分離甲醇水雙組分均相混合物常壓連續(xù)精餾篩板塔課程設(shè)計

1、化工原理課程設(shè)計 題 目 甲醇-水溶液連續(xù)篩板精餾塔設(shè)計學 院 化學化工學院 專 業(yè) 制藥工程 指導教師 二O一一 年 五 月一 日設(shè)計一分離甲醇-水雙組分均相混合物常壓連續(xù)精餾篩板塔1、工藝條件及數(shù)據(jù)在抗生素類藥物生產(chǎn)中，需要用甲醇溶媒洗滌晶體，洗滌過濾后的甲醇溶媒含甲醇43%，水57%（質(zhì)量分數(shù)），為使該甲醇溶媒重復(fù)利用，擬設(shè)計一板式精餾塔對廢甲醇溶媒進行精餾，得到含水量2%（質(zhì)量含量）的甲醇溶媒，設(shè)計要求甲醇溶媒的處理量為75000噸/年，塔底廢水中含甲醇含量3%（質(zhì)量含量） 泡點進料， 料液可視為理想溶液，2、操作條件 常壓操作； 回流液溫度為塔頂蒸汽的露點；回流比自選； 直接蒸汽加熱

2、，加熱蒸汽壓力為3kgf/cm2(絕對壓強) 冷卻水進口溫度為30，出口溫度為45； 設(shè)備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5%。 單板壓降0.7KPa3、設(shè)計內(nèi)容 物料、熱量衡算； 塔板數(shù)、塔高、塔徑計算； 溢流裝置、塔板布置設(shè)計； 流體力學計算、負荷性能圖。 靈敏板位置 輔助設(shè)備的計算及選型符號說明：英文字母Aa- 塔板的開孔區(qū)面積，m2Af- 降液管的截面積, m2Ao- 篩孔區(qū)面積, m2 AT-塔的截面積 m2PP-氣體通過每層篩板的壓降C-負荷因子 無因次t-篩孔的中心距C20-表面張力為20mN/m的負荷因子do-篩孔直徑 uo-液體通過降液管底隙的速度D-塔徑 mWc-邊緣無效區(qū)寬度ev

3、-液沫夾帶量 kg液/kg氣Wd-弓形降液管的寬度ET-總板效率Ws-破沫區(qū)寬度R-回流比Rmin-最小回流比 M-平均摩爾質(zhì)量 kg/kmoltm-平均溫度 g-重力加速度 9.81m/s2Z-板式塔的有效高度Fo-篩孔氣相動能因子 kg1/2/(s.m1/2)hl-進口堰與降液管間的水平距離 m-液體在降液管內(nèi)停留時間hc-與干板壓降相當?shù)囊褐叨?m-粘度hd-與液體流過降液管的壓降相當?shù)囊鹤⒏叨?m-密度hf-塔板上鼓層高度 m-表面張力hL-板上清液層高度 m-液體密度校正系數(shù)h1-與板上液層阻力相當?shù)囊鹤⒏叨?m下標ho-降液管的義底隙高度 mmax-最大的how-堰上液層高度 m

4、min-最小的hW-出口堰高度 mL-液相的hW-進口堰高度 mV-氣相的h-與克服表面張力的壓降相當?shù)囊鹤⒏叨?mH-板式塔高度 mHB-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-進料板處塔板間距 mHP-人孔處塔板間距 mHT-塔板間距 mH1-封頭高度 mH2-裙座高度 mK-穩(wěn)定系數(shù)lW-堰長 mLh-液體體積流量 m3/hLs-液體體積流量 m3/sn-篩孔數(shù)目 P-操作壓力 KPaP-壓力降 KPaPp-氣體通過每層篩的壓降 KPaT-理論板層數(shù)u-空塔氣速 m/su0,min-漏夜點氣速 m/suo -液體通過降液管底隙的速度 m/sVh-氣體體積流

