乙醇水溶液篩板精餾塔設(shè)計(jì)

1、?化工原理課程設(shè)計(jì)化工原理課程設(shè)計(jì)?報(bào)告報(bào)告 7056070560 噸噸/ /年乙醇年乙醇水水精餾裝置設(shè)計(jì)精餾裝置設(shè)計(jì)年級(jí)年級(jí)專業(yè)專業(yè)設(shè)計(jì)者姓名設(shè)計(jì)者姓名設(shè)計(jì)單位設(shè)計(jì)單位完成日期完成日期年年 月月 日日目目 錄錄一、概述一、概述 .51.1 設(shè)計(jì)依據(jù)設(shè)計(jì)依據(jù) .51.2 技術(shù)來源技術(shù)來源 .51.3 設(shè)計(jì)任務(wù)及要求設(shè)計(jì)任務(wù)及要求 .5二：計(jì)算過程二：計(jì)算過程 .61. 塔型選擇塔型選擇 .62. 操作條件確實(shí)定操作條件確實(shí)定 .62.1 操作壓力.72.2 進(jìn)料狀態(tài).72.3 加熱方式.72.4 熱能利用.73. 有關(guān)的工藝計(jì)算有關(guān)的工藝計(jì)算 .73.1 最小回流比及操作回流比確實(shí)定.93.2

2、 塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜?dú)堃毫考凹訜嵴羝康挠?jì)算.93.3 全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量.103.4 熱能利用.103.5 理論塔板層數(shù)確實(shí)定.113.6 全塔效率的估算.123.7 實(shí)際塔板數(shù).134. 精餾塔主題尺寸的計(jì)算精餾塔主題尺寸的計(jì)算 .134.1 精餾段與提餾段的體積流量.134.1.1 精餾段.144.1.2 提餾段.154.2 塔徑的計(jì)算.16精餾段塔徑的計(jì)算.164.2.2 精餾塔高的計(jì)算.195. 塔板結(jié)構(gòu)尺寸確實(shí)定塔板結(jié)構(gòu)尺寸確實(shí)定 .195.1 塔板尺寸.19精餾段塔板尺寸.195.1.2 提餾段塔板尺寸.20塔板布置.226篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 .23先對(duì)精餾段

3、進(jìn)行計(jì)算.236.1.1.塔板壓降.23.2液面落差.24液沫夾帶.24漏液驗(yàn)算.246.1.5 液泛驗(yàn)算.25對(duì)提餾段進(jìn)行計(jì)算.256.2.1.塔板壓降.25液面落差.26液沫夾帶.26漏液驗(yàn)算.276.2.5 液泛驗(yàn)算.277. 塔板負(fù)荷性能圖塔板負(fù)荷性能圖.277.1 精餾段的計(jì)算.277.1.1 漏液線.277.1.2 液沫夾帶線.287.1.3 液體負(fù)荷下限線.29液體負(fù)荷上限線.297.1.5 液泛線.297.1.6 操作性能負(fù)荷圖.307.2 提餾段的計(jì)算.317.2.1 漏液線.317.2.2 液沫夾帶線.317.2.3 液體負(fù)荷下限線.32液體負(fù)荷上限線.327.2.5 液泛

4、線.337.2.6 操作性能負(fù)荷圖.337.7 篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果.358. 各接管尺寸確實(shí)定各接管尺寸確實(shí)定 .368.1 進(jìn)料管.368.2 釜?dú)堃撼隽瞎?378.3 回流液管.378.4 塔頂上升蒸汽管.378.5 水蒸汽進(jìn)口管.38一、概述一、概述乙醇水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，是無色、無毒、無致癌性、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，由于燃料價(jià)格的上漲，乙醇燃料越來越有取代傳統(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，乙醇多以蒸

5、餾法生產(chǎn)，但是由于乙醇水體系有共沸現(xiàn)象，普通的精餾對(duì)于得到高純度的乙醇來說產(chǎn)量不好。但是由于常用的多為其水溶液，因此，研究和改良乙醇水體系的精餾設(shè)備是非常重要的。塔設(shè)備是最常采用的精餾裝置，無論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過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。1.1 設(shè)計(jì)依據(jù)設(shè)計(jì)依據(jù)本設(shè)計(jì)依據(jù)于教科書的設(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。1.2 技術(shù)來源技術(shù)來源目前，精餾塔的設(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)精餾塔是最常采用的，我們此次所做的計(jì)算也采用嚴(yán)格計(jì)算法。1.3 設(shè)計(jì)任務(wù)及要求

