求設(shè)計任務(wù)及要求設(shè)計題目：年產(chǎn) 2.2 萬噸乙醇浮閥塔設(shè)計原料：乙醇 30%,水 70%設(shè)計要

9、求：塔頂乙醇含量不低于 93%(質(zhì)量分?jǐn)?shù)) 釜液乙醇含量不大于 3%(質(zhì)量分?jǐn)?shù)) 操作壓力：常壓 進(jìn)料溫度：泡點 進(jìn)料狀況：泡點 加熱方式：間接蒸汽加熱 1.31.3 設(shè)計方案設(shè)計方案總的要求是在符合生產(chǎn)工藝條件下，盡可能多的使用新技術(shù)，節(jié)約能源和成本，少量的污染。精餾塔對塔設(shè)備的要求大致如下：一：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。二：效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 三：流體阻力?。毫黧w通過塔設(shè)備時阻力降小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易于達(dá)到所要求的真空度。 四：有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動時，兩相均

10、能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。 五：結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。 六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等本次實驗我們根據(jù)所給條件設(shè)計出塔的各項參數(shù)及其附屬設(shè)備的參數(shù)。 7二塔的工藝計算二塔的工藝計算2.12.1 物料衡算物料衡算與操作線方程與操作線方程2.1.12.1.1 物料衡算物料衡算總物料衡算 f=d+w易揮發(fā)組分的物料衡算 fxf=dxd+wxw 式中：f,d,w-進(jìn)料、鎦出液和釜殘液的流量，kmol/h xf-進(jìn)料中易揮發(fā)組分的組成，摩爾分?jǐn)?shù) xd-鎦出液中易揮發(fā)組分的組成，摩爾分?jǐn)?shù) xw-釜殘液中易揮發(fā)組分的組成，摩爾分?jǐn)?shù) (1)(1)進(jìn)料組成進(jìn)料

11、組成 xf=0.1436304630704618(2)(2) 釜殘液組成釜殘液組成 xw= 30.06522460.01203975.45414618(3)(3)鎦出液組成鎦出液組成 xd= =0.838793469374618(4)(4)鎦出液平均摩爾質(zhì)量鎦出液平均摩爾質(zhì)量md=xdma+(1-xd)mb=0.838746+(1-0.8387)18=41.4836kg/kmol 8(5)(5)鎦出液流量鎦出液流量d= =73.657kmol/h432.2 1010300 24 41.4836(6)(6)總物料衡算總物料衡算 f=d+w fxf=dxd+wxw f=73.657+w 0.143

12、6f=0.838773.657+0.0120w f=462.707kmol/h w=389.05kmol/h2.22.2 理論板數(shù)的確定理論板數(shù)的確定 所謂理論板就是離開某塊塔板的氣液兩相互成平衡,且塔板上的液相組成也是均勻的。 精餾塔的理論板數(shù)可通過”圖解法”求得（1 1）最小回流比）最小回流比 由得 11qqqxyx1111qqqqyxyxxyxy由、代入附錄二查出 ：dxwx=0.8387 =1.0968dyd=0.012 =13.3333wyw1.0968 13.33333.8241mdw由于是泡點進(jìn)料，所以、1q qfxx3.8241 0.14360.39071113.8241 1

13、0.1436mfqmfxyx最小回流比： min0.83870.39071.8130.39070.1436dqqqxyryx 9（2 2）適宜的回流的確定以及最小理論板層數(shù)的計算）適宜的回流的確定以及最小理論板層數(shù)的計算 根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗，一般物系的適宜回流比取為 r=(1.12.0) minr由芬斯克方程式：min1lg()()11lgwddwmxxxxn式中： 全回流時最少理論板層數(shù)（不包括再沸器）minn 全塔平均相對揮發(fā)度，當(dāng)變化不大時，可取塔頂和塔底md的平均值w=3.5176min1lg()()11lgwddwmxxxxnmin0.83871 0.012lg()()1 0.83870.