5、量 m3/hVs-氣體體積流量 m3/sWc-邊緣無效區(qū)寬度 mWd-弓形降液管寬度 mWs -破沫區(qū)寬度 mZ - 板式塔的有效高度 m 下標Max- 最大的Min - 最小的L- 液相的V- 氣相的 希臘字母-篩板的厚度 m-液體在降液管內(nèi)停留的時間 s-粘度 mPa.s-密度 kg/m3-表面張力N/m-開孔率 無因次-質(zhì)量分率 無因次目 錄一、概述61 精餾操作對塔設(shè)備的要求和類型62精餾塔的設(shè)計步驟7二、精餾塔的熱量衡算81.全凝器的熱量衡算：82.再沸器的熱負荷8三、精餾塔的物料衡算81.原料液及其塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率8四、塔板數(shù)的確定91.理論板層數(shù)NT的求取9五、精餾塔的工

6、藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的計算121.操作壓力的計算122.平均摩爾質(zhì)量的計算123.平均密度的計算134.平均粘度的計算135.平均表面張力的計算14六、精餾塔的塔體工藝尺寸計算151.精餾段塔徑的計算152.提餾段塔徑的計算163.精餾塔有效高度的計算17七、塔板主要工藝尺寸的計算171.精餾段172.提餾段19八、篩板的流體力學驗算211.精餾段212.提餾段23九、塔板負荷性能圖251.精餾段252.提餾段27十、篩板塔設(shè)計計算結(jié)果30十一、輔助設(shè)備的計算及選型321塔頂全凝器322原料預(yù)熱器333塔底再沸器354精餾塔塔高的設(shè)計365管徑的設(shè)計366.泵的計算及選型37十二、設(shè)計總結(jié)

7、：38十三、附錄391.成員分工392.參考文獻39一、 概述1 精餾操作對塔設(shè)備的要求和類型對塔設(shè)備的要求精餾所進行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣(汽)、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求： 氣(汽)、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。 操作穩(wěn)定，彈性大，即當塔設(shè)備的氣(汽)、液負荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(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。 流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力

8、降小，這將大大節(jié)省動力消耗，從而降低操作費用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。 結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。 塔內(nèi)的滯留量要小。實際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨特的優(yōu)點，設(shè)計時應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進行選型。板式塔類型 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，板式塔為逐級接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流

9、多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀五十年代以后，隨著石油、化學工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內(nèi)外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛。 篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點有： 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 壓降較低

10、，每板壓力比泡罩塔約低30左右。 篩板塔的缺點是： 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 操作彈性較小(約23)。 小孔篩板容易堵塞。2精餾塔的設(shè)計步驟 本設(shè)計按以下幾個階段進行： 設(shè)計方案確定和說明。根據(jù)給定任務(wù)，對精餾裝置的流程、操作條件、主要設(shè)備型式及其材質(zhì)的選取等進行論述。 蒸餾塔的工藝計算，確定塔高和塔徑。 塔板設(shè)計：計算塔板各主要工藝尺寸，進行流體力學校核計算。接管尺寸、泵等，并畫出塔的操作性能圖。 管路及附屬設(shè)備的計算與選型，如再沸器、冷凝器。 抄寫說明書。 繪制精餾裝置工藝流程圖和精餾塔的設(shè)備圖。本設(shè)計任務(wù)為分離醇和水的混合物，對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)常壓精餾流

11、程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至貯罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比比較小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。塔底采用間接蒸氣加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至貯罐。二、 精餾塔的熱量衡算1. 全凝器的熱量衡算：Qc=VIVD (LILD+DILD)Qc=(R+1)D(IVD-ILD)因塔頂餾出液幾乎為純甲醇，故其焓可近似按純甲醇進行計算，又操作條件下甲醇的汽化熱為1101KJ/kg則Qc=(R+1)DIVD=（1.471+1）139.49110131.55=1.19710