6、設(shè)計(jì)任務(wù)及要求原料：乙醇水溶液，年產(chǎn)量 70560 噸 乙醇含量：31%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))，原料液溫度：45設(shè)計(jì)要求：塔頂?shù)囊掖己坎恍∮?80%(摩爾分率) 塔底的乙醇含量不大于 0.05%(摩爾分率)表表 1 乙醇乙醇水溶液體系的平衡數(shù)據(jù)水溶液體系的平衡數(shù)據(jù)液相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù))汽相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù))液相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù))汽相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù))0.75二：計(jì)算過程二：計(jì)算過程1. 塔型選擇塔型選擇根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，假設(shè)按年工作日 300 天，每天開動(dòng)設(shè)備 24 小時(shí)計(jì)算，產(chǎn)品流量為，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價(jià)，降低10200/kg h生產(chǎn)過程中壓降和塔板液面落差的

7、影響，提高生產(chǎn)效率，選用浮閥塔。2. 操作條件確實(shí)定操作條件確實(shí)定2.1 操作壓力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力為51.01325 10 Pa 塔底壓力51.01325 10700N Pa2.2 進(jìn)料狀態(tài)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，塔的操作比擬容易控制；此外，飽和液體進(jìn)料時(shí)精餾段和提餾段的塔徑相同，無論是設(shè)計(jì)計(jì)算還是實(shí)際加工制造這樣的精餾塔都比擬容易，為此，本次設(shè)計(jì)中采取飽和液體進(jìn)料2.3 加熱方式加熱方式精餾塔的設(shè)計(jì)中多在塔底加一個(gè)再沸器以采用間接蒸汽加

8、熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供給；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底的蒸汽進(jìn)行加熱，無論是設(shè)備費(fèi)用還是操作費(fèi)用都可以降低。2.4 熱能利用熱能利用精餾過程的原理是屢次局部冷凝和屢次局部汽化。因此熱效率較低，通常進(jìn)入再沸器的能量只有 5%左右可以被有效利用。雖然塔頂蒸汽冷凝可以放出大量熱量，但是由于其位能較低，不可能直接用作為塔底的熱源。為此，我們擬采用塔釜?dú)堃簩?duì)原料液進(jìn)行加熱。3. 有關(guān)的工藝計(jì)算有關(guān)的工藝計(jì)算由于精餾過程的計(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

9、為摩爾分?jǐn)?shù)。原料液的摩爾組成：3232231/ 460.149531/ 4669 /18CH CH OHfCH CH OHH Onxnn0.8,0.05DWxx原料液的平均摩爾質(zhì)量： 322(1)0.1495460.8505 1822.19/ffCH CH OHfH OMx MxMkg kmol同理可求得：40.4/,19.4/DWMkg kmol Mkg kmol45下，原料液中23233971.1/,735/H OCH CH OHkg mkg m由此可由 t-x(y)圖:查得原料液，塔頂和塔底混合物的沸點(diǎn)，表表 2 原料液、餾出液與釜?dú)堃旱牧髁颗c溫度原料液、餾出液與釜?dú)堃旱牧髁颗c溫度名稱原

10、料液餾出液釜?dú)堃?摩爾分?jǐn)?shù))fx摩爾質(zhì)量/kg kmol沸點(diǎn)溫度 /t84.6391.753.1 最小回流比及操作回流比確實(shí)定最小回流比及操作回流比確實(shí)定由于是泡點(diǎn)進(jìn)料，過點(diǎn)做0.1495qfxx(0.1495,0.1495)e直線交平衡線于點(diǎn)，由點(diǎn)可讀得，因此：0.1495x dd0.489y min(1)0.800.4890.9160.4890.1495dqqqxyRyx又過點(diǎn)作平衡線的切線，如圖：(0.80,0.80)a讀得切點(diǎn)坐標(biāo)為，因此：0.616,0.708qqxymin(2)0.800.70810.7080.616DqqqxyRyx所以，minmin(2)1RR可取操作回流比mi