14、0121lg3.8241n在 2中取若干個值得下列值minrminrrmin1rrrmin2nnnn1.1minr0.06050.5710.83161.2minr0.11420.519.26041.3minr0.16200.478.41061.4minr0.20500.447.85291.5minr0.24370.427.51311.6minr0.27890.397.04521.7minr0.31090.386.89941.8minr0.34020.356.48861.9minr0.36710.336.23522.0minr0.39190.315.9965 10 由以上數(shù)據(jù)繪制 nr 圖 1-

15、1，由圖可知采用 r=1.6較合理，故 r=2.9008。minr（3 3）精餾段操作線方程）精餾段操作線方程由 得：=1111nndryxxrr12.90080.83873.90083.9008nnyx0.74360.215nx （4 4）提鎦段操作線方程）提鎦段操作線方程由， 得：1wmmlwyxxlwlwllqflrd1wmmrdqfwyxxrdqfwrdqfw=2.9008 73.657 1 462.707389.05 0.0122.9008 73.657 1 462.707389.052.9008 73.657 1 462.707389.05mx =2.3540.01625mx（5

16、5）用直角梯級法求理論板數(shù)、進(jìn)料位置等參數(shù)（見圖）用直角梯級法求理論板數(shù)、進(jìn)料位置等參數(shù)（見圖 1-21-2） 圖解理論板的方法與步驟簡述如下： 設(shè)塔釜采用間接蒸汽加熱，塔項用全凝器（），泡點進(jìn)料。1dxy 首先在圖上作平衡線和對角線。 1yx 作精餾段操作線 自點至點 b(精餾段操作線在 y 軸上的截距) 2,dda xx作連線 ab 或自點 a 作斜線為的直線 ab,即為精餾段操作線。1rr 進(jìn)料線（q 線）自點 e()作斜率為 的 ef 曲線（即為 q 線）。 3,ffx x1qqq 線 ef 與精餾段操作線 ab 的交點 d，就是精餾塔兩操作線的交點。作提留段操作線 連接點 d 與點

17、線即為提餾段操作線，也可自,wwc xx點 c 開始做斜率為(l+qf)/(l+qf-w)的線段即為提餾段操作線，此線與 ab 線交點即為 d 點。圖解理論版層數(shù) 自點 開始，在精餾段操作線 ab 與平衡線,dda xx之間繪直角梯級，梯級跨過兩操作線交點 d 時，改在提餾段操作線 dc 與平衡線之 11間繪直角梯級，直到梯級的垂直達(dá)到或超過點 為止，每一個梯級代表一,wwc xx層理論板，跨過交點 d 的梯級為進(jìn)料板。故由圖 1-2 知，共需 18 層理論板(不包括再沸器)，其中精餾段 15 層，提餾段3 層，第 16 層為進(jìn)料板。（6 6）實際理論板數(shù)的確定）實際理論板數(shù)的確定0.2450

18、.49tlea 式中： -全塔效率，無因次；te -全塔平均溫度下的相對揮發(fā)度，無因次；amt ；2mttt頂?shù)?-塔頂?shù)谝粔K板上的溫度，；t頂c -塔內(nèi)最后一塊板上的溫度， t底c -進(jìn)料液在塔頂和塔底平均溫度下的粘度，l2/mns m lilix 其中： -進(jìn)料中組分 i 的摩爾分率；ix -塔頂、他底平均溫度下各組分液體純態(tài)下的粘；li2/mns m由查乙醇-水氣液平衡數(shù)據(jù)（內(nèi)插法）得： dx=78.27t頂c由=0.012 查乙醇-水氣液平衡數(shù)據(jù)（內(nèi)插法）得wx=99.57t底c全塔平均溫度99.5778.2788.922mt全塔平均溫度=88.92下乙醇、水黏度如下表 2-1 mt組

19、分乙醇(a)水(b) 12黏度.mpa s0.40.32 表 2-111220.1436 0.41 0.14360.320.33144lllxx全塔效率: 0.2450.49tlea0.2450.493.8241 0.331440.462（7 7）實際板數(shù)）實際板數(shù) （塊）/18/0.462 39pttnne2.32.3 塔塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計2.3.12.3.1 設(shè)計中所用參數(shù)的確定設(shè)計中所用參數(shù)的確定（1 1）定性溫度的確定）定性溫度的確定定性溫度分為精餾定性溫度定性溫度分為精餾定性溫度和提餾定性溫度和提餾定性溫度兩個參數(shù)兩個參數(shù)mt精mt提由由查乙醇水物系平

