化工課程設(shè)計

1、 設(shè)計題目名稱：甲醇-水溶液連續(xù)篩板精餾塔設(shè)計設(shè)計條件：1處理量：50000t/年；2料液組成（質(zhì)量分數(shù)）：40%；3塔頂產(chǎn)品組成（質(zhì)量分數(shù)）：93.0%； 4塔頂易揮發(fā)組成回收率：99.5%；5年工作生產(chǎn)時間：330天；6全塔總效率：60%。設(shè)計內(nèi)容：設(shè)計方案的確定：（1）常壓精餾；（2）進料狀態(tài)：泡點進料；（3）加熱方式：塔底間接加熱，塔頂全凝；（4）熱能的利用。工藝計算：（1）物料衡算；（2）熱量衡算；（3）回流比的確定；（4）理論塔板數(shù)的確定。        塔板及其塔的主要尺寸的設(shè)計：（1）塔板間距的確定；（2）塔徑的確定；（3）塔板

2、的布置及其板上流流程的確定。        流體力學的計算及其有關(guān)水力性質(zhì)的校核。板式精餾塔輔助設(shè)備的選型。繪制帶控制的點工藝流程圖及精餾塔設(shè)備的條件圖。編寫設(shè)計說明書廠址：長沙地區(qū)設(shè)計任務(wù)完成精餾塔的工藝設(shè)計，有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計和選型，繪制精餾塔系統(tǒng)帶控制點的工藝流程圖及其精餾塔設(shè)備的工藝條件圖，編寫設(shè)計說明書。設(shè)計時間安排2006.5.29-2006.6.16附：  汽液平衡數(shù)據(jù)x        y        x    

3、0;   y        x        y0.00        0.000        0.15        0.517        0.70        0.8700.02        0.134       

4、 0.20        0.579        0.80        0.9150.04        0.234        0.30        0.665        0.90        0.9580.06       

5、; 0.304        0.40        0.729        0.95        0.9790.08        0.365        0.50        0.779        1.00        1

6、.0000.10        0.418        0.60        0.825                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 m2        PP-氣體通過每層篩板的壓降C-負荷因子  無因次  

7、0;     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 m        Wc-邊緣無效區(qū)寬度ev-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 9.8

8、1m/s2        Z-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   

9、    -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 m        max-最大的how-堰上液層高度 m        min-最小的hW-出口堰高度 m        L-液相的hW-進口堰高度 m        V-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

10、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  希臘

11、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  下標Max- 最大的Min - 最小的L- 液相的V- 氣相的                              目   錄一、概述        51精餾操作對塔設(shè)備的要

12、求        52板式塔類型        53精餾塔的設(shè)計步驟        6二、精餾塔的物料衡算        6三、塔板數(shù)的確定        7四、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        7五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算        10六、塔板主要工藝尺寸的計算   

13、     12七、篩板的流體力學驗算        15八、塔板負荷性能圖        18九、篩板塔設(shè)計計算結(jié)果        21十、輔助設(shè)備的計算及選型        22 原料貯罐        222產(chǎn)品貯罐        23原料預(yù)熱器        234塔頂全凝器  &#

14、160;     245塔底再沸器        246產(chǎn)品冷凝器        257精餾塔        258管徑的設(shè)計        269泵的計算及選型        27十一、參文獻考        27一、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

15、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

16、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、

17、穿流多孔板塔、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

18、加1015。    塔板效率高，比泡罩塔高15左右。    壓降較低，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，

19、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

20、熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至貯罐。二、精餾塔的物料衡算 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/kmol水的摩爾質(zhì)量為：  18.01kg/kmolxf=(0.40/32.04)/(0.40/32.04+0.60/18.01)=0.273xd=(0.93/32.04)/(0.93/32.04+0.07/18.01)=0.882                         

21、60;                                     原料液及其塔頂與塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量Mf=32.04×0.273+18.01×(1-0.273)=21.84kg/molMd=32.04×0.882+18.01×(1-0.882)=30.38kg/mol則可知：原料的處理量：F=5000

22、0/(330×24×21.84)=289.06kmol/h根據(jù)回收率：  = xd×D/(xf×F)=99.5%則有：        D=89.02kmol/h 由總物料衡算：F= D+W以及:         xf×F= xd ×D+W×xw容易得出：    W=200.04kmol/hxw=0.00199三、塔板數(shù)的確定 理論板層數(shù)NT的求取因為甲醇與水屬于理想物