12、7 KJ/h冷卻水消耗量：Wc=Qc(1-5%)/Cp(t2-t1)= 1.1971070.95/4.83(45-30)=1.812105kg/h2. 再沸器的熱負荷QB=V(IVW-ILW)+QL其中釜殘液幾乎為水，故其焓可按純水計算，操作條件下水的汽化熱為2258 KJ/kgQB =344.68225818.02+5%QB得：QB=1.4763107 KJ/h在P為3kgf/cm2時，水的汽化熱為2163.3 KJ/kg故Wh=QB/r=1.4763107/2163.3=6824.3 kg/h三、 精餾塔的物料衡算1. 原料液及其塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率甲醇的摩爾質(zhì)量為：32.04kg/k

13、mol水的摩爾質(zhì)量為： 18.01kg/kmolxf=0.298xd=0.965xw=0.0162. 原料液及其塔頂與塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量Mf=32.040.298+18.01(1-0.298)=22.19kg/molMd=32.040.965+18.01(1-0.965)=31.55kg/molMw=32.040.016+18.01(1-0.016)=18.23 kg/mol1. 物料衡算原料處理量：F=469.43Kmol/L總物料衡算：469.43=D+W甲醇物料衡算：469.430.298=0.965D+0.016W聯(lián)立解得：D=139.49 Kmol/L W=329.94 Kmol

14、/L四、 塔板數(shù)的確定1. 理論板層數(shù)NT的求取因為甲醇與水屬于理想物系，可采用圖解法求解（見相平衡圖） 由手冊查得甲醇水物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖。附： 汽液平衡數(shù)據(jù)xyxyxy0.000.0000.150.5170.700.8700.020.1340.200.5790.800.9150.040.2340.300.6650.900.9580.060.3040.400.7290.950.9790.080.3650.500.7791.001.0000.100.4180.600.825 求最小回流比，在途中對角線上自點e(0.298,0.298)作垂線ef,即為進料線（q線），該線與平衡線的

15、交點坐標為yq=0.665,xq=0.298最小回流比及其操作回流比的求解：y=0.665，x=0.298Rmin=(xD-y)/(y-x)=(0.965-0.665)/(0.665-0.298)=0.817取操作回流比為：R=1.8Rmin=1.80.817=1.471精餾塔的氣、液相負荷L=RD=1.417139.49=205.19kmol/hV=(R+1)D=2.417139.49=344.68kmol/hL=L+F=205.19+469.43=674.62kmol/hV=V=344.68kmol/h精餾段、提餾段操作線方程精餾段操作線：y=L/Vx+D/Vxd=0.595x+0.391

16、提餾段操作線：y=L/VxW/Vxw=1.878x-0.015圖解法求理論塔板層數(shù)根據(jù)圖所示，可求得結(jié)果為總理論塔板數(shù)NT為10.5塊(包括再沸器)進料板位置NF=8操作溫度的計算有甲醇-水混合液的t-x-y圖查得：當xb=0.965,xF=0.298,xw=0.016時，分別對應(yīng)：塔頂溫度tD=64.9，進料板溫度tF=78.2,塔釜溫度tW=97.4提鎦段平均溫度：tm=(97.4+78.2)/2=87.8精餾段平均溫度：tm=（64.9+78.2）/2=71.6實際板層的求取：全塔效率為60%，精餾段實際塔板數(shù) N精=7/60%=12塊，提餾段實際塔板數(shù) N提=3.5/60%=6塊總塔板

17、數(shù)為18塊。五、 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的計算1. 操作壓力的計算 塔頂操作壓力PD=101.3 KPa設(shè)每層塔壓降： P=0.7KPa（一般情演況下，板式塔的每一個理論級壓降約在0.41.1kPa）進料板壓力： PF=101.3+0.7 N精=101.3+0.712=109.7(KPa)精餾段平均壓力：Pm=(114.6+101.3)/2=105.5(KPa)塔釜板壓力： PW=PD+0.7N總=113.9(KPa)提餾段平均壓力：Pm=(109.7+113.9)/2=111.8(KPa)2. 平均摩爾質(zhì)量的計算a. 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由xD=y1=0.965 查平衡曲線得 x