11、n1.5(/1.5)RR R3.2 塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜?dú)堃毫考凹訜嵴羝康挠?jì)算塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜?dú)堃毫考凹訜嵴羝康挠?jì)算以年工作日為 300 天，每天開車 24 小時(shí)計(jì)，進(jìn)料量為：310.2 10/460/22.18/kg hFkmol hkg kmol由全塔的物料衡算方程可寫出： (蒸汽) 0VFDW00y 52.3/Dkmol h 00fDWV yFxDxWx538.45/Wkmol h (泡點(diǎn)) WLLqFRDqF1q 0130.75/Vkmol h3.3 全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量塔頂全凝器的熱負(fù)荷：(1)()CVDLDQRD II可以查得，所以1266/,253.9/V

12、DLDIkJ kg IkJ kg6130.75 40.4 (1266253.9)5.35 10/CQkJ h取水為冷凝介質(zhì)，其進(jìn)出冷凝器的溫度分別為 25和 45那么平均溫度下的比熱，于是冷凝水用量可求：4.174/pcckJ kg C66215.35 100.128 10/()4.174 (4525)CCpcQWkg hctt3.4 熱能利用熱能利用以釜?dú)堃簩?duì)預(yù)熱原料液，那么將原料加熱至泡點(diǎn)所需的熱量可記為：fQ21()ffpfffQW ctt其中84.634564.822fmtC查得乙醇的比熱64.82 C2.839/pckJ kg C乙水的比熱4.184/pckJ kg C水用x 代表質(zhì)

13、量分?jǐn)?shù)1pfiiicxc計(jì)算得0.31 2.8390.69 4.1843.767/pfckJ kg C610200 3.767 (84.6345)1.52 10/fQkJ h釜?dú)堃悍懦龅臒崃?2()wwpwwwQW ctt假設(shè)將釜?dú)堃簻囟冉抵?50wtC那么平均溫度91.755070.882wmtC查得乙醇的比熱C70. 882.941/pckJ kg C乙水的比熱4.188/pckJ kg C水其比熱為，因此，4.188 0.8812.941 0.1194.040/pwckJ kg C6538.45 4.040 (91.7550) 19.41.762 10/wQkJ h可知，于是理論上可以用

14、釜?dú)堃杭訜嵩弦褐僚蔹c(diǎn)wfQQ3.5 理論塔板層數(shù)確實(shí)定理論塔板層數(shù)確實(shí)定精餾段操作線方程：0.32111.5 11.5 1DnnnxRyxxxRR提餾段操作線方程：100538.45538.450.054.120.206130.75130.75nmwmWWyxxxxVV線方程：q0.1495x 在相圖中分別畫出上述直線，如圖;yx利用圖解法可以求出塊(含塔釜)14.2TN 其中，精餾段 1 塊，進(jìn)料板在第 13 塊理論板。3.6 全塔效率的估算全塔效率的估算用奧康奈爾法()對(duì)全塔效率進(jìn)行估算：O conenell由相平衡方程式可得1 (1)xyx(1)(1)y xx y根

15、據(jù)乙醇水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得： (塔頂?shù)谝粔K板)10.8Dyx10.772x (加料板)0.4097fy 0.1495fx (塔釜)0.05wx 0.305wy 因此可以求得：11.81,3.948,8.338fw全塔的相對(duì)平均揮發(fā)度：3311.181 3.948 8.3383.388mfw 全塔的平均溫度：78.2884.6391.7584.8933DfWmttttC在溫度下查得相應(yīng)黏度及用公式計(jì)算所得黏度如下表lglgLiLix表表 3 溶液黏度與溫度溶液黏度與溫度tx2H OmPa s 32CH CH OHmPa s 液mPa s 50082042全塔液體的平均粘度：()/3(0.3