23、系，可采用圖解法求解（見相平衡圖1-1）最小回流比及其操作回流比的求解：y=0.647，x=0.273Rmin=(xD-y)/(y-x)=(0.882-0.647)/(0.647-0.273)=0.628取操作回流比為：R=1.8Rmin=1.8×0.628=1.130a精餾塔的氣、液相負荷L=R×D=1.13×89.02=100.59kmol/hV=(R+1)×D=2.13×89.02=189.61kmol/hL=L+F=100.59+289.06=389.65kmol/hV=V=189.61kmol/hb精餾段、提餾段操作線方程精餾段操作線

24、：y=L/V×x+D/V×xd=0.5305x+0.414提餾段操作線：y=L/V×xW/V×xw=2.055x-0.002c圖解法求理論塔板層數(shù)根據(jù)圖一所示，可求得結(jié)果為總理論塔板數(shù)NT為8塊(包括再沸器)進料板位置NF為自塔頂數(shù)起第4塊 理論板層數(shù)NT的求取精餾段實際塔板數(shù)  N精=3/60%=5塊提餾段實際塔板數(shù)  N提=5/60%=9塊四、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 操作壓力的計算設(shè)每層塔壓降：  P=0.9KPa（一般情演況下，板式塔的每一個理論級壓降約在0.41.1kP

25、a）進料板壓力：    PF=101.3+5×0.9=105.8(KPa)精餾段平均壓力：Pm=(101.3+105.8)/2=103.5(KPa)塔釜板壓力：    PW=101.3+14×0.9=113.9(KPa)提餾段平均壓力：Pm=(105.8+113.9)/2=109.85(KPa) 操作溫度的計算查表可得安托尼系數(shù)        A        B        C    

26、0;   MinMaxH2O        7.07406        1657.46        227.02        10168CH3OH        7.19736        1574.99        238.23        -1691H2

27、O的安托尼方程：   lgPAO=7.07406-1657.46/(tA+227.02)CH3OH的安托尼方程： lgPBO=7.19736-1574.99/(tB+238.86)甲醇的tBlg101.3=7.19736-1574.99/(tB+238.86)        tB=64.5()由泡點方程試差可得當   tD=67.0時  Kixi1        同理可求出         

28、60;   tF=85.2時  Kixi1                        tW=103.2時 Kixi1        所以        塔頂溫度         tD=67.0      進料板溫度   

29、60;   tF=85.2         塔釜溫度         tW=103.2精餾段平均溫度  tm=(67.0+85.2)/2=76.1()        提餾段平均溫度  tm=(103.2+85.2)=94.2()        平均摩爾質(zhì)量的計算a. 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算        由xD

30、=y1=0.882  查平衡曲線(圖一)得   x1=0.727        MVDm=0.882×32.04+(1-0.882)×18.01=30.38kg/mol        MLDm=0.727×32.04+(1-0.727)×18.01=28.21kg/molb. 進料板平均摩爾質(zhì)量計算        由yF=0.600     查平衡曲線(圖一

31、)得    x1=0.220        MVFm=0.600×32.04+(1-0.600)×18.01=26.43kg/mol        MLFm=0.220×32.04+(1-0.220)×18.01=21.10kg/mol        c. 塔釜平均摩爾質(zhì)量計算        由y1=0.006    查平衡曲線(圖一)得 

32、60;  x1=0.001        MVWm=0.006×32.04+(1-0.006)×18.01=18.09kg/mol        MLWm=0.001×32.04+(1-0.001)×18.01=18.02kg/mol        d. 精餾段平均摩爾質(zhì)量        MVm=(30.38+26.43)/2=28.41kg/mol   

33、    MLm=(28.21+21.10)/2=24.66kg/mol        e. 提餾段平均摩爾質(zhì)量        MVm=(26.43+18.09)/2=22.26kg/mol        MLm=(21.10+18.02)/2=19.56kg/mol 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=(103.5×28.41)/8.314×(273.15+76.1)=1.01kg/

34、m3液相查可得tD=67.0時  A979.4kg/m3  B=750.0kg/m3                tF=85.2時  A968.5kg/m3  B=735.0kg/m3        LDm=1/(0.93/750.0+0.07/979.4)=762.5kg/m3        進料板液相的質(zhì)量分率A=(0.220×32.04)/

35、(0.220×32.04+0.780×18.01)=0.334                LFm=1/(0.334/735.0+0.666/968.5)=875.6kg/m3精餾段液相平均密度為        Lm=(762.5+875.6)/2=819.1 kg/m3        b. 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=(109.35×22.