18、1=0.912MVDm=0.96532.04+(1-0.965)18.01=31.55kg/molMLDm=0.91232.04+(1-0.912)18.01=30.80kg/molb. 進料板平均摩爾質(zhì)量計算由yF=0.587 查平衡曲線得 x1=0.213MVFm=0.58732.04+(1-0.587)18.01=26.25kg/molMLFm=0.21332.04+(1-0.213)18.01=20.99kg/molc. 塔釜平均摩爾質(zhì)量計算由y1=0.044 查平衡曲線得 x1=0.006MVWm=0.04432.04+(1-0.044)18.01=18.63kg/molMLWm=0

19、.00632.04+(1-0.006)18.01=18.09kg/mold. 精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=(31.55+26.25)/2=28.90kg/molMLm=(30.80+20.99)/2=25.90kg/mole. 提餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=(26.25+18.63)/2=22.44kg/molMLm=(20.99+18.09)/2=19.54kg/mol3. 平均密度的計算a. 精餾段平均密度的計算氣相由理想氣體狀態(tài)方程得Vm=PmMvw/RTm=(105.528.9)/8.314(273.15+71.6)=1.09kg/m3液相查得tD=64.9時 A981.1kg/m3 B=7

20、51.7kg/m3tF=78.2時 A973.0kg/m3 B=740.8kg/m3LDm=1/(0.98/751.7+0.02/981.1)=755.3kg/m3進料板液相的質(zhì)量分率A=(0.21332.04)/(0.21332.04+0.78718.01)=0.325 LFm=1/(0.325/740.8+0.675/973.0)=883.1kg/m3精餾段液相平均密度為Lm=(755.3+883.1)/2=819.2 kg/m3b. 提餾段平均密度的計算 氣相由理想氣體狀態(tài)方程得Vm=PmMvw/RTm=(111.822.44)/8.314(273.15+87.82)=0.88kg/m3

21、 液相查可得tw=97.4時 A960.2kg/m3 B=724.8kg/m3A=(0.0332.04)/(0.0332.04+0.9718.01)=0.052Lwm=1/(0.052/224.8+0.948/960.2)=944.29kg/m3提餾段平均密度Lm=(883.1+944.29)/2=913.7kg/m34. 平均粘度的計算液相平均粘度依下式計算 即lgLm=xilgia塔頂液相平均粘度的計算 由tD=64.9查得A=0.45mPa.s BlgLDm=0.965lg(0.34)+0.035lg(0.45)=-0.46LDmb進料板平均粘度的計算由tF=78.2查得A=0.36mP

22、a.s BlgLFm=0.213lg(0.29)+0.787lg(0.36)=-0.47LFm精餾段平均粘度Lmc塔底液相平均粘度的計算 由tW=97.4查得A=0.27mPa.s BlgLWm=0.016lg(0.23)+0.9841lg(0.27)=-0.57 LWm提餾段平均粘度Lm=(0.269+0.339)/2=0.04mPa.s5. 平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算 即Lm=xiia. 塔頂液相平均表面張力的計算 由tD=64.9查得A=65.22mN/m B=18.10mN/mLDm=0.96518.10+0.03565.22=19.75 mN/mb. 進料板液相平均

23、表面張力的計算 由tF=78.2查得A=63.25mN/m B=16.60N/mLFM=0.21316.6+0.78763.25=53.31 mN/mc. 塔底液相平均表面張力的計算 由tW=97.4查得A=59.50mN/m B=14.70N/mLWm=0.01614.70+0.98459.5=58.78 mN/m精餾段液相平均表面張力Lm=(53.31+19.75)/2=36.53 mN/m提餾段液相平均表面張力Lm=(53.31+58.78)/2=56.05 mN/m六、 精餾塔的塔體工藝尺寸計算1. 精餾段塔徑的計算由上面可知精餾段 L=205.19kmol/h ，V=344.68km

24、ol/h精餾段的氣、液相體積流率為 VS=VMVm/3600Vm=(344.6828.9)/(36001.09)=2.539m3/sLS=LMLm/3600Lm=(205.1925.9)/(3600819.2)=0.001802m3/s式中，負荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得C20再求圖的橫坐標為 Flv=L/V(l/v)0.5=0.0195取板間距，HT=0.40m,板上清液層高度取hL=0.05m，則HT-hL=0.35 m史密斯關(guān)聯(lián)圖如下由上面史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知C20=0.073氣體負荷因子C= C20(/20)0.2=0.08235Umax=2.26取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 U=0.7

