乙醇水精餾塔

1、1. 引言1.1. 精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應用實際生產(chǎn)中，在精餾柱及精餾塔中精餾時，上述部分氣化和部分冷凝是同時進行的。對理想液態(tài)混合物精餾時，最后得到的餾液(氣相冷卻而成)是沸點低的b物質(zhì)，而殘液是沸點高的a物質(zhì)，精餾是多次簡單蒸餾的組合。精餾塔底部是加熱區(qū)，溫度最高；塔頂溫度最低。精餾結(jié)果，塔頂冷凝收集的是純低沸點組分，純高沸點組分則留在塔底。1.2. 精餾塔對塔設備的要求精餾設備所用的設備及其相互聯(lián)系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設備，和其他傳質(zhì)過程一樣，精餾塔對塔設備的要求大致如下： 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

2、不正常流動。 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。 流體阻力小：流體通過塔設備時阻力降小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。 有一定的操作彈性：當氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。 結(jié)構簡單，造價低，安裝檢修方便。 能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。11.11.21.3 常用板式塔類型及本設計的選型常用板式塔類型有很多，如：篩板塔、泡罩塔、舌型塔、浮閥塔等。由于浮閥塔有如下優(yōu)點： 生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%40%

3、，與篩板塔接近。操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板塔高 20%30。 而且近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗越來越豐富，積累的設計數(shù)據(jù)比較完整，因此設計浮閥塔比較合適。2. 設計條件與任務在一常壓操作的連續(xù)板式精餾塔(自選塔板類型)內(nèi)分離乙醇-水混合物

4、,直接蒸汽加熱。生產(chǎn)能力和產(chǎn)品的質(zhì)量要求見下表。組號處理量/t.a-1料液組成(質(zhì)量分數(shù))/%塔頂產(chǎn)品濃度(質(zhì)量分數(shù))/%塔釜產(chǎn)品濃度(質(zhì)量分數(shù))/%920 0004592.55操作條件：塔頂壓力：4kpa(表壓)； 進料熱狀態(tài)：自選； 回流比：自選； 單板壓降 0.7kpa。工作日：每年300天，每天24小時。廠址：武漢地區(qū)。3. 設計方案的確定3.1. 設計思路確定設計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術上的最新成就，使生產(chǎn)達到技術上最先進、經(jīng)濟上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點：(1) 滿足工藝和操作的要求所設計出來的流程和設備，首先

5、必須保證產(chǎn)品達到任務書上規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定。其次，設計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應能在一定范圍內(nèi)進行調(diào)節(jié)，必要時傳熱量也可進行調(diào)整。因此，在適當?shù)奈恢冒惭b調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應考慮到生產(chǎn)上的可能波動。再次，要考慮必需裝置的儀表位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因。(2) 滿足經(jīng)濟上的要求 要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備及基建費用。比如在精餾過程中適當?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低

6、，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設備費也有很大影響。因此在設計時，是否合理利用熱能，采用哪種加熱方式，以及回流比和其他操作參數(shù)是否選得合適等，均要作全面考慮，力求總費用盡可能低一些。而且，應結(jié)合具體條件，選擇最佳方案。(3)滿足安全生產(chǎn)的要求酒精屬易燃物料，如果其蒸氣在車間擴散，一碰到火花就可能發(fā)生爆炸。分離酒精的版式塔是在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設計中，對第一個原則應作較多的考慮，對第二個原則只作定性

7、的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。3.2. 加熱方式精餾塔通常設置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供足夠的熱量。本設計采用的冷卻方式為全凝器冷卻。 3.3. 選擇適宜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)驗取操作回流比為最小回流比的1.22.0倍，考慮到原始數(shù)據(jù)和設計任務，本方案取1.6，即：r 1.6rmin；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。3.4. 回流方式：泡點回流泡點回流易于控制,設計和控制時比較方便,而且可以節(jié)約能源。3.5. 流程

8、圖4. 精餾塔的工藝設計4.1. 精餾塔全塔物料衡算f：進料量（kmol/s） ：原料組成（摩爾分數(shù)，下同）d：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/s） ：塔頂組成w：塔底殘液流量（kmol/s） ：塔底組成原料乙醇組成： xf=45/4645/46+55/18=24.26% (4.1.1) 塔頂組成：xd=92.5/4692.5/46+7.5/18=82.83% (4.1.2) 塔底組成：xw=5/465/46+95/18=2.02% (4.1.3) 進料量：f=20000ta-1=20000×1030.4546+1-0.4518300×24×3600=0.0311kmol