36、27)/8.314×(273.15+94.2)=0.80kg/m3 液相查可得tw=103.2時  A956.1kg/m3  B=720.0kg/m3A=(0.001×32.04)/(0.001×32.04+0.999×18.01)=0.0018        Lwm=1/(0.0018/720.0+0.9982/956.18)=955.62kg/m3提餾段平均密度        Lm=(955.62+875.6)/2=915.6 kg

37、/m3        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=67.0查得        A=0.4233mPa.s             B=0.3110mPa.s        lgLDm=0.882l

38、g(0.3110)+0.118lg(0.4233)                =-0.49LDm=0.323mPa.s        b進料板平均粘度的計算        由tF=85.2查得        A=0.3320mPa.s               B=0.2550mPa.s

39、60;       lgLFm=0.220lg(0.2550)+0.780lg(0.3320)                =-0.50        LFm=0.313mPa.s        精餾段平均粘度        Lm=(0.323+0.313)/2=0.318mPa.sc塔底液相平均粘度的計算       

40、60;  由tW=103.2查得        A=0.275mPa.s             B=0.220mPa.s        lgLWm=0.00199lg(0.220)+0.99801lg(0.275)                =-0.56           

41、60;    LWm=0.275mPa.s        提餾段平均粘度        Lm=(0.275+0.313)/2=0.294mPa.s        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=67.0查得 

42、      A=64.91mN/m           B=18.30mN/mLDm=0.882×18.30+0.118×64.91=23.80 mN/mb. 進料板液相平均表面張力的計算   由tF=85.2查得        A=62.22mN/m           B=16.40N/mLFM=0.220×16.4+0.780×62.22=5

43、2.14 mN/mc. 塔底液相平均表面張力的計算     由tW=103.2查得        A=58.20mN/m           B=14.40N/mLWm=0.00199×14.40+0.99801×58.2=58.11 mN/m        精餾段液相平均表面張力Lm=(52.14+23.80)/2=37.97 mN/m        提餾

44、段液相平均表面張力Lm=(52.14+58.11)/2=55.13 mN/m五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算    由上面可知精餾段 L=100.59kmol/h V=189.61kmol/h      a 塔徑的計算        精餾段的氣、液相體積流率為        VS=VMVm/3600Vm=(189.61×28.405)/(3600×1.01)=1.481m3/s      &

45、#160; LS=LMLm/3600Lm=(100.59×24.655)/(3600×819.1)=0.00084m3/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=0.0162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=0.075氣體負荷因子C= C20×(/20)0.2=0.08526Umax=2.43取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為  U=0.8Umax=0.8

46、5;2.43=1.94m/s=0.986m按標準塔徑圓整后為D=1.0m塔截面積為At=3.14×1×1=0.785 m2實際空塔氣速為U實際=1.481/0.785=1.887 m/sU實際/ Umax=1.887/2.43=0.78(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計要求)    由上面可知提餾段  L=389.65kmol/h V=189.61kmol/h       a提餾段塔徑的計算        提餾段的氣、液相體積流率為   

47、;     VS=VMVm/3600Vm=(189.61×22.26)/(3600×0.80)=1.4660m3/s        LS=LMLm/3600Lm=(389.65×19.56)/(3600×915.6)=0.2200m3/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=0.051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

48、      C20=0.076氣體負荷因子  C= C20×(/20)0.2=0.093Umax=3.14m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為  U=0.7Umax=0.7×3.14=2.20m/s=0.921m按標準塔徑圓整后為D=1.0m塔截面積為At=3.14×1×1=0.785 m2實際空塔氣速為U實際=1.466/0.785=1.868 m/s U實際/ Umax=1.868/3.14=0.59(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計要求) 精餾塔有效高度的計算精餾段有

49、效高度為   Z精=（N精-1）HT=（5-1）×0.40=1.6 m提餾段有效高度為   Z提=（N提-1）HT=（9-1）×0.40=3.2 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=1.6+3.2+0.8=5.6m六、塔板主要工藝尺寸的計算 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。( 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=0.60D=0.60

50、m2) 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=2.84/1000×E×(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=0.0083m取板上清液層高度hL=0.05 m故 hw=0.0417m3) 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af由Wd/D=0.6 m    查可求得Af/AT=0.057      Wd/D=0.125 Af=0.057×0.78

