乙醇_水精餾塔設(shè)計說明

1、H人孔處塔板間距mTH塔板間距mTl堰長mWLs液體體積流量m3/sN閥孔數(shù)目P操作壓力KPaP-壓力降KPaPp-氣體通過每層篩的壓降KPaNT理論板層數(shù)u空塔氣速m/sV 氣體體積流量m3/ssW邊緣無效區(qū)寬度mcWd弓形降液管寬度mdW破沫區(qū)寬度ms希臘字母0液體在降液管內(nèi)停留的時間su粘度mPa.sP密度kg/m3。表面張力N/m©開孔率無因次X'質(zhì)量分率無因次下標(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進料板W塔釜符號說明：英文字母Aa塔板的開孔區(qū)面積，m2Af降液管的截面積,m2AT塔的截面積mTC負(fù)荷因子無因次C表面張力為20mN/m的

2、負(fù)荷因子20d閥孔直徑oD塔徑e液沫夾帶量kg液/kg氣VET總板效率TR回流比R最小回流比minM平均摩爾質(zhì)量kg/kmolt平均溫度°Cmg重力加速度9.81m/s2F閥孔氣相動能因子kgi/2/(s.mi/2)hl進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chf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mowh溢流堰高度mWhP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mHB塔底空間高度mHd降液管內(nèi)清液層高度mdHD塔頂空間高度mHF進料板處塔板間距mF一、概述乙醇水是工業(yè)上最常見的溶劑，

3、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，由于燃料價格的上漲，乙醇燃料越來越有取代傳統(tǒng)燃料的趨勢，且已在鄭州、濟南等地的公交、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)。長期以來，乙醇多以蒸餾法生產(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，研究和改進乙醇'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)計以熟悉單元

4、操作設(shè)備的設(shè)計流程和應(yīng)注意的事項是非常必要的。1.1 設(shè)計依據(jù)本設(shè)計依據(jù)于教科書理論及查閱教參文獻為設(shè)計實例，對所提出的題目進行分析并做出理論計算。1.2 技術(shù)來源目前，精餾塔的設(shè)計方法以嚴(yán)格計算為主，也有一些簡化的模型，但是嚴(yán)格計算法對于連續(xù)精餾塔是最常采用的，我們此次所做的計算也采用嚴(yán)格計算法。1.3 設(shè)計任務(wù)及要求原料：乙醇水溶液年產(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0.5%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）物性附表：表一：乙醇水汽液平衡數(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/C0.000.00100

5、0.26080.01900.170095.50.32730.07210.389189.00.39650.09660.437586.70.50790.12380.470485.30.51980.16610.508984.10.57320.23370.544582.70.6763表二：塔板間距與塔徑的關(guān)系塔徑D/m4.0板間距ht2003002503503004503506004006001.4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，每天開動設(shè)備24小時計算，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，降低

6、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，選用浮閥塔。操作壓力：由于乙醇水體系對溫度的依賴性不強，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費用，操作壓力選為常壓其中塔頂壓強為：OkPa（表壓）飽和蒸汽壓力：0.25MPa（表壓）進料狀態(tài)：雖然進料方式有多種，但是飽和液體進料時進料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進料時精餾段和提餾段的塔徑相同，無論是設(shè)計計算還是實際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設(shè)計中采取飽和液體進料加熱方式：精餾塔的設(shè)計中多在塔底加一個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

7、塔底排出，且水的比熱較大，故可采用直接水蒸氣加熱，這時只需在塔底安裝一個鼓泡管，于是可省去一個再沸器，并且可以利用壓力較低的蒸汽進行加熱，無論是設(shè)備費用還是操作費用都可以降低。1.5 廠址廠址位于寧夏地區(qū)寧夏地區(qū)大氣壓為：二、工藝計算由于精餾過程的計算均以摩爾分?jǐn)?shù)為準(zhǔn)，需先把設(shè)計要求中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù)原料液的摩爾組成：nCHCH：OHn+nCHCHOHHO322同理可得：X=0.7788原料液的平均摩爾質(zhì)量mCHCHfH/(MCHCHOH32MCH3CH2OHX=0.0016Wm1-m424258CHCH2OH+CH3CH2OH)=/(+)=0.2207M464618H2O.專業(yè).整理