16、5000.44200.3162)/30.3694LmLfLDLWmPa s全塔效率0.2450.24510.49()0.4946.4%(3.388 0.3712)TLE3.7 實(shí)際塔板數(shù)實(shí)際塔板數(shù)塊(含塔釜)/14.2/0.46431PTTNNE其中，精餾段的塔板數(shù)為：塊12/0.46426提餾段板數(shù)為：2.2/0.46454. 精餾塔主題尺寸的計(jì)算精餾塔主題尺寸的計(jì)算4.1 精餾段與提餾段的體積流量精餾段與提餾段的體積流量操作壓力的計(jì)算塔頂壓力：，取每層壓強(qiáng)降為101.3DPKPa0.7PKPa塔底壓強(qiáng)：101.30.7 31123WDPPNPKPa進(jìn)料板壓強(qiáng)：101.30.7 26119.

17、5FDPPNPKPa精精餾段平均壓強(qiáng)： 101.3 119.5110.4KPa22FDJmPPP提餾段平均壓強(qiáng)：119.5 123121.2522FWTmPPPKPa 精餾段精餾段混合液相密度用公式計(jì)算32211LmLmLmCH CH OHH Oxx氣相密度可用計(jì)算mVmmP MRT液相平均溫度：84.6378.2881.4622fDmtttC整理精餾段的數(shù)據(jù)列于表 4，由表中數(shù)據(jù)可知：表表 4 精餾段的數(shù)據(jù)精餾段的數(shù)據(jù)位置進(jìn)料板塔頂(第一塊板)0.31fx 10.896x 質(zhì)量分?jǐn)?shù)0.639fy 10.911Dyx0.1495fx 10.772x 摩爾分?jǐn)?shù)0.4097fy 10.80Dyx2

18、2.18LfM39.62LfM摩爾質(zhì)量/kg kmol29.47VfM40.4VlM溫度/液相密度3/kg m879.96fm755.93dm其中精餾段的液相負(fù)荷78.45/LRDkmol h 378.45 30.92.96/817.9nLmLMLmh氣相負(fù)荷130.75/Vkmol h 3130.75 34.943493/1.308nVmVMVmh平均密度2fmdmVm表表 5 精餾段的汽液相負(fù)荷精餾段的汽液相負(fù)荷名稱液相汽相平均摩爾質(zhì)量/kg kmol30.9平均密度/3/kg m817.9體積流量/3/mh2.938222)3/ms3493(0.9702)3/ms 提餾段提餾段整理提餾段

19、的數(shù)據(jù)列于表 6，采用與精餾段相同的計(jì)算方法可以得到提餾段的負(fù)荷，結(jié)果列于表 7。表表 6 提餾段的數(shù)據(jù)提餾段的數(shù)據(jù)位置塔釜進(jìn)料板0.1186Wx0.31fx 質(zhì)量分?jǐn)?shù)0.065Wy0.732fy 0.002Wx0.174fx 摩爾分?jǐn)?shù)0.026Wy0.516fy 18.1LWM22.3LfM摩爾質(zhì)量/kg kmol18.7LVM32.45VfM溫度/密度3/kg m927.58wm 879.96fm表表 7 提餾段的汽液相負(fù)荷提餾段的汽液相負(fù)荷名稱液相汽相平均摩爾質(zhì)量/kg kmol平均密度/3/kg m903.77體積流量/3/mh3343)3/ms3222(0.8949)3/ms4.2

20、塔徑的計(jì)算塔徑的計(jì)算4.2.1 精餾段塔徑的計(jì)算精餾段塔徑的計(jì)算汽塔的平均蒸汽流量：30.9702/SSJVVms汽塔的平均液相流量：30.0008222/SSJLLms汽塔的汽相平均密度： 31.308/Vkg m汽塔的液相平均密度： 3817.9/Lkg m塔徑可以由下面的公式給出： 4SVDu由于適宜的空塔氣速，因此，需先計(jì)算出最大允許氣max(0.6 0.8)uu速。maxumaxLVVuC取塔板間距，板上液層高度，那么別離空0.4THm600.06Lhmmm間： 0.40.060.34TLHhm功能參數(shù)：0.0008222817.9()0.02120.97021.308SLSVLV從