9、/s (4.1.4) 間接蒸汽加熱，所以：物料衡算式：f=d+wfxf=dxd+wxw (4.1.5) 聯(lián)立代入求解：d=0.0086kmol/sw=0.0225kmol/s (4.1.6) 4.2. 實際回流比由數(shù)據(jù)手冊查得乙醇-水物系的汽-液平衡數(shù)據(jù)如下：表4-1乙醇水系統(tǒng)的氣液平衡數(shù)據(jù)沸點t/乙醇摩爾數(shù)/%沸點t/乙醇摩爾數(shù)/%液相氣相液相氣相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6

10、866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41 由數(shù)據(jù)可作出下圖：圖4.1 乙醇-水的t-x-y汽液平衡相圖圖4.2 乙醇

11、-水的相平衡曲線其中：a(xd,xd);g（xg,xg）點為a點過平衡線的切線；因此：我們可以通過公式:xd-ygxd-xg=rminrmin+1 (4.2.1)求出： rmin=1.44 (4.2.2)操作回流比取最小回流比的1.6倍，所以： r=rmin×1.6=2.30 (4.2.3)4.3. 理論塔板數(shù)的確定通過圖解法可作下圖：圖4.3 乙醇水的y-x圖及圖解理論塔板其中：a(xd,xd),c(xw,xw),e(xf,xf);b為精餾段操作線在y軸上的截距，b=xdr+1=0.82832.30+1=0.251 (4.3.1)ab為精餾段操作線；d點坐標為（24.26,42.0

12、1）；cd為提餾段操作線。由圖可知：精餾段塔板數(shù)nt1=13;提餾段塔板數(shù)nt2=3；總理論塔板數(shù)nt=16，加料板為第14塊板。4.4. 實際塔板數(shù)的確定效率與塔板結(jié)構、操作條件、物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學性質(zhì)有關，它反應了實際塔板上傳質(zhì)過程進行的程度。板效率可用奧康奈爾公式計算：et=0.49k(l)-0.245 (4.4.1)注：塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度mpas-14.4.1. 精餾段由圖4.2可得td=78.21;tf=82.56;精餾段平均溫度：t1=td+tf2=78.21+82.562=80.39 （4.4.2） 在圖4.2中查得，該溫度下乙醇

13、的液相組成為x1=0.4301，汽相組成為y1=0.6286；在數(shù)據(jù)手冊中查的該溫度下乙醇的黏度a1=0.40，水的黏度b1=0.3543；丙酮和水的相對揮發(fā)度：1=y1/x1(1-y1)/(1-x1)=0.6286/0.4301(1-0.6286)/(1-0.4301)=2.243 (4.4.3）液相黏度：lgl1=x1lga1+1-x1lgb1 (4.4.4)得：l1=0.3733mpas-1 (4.4.5)塔板效率：et1=0.49k(l)-0.245=0.5118 (4.4.6)實際塔板數(shù)：np1=nt1et1=130.5118=25.40 (4.4.7)為了安全起見，精餾段實際塔板數(shù)

14、為26塊。4.4.2. 提餾段由圖4.2可得tf=78.21;tw=95.29;提餾段平均溫度：t2=tf+tw2=78.21+95.292=86.75 （4.4.8） 在圖4.2中查得，該溫度下乙醇的液相組成為x2=0.0959，汽相組成為y2=0.4365；在數(shù)據(jù)手冊中查的該溫度下乙醇的黏度a2=0.37，水的黏度b2=0.33；丙酮和水的相對揮發(fā)度：2=y2/x2(1-y2)/(1-x2)=0.4365/0.0959(1-0.4365)/(1-0.0959)=7.303 （4.4.9）液相黏度：lgl2=x2lga2+1-x2lgb2 (4.4.10) 得：l2=0.334mpas-1