8、.M=XM+(1-X)M二0.2207x46+(1-0.2207)x18二24.18kg/kmolFFCH3CH2OHFH2O同理可得：M=39.81kg/KmolM=18.04kg/KmolDW45°C下，原料液中：P=971Kg/m3,p=735Kg/m3H2OCH3CH2OH由相平衡方程式y(tǒng)=ax1+(a1)x可得a=y(x1)x(y1)由此可查得塔頂、塔底混合物的沸點，詳見表三表三：原料液、餾出液與釜液的流量與溫度名稱料液（X）F餾出液（X）D釜液（X）WX/%42900.4X（摩爾分?jǐn)?shù)）0.22070.77880.0016摩爾質(zhì)量（Kg/Kmol）24.1839.8118.

9、04沸點溫度t/C82.9778.6299.622.1相對揮發(fā)度的計算及操作回流比的確定2.1.1相對揮發(fā)度的計算根據(jù)乙醇水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得（表一）：y=x1y=0.5376,XFxW因此可以求得：=0.7788,x=0.7427（塔頂?shù)谝粔K板）D1=0.2207F=0.0016,y=0.0143（塔釜）Wa=1.219,a=4.105,a=9.0531FW全塔的相對平均揮發(fā)度：a=Jaaa=J1.219x4.105x9.053=3.56m1FW2.2.2最小回流比及操作回流比的確定當(dāng)進料為飽和液體時：R=-篤-mina-1xmFa（1-x）10.77883.56x（1-0.7788）

10、1-0.5376mD-=0.71-y3.5610.2207F，則R=0.241.4optminR=(1.22)Ropt取R=1.12.3 塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜殘液量及加熱蒸汽量的計算2.3.1以年工作日為300天，每天開車24h計算，進料量F=詐并=漪曲h由全塔的物料衡算方程可寫出：V+F=D+W,y=000Vy+F=D+W00XFXDXWW=L=L+qF=RD+qF,q=1（泡點）則可得：D=80.6kmol/h,W=375.9kmol/h,V=169.3kmol/h02.3.2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X=0.2207的乙醇一水溶液泡點溫度為82.97&#

11、176;C，在平均溫F度(82.97+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：r=2499kJ/kgB則可得平均汽化潛熱：r=rx+rx=1000x0.2207+2499x(10.2207)=2168kJ/kgAABB精餾段：V=(R+1)D則塔頂蒸汽全部冷凝為泡點液體時，冷凝液的熱負(fù)荷為Q=Vr=(R+1)Dr=(1.1+1)x80.6x39.81x2168=1.4608x107kJ/hC取水為冷凝介質(zhì)，其進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

12、用量可求得：QW二cCC(t-t)211.4608x1074.182x(30-20)二349306kg/h2.3.3 熱能利用以釜殘液對預(yù)熱原料，則將原料加熱至泡點所需的熱量Q可記為：F8297+45Q=WC(t-1),其中t=63.98C，在進出預(yù)熱器的平均溫度以及FFFF2F1Fm2t二63.98C的情況下可以查得比熱C=4.188kJ/kg°C,所以：50000x103Q=f300x24Fmx4.188x(82.97-45)=1.104x106kJ/h釜殘液放出的熱量：Q=wC(t-1)WWW1W299.62+55_那么平均溫度t=77.3CWm2查其比熱為C=4.19kJ/k

13、g°C，因此WQ=422.54x18.04x4.19x(99.62-55)=1.425x106kJ/hW可知，Q>Q，于是理論上可以用釜殘液加熱原料液至泡點WF2.4 理論塔板層數(shù)的確定由上述計算可知x=0.2207,x=0.778&x=0.0016;R=1.1,q=1.FDW按平衡數(shù)據(jù)可得平衡曲線如圖所示，在對角線上找到a點，該點橫坐標(biāo)為x=0.7788。Dx0.7788由精餾段操作曲線截距萬牛=0.371，找出b點，連接ab即為精餾段操作曲線;R+11.1+1以對角線上f點(x=0.2207)為起點，因為q=l,所以作x=0.2207與ab的交點為d,FF由x=0.