21、史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于，需先求平均200.071C0.220()20CC面張力，可以用計(jì)算iiix查表得：表表 8 乙醇溶液的外表張力乙醇溶液的外表張力位置塔頂?shù)谝粔K板進(jìn)料板塔釜溫度摩爾分?jǐn)?shù) x水乙醇外表張力/mN m溶液5508那么在精餾段下乙醇水溶液的外表張力可以由下面的式子計(jì)算：41.58/2dfJmN m那么在提餾段下乙醇水溶液的外表張力可以由下面的式子計(jì)算55.65/2wfTmN m所以： 0.241.580.071()0.082220C max817.9 1.3080.08222.054/1.308LVVuCm s0.65 2.0541.3351/um s44 0.97020.9

22、621.3351SVDmu根據(jù)塔徑系列尺寸圓整為；1000Dmm22210.78544JTADm此時(shí)，精餾段的上升蒸汽速度為： 2244 0.97021.236/1SJJVum sD同理可以算出提餾段直徑：0.832Dm為方便制造可以取塔板直徑：1000Dmm提餾段的上升蒸汽速度為： 2244 0.89491.14/1STTVum sD4. 精餾塔高的計(jì)算精餾塔高的計(jì)算塔的高度可以由下式計(jì)算： DT(2)PFWZHNS HSHHH實(shí)際塔板數(shù)為塊，板間距由于料液較清潔，無需經(jīng)常31N 0.4THm清洗，可取每隔 8 塊板設(shè)一個(gè)人孔，那么人孔的數(shù)目為 4 個(gè)，在進(jìn)料板上S側(cè)有 1 個(gè)人孔，精餾段

23、3 個(gè)，提餾段 1 個(gè)。 取人孔兩板之間的間距，兩板之間的間距，那么塔0.6PHm0.6PHm頂空間，塔底空間，進(jìn)料板空間高度，那么，1.2DHm2.5WHm0.5FHm全塔高度：1.2(31 24) 0.44 16.6Zm 有效高度(31 24) 0.44 0.60.512.9Zm 有效5. 塔板結(jié)構(gòu)尺寸確實(shí)定塔板結(jié)構(gòu)尺寸確實(shí)定5.1 塔板尺寸塔板尺寸由于塔徑 D=1000mm，所以采用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。精餾段塔板尺寸精餾段塔板尺寸1.1.堰長(zhǎng) lW：堰長(zhǎng)=(0.60.8)Dwl取堰長(zhǎng)=0.6D=0.61=0.6m=600mmwl2.堰高采用平直堰，堰高；液

24、流收縮系數(shù) EWLOWhhh取 E=122332.842.842.9310.00828.2100010000.6howWLhEmmml 用式驗(yàn)算：0.050.1OWWOWhhh成立，0.050.00820.05180.1 0.0082簡(jiǎn)化后取，那么。60,9Lowhmm hmm60951whmm3 3.弓形降液管高度 Wd及降液管面積 Af由查圖可得0.6wlD ；0.11dWD0.056fTAA得20.0560.056 0.7850.04396fTAAm0.110.11 10.11dWDm 4 4.驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間 故降液管適用0.04396 0.421.39(35 )0.0008

25、222fTsA HssL5降液管底隙高度 h0 取降液管底隙高度h0002.930.07/36003600 0.6 0.02hWLum sl h一般經(jīng)驗(yàn)值取00.070.25/um s 提餾段塔板尺寸提餾段塔板尺寸1.1.堰長(zhǎng) lW：堰長(zhǎng)=(0.60.8)Dwl取堰長(zhǎng) lW1 =0.6m=600mm2.堰高采用平直堰，堰高；液流收縮系數(shù) EWLOWhhh取 E=122332.842.8412.0310.020920.9100010000.6howWLhEmmml 用式驗(yàn)算：0.050.1OWWOWhhh成立，0.050.02090.03910.1 0.0209簡(jiǎn)化后取，那么。60,21Lowh