15、(4.4.11)塔板效率：et2=0.49k(l)-0.245=0.3938 (4.4.12)實際塔板數(shù)：np2=nt2-1et2=20.3938=5.1 (4.4.13)為了安全起見，提餾段實際塔板數(shù)為6塊。故可知，實際塔板數(shù)：np=np1+np2=26+6=32 （4.4.14）其中，第27塊板為加料板。全塔效率：et=nt-1np×100%=16-132×100%=46.9% (4.4.15)1.2.3.4.4.1.4.2.4.3.4.4.4.5. 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)計算4.5.1. 操作壓力計算塔頂操作壓力：pd=101.3+4=105.3kpa每層塔板

16、壓降：p=0.7kpa進料板的壓力：pf=105.3+4×26=209.3kpa塔底的壓力：pw=105.3+4×31=229.8kpa(1) 精餾段平均壓力：pm1=pd+pf2=105.3+209.32=157.3kpa(2) 提餾段平均壓力：pm2=pf+pw2=209.3+229.82=219.55kpa4.5.2. 操作溫度計算塔頂溫度：td=78.21；進料板的溫度：tf=82.56；塔底的溫度：tw=95.29。(1)精餾段平均溫度：tm1=td+tf2=80.39(2)提餾段平均溫度：tm2=tf+tw2=88.934.5.3. 平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾

17、質(zhì)量：mldm=xdma+1-xdmb=0.8283×46+1-0.8283×18=41.19kg/kmol (4.5.1) mvdm=ydma+1-ydmb=0.8413×46+1-0.8413×18=41.56kg/kmol (4.5.2) 進料板平均摩爾質(zhì)量：mlfm=xfma+1-xfmb=0.2426×46+1-0.2426×18=24.79kg/kmol (4.5.3) mvfm=yfma+1-yfmb=0.5508×46+1-0.2426×18=33.42kg/kmol (4.5.4) 塔底平均摩爾質(zhì)

18、量：mlwm=xwma+1-xwmb=0.0202×46+1-0.0202×18=18.57kg/kmol (4.5.5) mlwm=ywma+1-ywmb=0.1931×46+1-0.1931×18=23.41kg/kmol (4.5.6) 可得出：（1）精餾段平均摩爾質(zhì)量：mlm1=mldm+mlfm2=32.99kg/kmol (4.5.7)mvm1=mvdm+mvfm2=37.49kg/kmol (4.5.8)(2) 提餾段平均摩爾質(zhì)量：mlm2=mlfm+mlwm2=21.68kg/kmol (4.5.9)mvm2=mlfm+mlwm2=28.

19、42kg/kmol (4.5.10)4.5.4. 平均密度計算氣相平均密度計算：由理想氣體狀態(tài)方程，即，vm=pmmvmrtm (4.5.11) 液相平均密度計算：1lm=i/i (4.5.12)注：i為該物質(zhì)的質(zhì)量分數(shù)塔頂平均密度計算：由td=78.21，查手冊得a=739.9kg/m3; b=972.8kg/m3d=0.8283×460.8283×46+(1-0.8283)×18=0.9250 (4.5.13)ldm=1da+(1-d)/b=753.4kg/m3 (4.5.14)進料板平均密度計算：由tf=82.56，查手冊得a=735.4kg/m3; b=9

20、70.3kg/m3f=0.2426×460.2426×46+(1-0.2426)×18=0.4502 (4.5.15)lfm=1fa+(1-f)/b=848.31kg/m3 (4.5.16)塔底平均密度計算：由tw=95.29，查手冊得a=722.4kg/m3; b=961.8kg/m3w=0.0202×460.0202×46+(1-0.0202)×18=0.05 (4.5.15)lwm=1wa+(1-w)/b=946.1kg/m3 (4.5.16)(1)精餾段平均密度：lm1=（ldm+lfm)/2=800.9 kg/m3 (4.5

21、.17)vm1=pm1mvm1r0tm1 =2.01 kg/m3 (4.5.18)(2)提餾段平均密度：lm2=（lfm+lwm)/2=897.2 kg/m3 (4.5.19)vm2=pm2mvm2r0tm2 =2.07 kg/m3 (4.5.20)4.5.5. 液體平均表面張力計算對于二元有機物-水溶液表面張力可用下試計算：m1/4=sww1/4+soo1/4 (4.5.21)求sw，sob=lg(wqo)sw+so=1a=b+qa=lg(swqso)q=0.411qtovo23q-wvw23 (4.5.22)w=xwvw/(xwvw+xovo)o=xovo/(xwvw+xovo)式中：下標