20、衡數(shù)據(jù)得：=84.70.1436fx t進(jìn)精餾段平均溫度=81.485/2mttt頂進(jìn)精提餾段平均溫度=92.135/2mttt進(jìn)提底2.3.22.3.2 精餾段參數(shù)的確定精餾段參數(shù)的確定 精餾段的參數(shù)以精餾段的定性溫度為依據(jù)確定（1 1）平均組成）平均組成 由=81.485 查乙醇水氣液平衡數(shù)據(jù)得出：（內(nèi)插法）mt精81.581.48581.48581.431.4732.34xx 0.3160 x 81.581.48581.48581.458.1158.39yy0.5815y 13(2)(2)精餾段氣相體積流率精餾段氣相體積流率及密度及密度的確定的確定svv精餾段 00(1)22.4mrdt

21、pvstp精=2.1628(2.9008 1) 73.657 22.4 (273.1581.485)100020273.1536001000vs3ms平均相對分子質(zhì)量為：146 0.5815 181 0.581534.282maabamm ymy/g mol精餾段氣相平均密度33m101.33 1034.2821.178/8.31581.485273.15mvmvmpmkg mrt精精精精(3)(3)精餾段液相體積流率精餾段液相體積流率及密度及密度的確定的確定sll msllml其中： 平均相對分子質(zhì)量為：146 0.3160 181 0.316026.848maabamm xmx/g mol

22、由查乙醇水物系氣液平衡數(shù)據(jù)的0.3147x 0.54a3111861.364/0.541 0.54789966aallabkg m 33rd2.9008 73.657 26.8481.85 10/861.364mmlllmmlsms (4)(4)精餾段液體表面張力的確定精餾段液體表面張力的確定查化工原理上冊液體表面張力共線圖和水的物理性質(zhì)的：、16.5/amn m乙醇60.89/amn m水物質(zhì)的表面張力：m0.3 16.50.7 60.8947.573/amn m 142.3.32.3.3 提餾段參數(shù)的確定提餾段參數(shù)的確定（1 1） 由由 92.13592.135 查乙醇水物系氣液平衡數(shù)據(jù)：

23、查乙醇水物系氣液平衡數(shù)據(jù)： （內(nèi)插法）=0.0358 =0.2748xy（2 2）提餾段氣相體積流量）提餾段氣相體積流量及及的確定的確定vsv300(1)22.492.135273.15100012.9008 173.657 22.42.2277/20273.1536001000mrdtpvsmstp精 (1)46 0.2748 18 (1 0.2748)25.6944maabamm ymy33m101.33 1025.69440.8572/8.31592.135273.15mvpmkg mrt提（3 3）提餾段液相體積流率及的確定）提餾段液相體積流率及的確定 146 0.0358 181 0

24、.035819.0024/maabamm xmxg mol 3111956.2167/0.03581 0.0358789963.8aallabkg m 33rd2.9008 73.657 19.00241.179 10/956.2167mmlllmmlsms2.3.42.3.4 塔徑的計算：塔徑的計算：（1 1）初選塔板間距）初選塔板間距 塔板間距的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔德操th作彈性以及塔的安裝、檢修等有關(guān)，可參照下表選取經(jīng)驗數(shù)。塔徑,td m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距,th mm2003002503503004504506

25、00400600 15根據(jù)經(jīng)驗數(shù)據(jù)可選取塔板間距=300mmth(2)(2)塔徑的計算塔徑的計算初步計算塔徑初步計算塔徑 1 1根據(jù)流量公式 ：4vsdu-塔內(nèi)的氣相流量，sv3m-空塔氣速，u/m s一般適宜的空塔氣速為極限空塔氣速的 0.60.8 倍，即，而max()uu安全系數(shù) maxlvvuc=78.27tc頂時78.27-7080-78.27=-64.362.6-水水=62.89水 16=17.5乙醇=(1)0.8387 17.5(1 0.8387) 62.8924.8214ddxx頂乙醇水=99.57tc底時99.579010099.57=60.758.8水水=58.88水=15.