26、mm hmm602139whmm3 3.弓形降液管高度 Wd及降液管面積 Af由查圖可得0.6wlD ；0.11dWD0.056fTAA得20.0560.056 0.7850.04396fTAAm0.110.11 10.11dWDm 4 4.驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間 故降液管適用0.04396 0.45.26(35 )0.003343fTsA HssL5降液管底隙高度 h0 取降液管底隙高度h05m0012.030.223/36003600 0.6 0.025hWLum sl h一般經(jīng)驗(yàn)值取00.070.25/um s1塔板的分塊因?yàn)椋仕宀捎梅謮K式。查表得，塔板分為 3 塊。1000Dm

27、m2邊緣區(qū)寬度確定 取，。0.065ssWWm0.035cWm3開孔區(qū)面積的計(jì)算開孔區(qū)面積用式計(jì)算RxRxRxAa12022sin18021()(0.11 0.065)0.32522dsDxWWm10.0350.46522cDRWm故2221222122sin1800.32520.3250.4650.3250.465 sin1800.465= 0.551axAx RxRRm 4篩孔計(jì)算及其排列 所處理的物系無腐蝕性，可選用 =3mm 碳鋼板，取篩孔直。05dmm篩孔按正三角排列，取中心距033 515tdmm 篩孔數(shù)目為221.1551.155 0.55128280.015aAnt開孔率為02

28、20.0050.907()0.907()10.1%0.015dt精餾段氣體通過篩孔的氣速為00.970217.43/0.101 0.551soVum sA提餾段氣體通過篩孔的氣速為00.894916.08/0.101 0.551soVum sA6篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算先對(duì)精餾段進(jìn)行計(jì)算先對(duì)精餾段進(jìn)行計(jì)算6.1.1.塔板壓降塔板壓降1干板阻力的計(jì)算ch由式進(jìn)行計(jì)算2000.051VcLuhc 由，查圖得051.673d00.772c 故液柱217.431.3080.0510.0420.772817.9chm 2液體通過耶層阻力計(jì)算1h氣體通過液層的阻力由計(jì)算1Lhh0.97021.

29、31/0.7850.04396saTfVum sAA1/21/201.31 1.3081.50/()aVFukgs m查得，所以液柱0.5910.59 0.60.0354Lhhm3液體外表張力的阻力的計(jì)算h液柱33044 41.58 104.15 10817.9 9.81 0.005LLhmgd氣體通過每層塔板的液柱高度可用下式計(jì)算ph液柱310.0420.03544.15 100.08155pchhhhm0.08155 817.9 9.81654.30.7pLpaaPh gPkP6.1.2 液面落差液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本塔的塔徑和流量均不是很大，故可以忽略液面落差的影響。6.

30、1.3 液沫夾帶液沫夾帶液沫夾帶可以由公式：進(jìn)行計(jì)算，其中3.265.7 10aVLTfueHh代表液沫夾帶量，kg 液體/kg 氣體；一般規(guī)定kg 液體/kgVe0.1Ve 代表塔板上的鼓泡層高度，m；設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)。fh2.5Lfhh；2.5 0.060.15fhm故3.265.7 10aVLTfueHhkg 液/kg 氣0.1 kg 液/kg 氣3.235.7 101.310.027541.580.40.15所以本設(shè)計(jì)液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。6.1.4 漏液驗(yàn)算漏液驗(yàn)算對(duì)于篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由00min4.4(0.00560.13)/LLVuChh 計(jì)算，故00min4.4(0.00560.

31、13)/VLLuChh34.4 0.772 (0.00560.13 0.064.15 10 )817.9/1.308 08.17/17.43/m sm su穩(wěn)定系數(shù)：故無明顯漏液。00, min17.47uKu6.1.5 液泛驗(yàn)算液泛驗(yàn)算為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)，一般可取()dTwHHh，故0.5()0.5 (0.40.051)0.2255TwHhm溢流管內(nèi)的清液層高度dpdLHhhh其中，0.08155 ,0.06pLhm hm2400.153()7.5 10dhum所以，40.081550.067.5 100.1423dHm可見，即不會(huì)產(chǎn)生液泛。()dT

32、wHHh6.2 對(duì)提餾段進(jìn)行計(jì)算對(duì)提餾段進(jìn)行計(jì)算6.2.1.塔板壓降塔板壓降1干板阻力的計(jì)算ch由式進(jìn)行計(jì)算2000.051VcLuhc 由，查圖得051.673d00.772c 故液柱216.081.0390.0510.02540.772903.77chm 2液體通過耶層阻力計(jì)算1h氣體通過液層的阻力由計(jì)算1Lhh0.89491.21/0.7850.04396saTfVum sAA1/21/201.21 1.0391.23/()aVFukgs m查得，所以液柱0.62510.625 0.060.0375Lhhm3液體外表張力的阻力的計(jì)算h液柱33044 55.65 105.02 10903.