25、Umax=0.72.26=1.582m/s=1.43m按標準塔徑圓整后為D=1.4m塔截面積為At=3.1410.7=1.539 m2實際空塔氣速為U實際=2.539/1.539=1.65m/sU實際/ Umax=1.65/2.26=0.73(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計要求)2. 提餾段塔徑的計算由上面可知提餾段 L=674.62kmol/h ，V=344.68kmol/h提餾段的氣、液相體積流率為 VS=VMVm/3600Vm=(344.6822.44)/(36000.88)=2.441m3/sLS=LMLm/3600Lm=(674.6219.54)/(3600913.7)=0.004

26、m3/s式中，負荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得C20再求圖的橫坐標為 Flv=L/V(l/v)0.5=0.053取板間距，HT=0.40m，板上清液層高度取hL=0.06m，則HT-hL=0.34 m由史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知 C20=0.072氣體負荷因子 C= C20(/20)0.2=0.088Umax=2.83m/s取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為 U=0.6Umax=0.62.83=1.698m/s=1.353m按標準塔徑圓整后為D=1.4m塔截面積為At=3.140.70.7=1.539 m2實際空塔氣速為U實際=2.441/1.539=1.586 m/s U實際/ Umax=1.586/2.8

27、3=0.56(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計要求)3. 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為 Z精=（N精-1）HT=（12-1）0.40=4.4m提餾段有效高度為 Z提=（N提-1）HT=（6-1）0.40=2.0 m在進料板上方開一個人孔，其高度為0.8 m故精餾塔有效高度為Z=Z精+Z提+0.5=4.4+2+0.8=7.2m七、 塔板主要工藝尺寸的計算1. 精餾段a溢流裝置計算因塔徑D=1.4m，所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。( 此種溢流方式液體流徑較長，塔板效率較高，塔板結(jié)構(gòu)簡單，加工方便，在直徑小于2.2m的塔中被廣泛使用。)各項計算如下：1) 堰長lw可取lw=0.

28、70D=0.98m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow選用平直堰，( 溢流堰板的形狀有平直形與齒形兩種，設(shè)計中一般采用平直形溢流堰板。) 堰上層液高度how由下列公式計算，即有 how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)并由圖液流收縮系數(shù)計算圖，則可取用E= 1.0 ，則how=0.01253m取板上清液層高度hL=0.05 m故 hw=0.03747m3) 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af由Wd/D=0.7m 查得Af/AT=0.094 Wd/D=0.151 Af=0.0941.539=0.1447 m2Wd=0.1511.4=0.2714 m并依據(jù)下式驗算液體在降液管中的停留時

29、間，即=3600 AfHT/Lh= 3600 0.14470.40/ (36000.0018027)=32.12s5s 驗證結(jié)果為降液管設(shè)計符合要求。4）降液管底隙高度hoho= Lh/（3600lwuo）取uo=0.08m/s則ho=0.0018023600/(36000.980.08) =0.2289mHw-ho=0.03747-0.02298=0.014490.006 m故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度hw=50mm。b塔板布置1) 塔板的分塊因為D 800mm，所以選擇采用分塊式，查可得，塔板可分為3塊。2) 邊緣區(qū)寬度確定取Ws=Ws= 40mm , Wc=35mmc開孔

30、區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa按下面式子計算，則有Aa=2x（r2x2）0.5+ r2/180sin-1（x/r）其中 x=D/2(WdWs)r= D/2Wc=1.4/2-0.035=0.665并由Wd/D=0.125， 推出Wd=0.125由上面推出 Aa=1.095m2d 篩孔計算與排列本實驗研究的物系基本上沒有腐蝕性，可選用= 3mm碳鋼板，取篩孔直徑do=5mm篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t=3do=15mm篩孔的數(shù)目n為n=1.155Ao/t2=5621個開孔率為=0.907（do/t）2=10.1%氣體通過閥孔的氣速為uo=Vs/Ao=1.095/（Aa）=22.96m/s2. 提