14、0016在對角線上確定點c,連接c、d兩點可得提餾段操作線，從a點起在平衡W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，精餾段需板14塊板，提餾段需5塊板。2.5 全塔效率的估算用奧康奈爾法(O'conenell)對全塔效率進行估算：a=、.aaa=冒'1.219x4.105x9.053=3.56m1FW全塔的平均溫度：t+1+1t=-DFWm378.43+82.97+99.623=87°C在溫度tm=0.326mPS，卩=0.388mPSa乙醇a因為='X-匕所以可得:r=0.2207x0.388+(10.2207)

15、x0.326=0.339mPSLFa全塔液體的平均粘度：r=(r+r+r)/3=(0.339+0.388+0.326)/3=0.351LmLFLDLW全塔效率E=0.49(qr)-0.245=0.49x(3.56x0.351)-0245=46.4%TL2.6 實際塔板數(shù)NPN=N=-!=41塊(含塔釜)pE0.464T其中，精餾段的塔板數(shù)為：14/0.464=32三、精餾段的工藝條件3.1 操作壓力塔頂操作壓力P=P=101.325kPaD表每層塔板壓降A(chǔ)P=0.7kPa塔釜操作壓降P=P+0.7x41=101.325+0.7x41=130.025kPaWD進料板壓降P=P+0.7x32=10

16、1.325+0.7x32=123.725kPaFD精餾段平均壓降P=(P+P)/2=(101.325+123.725)/2=112.525kPamDF提餾段平均壓降P=(P+P)/2=(123.725+130.025)/2=126.875kPanFW3.2 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t=78.43CD進料板溫度t=82.97CF塔釜溫度t=99.62CW精餾段平均溫度t=(78.43+82.97)/2=80.7Cm提餾段平均溫度t=（82.97+99.62）/2=91.29°Cn233.05+38.79M=35.92kg/kmolVm氣相平均摩爾質(zhì)量：2=1

17、8.4+33.05=25.73kg/kmol氣相平均摩爾質(zhì)量：MVn3.3 平均摩爾質(zhì)量及平均密度位置進料板塔頂（第一塊板）質(zhì)量分?jǐn)?shù)x, =0.42Fy,=0.748Fy,=x,=0.91Dx,=0.8811摩爾分?jǐn)?shù)x=0.2207Fy=0.5376Fy=x=0.77881Dx=0.74271摩爾質(zhì)量（kg/kmol）M=24.18LfM=33.05VFM=39.81LDM=38.79VD液相平均摩爾質(zhì)量：3.3.1平均摩爾質(zhì)量精餾段整理精餾段的已知數(shù)據(jù)列于下表，由表可得：M=24.18+39.81=31.99kg/kmolLm位置進料板塔釜質(zhì)量分?jǐn)?shù)x, =0.42Fy,=0.748Fx, =

18、0.004Wy,=0.0357W摩爾分?jǐn)?shù)x=0.2207Fy=0.5376Fx=0.0016Wy=0.0143W摩爾質(zhì)量（kg/kmol）M=24.18LfM=33.05VFM=18.04LWM=18.4VW液相平均摩爾質(zhì)量：同理可得提餾段M=18.0424.18=21.11kg/kmolLn3.3.2 平均密度精餾段1）在平均溫度下查得：p=971.3kg/m3,p=734kg/m3水乙醇x,1-x,Lm-+Lm-pp乙醇水1液相平均密度為：=pLm其中，平均質(zhì)量分?jǐn)?shù)x,=Lm0.42+0.881c=0.6512所以，p=802kg/m3Lm（2）氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計算，即PM1

19、12.525x35.92/pmVm=1.37kg/m3VmRt8.314x（80.7+273.15）m同理可得提餾段p901kg/m3LnPM126.875x25.73pVn1.08kg/m3vnrt8.314x（91.29+273.15）n3.3.3 液體平均表面張力的計算（1）塔頂液相平均表面張力的計算當(dāng)乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為90%時，查得圖乙醇-水混合液的表面張力（25°C）可得G25.aX10-3"/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：T工xT0.7788x243+0.2212x374.2271.8CmCDiiC將混合液體的