22、w表示水，o表示有機物；vw表示水的摩爾體積，vo表示有機物的摩爾體積。 （1）精餾段平均表面張力：由tm1=80.39，查表得：o=17.5mnm-1, w=62.57mnm-1,q=2x1=0.4310,y1=0.6259vo=1000moo=1000×460.735×999.8=62.60m3/molvw=1000mww=1000×18971.8=18.52m3/molw=xwvwxwvw+xovo=1-0.431×18.521-0.431×18.52+0.431×62.6=0.281o=1-0.281=0.719b=lgwqo

23、=lg0.28120.719=-0.959q=0.411qtovo23q-wvw23=-0.698a=b+q=-0.959-0.698=-1.657a=lgswqsosw2so=0.022sw+so=1sw=0.138，so=0.862由m1/4=sww1/4+soo1/4m1=21.41mnm-1（2）提餾段平均表面張力：由tm2=88.93，查表得：o=16.7mnm-1, w=60.90mnm-1,q=2x1=0.07276,y1=0.3886vo=1000moo=1000×460.73×999.8=63.03m3/molvw=1000mww=1000×18

24、966.0=18.63m3/molw=xwvwxwvw+xovo=（1-0.07276）×18.63（1-0.07276）×18.63+0.07276×63.03=0.790o=1-0.790=0.210b=lgwqo=lg0.79020.719=0.473q=0.411qtovo23q-wvw23=-0.671a=b+q=-0.671+0.790=0.119a=lgswqsosw2so=1.315sw+so=1sw=0.664，so=0.336由m1/4=sww1/4+soo1/4m2=41.23mnm-14.5.6. 液體平均黏度計算液體平均黏度計算公式：lg

25、lm=xilgi塔頂平均黏度計算：由td=78.21，查手冊得a=0.440mpas,b=0.3646mpas,得：ld=0.426mpas進料板平均黏度計算：由tf=82.56，查手冊得a=0.420mpas,b=0.3457mpas,得：lf=0.362mpas塔底平均黏度計算：由tw=95.29，查手冊得a=0.34mpas,b=0.2985mpas,得：lw=0.299mpas（1）精餾段液體平均黏度lm1=ld+lf2=0.394mpas（2）提餾段液體平均黏度lm1=lf+lw2=0.331mpas4.6. 精餾塔的塔體工藝尺寸計算4.6.1. 氣液相流率計算（1）精餾段l1=rd

26、=2.3×0.0086=0.01978kmol/sv1=r+1d=3.3×0.0086=0.02838kmol/s（2）提餾段l2=l1+qf=0.001978+1×0.0311=0.05088kmol/sv2=v1-1-qf=0.02838kmol/s4.6.2. 塔徑計算（1）精餾段ls1=l1mlm1vm1=0.01978×32.99800.9=0.000815m3/s vs1=v1mlm1vm1=0.02838×37.492.01=0.529m3/s 查史密斯關聯(lián)圖（圖4.4），橫坐標為：ls1vs1×(lm1vm1)12=0

27、.0008150.529×(800.92.01)12=0.031圖4.4 史密斯關聯(lián)圖取板間距ht=0.4m,板上液層高度hl=0.05m 則：ht-hl=0.35m查圖得：c20=0.075c=c20(m120)0.2=0.076umax=clm1-lm2vm1=1.52m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：u=0.7umax=1.064m/sd=4vs1u=0.80m按標準塔徑圓整后為d=0.8m截塔面積為：at=4d2=0.502m2實際空塔氣速：u=vs1at=1.05m/s（2）提餾段ls2=l2mlm2vm1=0.05088×21.68897.2=0.0012

28、3m3/s vs2=v2mlm2vm2=0.02838×28.422.07=0.390m3/s 查史密斯關聯(lián)圖，橫坐標為：ls2vs2×(lm2vm2)12=0.001230.390×(897.22.07)12=0.066取板間距ht=0.4m,板上液層高度hl=0.05m 則：ht-hl=0.35m查圖得：c20=0.084c=c20(m120)0.2=0.097umax=clm1-lm2vm1=2.02m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：u=0.7umax=1.414m/sd=4vs1u=0.59m按標準塔徑圓整后為d=0.8m截塔面積為：at=4d2=0

29、.502m2實際空塔氣速：u=vs1at=0.78m/s4.6.3. 精餾塔有效高度計算（1）精餾段有效高度z1=np1-1ht=26-1×0.4=10m（2）提餾段有效高度z2=np2-1ht=6-1×0.4=2m在進料板上方開一個人孔，其高度為0.5m，故精餾塔有效高度：z=z1+z2=12.5m5. 塔板工藝尺寸的計算5.1. 精餾段塔板工藝尺寸的計算5.1.1. 溢流裝置計算因塔徑d=0.8m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：5.1.1.1. 堰長lw取lw=0.70d=0.56m5.1.1.2. 溢流堰高度how由hw=hl-how,堰上液層

30、高度：how=2.841000e(ls1lw)23其中，how為堰上液層高度，m;ls為塔內(nèi)液體流量，m3/h; lw為堰長，m； e為收縮系數(shù)，可由液流收縮系數(shù)算圖求得，近似為1。how=2.841000×1×(0.000815×36000.56)23=0.0086m>0.006m所以選取平直堰，則取板上流層高度hl=50mm。對一般的塔，板上流層高度hl可在50100mm范圍內(nèi)選取，這樣，在求出how后可按下式給出的范圍確定hw：50-howhw100-how（式中單位為mm）。故hw=hl-how=0.05-0.0086=0.0414m5.1.1.3.

31、 弓形降液管寬度wd和截面積af圖5.1 弓形降液管參數(shù)圖由lw/d=0.70查弓形降液管參數(shù)圖得afat=0.093；wdd=0.16故af=0.093at=0.093×0.64=0.060m3wd=0.16d=0.16×0.80=0.128m驗算液體在降液管中停留時間，即：=afhtls1=0.060×0.40.000815=29.4s>5s所以降液管設計合理。5.1.1.4. 降液管底隙高度h0h0=ls1lwu0'液體流經(jīng)底隙的流速一般不大于降液管內(nèi)的線速度，一般可取0.070.25m/s,則取u0'=0.07m/s,h0=ls1lw

32、u0'=0.0008150.56×0.10=0.0207m>(0.020.025)m所以降液管底隙高度設計合理，選用凹形受液盤（對于直徑在800mm以上的大盤，一般多采用凹形受液盤）。又因為凹形受液盤深度一般在50mm以上， 有側(cè)線出料時宜取深些，故在這里取深度h=80mm。設置入口堰既要多占用一定的塔板面積，還易使沉淀物在此淤積而造成堵塞，因此不設入口堰。5.1.2. 塔板設計5.1.2.1. 塔板分塊塔板有整塊式和分塊式兩種，直徑在800mm一下的小塔多采用整塊式塔板，直徑在900mm以上的多采用分塊式塔板。d=800mm，塔徑采用整塊式或分塊式皆可，在此我們選取整

33、塊式。5.1.2.2. 邊緣區(qū)寬度確定安定區(qū)的寬度ws是指入口堰或出口堰與離它最近一排孔的中心線之間的距離，其值可按下述經(jīng)驗范圍選?。寒斔絛>1.5m，時，ws=6075mm；當d<1.5m，時，ws=80110mm。直徑小于1m的小塔，安定區(qū)可依具體情況適當縮小。所以取ws=80mm=0.08m。邊緣區(qū)的寬度wc要根據(jù)塔板支撐的需要而定，小塔約為3050mm，大塔約為5075mm，這里取wc=40mm=0.04m5.1.2.3. 浮閥數(shù)目與開孔率浮閥的形式有很多種，在這里使用f1型重閥，直徑均為39mm。對f1型浮閥，當板上所有浮閥剛剛?cè)_時，f0c的大小在912之間。在設計時

34、，取f0c=9對于常壓操作的浮閥塔板，u0=u0c，所以其閥孔臨界動能因數(shù)f0c等于閥孔動能因數(shù)f0u0c=f0cv=92.01=6.348浮閥數(shù)n=vs4d02u0=0.5293.144×0.0392×6.348=705.1.2.4. 閥孔的排列鼓泡區(qū)面積aa計算：在確定了弓形寬度wd，安定區(qū)的寬度ws和邊緣區(qū)的寬度wc之后，應按下式計算鼓泡區(qū)面積：aa=2xr2-x2+r2180arcsinxr式中 aa為鼓泡區(qū)面積，m2;x=d2-wd+ws,m; r=d2-wc,m; arcsinxr為以弧度表示的反三角函數(shù)。 計算：x=d2-wd+ws=0.40-0.128+0.

35、06=0.212mr=d2-wc=0.40-0.04=0.36maa=2xr2-x2+r2180arcsinxr=2×(0.212×0.362-0.2122+3.14×0.362180arcsin0.2120.36=0.2866m2在塔板鼓泡區(qū)間，閥孔的排列有正三角形和等腰三角形兩種方式。按照閥孔中心聯(lián)線與液流方向的關系，正三角形排列又分為順排和叉排兩種方式。對于整塊式塔板，多采用正三角形叉排，其孔心距有75mm、100mm、125mm、150mm等幾種。閥孔按照等邊三角形排列時t=d00.907aaa0式中t為等邊三角形的孔心距，md0為閥孔直徑，m a0為閥孔

36、總面積，a0=vsu0,m 計算：t=0.0390.907×0.28660.5296.348=0.0688m取整得t=0.07m.根據(jù)已確定的孔徑作圖，圖5.2 邊緣區(qū)擋板設置圖在鼓泡區(qū)內(nèi)實際布置得出的確定的閥孔總數(shù)n=63，由式n=vs4d02u0得：u0=vs4d02n=0.5293.144×0.0392×63=7.033m/s則f0= u0v=7.033×2.01=10（912）開孔率=a0atn=（d0d)2=70×(0.0390.8)2=14.98%因此作圖得到的閥孔數(shù)能滿足要求。5.2. 提餾段塔板工藝尺寸的計算5.2.1. 溢流裝

37、置計算因塔徑d=0.8m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：5.2.1.1. 溢流堰高度how由hw=hl-how,堰上液層高度：how=2.841000e(ls2lw)23=2.841000×1×(0.00123×36000.56)23=0.0113m>0.006m所以選取平直堰，則取板上流層高度hl=50mm。對一般的塔，板上流層高度hl可在50100mm范圍內(nèi)選取，這樣，在求出how后可按下式給出的范圍確定hw：50-howhw100-how（式中單位為mm）。故hw=hl-how=0.05-0.0113=0.00387m5.2.1

38、.2. 弓形降液管寬度wd和截面積af由lw/d=0.70查弓形降液管參數(shù)圖得afat=0.093；wdd=0.16故af=0.093at=0.093×0.64=0.060m3wd=0.16d=0.16×0.80=0.128m驗算液體在降液管中停留時間，即：=afhtls2=0.060×0.40.00123=19.51s>5s所以降液管設計合理。5.2.1.3. 降液管底隙高度h0h0=ls2lwu0'液體流經(jīng)底隙的流速一般不大于降液管內(nèi)的線速度，一般可取0.070.25m/s,則取u0'=0.07m/s,h0=ls2lwu0'=0.

39、001230.56×0.10=0.0313m>(0.020.025)m所以降液管底隙高度設計合理，選用凹形受液盤（對于直徑在800mm以上的大盤，一般多采用凹形受液盤）。又因為凹形受液盤深度一般在50mm以上， 有側(cè)線出料時宜取深些，故在這里取深度h=80mm。設置入口堰既要多占用一定的塔板面積，還易使沉淀物在此淤積而造成堵塞，因此不設入口堰。5.2.2. 塔板設計5.2.2.1. 塔板分塊塔板有整塊式和分塊式兩種，直徑在800mm一下的小塔多采用整塊式塔板，直徑在900mm以上的多采用分塊式塔板。d=800mm，塔徑采用整塊式或分塊式皆可，在此我們選取整塊式。5.2.2.2.

40、 邊緣區(qū)寬度確定取ws=60mm=0.06m；取wc=40mm=0.04m。5.2.2.3. 浮閥數(shù)目與開孔率浮閥的形式有很多種，在這里使用f1型重閥，直徑均為39mm。對f1型浮閥，當板上所有浮閥剛剛?cè)_時，f0c的大小在912之間。在設計時，取f0c=11u0c=f0cv=112.07=7.646 u0=u0c浮閥數(shù)n=vs4d02u0=0.3903.144×0.0392×7.646=435.2.2.4. 閥孔的排列鼓泡區(qū)面積aa計算：在確定了弓形寬度wd，安定區(qū)的寬度ws和邊緣區(qū)的寬度wc之后，應按下式計算鼓泡區(qū)面積：aa=2xr2-x2+r2180arcsinxr式

41、中 aa為鼓泡區(qū)面積，m2;x=d2-wd+ws,m; r=d2-wc,m; arcsinxr為以弧度表示的反三角函數(shù)。 計算：x=d2-wd+ws=0.40-0.128+0.06=0.212mr=d2-wc=0.40-0.04=0.36maa=2xr2-x2+r2180arcsinxr=2×(0.212×0.362-0.2122+3.14×0.362180arcsin0.2120.36=0.2866m2計算：t=d00.907aaa0=0.0390.907×0.28660.3907.646=0.088m取整得t=0.09m.根據(jù)已確定的孔徑作圖，圖5.

42、3 邊緣區(qū)擋板設置圖在鼓泡區(qū)內(nèi)實際布置得出的確定的閥孔總數(shù)n=63，由式n=vs4d02u0得：u0=vs4d02n=0.5293.144×0.0392×37=8.319m/s則f0= u0v=7.033×2.01=12（912）開孔率=a0at=n（d0d)2=37×(0.0390.8)2=8.79%因此作圖得到的閥孔數(shù)能滿足要求。5.3. 塔板的流體力學性能的驗算5.3.1. 精餾段5.3.1.1. 塔板壓降核算氣體通過浮閥塔頂?shù)撵o壓頭降hf=hc+hl+h其中hf為氣體通過一層浮閥塔板的靜壓頭降，m；hc為干板靜壓頭降，即氣體客克服干板阻力所產(chǎn)生的

43、靜壓頭降，m； hl為氣體克服板上液層的靜壓強所產(chǎn)生的靜壓頭降，m； h為氣體克服液體表面張力所產(chǎn)生的靜壓頭降，m. （1）干板靜壓頭降hc浮閥塔板在浮閥全開前與全開后，靜壓頭降有不同的大小，對f1型重閥可按下式計算：全開前：hc=19.9u00.175l全開后：hc=5.34u0c22gvl式中 hc為干板靜壓頭降,mu0為閥孔氣速，m/s l為液體密度,kg/m3 v為氣體密度，kg/m3 計算臨界閥孔u0c，可將兩式聯(lián)立計算，即：19.9×u00.175l=5.34×u0c22gvl將g=9.81m/s2代入，解之得u0c=1.82573.1v=7.165 m/s&g

44、t;7.033m/s（u0）所以hc=19.9u00.175l=0.0350m液柱(2)板上液層阻力hl氣體通過板上液層所引起的靜壓頭降稱為板上靜壓頭降，它受堰高、氣速、液流強度、氣泡狀況等各種因素影響，一般用下述經(jīng)驗公式計算，即hl=0hl式中hl為板上液層高度，m；0為反映板上液層充氣程度的因數(shù)，無因次。液體為水時，0=0.5；為油時，0=0.20.35；為碳氫化合物時，0=0.40.5。計算：此處0取0.5，hl=0.05mhl=0.5×0.05=0.025m液柱（3）液體表面張力所造成的靜壓頭降h一般很小，計算時可忽略。所以hf=0.0350+0.025=0.060m液柱5.

45、3.1.2. 液泛降液管內(nèi)的液面隨氣、液流量的增大而升高，嚴重時可將泡沫層升舉到降液管的頂部甚至液面超過上一層塔板的堰頂，產(chǎn)生液體倒流，使板上液體無法順利流下而造成液泛，破壞了全塔的正常操作。液泛是氣、液兩相做逆向流動時的操作極限，在操作時應避免。為此，降液管內(nèi)的液面應維持一定的高度，以避免液泛，保證液體能由上層塔板穩(wěn)定的流入下層塔板。降液管內(nèi)液面高度可用下式計算，即hd=hf+hw+hd+h+h0w式中hd為降液管內(nèi)液面高度，m;hf為氣體通過一層浮閥塔板的靜壓頭降，m； hw為溢流堰的高度，m; hd為液體流過降液管的靜壓頭降，m； h為板上液體落差，m； h0w為堰上液流高度，m。 對浮

46、閥塔，一般塔板上液面落差h很小，可忽略；液體流過降液管的靜壓頭降hd主要是由降液管底隙處的局部阻力造成，可按下式經(jīng)驗公式計算：塔板上不設入口堰時，hd=0.153（lslwh0）2=0.153（u0')2塔板上設入口堰時，hd=0.2（lslwh0）2=0.2（u0')2式中l(wèi)s為液體流量，m3/s ;lw為堰長，即降液管底隙長度，m； h0為降液管底隙高度，m； u0'為液體通過降液管底隙時的流速，m/s. 計算：hd=0.153（lslwh0）2=0.153（u0')2=0.153×（0.008150.54×0.0207）2=0.0008

47、13m；h0w=0.0086m；hf=0.060m；hw=0.0414m；h忽略不計；所以hd=hf+hw+hd+h+h0w=0.060+0.0414+0.00813+0.0086=0.1108m此處算出的應是降液管內(nèi)當量清液層高度hd，是清液層高度與液面上泡沫層阻力相當?shù)囊簩痈叨戎蟆Ｋ越狄汗軆?nèi)流體和泡沫的實際高度應大于hd值。為了防止液泛，這一總高度不能超過上層塔板的出口堰，為此，應使hd（ht+hw)式中ht為板間距，m；hw為溢流堰高度，m； 為考慮降液管內(nèi)液體充氣及操作安全兩種因素而設置的校正系數(shù)。對易起泡的物系，取為0.30.4；對不易起泡的物系取為0.60.7;對一般物系取為0

48、.5。在此，=0.5，ht=0.4，hw=0.0414ht+hw=0.5×0.4+0.0414=0.2207>hd故本設計中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。5.3.1.3. 霧沫夾帶霧沫夾帶是指下層塔板上產(chǎn)生的霧滴被上升氣流帶到上層塔板的現(xiàn)象。霧沫夾帶會導致塔板效率下降。一般霧沫夾帶量lv<0.1kg液/kg干氣體。泛點率（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，作為估計霧沫夾帶量的指標）按下式計算：f1=vsvl-v+1.36lszlkgfaa×100%f1為泛點率，% vs、ls分別為塔內(nèi)氣、液流量，m3/s ;v、l分別為塔內(nèi)氣、液密度，kg/m3;zl

49、為板上液體流程長度，m；對單溢流型塔板，zl=d-2wd ，其中d為塔徑，wd為弓形降液管寬度；aa為板上液流面積，m2；對單溢流塔板，aa=at-2af ，其中at為塔截面積，af為弓形降液管截面積；gf為泛點負荷因數(shù)，可根據(jù)泛點負荷因數(shù)圖查出；k為物性參數(shù)。圖5.4 泛點負荷因數(shù)查圖5.4可得gf=0.11;查表可知k =1;zl=d-2wd=0.8-2×0.128=0.544maa=at-2af=0.64-2×0.06=0.52m2f1=vsvl-v+1.36lszlkgfaa×100%=0.529×2.01800.9-2.01+1.36×

50、;0.000815×0.5441×0.11×0.52=47.4%<80%故本設計合理。5.3.1.4. 漏液當氣體通過篩孔的流速較小，氣體的動能不足以阻止液體向下流動時，便會發(fā)生漏液現(xiàn)象。根據(jù)經(jīng)驗，當漏液量小于塔內(nèi)液流量的10%時對塔板效率影響不大。對f1型重型浮閥塔板，當閥孔動能因數(shù)f0為56時，漏液量接近10%。此時，f0=10>5，所以不會發(fā)生液泛。5.3.2. 提餾段5.3.2.1. 塔板壓降核算（1）干板靜壓頭降hcu0c=1.82573.12.07=7.05 m/s<8.319m/s（u0）所以hc=5.34u0c22gvl=0.0310m液柱(2)板上液層阻力hlhl=0.5×0.05=0.025m液柱（3）液體表面張力所造成的靜壓頭降h一般很小，計算時可忽略。所以hf=0.0310+0.025=0.056m液柱5.3.2.2. 液泛 計算：hd=0.153（lslwh0）2=0.153（u0')2=0.153×（0.001230.54×0.0313）2=0.00081m；h0w=0.0113m；h