26、5乙醇=(1)0.012 15.5(1 0.012) 58.8858.3594wwxx底乙醇水=84.7tc進(jìn)時84.7809084.7=62.660.7水水61.71水=16.9乙醇=(1)0.1436 16.9(1 0.1436) 61.7155.2752ffxx進(jìn)乙醇水物系液體表面張力，24.8241+58.3594=41.5904/2mmn m精由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得200.053c故0.220()0.061420mcc精取板間距 ht=0.3m,取上板液層高度 hl=0.05m，則圖中參數(shù)值為0.30.050.25tlhhm根據(jù)以上數(shù)據(jù) max861.364 1.1780.06141.6

27、592/1.178lvvucm s取安全系數(shù)為 0.8,則空塔氣速為 ：0.8 1.65921.3274/um s故 塔徑44 2.16282.1864/3.14 1.3274vsdm su 17塔徑圓整值塔徑圓整值 2 2 初步算出 d 后，應(yīng)按化工機(jī)械標(biāo)準(zhǔn)圓整并核算實際的氣速。一般塔徑在 1m 以內(nèi)時，按 100mm 增值圓整。塔徑超過 1m 時，按 200mm 增值圓整。常用的標(biāo)準(zhǔn)塔徑為400、500、600、700、800、1000、1200、1400、1600、2000、2200mm 等等。所以圓整到圓整后 d=2m，計算圓整后下的實際空塔氣速：2244 2.16281.1897/2

28、svum sd安全系數(shù) ： max1.18970.7171.6592uu在 0.6-0.8 之間的范圍內(nèi) 。2.3.52.3.5 溢流裝置與流體流型溢流裝置與流體流型板式塔的溢流裝置包括溢流堰，降液管及受液盤，本設(shè)計采用單流型具有弓形降液管塔板的溢流裝置，單流型，液體流徑較長，板面利用好，塔板結(jié)構(gòu)簡單，直徑是在 2.2m 以下的塔徑普遍采用此型。而方形降液管能充分利用塔內(nèi)空間，提供較大降液面積及兩相分離空間。（1 1）. .溢流堰溢流堰 為維持塔板上一定高度的均勻流動液層，一般采用平直流堰（出口堰）（2 2）堰長）堰長 l lw w 根據(jù)溢流形式及液體負(fù)荷決定堰長。單溢流型塔板一般堰長 lw=

29、（0.60.8）d取堰長 lw=0.6d=0.62=1200mm=1.2m3336003600 1.85 1011.502/hsllmh311.502/9.585100 130/1.2hwllmmh（3 3）出口堰高）出口堰高 h hw wlwowhhh 式中：-塔板上液層高度，mlh 18 -堰上液層高度，mowhwhm堰上液層高度，（3 3）堰上液層高度wh 采用平直堰，堰上液層高度高可按 計算，式中：232.84()1000howwlhel -堰長，mwl -塔內(nèi)液體流量，hl3/mh -液體收縮系數(shù)，可查得液體收縮系數(shù)圖得=1.03ee所以：232.8411.5021.03()13.2

30、10001.2owhmm0.050.01320.0368wlowhhhm 192.3.62.3.6 降液管降液管（1 1）降液管寬度）降液管寬度和面積和面積dwfa 1.20.62wld由弓型降液管的寬度與面積圖查得：， 0.055ftaa0.106dwd則 20.0530.053 3.1420.1728ftaam0.1060.212dwdm按驗算降液管內(nèi)液體停留時間fa=tshl30.1728 0.3=16.231.85 10s停留時間5s，故降液管尺寸可用 20（2 2）降液管底隙高度）降液管底隙高度 降液管底隙高度及降液管下端與塔板間的距離，以表示。為了保證良好的液封0h又不致使阻力太大

31、，一般可取降液管底隙處液體流速，00.00060.012whhm所以取00.0060.03680.0060.0308whh2.3.72.3.7 塔板設(shè)計塔板設(shè)計 塔板布置 塔板的板面一般分四部分，即：（1 1）開孔區(qū)）開孔區(qū) 為布置篩孔，浮閥等部件的有交叉?zhèn)髻|(zhì)區(qū)，亦稱鼓泡區(qū)。塔板上的鼓泡面積2222arcsin180axax rxrr 式中： -開孔區(qū)面積，m2aa 2,2dsdxwwm ,2cdrw m取邊緣區(qū)域?qū)挾龋?0.212dwm1000.1wsmmm500.05wcmmmx= 2dsdxww1 (0.2120.1)0.688 將 x ，r 代入公式中22220.6882 0.688(