20、臨界溫度代入可得/TT278.1-78.43xtD-25C(mCDD-)1.2()1.20.7523N/mT-T278.1-25mCD25C解得：c0.1678N/mtD（2）進料板液相平均表面張力的計算當(dāng)乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為42%時，查得圖乙醇-水混合液的表面張力（25C）可得c26.5x10-3N/m，且乙醇的臨界溫度為243C，水的臨界溫度為374.2C，則混合25C液體的臨界溫度為：T工xT0.2207x243+0.7793x374.2345.2CmCFiiC將混合液體的臨界溫度代入可得c（T-T）（345.2-82.9707q69“/宀（mCF）1.2（）1.20.7869N/mcT-T

21、345.2-2525CmCF25C解得：c0.2085N/mtF（3）塔釜液相平均表面張力的計算當(dāng)乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.5%時，查得圖乙醇-水混合液的表面張力（25C）可得"25.二613X10-3N/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：T=2xT=0.0016x243+0.9984x374.2二373.9CmCWiiC將混合液體的臨界溫度代入可得tW25CmCW25C(393.9-99.62393.9-25)1.2=0.7625N/m解得：atw=04674N/m所以，精餾段液相平均表面張力：a=(0.1678+

22、0.2085)/2=18.82x10-3N/mLm提餾段液相平均表面張力：a=(0.2085+0.4674)/2=33.79x10-3N/mLn四、塔體工藝尺寸計算4.1 塔徑的計算4.1.1 精餾段、提餾段的氣液相負(fù)荷精餾段的汽液相負(fù)荷：L=RD=1.1x80.6=88.66kmol/hLM88.66x31.99L=Lm=3.54m3/h=0.00098m3/smpLmV =(R+1)D=(1.1+1)x80.6=169.26kmol/h“VM169.26x35.92.38,V =vm=4438m3/h=1.233m3/smpLn提餾段的汽液相負(fù)荷：8021.37L=L+qF=RD+F=1.

23、1x80.6+287.2=375.86kmol/hLM375.86x21.11_7_._/L=Ln=8.81m3/h=0.00245m3/snp901LnV=V一(1-q)F=V=169.26kmol/h,q=1vVMV=VnnpVn169.26X25.73=4032m3/h=1.120m3/s1.08塔徑計算（1）由于精餾段和提餾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)以上計算結(jié)果可得：V+V1.233+1.120汽塔的平均蒸汽流量：V=m2n=-=1.176m3/sL+L0.00098+0.00245汽塔的平均液相流量：L=m2n=-=0.0017m3/s汽塔的氣相平均密

24、度汽塔的液相平均密度P=£vm±£vnv21.37+1.082=1.23kg/m3PLP+PLmLn2802+9012=851kg/m32）由上可知功能參數(shù)：P0.0017851l=()=0.038P1.1761.23V查史密斯關(guān)聯(lián)圖得：C20=O'073,則可得:q1882C=C()0.2=0.073()0.2=0.072200.0220Pp8511.23u=Clv=0.072x=1.89m/smaxP1.23丫Vu=0.7x1.89=1.323m/s:4x1.176'3.14x1.323=1.064m根據(jù)他鏡系列尺寸圓整為D=1200mm由此可

25、由塔板間距與塔徑的關(guān)系表選擇塔板間距Ht=045m此時，精餾段的上升蒸汽速度為：4Vm4x1.233u=1.091m/sm兀D23.14x1.22提餾段的上升蒸汽速度：4V4x1.120u=l=0.991m/sn兀D23.14x1.224.2塔高的計算精餾塔的塔體總高度（不包括裙座和封頭）由下式?jīng)Q定H=H+（N2S）H+SH'+H+HDPTTFB式中：H=0.8（塔頂空間，m）DH=2（塔底空間,m）BH=0.45（塔板間距,m）TH'=0.6（開有人孔的塔板間距，m）TH=0.6（進料板高度，m）FN=41（實際塔板數(shù)，m）PS=3（人孔數(shù)目/不告擴塔頂空間和塔底空間的人孔，