51、5=0.0448 m2Wd=0.125×1.0=0.125 m并依據(jù)下式驗算液體在降液管中的停留時間，即=3600 Af×HT/Lh= 3600 ×0.0448×0.40/ (3600×0.0084)=21.31s5s  其中HT即為板間距0.40m，Lh即為每小時的體積流量驗證結(jié)果為降液管設(shè)計符合要求。4）降液管底隙高度hoho= Lh/（3600×lw×uo'）取uo'=0.07m/s則ho=0.0084×3600/(3600×0.6×0.07) =0.0

52、20024 m0.02m Hw-ho=0.0417-0.020024=0.021671910.006 m故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度hw=55mm。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= 65mm ,  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=2【x（r2x2）0.5+ r2/180×sin-1（x/r）】其中   x=D/2(WdWs)r= D/2Wc并由Wd/D=0.125， 推出Wd=0.125由上面推出&#

53、160;       Aa=0.530m2d  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=3    do=15mm篩孔的數(shù)目n為n=1.155Ao/t2=2721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=1.481/（Aa×）=27.67m/s提餾段 (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）

54、。各項計算如下：1)  堰長lw可取lw=0.60D=0.60m2)  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=2.84/1000×E×(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=0.0159m取板上清液層高度hL=0.06 m故 hw=0.06-0.0159=0.0441 m3) 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af由Wd/D=0.6 m    查圖可求得Af/AT=0.057      

55、;Wd/D=0.125Af=0.057×0.785=0.044745 mWd=0.125×1.0=0.125 m并依據(jù)下式驗算液體在降液管中的停留時間，即=3600 Af×HT/Lh= 3600 ×0.044745×0.40/ (3600×0.0022)=8.14s5s  其中HT即為板間距0.40m，Lh即為每小時的體積流量驗證結(jié)果為降液管設(shè)計符合要求。4）降液管底隙高度hoho= Lh/（3600×lw×uo'）取 uo'=0.17m 則ho=0.0022×3600

56、/(3600×0.6×0.17) =0.022 m0.02mHw-hO=0.0417-0.022=0.0197m0.006 m故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度hw=55mm。 b  塔板布置1) 塔板的分塊因為D 800mm，所以選擇采用分塊式，查表可得，塔板可分為3塊。2) 邊緣區(qū)寬度確定取Ws=Ws= 65mm ,  Wc=35mmc  開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa按式子5-12計算，則有Aa=2【x（r2x2）0.5+ r2/180×sin-1（x/r）】其中   x

57、=D/2(WdWs)r= D/2Wc并由Wd/D=0.125，推出Wd=0.125由上面推出Aa=0.530m2d  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=3    do=15mm篩孔的數(shù)目n為n=1.155Ao/t2=2721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=1.466/（0.101×0.530）=27.38m/s七、篩板的流體力學驗算    精餾段1

58、) 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(27.67/0.772) 2×(1.01/819.1)=0.0786m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）=1.481/(0.785-0.0047)=1.897m/sFo=1.897(1.01)1/2=1.90kg1/2/(s m1/2)可查得，得=0.54所以hl=hL=0.54×(0.0417+0.0083

59、)=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/（l×g×do）計算,則有h=(4×37.97×10-3)/(819.1×9.81×0.005)=0.0038 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=0.0786+0.027+0.0038=0.1094m液柱氣體通過每層塔板的壓降為        Pp= hP×l×g =0.1094×819.1×9.81=879.07Pa0.9KPa

60、（設(shè)計允許值）2) 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，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=5.7×106/L×【 ua/(HThf)】3.2由hf=2.5hL=2.5×0.05=0.125m     所以：ev=(5.7×10-6/37.97×10-3) 【1.897/(0.4-0.125)】=0.068kg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)

61、 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 /V】1/2=8.81m/s實際孔速為o27.67m/sUo,min穩(wěn)定系數(shù)為   =Uo/Uo,min=27.67/8.81=3.141.5故在本設(shè)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+0.0417）=0.221m而Hd=hp+hL+hd板上不設(shè)進口堰，則有hd=0.153(uo)2=0.153×(0.07)2

62、=0.0007m液柱Hd=hp+hL+hd=0.1094+0.05+0.0007=0.160m液柱則有：  Hd(HThw)于是可知本設(shè)計不會發(fā)生液泛 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，co=0.772所以hc= 0.0561m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）=1.879m/sFo=1.897×0.80.5=1.68kg1/2/s m1/2可查圖得=0.58所以hl=hL

63、=0.0344m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/（l×g×do）計算,則有h=0.0052m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hP，可按公式hP=hc+hl+h=0.0947m液柱氣體通過每層塔板的壓降為Pp= hP×l×g = 850.59Pa0.9kPa   計算結(jié)果在設(shè)計充值內(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=5.7×10-6/L×【 ua/(HThf)】3.2&

64、#160;    由hf=2.5hL=0.125m所以ev=5.7×10-6/55.13×10-3【 1.879/(0.40-0.125)】3.2  =0.048 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 /V】1/2=9.55m/sUo=27.38m/sUo,min穩(wěn)定系數(shù)為  K= Uo / Uo,min =27.38/9.55=2.871.