31、餾段 (計算公式和原理同精餾段)a溢流裝置計算因塔徑D=1.0m，所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤（同精餾段）。各項計算如下：1) 堰長lw可取lw=0.70D=0.98m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow可選取平直堰，堰上層液高度how由下列公式計算，即有how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)并由圖液流收縮系數(shù)計算圖，則可取用E= 1.0 ，則how=0.01704m取板上清液層高度hL=0.06 m故 hw=0.06-0.01704=0.043 m3) 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af由Wd/D=0.7m 查圖可求得Af/AT=0.094 Wd/D=0.151A

32、f=0.0941.539=0.1447 m2Wd=0.1511.4=0.2114m并依據(jù)下式驗算液體在降液管中的停留時間，即=3600 AfHT/Lh= 3600 0.14470.40/ (36000.004)=14.47s5s 驗證結(jié)果為降液管設(shè)計符合要求。4）降液管底隙高度hoho= Lh/（3600lwuo）取 uo=0.18m 則ho=0.0043600/(36000.980.18) =0.022 68m0.02mHw-hO=0.043-0.02268=0.0203m0.006 m故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度hw=50mm。b塔板布置1) 塔板的分塊因為D 800mm，

33、所以選擇采用分塊式，查可得，塔板可分為3塊。2) 邊緣區(qū)寬度確定取Ws=Ws= 40mm , Wc=35mmc開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa按下面式子計算，則有Aa=2x（r2x2）0.5+ r2/180sin-1（x/r）其中 x=D/2(WdWs)r= D/2Wc=1.4/2-0.035=0.665并由Wd/D=0.125， 推出Wd=0.125由上面推出 Aa=1.095m2d 篩孔計算與排列本實驗研究的物系基本上沒有腐蝕性，可選用= 3mm碳鋼板，取篩孔直徑do=5mm篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t=3do=15mm篩孔的數(shù)目n為n=1.155Ao/t2=5621個開孔率為=0.9

34、07（do/t）2=10.1%氣體通過閥孔的氣速為uo=Vs/Ao=2.441/（0.1011.095）=22.07m/s八、 篩板的流體力學驗算1. 精餾段1) 塔板的壓降a 干板的阻力hc計算干板的阻力hc計算由公式hc=0.051(uo/co)2（v/l）并取do/= 5/3=1.67 ,可查史密斯關(guān)聯(lián)圖得，co=0.772所以hc=0.051(22.96/0.772) 2(1.01/819.2)=0.0556m液柱b 氣體通過液層的阻力hl的計算氣體通過液層的阻力hl由公式hl=hLua=Vs/（ATAf）=2.539/(1.539-0.1447)=1.821m/sFo=1.821(1

35、.09)1/2=1.901kg1/2/(s m1/2)可查得，得=0.54所以hl=hL=0.54(0.03747+0.0125)=0.027 m液柱c 液體表面張力的阻力h計算液體表面張力的阻力h由公式h=4L/（lgdo）計算,則有h=(436.5310-3)/(819.19.810.005)=0.0036 m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hP，可按下面公式計算hP=hc+hl+h=0.0556+0.027+0.0036=0.0862m液柱氣體通過每層塔板的壓降為 Pp= hPlg =0.0862819.29.81=692.73Pa0.7KPa（設(shè)計允許值） 2) 液面落差對于篩板塔，液面

36、落差很小，由于塔徑和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影響。3) 液沫夾帶 液沫夾帶量，采用公式 ev=5.7106/Lua/(HThf)3.2由hf=2.5hL=2.50.05=0.125m 所以：ev=(5.710-6/36.5310-3) 1.65/(0.4-0.125)=0.046kg液/kg氣0.1kg液/kg氣可知液沫夾帶量在設(shè)計范圍之內(nèi)。4) 漏液對于篩板塔，漏液點氣速uo,min可由公式Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 hL-h)/L /V1/2=8.91m/s實際孔速為oUo,min穩(wěn)定系數(shù)為 =Uo/Uo,min=22.96/8.91=2.581.5故在本設(shè)