26、m）所以，H=0.8+(4123)x0.45+3x0.6+0.6+2=21.4m4.2塔板工藝尺寸的計算4.2.1溢流裝置計算因本設(shè)計塔徑D=1200mm，則可選用單溢流型分塊式塔板，各項計算如下:(1)堰長lW取l=0.66D=0.66x1.2=0.792mW(2)溢流堰高度hW有hW=hL-hOW，選用平直堰。堰上層流高度how由下式計算可得:hOW2.8410002.841000x1x(0.0017x36000.792)2/3=0.011m取板上液層高度=0.06m,則=h-h=0.06-0.011=0.049mWLOW(3) 弓形降液管寬度Wd和截面積Af,由*=0.66查弓形降液管的

27、寬度與面積關(guān)系圖可得：=0.0722,巳=0.124，其中兀3.14A=D2=x1.22=1.13m2則可得T44A=0.0722A=0.0722x1.13=0.0816m2fTW=0.124D=0.124x1.2=0.1488md驗算：AH0.0816x0.45液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間：e=_T=37.5s>5smLm0.00098AH0.0816x0.45液體在提餾段降液管內(nèi)的停留時間：e=_T=15s>5snLn0.00245由此可知降液管設(shè)計合理。(4)降液管底隙高度hoL©Slu'Wo取u'=0.08m/s，則:oLlu'Wo0.0

28、0170.792x0.08=0.027mhh=0.0490.027=0.022m>0.006mWo由此可知降液管底隙高度設(shè)計合理。4.2.2 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列本實驗采用F重閥，重量為33g，孔徑為39mm。(1)浮閥數(shù)目取閥動能因數(shù)F=11，F(xiàn)則由式U=可得氣體通過閥孔時的速度VPVF11二二9.92m/sVPJ1.23V因此浮閥數(shù)目N二4Vs兀d204x1.1763.14x0.0392x9.92oo取邊緣區(qū)寬度W=0.06m，破沫區(qū)寬度W=0.07m。CS(2)排列由上述可得：D1.2R=-W=-0.04=0.54m2c2D1.2x=-(W+W)=-(0.1488+0.07)=

29、0.3812m2dS2A=2x/R2-x2+R2sin-1()6180oR則：A=20.3812xj0.542-0.38122+厶x0.542sin-1()=0.74m26180o0.56浮閥排列方式采用等腰三角形，取同一橫排的孔心距t=75mm=0.075m，則可按下式估算排間距，即：t'=£=074=0.0987m=98.7mmNt100x0.075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'=70mm=0.07m按t=75mm,t'=70mm以等腰三角形叉排法方式作圖(見附圖)，

30、閥數(shù)116個，其中，通道板上可排閥孔44個，弓形板可排閥孔14個。校核：氣體通過閥孔時的實際速度：0o4Vs-兀d2N4x1.1763.14x0.0392x116=8.49m/s實際動能因數(shù)：F=8.49x近邁3=9.42(在912之間)開孔率：閥孔面積塔截面積x100%=x100%=3.14x0.0392x1164x1.13=12.3%開孔率在10%14%之間，滿足要求。五、流體力學(xué)驗算5.1氣體通過浮閥塔版的壓降h二h+h+hpc1b5.1.1 干板阻力二(73.1)1/1.825二(uoc浮閥由部分全開轉(zhuǎn)為全部全開時的臨界速度為：)1/1.825=9.38m/s1.23因u<u，則

31、有:oocu0.1758.490.175h二19.9o二19.9x二0.034mcp851L5.1.2板上充氣液層阻力取板上液層充氣程度因數(shù)£=0.5，那么:h=£h=0.5x0.06=0.03m1L5.1.3 克服表面張力所造成的阻力因本設(shè)計采用浮閥塔，其張力引起的阻力很小，可忽略不計，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?h=h+h=0.034+0.03=0.064mPC1單板壓降A(chǔ)P=hpg=0.064x851x9.81=534.3PaPPL5.2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H(H+h)，H可dTWd用下式計算，即:H=h+h+

32、hdPLd(1)與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p-0064m(2)液體通過降液管的壓頭損失hd，因不設(shè)置進口堰，所以可按下式計算:h二0.153(厶)2二0.153x(0.0017)2二0.000967mdlh0.792x0.027Wo(3)板上液層高度h取h二0.06m，則有：1LH=h+h+h=0.064+0.000967+0.06=0.125mdPLd取校正系數(shù)0=0.5,H=0.45,h=0.049,則可得:TW0(H+h)=0.5x(0.45+0.049)=0.249mTW可見化<°（h+佇），符合防止淹塔的要求。5.3霧沫夾帶泛點率F1VSPv+1.36LZP

33、-PSLLVx100%VKCAFb板上液體流經(jīng)長度=D-2W=1.2-2x0.1488=0.9024md板上液流面積=A一2A=1.13一2x0.0816=0.9668m2,水和乙醇可按Tf正常系統(tǒng)按物性系數(shù)表查得K=1.0,又由泛點負(fù)荷圖查得負(fù)荷系數(shù)C=0.11&則可得:F1.176xF=11.23+1.36x0.0017x0.9024851一1.23x100%=41.1%1.0x0.118x0.9668因F=41.1%<80%，所以霧沫夾帶在允許范圍內(nèi)。1六、塔板負(fù)荷性能圖6.1 霧沫夾帶線V+1.36LZS*p-psL取泛點率為80%代入泛點率計算式F=LV有:1KCA1.

34、23FbVJ一二一+1.36x0.9024xL1x0.118x0.96680.8=吧851一1.23S整理可得：V=2.4026-32.3LSS霧沫夾帶線數(shù)據(jù)霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個乂值，按上式算出相應(yīng)的乙值列于表中:L(m3/s)s0.00080.0012V(m3/s)s2.382.366.2液泛線液泛線方程最終簡化為：aV=b-cL2-dL2/3SSS其中：a=1-91x105xN?=1-91x105x85=0-0276Lb=©H+1-e)h二0.5x0.45+(0.5-1-1.5)x0.06二0.165TW二334.60.1530.153c=12h20.7922

35、x0.0272Wod二(1+e)E(0.667)丄二(1+0.5)x1x0.667x-二1.169l2/30.7922/3所以，此方程為：V2二5.8912123.2L42.363SSSLSmaxAHf50.0816x0.455=0.00734m2/s在操作范圍內(nèi)任取若干個乂值，依上式算出相應(yīng)的£值列于表中。液泛線數(shù)據(jù)L(m3/s)S0.00060.00090.00180.0024V(m3/s)S5.585.495.225.066.3液相負(fù)荷上限線取9=5s作為液體在降液管中停留時間的下限，則:6.4 漏液線對于F型重閥，依F=u苗=5計算，則有:1ooV兀5兀5V=d2N.=-x0

36、.0392x100x=0.538m2/sSmin4o:p41.23V6.5 液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度h=0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，依照OW=0.006計算可得：2.843600LESmin2/310001L=(°.006x10°°)3/2smin2.84x1=0.000676m3/s丄=(O'006x1000)3/2x四36002.84x136006.6 操作線性能負(fù)荷圖由以上各線的方程式，可畫出塔的操作性能負(fù)荷圖，見附圖。根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的汽液負(fù)荷，可知操作點P(0.0017,1.176)在正常的操作范圍內(nèi)，連接0P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:V=2.18m3/s,V=0.49m3/sSmaxSmin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)計計算結(jié)果匯總于表X表X浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果項目塔徑D,m數(shù)值及說明1.2備注板間距H,mT0.4塔板型式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速U,m/s1.323溢流堰長度l,mW0.792溢流堰高度h,mW0.049板上液層高度h,mL0.06降液管底隙咼度h，mo0.027浮閥數(shù)N，個116等腰三角形叉排閥孔氣速u,m/so8.49閥孔動能因數(shù)F9.4