33、77 9.81 0.005LLhmgd氣體通過每層塔板的液柱高度可用下式計(jì)算ph液柱310.02540.03755.02 100.06792pchhhhm0.06792 903.77 9.81602.20.7pLpaaPh gPkP6.2.2 液面落差液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本塔的塔徑和流量均不是很大，故可以忽略液面落差的影響。6.2.3 液沫夾帶液沫夾帶液沫夾帶可以由公式：進(jìn)行計(jì)算，其中3.265.7 10aVLTfueHh代表液沫夾帶量，kg 液體/kg 氣體；一般規(guī)定kg 液體/kgVe0.1Ve 代表塔板上的鼓泡層高度，m；設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)。fh2.5Lfhh；2.5 0.060.

34、15fhm故3.265.7 10aVLTfueHhkg 液/kg 氣0.1 kg 液/kg 氣3.235.7 101.210.01655.650.40.15m所以本設(shè)計(jì)液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。6.2.4 漏液驗(yàn)算漏液驗(yàn)算對(duì)于篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由00min4.4(0.00560.13)/LLVuChh 計(jì)算，故00min4.4(0.00560.13)/LLVuChh34.4 0.772 (0.00560.13 0.065.02 10 )903.77/1.039 09.17/16.08/m sm su穩(wěn)定系數(shù)：故無明顯漏液。00,min16.081.751.59.17uKu6.2.5 液泛驗(yàn)算液

35、泛驗(yàn)算為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)，一般可取()dTwHHh，故0.5()0.5 (0.40.039)0.2195TwHhm溢流管內(nèi)的清液層高度dpdLHhhh其中，0.06112 ,0.06pLhm hm22300.153()0.153 0.2237.61 10dhum所以，30.067920.067.61 100.13553dHm可見，即不會(huì)產(chǎn)生液泛。()dTwHHh7. 塔板負(fù)荷性能圖塔板負(fù)荷性能圖7.1 精餾段的計(jì)算精餾段的計(jì)算 漏液線漏液線由00min4.4(0.00560.13)/LLVuChh , min0min0sVuALOWWhhh232.841000howWLhE

36、l2/3,min002.844.40.00560.13/1000hsWLVwLVC AhEhl,min2/334.4 0.772 0.101 0.55136002.840.00560.130.05114.15 10 817.9/1.30810000.6ssVL 整理得：2/3,min0.189 5.05276.23ssVL7.1.2 液沫夾帶線液沫夾帶線以kg 液/kg 氣為限，求關(guān)系：0.1Ve SSVL由3.265.7 10aVLTfueHh1.40.7580.04396ssasTfVVuVAA2.52.5()LfOWWhhhh0.051Wh 22332/336002.842.8410.9

37、38100010000.6hSowSWLLhELl 故2/32.5()0.12752.344fOWWShhhL2/32/30.40.12752.3440.27252.344TfSSHhLL3.2632/35.7 8 100.27252.344sVSVeL整理得：2/31.53 13.14ssVL7.1.3 液體負(fù)荷下限線液體負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度0.006owhm223336002.842.8410.006100010000.6hSowWLLhEml 得3/23,min0.006 10000.60.000512/2.843600SLms7.1.4 液體負(fù)荷

38、上限線液體負(fù)荷上限線以作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，由4s4fTsA HsL30.04396 0.40.004396/4fTsA HLms7.1.5 液泛線液泛線液泛線方程為222/3SSSaVbcLdL其中，0200.051VLaA c(1)TWbHh 2200.153wcl h2/32.843600(1)1000wdEl將相關(guān)數(shù)據(jù)代入式中：20.0511.3080.0442817.90.101 0.551 0.772a0.5 0.4(0.5 1 0.59) 0.0510.14441b 20.1531062.50.6 0.02c 2/32/32.8436002.843600(1)(1 0