37、計中無明顯漏液。5) 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度Hd應(yīng)服從式子Hd(HThw)甲醇與水屬于一般物系，取= 0.5，則(HThw)=0.5（0.40+0.037477）=0.219m而Hd=hp+hL+hd板上不設(shè)進口堰，則有hd=0.153(uo)2=0.153(0.08)2=0.00098m液柱Hd=hp+hL+hd=0.076+0.05+0.00098=0.137m液柱則有： Hd(HThw)于是可知本設(shè)計不會發(fā)生液泛2. 提餾段1) 塔板的壓降a 干板的阻力hc計算干板的阻力hc計算由公式hc=0.051(uo/co)2（v/l）并取do/= 5/3=1.67 ,可查圖得，c

38、o=0.772所以hc= 0.040液柱b 氣體通過液層的阻力hl計算氣體通過液層的阻力hl由公式hl=hLua=Vs/（ATAf）=1.751m/sFo=1.7510.880.5=1.64kg1/2/s m1/2可查圖得=0.58所以hl=hL=0.0348m液柱c 液體表面張力的阻力h計算液體表面張力的阻力h由公式h=L/（lgdo）計算,則有h=0.005m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hP，可按公式hP=hc+hl+h=0.0798m液柱氣體通過每層塔板的壓降為Pp= hPlg = 669.3Pa0.7kPa 計算結(jié)果在設(shè)計值內(nèi)2) 液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，因塔徑和液流量均

39、不大，所以可忽略液面落差的影響。3) 液沫夾帶 液沫夾帶量，采用公式ev=5.710-6/L ua/(HThf)3.2 由hf=2.5hL=0.125m所以ev=5.710-6/56.0510-31.586/()3.2 =0.028 kg液/kg氣0.1 kg液/kg氣可知液沫夾帶量在設(shè)計范圍之內(nèi)。4) 漏液對于篩板塔，漏液點氣速uo,min可由公式Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 hL-h)/L /V1/2=9.22m/sUo=27.38m/sUo,min穩(wěn)定系數(shù)為 K= Uo / Uo,min =22.07/9.22=2.391.5故在本設(shè)計中無明顯漏液。5) 液泛為防止塔

40、內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度Hd應(yīng)服從式子Hd(HThw)甲醇與水屬于一般物系，取= 0.5 則(HThw)=0.5（0.40+0.043）=0.2215m而Hd=hp+hL+hd板上不設(shè)進口堰，則有hd=0.153(uo)2=0.005m液柱Hd=hp+hL+hd=0.0678+0.05+0.005=0.135m液柱則有：Hd(HThw)于是可知本設(shè)計不會發(fā)生液泛。九、 塔板負荷性能圖1. 精餾段a漏液線Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 hL-h)/L /V1/2Uo,min=Vs, min/AohL= h w +hOWhOW =2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)Vs

41、, min =4.4Co Ao0.0056+0.13( hW+2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)- hL /V 1/2 =6.142(0.007151+0.1219Ls2/3) 1/2 在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值計算結(jié)果列于下表Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s0.6480.7700.8890.977b 液沫夾帶線ev =0.1kg液/kg氣為限，求VsLs關(guān)系如下：ev=5.710-6/Lua/(HThf)3.2ua=Vs/(AT-Af)=0.717 Vshf=2.5hL=2.5(hw+ how)hw=0.03747h

42、ow=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)hf=2.5(0.03747+ 0.676 Ls2/3)=0.0937+1.69 Ls2/3HThf=2/3=0.3063-1.69 Ls2/3 ev=5.710-6/36.5310-30.717Vs/(2/3)3.2 =0.1整理得 Vs=3.54-19.70 Ls2/3 在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值計算結(jié)果列于下表Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s3.4163.2823.1303.003c 液相負荷下限線對于平流堰，取堰上液層高度how=0.005m作為最小液體負荷標準，由式ho