32、0.95)(0.688)(0.95) arcsin2.04781800.95aam（2 2）溢流區(qū)）溢流區(qū)溢流區(qū)面積 20.1728fam（3 3）安定區(qū)）安定區(qū)開孔區(qū)與溢流區(qū)之間的不開孔區(qū)域為安定區(qū)，其作用為使自降液管流出液體在塔板上均勻分布并防止液體夾帶泡沫進(jìn)入降液管。寬度為 0.1swm 21（4 4）無效區(qū)）無效區(qū)在靠近塔壁的塔板部分需要留出圈邊緣區(qū)域或供支撐塔板的邊梁之用，稱之為無效區(qū)。其寬度:0.05wcm2.3.82.3.8 浮閥塔的開孔率級閥孔排列浮閥塔的開孔率級閥孔排列（1 1）閥孔孔徑）閥孔孔徑孔徑由所選浮閥的型號決定。型浮閥使用得很普遍，已定為部頒標(biāo)準(zhǔn)。1ff1 型浮閥的

33、孔徑為 39mm。型浮閥的孔徑為 39mm。1f（2 2）塔板布置與浮閥數(shù)目及排列）塔板布置與浮閥數(shù)目及排列為確定浮閥數(shù) n，先要求得操作室閥孔氣速。浮閥全開時的閥孔氣速為閥0u孔臨界氣速。工業(yè)試驗結(jié)果表明：浮閥臨界動能因數(shù)一般為： 0cu，在實際操作中，當(dāng)條件是常壓和加壓操作時，取= 009 12cvcfu0u，于是取。 0cu 0vcu1211.0558/m s每層塔板上浮閥數(shù)22002.1628282(0.039)11.055844svnd u浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距 t=75mm=0.075m按 t=75mm，h=100mm，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)

34、284 個按 n=284 重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)022.162811.0165/(0.039)2844um s 閥孔動能因數(shù) f0變化不大，符合要求011.01651.17811.956812f 塔板開孔率 在 10%14%之間，符合要求20(/)10.8%n dd 222.3.92.3.9 塔板流體動力學(xué)驗算塔板流體動力學(xué)驗算塔板液體力學(xué)驗算的目的是為了檢驗以上初算塔徑及各項工藝尺寸的計算是否合理，塔板能否正常操作，驗算項目如下：（1 1）氣相通過浮閥塔板的壓強降）氣相通過浮閥塔板的壓強降氣體通過浮閥塔板時的壓強降為： pclapppp 式中： -氣體通過每一層浮閥塔板的壓強降，papp

35、 -氣體克服干板阻力所產(chǎn)生的壓強降，pacp -氣體克服板上充氣液層的靜壓強所產(chǎn)生的壓強降，palp -氣體克服液體表面張力所產(chǎn)生的壓強降，paap習(xí)慣上，常把這些壓強降折合成塔內(nèi)液體的液柱高度表示，故上式可寫成： pcihhhh干板阻力干板阻力ch對于型重閥 1f1.8251.82573.173.19.6/1.178ocvum s （故閥全開）11.0558oocuu故2201.178 11.05585.345.340.0455422 861.364 9.8vcluhmg板上充氣液層阻力板上充氣液層阻力ih一般以經(jīng)驗公式計算ih()iolowowhhhh式中板上液層高度，ihm反映板上液層充

36、氣程度的因數(shù)，成為充氣因數(shù)，無因次。o液相為水時，。o0.5故 0.5 0.050.025iolhhm 23液體表面張力所造成的阻力：此阻力很小忽略不計。液體表面張力所造成的阻力：此阻力很小忽略不計。因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強降所相當(dāng)?shù)囊褐邽楣?0.045540.0250.07054pcihhhm(2)(2)液泛液泛為了使液體能由上層塔板穩(wěn)定的流入下層塔板，降液管必須維持一定高度的液柱。降液管內(nèi)的清液及高度 hd用來克服相鄰兩塔板的壓強降。板上液層阻力和液體流過降液管的阻力。為了防止液泛發(fā)生，應(yīng)保證降液管中當(dāng)量清液層高度不超過上層塔板的出口堰，為此，應(yīng)使 ()dtwhhhdpidhh

37、hh氣體通過塔板的壓強降所相當(dāng)?shù)囊后w高度 hp，前已算0.07054phm液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰故32201.85 100.153 ()0.153 ()0.0011431.2 0.0308sdwlhml h板上液層高度，前已選定。0.05ihm則。0.0250.070540.0011430.09668dh 取又已選定，則0.30.3 ,0.0368twhm hm()0.3 (0.30.0368)0.101twhhm可見,符合防止淹塔的要求.()dtwhhh(3)(3)霧沫夾帶霧沫夾帶通常，用操作時的空塔氣速與發(fā)生液泛時的空塔氣速的比值作為估算霧沫夾帶的指標(biāo)，此比值稱為泛點率在下

38、列泛點率數(shù)值范圍內(nèi)，一般可保證霧沫夾帶達(dá)到規(guī)定指標(biāo)，即 ev0.1 kg 液/kg 氣大塔 泛點率80%直徑 0.9 m 以下的塔 泛點率70% 24減壓塔 泛點率35取 =5s 計算，則3fsmaxa0.17280.3(l ) =0.0104/55thms (4)漏夜線氣相負(fù)荷下限線對于 f1 型重閥，當(dāng)56 時，泄漏量接近 10%為確定氣相負(fù)荷下限的依據(jù)。0f 當(dāng)5 時，0f 05vu222min00053.145()0.0392821.55114441.178svvdnudn(5) 液相負(fù)荷下限線為保證板上液流分布均勻，提高氣液接觸效果，取堰上液層上高度 how=0.006m作為液相負(fù)荷

39、下限由于 可以推導(dǎo)出233600()2.84()0.0061000sowwlhel22/33min10001()0.006()2.843600wslle=23100011.20.006()0.0098612.841.0336004min()9.792 10sl（6）塔的操作彈性在塔的操作液氣比下，做出操作線 op（操作點與坐標(biāo)原點的連線），op 與負(fù)荷性能圖交點的氣相負(fù)荷max 與min 之比稱為操作彈性svsv 27 操作彈性=max/min=3.1573 在 3-4 之間 符合要求svsv三塔體結(jié)構(gòu)三塔體結(jié)構(gòu)3.13.1 塔體空間塔體空間塔頂控件是指塔內(nèi)最上層與塔頂?shù)拈g距.為利于出塔氣體夾

40、帶的液滴沉降,此段遠(yuǎn)高于塔板距(甚至高出一倍以上).或根據(jù)除沫器要求高度決定。因板間距=0.3m，故選取塔頂間距=0.6m。thdh3.23.2 塔底空間塔底空間 塔底空間是指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值由如下兩因素決定，即： （1） 塔底貯液空間依貯存液量停留 3-5min 或更長時間（易結(jié)焦物料可短停留時間）而定。 （2） 塔底液面至最下層塔板之間要有 1-2m 的間距，大塔可大于此值。 選塔底空間。2000bhmm3.33.3 人孔人孔 一般每隔 6-8 層塔板設(shè)一人孔（安裝、維修用），需經(jīng)常清洗時每隔 3-4 塊塔板處設(shè)一人孔。本次設(shè)計中計算的實際塔板層數(shù)為 39，故設(shè)人孔 6 個，并且選人孔處板間距。600phmm3.43.4 塔高塔高 (1)fptffppdbhnnnhn hn hhh 式中：h 塔高（不包括封頭，裙座），m n - 實際塔板數(shù) 進(jìn)料板數(shù)fn - 進(jìn)料板處板間距，mfh - 人孔數(shù)pn - 設(shè)人孔處得板間距，m（圖中未示出）ph 28 - 塔頂空間（不包括封頭蓋部分），mdh 塔底空間（不包括底蓋部分），mbh故 (1)fptffppdbhnnnhn hn hhh= =(39 1 6 1) 0.30.46 0.60.62 =15.9三設(shè)計結(jié)果一覽表三設(shè)計結(jié)果一覽表計算結(jié)果序號項目符號單位精餾段提餾段1平均溫度tm81.48