39、.59) 11.49100010000.6wdEl 代入上式化簡(jiǎn)后可得： 22/33.62724038.533.7SSSVLL 操作性能負(fù)荷圖操作性能負(fù)荷圖由以上各線可以畫出精餾段篩板負(fù)荷性能圖，如下列圖過 OA 點(diǎn)的直線為操作線， 1為漏液線， 2為泡沫夾帶線， 3液相負(fù)荷下限線， 4為液相負(fù)荷上限線， 5為液泛線。由圖可以看出，該篩板的操作線上限為泡沫夾帶線，下限為液相負(fù)荷下限線。從圖中數(shù)據(jù)可以得出： 3,min0.6/SVms3,max1.38/SVms故操作彈性為 ,max,min1.382.30.6SSVV7.2 提餾段的計(jì)算提餾段的計(jì)算 漏液線漏液線由00min4.4(0.0056

40、0.13)/LLVuChh , min0min0sVuALOWWhhh232.841000howWLhEl2/3,min002.844.40.00560.13/1000hsWLVwLVC AhEhl,min2/334.4 0.772 0.101 0.55136002.840.00560.130.03915.02 10 903.77/1.03910000.6ssVL 整理得：2/3,min0.189 4.195 106ssVL7.2.2 液沫夾帶線液沫夾帶線以kg 液/kg 氣為限，求關(guān)系：0.1Ve SSVL由3.265.7 10aVLTfueHh1.40.7580.04396ssasTfVV

41、uVAA2.52.5()LfOWWhhhh0.039Wh 22332/336002.842.8410.938100010000.6hSowSWLLhELl 故2/32.5()0.09752.344fOWWShhhL2/32/30.40.09752.3440.30252.344TfSSHhLL3.2632/35.7 5 100.30252.344sVSVeL整理得：2/31.858 14.40ssVL7.2.3 液體負(fù)荷下限線液體負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度0.006owhm223336002.842.8410.006100010000.6hSowWLLhEml

42、得3/23,min0.006 10000.60.000512/2.843600SLms7.2.4 液體負(fù)荷上限線液體負(fù)荷上限線以作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，由4s4fTsA HsL30.04396 0.40.004396/4fTsA HLms7.2.5 液泛線液泛線液泛線方程為222/3SSSaVbcLdL其中，0200.051VLaA c(1)TWbHh 2200.153wcl h2/32.843600(1)1000wdEl將相關(guān)數(shù)據(jù)代入式中：20.0511.0390.0318903.770.101 0.551 0.772a0.5 0.4(0.5 1 0.625) 0.0510.142

43、625b 20.1536800.6 0.025c 2/32/32.8436002.843600(1)(1 0.625) 11.524100010000.6wdEl 代入上式化簡(jiǎn)后可得： 22/34.48521383.647.92SSSVLL 操作性能負(fù)荷圖操作性能負(fù)荷圖由以上各線可以畫出精餾段篩板負(fù)荷性能圖，如下列圖過 OB 點(diǎn)的直線為提餾段操作線， 1為漏液線， 2為泡沫夾帶線， 3液相負(fù)荷下限線， 4為液相負(fù)荷上限線， 5為液泛線。由圖可以看出，該篩板的操作線上限為液相負(fù)荷上限線，下限為漏液線。從圖中數(shù)據(jù)可以得出： 3,min0.46/SVms3,max1.18/SVms故操作彈性為 ,max,min1.182.560.46SSVV7.7 篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果有關(guān)該篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總于表 9表表 9 篩板塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果篩板塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果工程數(shù)值與說明備注全塔平均溫度,mtC全塔平均壓力,mP KPa塔徑,D m板間距,THm塔板型式單溢流弓形降液管分塊式塔板精餾段空塔氣速,/u m s提餾段1.14溢流堰長(zhǎng)度,Wlm精餾段溢流堰高度,Whm提餾段板上液層高度,Lh m6精餾段降液管底隙高度0,h m提餾段篩板孔數(shù)個(gè),N2828等腰三角形叉排精餾