43、w=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3) =0.005Ls,min=0.00045m/s據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線d 液相負荷上限線 以=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式=（AfHT）/Ls=4故Ls,max=（AfHT）/4=（0.14470.40）/4=0.01447 m3/s據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限e 液泛線令Hd=(HThw)Hd=hp+hL+hdhP=hc+hl+hhl=hLhL= h w +hOW聯(lián)立得 HT(-1)hw=(+1) hOW+ hc + hd + h忽略h，將hOW與Ls、hd和Ls、hc與Vs的關(guān)系代入上式，

44、得a V2s=b-c Ls2-d Ls2/3 式中a=0.051/(Aoco)2（v/l）b=HT(-1)hwc=0.153/(lwhO)2d=2.8410-3E( 1+)(3600/lw)(2/3)將有關(guān)數(shù)據(jù)代入,得a=0.051/(0.1011.0950.772)2（1.01/819.1）=0.028b=0.50.4(0.5-0.54-1)0.03747=0.161c=0.153/(0.980.02298)2=301.67d=2.8410-31( 1+0.54)(3600/0.98)(2/3)=1.041 故V2s=5.75-10773.92 Ls2-37.18 L2/3s在操作范圍內(nèi)，任

45、取幾個Ls值，依上式計算出Vs的值，計算結(jié)果如下表Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s5.745.244.884.52故負荷性能圖如下：在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏控制。由圖查得Vs,max= 3.207m3/s Vs,min=0.672 m3/s故操作彈性為Vs,max/ Vs,min=3.207/0.672=4.7722. 提餾段a漏液線Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 hL-h)/L /V1/2Uo,min=Vs, min/AohL= h w +hOWhOW

46、=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)Vs, min =4.4Co Ao0.0056+0.13( hW+2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)- hL /V 1/2 =6.9536 (0.0042+0.676Ls2/3) 1/2 在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值計算結(jié)果列于下表Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s0.6400.7950.9401.046b 液沫夾帶線ev =0.1kg液/kg氣為限，求VsLs關(guān)系如下：ev=5.710-6/Lua/(HThf)3.2ua=Vs/(AT-Af)=0.717 Vshf=2.5hL

47、=2.5(hw+ how)hw=0.03747how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)hf=2.5(0.03747+ 0.676 Ls2/3)=0.0937+1.69 Ls2/3HThf=2/3=0.3063-1.69 Ls2/3 ev=5.710-6/36.5310-3 0.717Vs/(2/3)3.2 =0.1整理得 Vs=3.54-19.70 Ls2/3 在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值計算結(jié)果列于下表Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s3.4163.2823.1303.003c 液相負荷下限線對于平流堰，取堰上液層高度

48、how=0.005m作為最小液體負荷標準，由式how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3) =0.005Ls,min=0.00045m/s據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線d 液相負荷上限線 以=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式=（AfHT）/Ls=4故Ls,max=（AfHT）/4=（0.14470.40）/4=0.01447 m3/s據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限e 液泛線令Hd=(HThw)Hd=hp+hL+hdhP=hc+hl+hhl=hLhL= h w +hOW聯(lián)立得HT(-1)hw=(+1) hOW+ hc + hd + h忽略h，將hO

49、W與Ls、hd和Ls、hc與Vs的關(guān)系代入上式，得a V2s=b-c Ls2-d Ls2/3式中a=0.051/(Aoco)2（v/l）b=HT(-1)hwc=0.153/(lwhO)2d=2.8410-3E( 1+)(3600/lw)(2/3)將有關(guān)數(shù)據(jù)代入,得a=0.051/(0.1011.0950.772)2（0.88/913.7）=0.0204b=0.50.4(0.5-0.58-1)0.01704=0.182c=0.153/(0.980.02268)2=309.71d=2.8410-31( 1+0.58)(3600/0.98)(2/3)=1.068故V2s=8.92-15181.86 Ls2-52.35 Ls2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs的值，計算結(jié)果如下表Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s8.5868.27.6947.187故負荷性能圖如下：在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA