乙醇-水精餾塔設(shè)計(jì)

1、符號(hào)說(shuō)明：英文字母Aa 塔板的開(kāi)孔區(qū)面積，m2Af 降液管的截面積, m2AT塔的截面積mC負(fù)荷因子 無(wú)因次C20表面張力為20mN/m 的負(fù)荷因子do閥孔直徑D塔徑ev-液沫夾帶量 kg液/kg氣ET 總板效率R回流比Rmin 最小回流比M平均摩爾質(zhì)量kg/kmolt m平均溫度g重力加速度9.81m/s 2F 閥孔氣相動(dòng)能因子kg1/2/2)hl進(jìn)口堰與降液管間的水平距離mhc與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萴hf塔板上鼓層高度mhL板上清液層高度mh1與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨萴ho降液管底隙高度mhow-堰上液層高度mhW 溢流堰高度mhP與克服表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨萴H浮閥塔高度mH

2、B塔底空間高度mHd降液管內(nèi)清液層高度mHD 塔頂空間高度mHF 進(jìn)料板處塔板間距mHT 人孔處塔板間距mHT塔板間距mlW堰長(zhǎng) mLs 液體體積流量m3/sN閥孔數(shù)目P操作壓力 KPa P-壓力降KPa Pp-氣體通過(guò)每層篩的壓降KPaNT 理論板層數(shù)u空塔氣速m/sVs 氣體體積流量m3/sWc邊緣無(wú)效區(qū)寬度mWd弓形降液管寬度mWs 破沫區(qū)寬度m希臘字母0 -液體在降液管內(nèi)停留的時(shí)間 su粘度p 傷度 kg/m 3(T -表面張力N/m()-開(kāi)孔率無(wú)因次X質(zhì)量分率無(wú)因次下標(biāo)Max 最大的Min 最小的L 液相的V 氣相的m精餾段n提餾段D塔頂F進(jìn)料板W塔釜一、概述乙醇水是工業(yè)上最常見(jiàn)的溶

3、劑，也是非常重要的化工原料之一，是無(wú)色、無(wú)毒、無(wú) 致癌性、污染性和腐蝕性小的液體混合物。因其良好的理化性能，而被廣泛地應(yīng)用于化工、 日化、醫(yī)藥等行業(yè)。近些年來(lái)，由于燃料價(jià)格的上漲，乙醇燃料越來(lái)越有取代傳統(tǒng)燃料的趨 勢(shì)，且已在鄭州、濟(jì)南等地的公交、出租車(chē)行業(yè)內(nèi)被采用。山東業(yè)已推出了推廣燃料乙醇的法規(guī)。長(zhǎng)期以來(lái)，乙醇多以蒸儲(chǔ)法生產(chǎn)，但是由于乙醇水體系有共沸現(xiàn)象，普通的精儲(chǔ)對(duì)于得到高純度的乙醇來(lái)說(shuō)產(chǎn)量不好。但是由于常用的多為其水溶液，因此，研究和改進(jìn)乙醇、水體系的精儲(chǔ)設(shè)備是非常重要的。塔設(shè)備是最常采用的精儲(chǔ)裝置，無(wú)論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過(guò)程中得到了廣泛的 應(yīng)用，在此我們作板式塔的設(shè)計(jì)以熟悉

4、單元操作設(shè)備的設(shè)計(jì)流程和應(yīng)注意的事項(xiàng)是非常必要 的。設(shè)計(jì)依據(jù)本設(shè)計(jì)依據(jù)于教科書(shū)理論及查閱教參文獻(xiàn)為設(shè)計(jì)實(shí)例，對(duì)所提出的題目進(jìn)行分析并做 出理論計(jì)算。技術(shù)來(lái)源目前，精儲(chǔ)塔的設(shè)計(jì)方法以嚴(yán)格計(jì)算為主，也有一些簡(jiǎn)化的模型，但是嚴(yán)格計(jì)算法對(duì) 于連續(xù)精儲(chǔ)塔是最常采用的，我們此次所做的計(jì)算也采用嚴(yán)格計(jì)算法。設(shè)計(jì)任務(wù)及要求原 料：乙醇一水溶液年產(chǎn)量50000噸乙醇含量：42% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)）料液初溫：45 C設(shè)計(jì)要求：塔頂乙醇含量為90% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)）塔釜乙醇含量不大于% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)）物性附表：表一：乙醇一水汽液平衡數(shù)據(jù)摩爾分?jǐn)?shù)x摩爾分?jǐn)?shù)yT/C摩爾分?jǐn)?shù)x摩爾分?jǐn)?shù)yT/C100表二：塔板間距與塔徑的關(guān)系塔徑D/