65、5故在本設(shè)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+0.417）=0.221m而Hd=hp+hL+hd板上不設(shè)進口堰，則有hd=0.153(uo)2=0.004m液柱Hd=hp+hL+hd=0.095+0.05+0.004=0.149 m液柱則有：Hd(HThw)于是可知本設(shè)計不會發(fā)生液泛。八、塔板負荷性能圖 精餾段a漏液線Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2Uo,min=Vs, min/AohL= h w

66、+hOWhOW =2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)Vs, min =4.4Co Ao【0.0056+0.13( hW+2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)- h】L /V 1/2       =5.178 (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/s        0.0005     

67、;   0.0015        0.0030        0.0045Vs  m3/s        0.461        0.484        0.510        0.529b  液沫夾帶線ev =0.1kg液/kg氣為限，求VsLs關(guān)系如下：ev=5.7×10-6/L

68、5;【 ua/(HThf)】3.2ua=Vs/(AT-Af)=1.351 Vshf=2.5hL=2.5(hw+ how)hw=0.0417how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)hf=2.5(0.0417+ 0.93 Ls2/3)=0.10+2.3 Ls2/3HThf=0.40-0.10-2.30Ls2/3=0.3-2.30 Ls2/3 ev=5.7×10-6/37.97×10-3【 1.351Vs/(0.3-2.30 Ls2/3)】3.2 =0.1整理得    Vs=1.70-13.00 Ls2/3 

69、60;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/s        0.0005        0.0015        0.0030        0.0045Vs  m3/s        1.619        1.530       

70、 1.429        1.346c  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how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3) =0.005Ls,min=0.00024m/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=（Af×HT）/Ls=4故Ls,max=（Af×HT）/4=（0.0447×0.40）/4=0.

71、00447 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，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=2.84×10-3×E×( 1+)(3600/

72、lw)(2/3)將有關(guān)數(shù)據(jù)代入,得a=0.051/(0.101×0.530×0.772)2×（1.01/819.1）=0.037b=0.5×0.4(0.5-0.54-1)×0.0417=0.157c=0.153/(0.6×0.02)2=1062.500d=2.84×10-3×1×( 1+0.54)(3600/0.6)(2/3)=1.444   故V2s=4.24-28716.22 Ls2-39.03 L2/3s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

73、60; m3/s        0.0005        0.0015        0.0030        0.0045Vs  m3/s        3.99        3.66        3.17        2.60在負荷性能

74、圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖二可看出，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= 3.433m3/s                 Vs,min=0.400 m3/s故操作彈性為Vs,max/ Vs,min=3.433/0.400=8.583 提餾段a漏液線Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2Uo,min=Vs, min/AohL= h w +hOWhOW =2.84/1000×

75、E×(Lh/lw)(2/3)Vs, min =4.4Co Ao【0.0056+0.13( hW+2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)- h】L /V 1/2       =6.151 (0.005821+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/s        0.0005        0.0015  &#

76、160;     0.0030        0.0045Vs  m3/s        0.500        0.530        0.562        0.588b  液沫夾帶線ev =0.1kg液/kg氣為限，求VsLs關(guān)系如下：ev=5.7×10-6/L×【 ua/(HThf)】3.2ua=Vs/(

77、AT-Af)=1.351 Vshf=2.5hL=2.5(hw+ how)hw=0.0417how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)hf=2.5(0.0417+ 0.93 Ls2/3)=0.10+2.3 Ls2/3HThf=0.40-0.10-2.30Ls2/3=0.3-2.30 Ls2/3 ev=5.7×10-6/37.97×10-3【 1.351Vs/(0.3-2.30 Ls2/3)】3.2 =0.1整理得Vs=1.70-13.00 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&

78、#160; m3/s        0.0005        0.0015        0.0030        0.0045Vs  m3/s        1.619        1.530        1.429        1.346c  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how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3) =0.005Ls,min=0.00024m/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=（Af×HT）/Ls=4故Ls,max=（Af×HT）/4=（0.0447×0.40）/4=0.00447 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