5、m板間距Ht200300250350300450350600400600方案選擇塔型選擇：根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日300天，每天開(kāi)動(dòng)設(shè)備 24小時(shí)計(jì)算，產(chǎn)品流量為6944kg/h,由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價(jià)，降低生產(chǎn)過(guò)程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用浮閥塔。操作壓力：由于乙醇水體系對(duì)溫度的依賴性不強(qiáng)，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費(fèi)用，操作壓力選為常壓其中 塔頂壓強(qiáng)為：0kPa （表壓）飽和蒸汽壓力：（表壓）進(jìn)料狀態(tài)：雖然進(jìn)料方式有多種，但是飽和液體進(jìn)料時(shí)進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序 波動(dòng)的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進(jìn)料時(shí)精儲(chǔ)段和提儲(chǔ)段的塔徑

6、相同， 無(wú)論是設(shè)計(jì)計(jì)算還是實(shí)際加工制造這樣的精微塔都比較容易，為此，本次設(shè)計(jì)中采取飽和液體進(jìn)料 加熱方式：精微塔的設(shè)計(jì)中多在塔底加一個(gè)再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱 量供應(yīng)；由于乙醇水體系中，乙醇是輕組分，水由塔底排出，且水的比熱較大，故可采用 直接水蒸氣加熱，這時(shí)只需在塔底安裝一個(gè)鼓泡管，于是可省去一個(gè)再沸器， 并且可以利用壓力較低的蒸汽進(jìn)行加熱，無(wú)論是設(shè)備費(fèi)用還是操作費(fèi)用都可以降低。廠址廠址位于寧夏地區(qū)寧夏地區(qū)大氣壓為：二、工藝計(jì)算由于精微過(guò)程的計(jì)算均以摩爾分?jǐn)?shù)為準(zhǔn)，需先把設(shè)計(jì)要求中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分 數(shù) 原料液的摩爾組成：nCH3CH 20HmCH3CH 20HmCH

7、3CH2OH1 mcH 3CH 2OH42 .4258、Xf 3 3/(3 3) /( 一)0.2207F nCH 3cH20H nH2OMcH 3cH20HMcH 3cH 20HM H2O464618同理可得：Xd=Xw=原料液的平均摩爾質(zhì)量：MfXf McH3cH20H(1 X F )M H 200.2207 46 (1 0.2207) 18 24.18kg/kmol同理可得：MD=39.81kg/KmolMW=18.04kg/Kmol-、. _3 .345c下，原料液中：h2o 971Kg/m, CH3cH20H 735Kg /m由此可查得塔頂、塔底混合物的沸點(diǎn)，詳見(jiàn)表三 表三：原料液、

8、儲(chǔ)出液與釜液的流量與溫度名稱料液（Xf）儲(chǔ)出液（Xd）釜液（Xw）X/%4290X （摩爾分?jǐn)?shù)）摩爾( Kg/Kmol)沸點(diǎn)溫度t/ c相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算及操作回流比的確定2.1.1相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算y(x 1)x(y 1)x由相平衡方程式y(tǒng) 可得1 （1）x根據(jù)乙醇一水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得（表一）y1xD0.7788, x10.7427（塔頂?shù)谝粔K板）Vf0.5376, Xf 0.2207xw0.0016, yw 0.0143（塔釜）因此可以求得：1=1.219, f 4.105, w =9.053全塔的相對(duì)平均揮發(fā)度：m 1 F W ,1.219 4.105 9.0533.562.2.2最

9、小回流比及操作回流比的確定當(dāng)進(jìn)料為飽和液體時(shí)：Rmin1 Xdm 1 XFm(1 XD)1 0.7788 3.56 (1 0.7788) 071 yF 3.56 1 0.22071 0.5376Ropt(1.2 2)Rmin,則 Ropt0.24 1.4取 R 1.1塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜?dú)堃毫考凹訜嵴羝康挠?jì)算2.3.1以年工作日為300天，每天開(kāi)車(chē)24h計(jì)算，進(jìn)料量350000 10300 24 24.18287.2kmol / h由全塔的物料衡算方程可寫(xiě)出：V0FDW,y0 0Vy0 Fxf Dxd WxwWL,LqF RDqF,q 1（泡點(diǎn)）則可得：D 80.6kmol/h,W 375.9k

10、mol /h,V0 169.3kmol/h2.3.2全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量塔頂全凝器的 熱負(fù)荷：由汽液平衡數(shù) 據(jù)查得組成xk的乙醇一水溶液泡點(diǎn)溫度為 82.97 C,在平均溫度（+45） /2=64C下，由附錄 查得乙醇與水的相關(guān)物性如下：乙醇的汽化潛熱：rA=1000kJ/kg水的汽化潛熱：rB=2499kJ/kg則可得平均汽化潛熱：r CaXa PbXb 1000 0.2207 2499 (1 0.2207) 2168kJ / kg精微段：V=（R+1）D則塔頂蒸汽全部冷凝為泡點(diǎn)液體時(shí)，冷凝液的熱負(fù)荷為QC Vr （R 1）Dr （1.1 1） 80.6 39.81 2168 1.4608

11、 1 07kJ / h取水為冷凝介質(zhì)，其進(jìn)出冷凝器的溫度分別為20 c和30 c則平均溫度下的比熱C 4.182kJ / kg c ,于是冷凝水用量可求得:QcC(t2 tl)1.4608 1074.182 (30 20)349306kg/h2.3.3 熱能利用以釜?dú)堃簩?duì)預(yù)熱原料，則將原料加熱至泡點(diǎn)所需的熱量QF可記為:_ 8297 45 Qf WfCf&2 tFi),其中tFm - 63.98C ,在進(jìn)出預(yù)熱器的平均溫度以及tFm 63.98C 的情況下可以查得比熱 C 4.188kJ/kg C ,所以：3-50000 106QF 4.188 (82.97 45) 1.104 10 kJ/h

12、300 24釜?dú)堃悍懦龅臒崃浚篞W WWC (tW1 tW2)99 62 55那么平均溫度tWm77.3C2查其比熱為CW 4.19kJ/kg C ,因此Qw 422.54 18.04 4.19 (99.62 55) 1.425 106kJ/h可知，Qw Qf ,于是理論上可以用釜?dú)堃杭訜嵩弦褐僚蔹c(diǎn)理論塔板層數(shù)的確定由上述計(jì)算可知 xF0.2207, xD 0.7788, xW0.0016; R 1.1,q 1.按平衡數(shù)據(jù)可得平衡曲線如圖所示，在對(duì)角線上找到a點(diǎn)，該點(diǎn)橫坐標(biāo)為xD 0.7788 o由精微段操作曲線截距 工 叨電 0.371,找出b點(diǎn)，連接ab即為精微段操作曲線；R 11.1

13、1以對(duì)角線上f點(diǎn)(xF0.2207)為起點(diǎn)，因?yàn)閝=1,所以作xF 0.2207與ab的交點(diǎn)為d,由xw 0.0016在對(duì)角線上確定點(diǎn) c,連接c、d兩點(diǎn)可得提儲(chǔ)段操作線，從a點(diǎn)起在平衡線與操作線之間作階梯，求出總理論板數(shù)，由圖可知所需總理論板數(shù)為19塊，第15塊板加料，精儲(chǔ)段需板 14塊板，提儲(chǔ)段需5塊板。全塔效率的估算用奧康奈爾法(Oconenell)對(duì)全塔效率進(jìn)行估算：. 1.219 4.105 9.053 3.56全塔的平均溫度:33tmtD t FtW78.43 82.97 99.62 87c在溫度tm下查得H2O 0.326mPaS,乙醇=0.388mWS因?yàn)長(zhǎng)xi Li ,所以可

14、得:LF0.2207 0.388 (1 0.2207) 0.326 0.339mPaS全塔液體的平均粘度：Lm ( LFLD LW)/3 (0.339 0.388 0.326)/3 0.351全塔效率 ET 0.49( L) 0.245 0.49 (3.56 0.351) 0.245 46.4%實(shí)際塔板數(shù)NpNp %941塊(含塔釜)ET0.464其中，精微段的塔板數(shù)為：14/0.464 32三、精儲(chǔ)段的工藝條件操作壓力塔頂操作壓力PD 嗦 101.325kPa每層塔板壓降 P 0.7kPa塔釜操作壓降PW PD 0.7 41 101.325 0.7 41 130.025kPa進(jìn)料板壓降PFP

15、D 0.7 32 101.325 0.7 32 123.725kPa精微段平均壓降Pm (Pd PF)/2 (101.325 123.725)/2 112.525kPa提福段平均壓降Pn (PF PW)/2 (123.725 130.025)/2 126.875kPa操作溫度由乙醇-水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以得到:塔頂溫度tD78.43C進(jìn)料板溫度tF 82.97C塔釜溫度tW99.62C精微段平均溫度tm (78.43 82.97)/2 80.7 C提儲(chǔ)段平均溫度 tn (82.97 99.62)/2 91.29C平均摩爾質(zhì)量及平均密度3.3.1 平均摩爾質(zhì)量精福段整理精儲(chǔ)段的已知數(shù)據(jù)列于下表，

16、由表可得:ag進(jìn)料板塔頂（A塊板）質(zhì)量分?jǐn)?shù)xF0.42Vf 0.748y, Xd 0.9X 0.881摩爾分?jǐn)?shù)xF 0.2207yF0.5376y1 Xd 0.7788x1 0.7427摩爾質(zhì)重（kg/kmol ）MLf 24.18MvF33.05Mld 39.81Mvd 38.79液相平均摩爾質(zhì)量：MLm24.18 39.8131.99kg/kmol2氣相平均摩爾質(zhì)量Mvm33.05 38.7935.92 kg/kmol同理可得：2提福段ag進(jìn)料板塔釜質(zhì)量分?jǐn)?shù)xF0.42yF 0.748血 0.004yw 0.0357摩爾分?jǐn)?shù)xF 0.2207yF0.5376xw 0.0016yw 0.01

17、43摩爾質(zhì)重（kg/kmol ）MLf 24.18MvF33.05MLW 18.04Mvw 18.4液相平均摩爾質(zhì)量：MLn 18.04 24.18 21.11kg/kmol218.4 33.05氣相平均摩爾質(zhì)量：Mvn 25.73kg/kmol23.3.2 平均密度精福段（1）在平均溫度下查得：水=971.3kg/m3,乙醇 734kg/ m3液相平均密度為:1 xLm1 xLmLm 乙醇水0.42 0.881其中，平均質(zhì)重分?jǐn)?shù) xLm =0.6512所以，Lm 802kg/m3(2)氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即PmMVm112.525 35.92Vm 二Rtm8.314 (80.

18、7 273.15)同理可得提福段3Ln 901kg / mRMvn 126.875 25.73VnRTn8.314 (91.29 273.15)3.3.3 液體平均表面張力的計(jì)算 (1)塔頂液相平均表面張力的計(jì)算當(dāng)乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 90%時(shí),25c 22.3 10 3 N / m ,且乙醇的臨界溫片液體的臨界溫度為：31.37kg /m1.08kg/m3查得圖乙醇-水混合液的表面張力(25C)可得為 243 C,水的臨界溫度為374.2 C,則混合TmCDXi% 0.7788 243 0.2212 374.2 271.8 C將混合液體的臨界溫度代入可得tD , TmCD Td 1.2,278.

19、1 78.43、1.2()()0.7523N / m25 cTmCD T25 c278.1 25解得：tD 0.1678N /m(2)進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算當(dāng)乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 42%時(shí)，查得圖乙醇-水混合液的表面張力(25C)可得 325c 26.5 10 N / m ,且乙醇的臨界溫度為243 C,水的臨界溫度為374.2 C ,則混合液體的臨界溫度為：TmCFxiTiC0.2207 243 0.7793 374.2 345.2 C將混合液體的臨界溫度代入可得工 (mCF-)1.2(345.2 82.97)1.20.7869N/m25 cTmCF T25 c345.2 25解得：tF

20、0.2085N /m(3)塔釜液相平均表面張力的計(jì)算當(dāng)乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 時(shí)，查得圖乙醇-水混合液的表面張力(25 C)可得 325c 61.3 10 N / m ,且乙醇的臨界溫度為243C,水的臨界溫度為374.2C,則混合液體的臨界溫度為:TmCWxiTiC0.0016 243 0.9984 374.2 373.9C將混合液體的臨界溫度代入可得tWTmCW TW 1.2393.9 99.62 1.2()()0.7625N / m25 cTmCW T25 c393.9 25解得：tW 0.4674N/m所以，精微段液相平均表面張力:提儲(chǔ)段液相平均表面張力:Lm (0.1678 0.2085)

21、/2 18.82 10 3N/mLn (0.2085 0.4674) / 2 33.79 10 3N/m四、塔體工藝尺寸計(jì)算塔徑的計(jì)算4.1.1精微段、提儲(chǔ)段的氣液相負(fù)荷 精微段的汽液相負(fù)荷：L RD 1.1 80.6 88.66kmol/hLmLM LmLm88.66 31.998023.54m3/h 0.00098m3/sV (R 1)D (1.1 1) 80.6VmVMVmLn169.26 35.921.37169.26kmol/h4438m3/h 1.233m3/s2提儲(chǔ)段的汽液相負(fù)荷:L L qF RD F 1.1 80.6 287.2 375.86kmol/hLnLMLnLn375

22、.86 21.119018.81m3/h0.00245m3 / sV V (1 q)F V 169.26kmol/h,q 1VMVnVn169.26 25.731.084032m3/h1.120m3/s塔徑計(jì)算(1)由于精儲(chǔ)段和提儲(chǔ)段的上升蒸汽量相差不大，為便于制造，取兩段的塔徑相等，根據(jù)以上計(jì)算結(jié)果可得：汽塔的平均蒸汽流量:汽塔的平均液相流量:汽塔的氣相平均密度:汽塔的液相平均密度:VsLsVLVm Vn2LmL21.233 1.12021.176m3/s0.00098 0.0024520.0017m3/sVmVn2LmLn21.37 1.082802 9011.23kg / m3851kg

23、 /m3（2）由上可知功能參數(shù):0.0017()1.1768511.230.038查史密斯關(guān)聯(lián)圖得：C20 0.073，則可得:一 一0218.82 02C C20().0.073() .0.0720.02200.072851 1.231.231.89m/ smax4 1.1761.323m/s3.14 1.323根據(jù)他鏡系列尺寸圓整為D1.064m1200mm由此可由塔板間距與塔徑的關(guān)系表選擇塔板間距HT 0.45m4Vm 4 1.2331.091m/s此時(shí)，精微段的上升蒸汽速度為:m D23.14 1.22提福段的上升蒸汽速度：4VnD24 1.1203.14 1.220.991m/s塔高

24、的計(jì)算精儲(chǔ)塔的塔體總高度（不包括裙座和封頭）由下式?jīng)Q定:H Hd （NP 2 S）HT SHT HF HB式中：Hd 0.8（塔頂空間，m）HB 2（塔底空間，m）HT 0.45（塔板間距，m）HT 0.6（開(kāi)有人孔的塔板間距，m）HF 0.6（進(jìn)料板高度，m）NP 41（實(shí)際塔板數(shù)，m）S 3（人孔數(shù)目/不告擴(kuò)塔頂空間和塔底空間的人孔，m）所以，H 0.8 （41 2 3） 0.45 3 0.6 0.6 2 21.4m塔板工藝尺寸的計(jì)算4.2.1 溢流裝置計(jì)算因本設(shè)計(jì)塔徑 D=1200mm,則可選用單溢流型分塊式塔板，各項(xiàng)計(jì)算如下:（1）堰長(zhǎng)lw取lw0.66D 0.66 1.2 0.792

25、m(2)溢流堰高度有hw 兒 how ,選用平直堰。堰上層流高度how由下式計(jì)算可得:how2.84 Ls 2/3E(一)1000lw2.84 ,0.0017 3600、2/31 ()10000.7920.011m取板上液層高度h_ 0.06m,則hw hL how 0.06 0.011 0.049m(3)弓形降液管寬度 wd和截面積Af,由反D0.66查弓形降液管的寬度與面積關(guān)系圖可得： A 0.0722,Wd- 0.124,其中 AtD_ 23.1422A -D1.21.13m則可得：44_2A 0.0722/ 0.0722 1.13 0.0816m2Wd 0.124D 0.124 1.2

26、 0.1488m驗(yàn)算：液體在精儲(chǔ)段降液管內(nèi)的停留時(shí)間:AfHTLm0.0816 0.450.0009837.5s 5s液體在提儲(chǔ)段降液管內(nèi)的停留時(shí)間:由此可知降液管設(shè)計(jì)合理。AH0.0816 0.450.0024515s 5s(4)降液管底隙高度hohoLS,lw o取 o 0.08m/s,則:hoLS lw o0.00170.792 0.080.027mhw ho 0.049 0.027 0.022m 0.006m由此可知降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。4.2.2塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 本實(shí)驗(yàn)采用F1重閥，重量為 33g,孔徑為39mm。(1)浮閥數(shù)目取閥動(dòng)能因數(shù)F 11 ,則由式o, 可得氣體通

27、過(guò)閥孔時(shí)的速度Fo11 9.92m/ s1.23因此浮閥數(shù)目N4Vsdn3.144 1.1760.0392 9.92100個(gè)取邊緣區(qū)寬度WC0.06m,破沫區(qū)寬度0.07m o(2)排列由上述可得:1.20.040.54m(Wd Ws)2x. R2 x2則：A 20.38120.542 0.381221.2(0.1488 0.07) 0.3812m商 R2sin 1(r)21-0.542sin 1( 180o0.38120.56)0.74m2浮閥排列方式采用等腰三角形，取同一橫排的孔心距 算排間距，即：t 75mm 0.075m ,則可按下式估tAa0.740.0987m 98.7mmNt 1

28、00 0.075考慮到塔徑的直徑較大且各分塊的支承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99mm ,而應(yīng)該小于此值，故選取 t 70mm0.07m按t 75mm, t 70mm以等腰三角形叉排法方式作圖(見(jiàn)附圖)116個(gè)，其中，通道板上可排閥孔44個(gè)，弓形板可排閥孔 校核：14個(gè)。氣體通過(guò)閥孔時(shí)的實(shí)際速度:4Vs d2N4 1.1763.14 0.0392 1168.49m/ s實(shí)際動(dòng)能因數(shù)： F 8.491.239.42(在 912 之間)閥孔面積sc” 開(kāi)孔率：鵬撲一旬 100% 塔截面積d；N sc。/ 3.14 0.0392 116_ on/100% 12.3%4At4 1

29、.13開(kāi)孔率在10%14%之間，滿足要求。 五、流體力學(xué)驗(yàn)算氣體通過(guò)浮閥塔版的壓降hphch1h5.1.1 干板阻力浮閥由部分全開(kāi)轉(zhuǎn)為全部全開(kāi)時(shí)的臨界速度為:oc(73.1)1/1.82573.11.231/1.825)9.38m/s因。oc,則有:hc0.17519.9-L19.9 金8510.034m5.1.2 板上充氣液層阻力取板上液層充氣程度因數(shù)0.5,那么:%hL 0.5 0.06 0.03m5.1.3 克服表面張力所造成的阻力因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其張力引起的阻力很小，可忽略不計(jì)，因此，氣體流經(jīng)一層 浮閥塔版的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋篽PhC % 0.034 0.03 0.064m單

30、板壓降PP hP Lg 0.064 851 9.81 534.3Pa淹塔為例防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度Hd (Ht hW), Hd可用下式計(jì)算，即：H d hP hL hd(1) 與氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮P 0.064m(2) 液體通過(guò)降液管的壓頭損失hd ,因不設(shè)置進(jìn)口堰，所以可按下式計(jì)算：hd 0.153()2 0.153 (0.0017)2 0.000967mlWho0.792 0.027(3) 板上液層高度h1B hL 0.06m,則有：Hd hP hL hd 0.064 0.000967 0.06 0.125m取校正系數(shù)0.5, Ht 0.45,hW

31、0.049，則可得：(Ht hW) 0.5 (0.45 0.049) 0.249m可見(jiàn)H d (Ht hW),符合防止淹塔的要求。霧沫夾帶Ls(m3/s)3Vs(m /s)霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)Ls值，按上式算出相應(yīng)的 Vs值列于表中:霧沫夾帶線數(shù)據(jù)液泛線液泛線方程最終簡(jiǎn)化為：aVs bVs泛點(diǎn)率F1一 V1.36LSZLl VKCpAb100%板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度ZlD 2wd 1.2 2 0.1488 0.9024m板上液流面積2Ab AT 2Af 1.13 2 0.0816 0.9668m2 ,水和乙醇可按正常系統(tǒng)按物性系數(shù)表查得K=,又由泛點(diǎn)負(fù)荷圖查得負(fù)荷系數(shù)CF 0.1

32、18，則可得:F11231.176.1.36 0.00170.902485113 100%41.1%1.0 0.1180.9668因F1 41.1% 80% ,所以霧沫夾帶在允許范圍內(nèi)。六、塔板負(fù)荷性能圖霧沫夾帶線取泛點(diǎn)率為80%代入泛點(diǎn)率計(jì)算式F1Vs1.36LsZlKCfAo有:Vs0.8 一1.23851 1.231.36 0.9024 LsS1 0.118 0.9668整理可得：VS 2.4026 32.3LScLS dLS/3其中:1.911051.91 lN51.23 八 _102 0.0276851 100Ht1)hW0.50.45 (0.5 1 1.5) 0.06 0.1650

33、.1532 2lwh。334.60.1532_ 20.7920.02711d (1)E(0.667)區(qū) (1 0.5) 1 0.667 -2/31.169lW0.792所以，此方程為：VS2 5.89 12123.2LS 42.36L2/3在操作范圍內(nèi)彳E取若干個(gè) LS值，依上式算出相應(yīng)的 VS值列于表中。液泛線數(shù)據(jù)LS(m3/s)VS(m3/s)液相負(fù)荷上限線LSmaxAH5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則:0.0816 0.4520.00734m /s漏液線對(duì)于F1型重閥,依Fooj V 5計(jì)算,則有:VSmind2N 40.0392 100 40.538m2 / s1.23液相負(fù)荷

34、下限線取堰上液層高度hW 0.006m 作液相負(fù)荷下限條件，依照：皂410003600LlWSmin 2/30.006計(jì)算可得:LSmin(0.006 10003/2 lW0.006 10002.84 136002.84 1)3/2靄 0.000676m3/s操作線性能負(fù)荷圖由以上各線的方程式，可畫(huà)出塔的操作性能負(fù)荷圖，見(jiàn)附圖。根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的汽液負(fù)荷，可知操作點(diǎn)P (,)在正常的操作范圍內(nèi)，連接 OP作出操作線，由圖可知，該塔的霧沫夾帶及液相負(fù)荷下限，即由漏液所控制，由圖可得：VSmax2.18m3/s,VSmin0.49m3/s所以，塔的操作彈性為：2.18/0.49 4.45有關(guān)該浮閥塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總于表X表X浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目數(shù)值及說(shuō)明備注塔徑D,m板間距HT ,m塔板型式空塔氣速 ，m/s溢流堰長(zhǎng)度lW,m溢流堰高度hW,m板上液層高度hL ,m降液管底隙高度ho,m浮閥數(shù)N ,個(gè)閥孔氣速 o, m / s閥孔動(dòng)能因數(shù)F臨界閥孔氣速 0c,m/s o