乙醇-水精餾塔設(shè)計

HHt?----人孔處塔板間距mHt----塔板間距mlW----堰長mLs----液體體積流量ms/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/sVs----氣體體積流量ms/sWc----邊緣無效區(qū)寬度mwd----弓形降液管寬度mW----破沫區(qū)寬度m希臘字母9----液體在降液管內(nèi)停留的時間sU----粘度P----密度kg/ms。----表面張力N/m?----開孔率無因次X'----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mC----負荷因子無因次C20----表面張力為20mN/m的負荷因子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/kmoltm----平均溫度°Cg----重力加速度9.81m/s2F----閥孔氣相動能因子kg1/2/2)hl----進口堰與降液管間的水平距離mhc----與干板壓降相當?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?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?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mHD----塔頂空間高度mHf----進料板處塔板間距m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用，在此我們作板式塔的設(shè)計以熟悉單元操作設(shè)備的設(shè)計流程和應注意的事項是非常必要的。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。技術(shù)來源目前，精餾塔的設(shè)計方法以嚴格計算為主，也有一些簡化的模型，但是嚴格計算法對于連續(xù)精餾塔是最常采用的，我們此次所做的計算也采用嚴格計算法。設(shè)計任務(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)量分數(shù)） 料液初溫：45^設(shè)計要求： 塔頂乙醇含量為90%（質(zhì)量分數(shù)）塔釜乙醇含量不大于％（質(zhì)量分數(shù)）物性附表：表一：乙醇一水汽液平衡數(shù)據(jù)摩爾分數(shù)x摩爾分數(shù)yT/°C摩爾分數(shù)x摩爾分數(shù)yT/C100''表二：塔板間距與塔徑的關(guān)系塔徑D/m?????板間距ht200?300250?350300?450350?600400?600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/龍，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價，降低生產(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：0kPa（表壓）飽和蒸汽壓力：（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；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。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數(shù)為準，需先把設(shè)計要求中的質(zhì)量分數(shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分數(shù)nCHCHQH

E"、。nCHCHQH

E"、。2 2^CHCH〉OH/(^ch3CH>OH+M3CH3CH2OH——CH3Ch2OH)=竺/(42+竺)=0.2207M 464618HO同理可得：XD= XW=原料液的平均摩爾質(zhì)量：=0.2207X46+(1-0.2207)x18=24.18kg/kmolM廣XfMch=0.2207X46+(1-0.2207)x18=24.18kg/kmol同理可得：MD=39.81kg/Kmol MW=18.04kg/Kmol45"，原料液中：p =971Kg/m3,P oh=735Kg/m3以x以x由相平衡方程式y(tǒng)=*以-W可得以=y(x-1)x(y-1)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（XF）餾出液（XD）釜液（XW）X/%4290X（摩爾分數(shù)）摩爾質(zhì)量（Kg/Kmol）沸點溫度t/°C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)乙醇一水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得（表一）：y=x=0.7788,x=0.7427(塔頂?shù)谝粔K板)y=0.5376,X=0.2207x=0.0016,y=0.0143(塔釜)因此可以求得；偵=1.219,偵=4.105,a=9.053全塔的相對平均揮發(fā)度：Wa=』ay尸％=J1.219x4.105x9.053=3.562.2.2最小回流比及操作回流比的確定當進料為飽和液體時：“ 1 「x a(1-x1 1 「0.77883.56x(1-0.7788).…R= \-d— d-I= 1 — 1=0.7mina-1xF 1—y^ 3.56—10.2207 1—0.5376R廣R廣(1.2~2)Rmin，則R=0.24~1.4取R=1.1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=50000x103=287.2kmol/h300x24x24.18由全塔的物料衡算方程可寫出：V+F=D+W,y=02.3.2全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量塔頂全凝器的Vy+F=D+W00 Xf Xd2.3.2全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量塔頂全凝器的W=L=L+qF=RD+qF,q=1(泡點)則可得：D=80.6kmol/h,W=375.9kmol/h,V=169.3kmol/h熱負荷：由汽液平衡數(shù)據(jù)查得組成XF=的乙醇一水溶液泡點溫度為82.97°C，在平均溫度(+45)/2=64°C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=rx+rx=1000x0.2207+2499x(1—0.2207)=2168kJ/kgAABB精餾段：V=(R+1)D則塔頂蒸汽全部冷凝為泡點液體時，冷凝液的熱負荷為Qc=Vr=(R+1)Dr=(1.1+1)x80.6x39.81x2168=1.4608x107kJ/h取水為冷凝介質(zhì)，其進出冷凝器的溫度分別為20C和30C則平均溫度下的比熱C=4.182kJ/kg?%，于是冷凝水用量可求得：

QW= QW= c C C(t2-t1)2.3.3熱能利用1.4608x1074.182x(30—20)=349306奴/h以釜殘液對預熱原料，則將原料加熱至泡點所需的熱量Q『可記為：82.97+45Qf=WCF(tF2-tF1),其中％=——2——=63.98C，在進出預熱器的平均溫度以及tF=63.98C的情況下可以查得比熱C=4.188燈/kg-C,所以:Qf=50000或3x4.188x(82.97-45)=1.104x106kJ/h釜殘液放出的熱量：qw=WWC(tW1-tW2)那么平均溫度t=99.6：+55=77.3CWm 2查其比熱為Cw=4.19kJ/kg?C，因此Qw=422.54x18.04x4.19x(99.62-55)=1.425x106kJ/h可知，Qw>Qf，于是理論上可以用釜殘液加熱原料液至泡點理論塔板層數(shù)的確定由上述計算可知XF=0.2207,XD=0.7788,%=0.0016;R=1.1,q=1.按平衡數(shù)據(jù)可得平衡曲線如圖所示，在對角線上找到a點，該點橫坐標為xD=0.7788。由精餾段操作曲線截距上=羿尊=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3廣0.2207)為起點，因為q=1，所以作XF=0.2207與ab的交點為d，由xw=0.0016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。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=』ayf%=J1.219x4.105x9.053=3.56全塔的平均溫度：t=tD+tF+tw=78.43+82.97+99.62=87Cm3

在溫度t下查得p =0.326mPS,p=0.388mPSm H2O a乙醇 a因為pl=z%p反，所以可得：pLF=0.2207x0.388+(1-0.2207)x0.326=0.339mPS全塔液體的平均粘度：p^=(p^+pD+pw)/3=(0.339+0.388+0.326)/3=0.351全塔效率Et=0.49(apJ-0.245=0.49x(3.56x0.351)-0.245r46.4%實際塔板數(shù)%N=N=-!^=41塊(含塔釜)p￡N=N=-!^=41塊(含塔釜)p￡了0.464其中，精餾段的塔板數(shù)為：14/0.464=32、精餾段的工藝條件操作壓力塔頂操作壓力PD每層塔板壓降A(chǔ)P塔釜操作壓降PW進料板壓降PF精餾段平均壓降Pm提餾段平均壓降P *=P表=101.325kPa=0.7kPa=P+0.7x41=101.325+0.7x41=130.025kPa二P+0.7x32=101.325+0.7x32=123.725kPa(P+P)/2=(101.325+123.725)/2=112.525kPa(P+匕)/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t=78.43°CD進料板溫度t=82.97CF塔釜溫度t=99.62CW精餾段平均溫度tm=(78.43+82.97)/2=80.7C提餾段平均溫度t=(82.97+99.62)/2=91.29Cn平均摩爾質(zhì)量及平均密度

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:位置進料板塔頂（第一塊板）質(zhì)量分數(shù)=0.42Fy, =0.748Fy,=x,=0.9x,=0.881i摩爾分數(shù)x=0.2207yF=0.5376y=x=0.7788x=0.7427摩爾質(zhì)量（kg/kmol）M=24.18Mvf=33.05M=39.81M照=38.7924.18+39.81液相平均摩爾質(zhì)量：M= =31.99kg/kmolLm 233.05+38.79 /7 7氣相平均摩爾質(zhì)量：M= =35.92kg/kmolVm 2同理可得:提餾段位置進料板塔釜質(zhì)量分數(shù)=0.42Fy, =0.748F=0.004y, =0.0357W摩爾分數(shù)x=0.2207yF=0.5376x=0.0016yw=0.0143摩爾質(zhì)量（kg/kmol）M=24.18Mvf=33.05M=18.04M^=18.4.." 18.04+24.18液相平均摩爾質(zhì)量：M= =21.11kg/kmolLn 218.4+33.05氣相平均摩爾質(zhì)量：M= =25.73kg/kmolVn 23.3.2 平均密度精餾段⑴在平均溫度下查得：？水如.3@/mP乙醇=73枷/m1液相平均密度為：——P1液相平均密度為：——PLm其中，平均質(zhì)量分數(shù)尤Lmx, 1-x,—Lm--+———LmPP乙醇 水0.42+0.881,

: =0.6512所以，pl=802kg/m3（2）氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計算，即_PM_ 112.525x35.92 _.37k/3Pvm-RtVin_8.314x（80.7+273.15）—'g^同理可得提餾段P_901kg/m3p"_地_ 126.875X25.73 _1.08kg/m3據(jù)rt8.314x（91.29+273.15）3.3.3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乙醇的質(zhì)量分數(shù)為90%時，查得圖乙醇-水混合液的表面張力（25r）可得b _22.3x10-3N/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25°c液體的臨界溫度為：TCD=￡xTc_0.7788x243+0.2212x374.2_271.8C將混合液體的臨界溫度代入可得白_(白_(「CD-；D)1.225C mCD25C/278.1—78.43、( )1-2_278.1—250.7523N/m解得：bD_0.1678N/m（2）進料板液相平均表面張力的計算當乙醇的質(zhì)量分數(shù)為42%時，查得圖乙醇-水混合液的表面張力（25C）可得b25廣W'10—3N/m，且乙醇的臨界溫度為243C，水的臨界溫度為g"則混合液體的臨界溫度為：TCF=￡xTc_0.2207x243+0.7793x374.2_345.2C將混合液體的臨界溫度代入可得_Z^_(TmCF-Tf)1.2_(345.2—82.97)1.2_0.7869N/m膈、1c 切2-25解得：bF_0.2085N/m（3）塔釜液相平均表面張力的計算當乙醇的質(zhì)量分數(shù)為％時，查得圖乙醇-水混合液的表面張力（25C）可得b_61.3x10-3N/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：

TW=￡xTC=0.0016X243+0.9984x374.2=373.9°C將混合液體的臨界溫度代入可得b—Wb25CT -T、b—Wb25C=(—mew )1.2=( )1.2=0.7625N/mTcw-T5C 393.9-25解得：btw=0.4674N/m所以，精餾段液相平均表面張力：b頃=(0.1678+0.2085)/2=18.82x10-3N/m提餾段液相平均表面張力：。曲=(0.2085+0.4674)/2=33.79x10-3N/m四、塔體工藝尺寸計算塔徑的計算4.1.1精餾段、提餾段的氣液相負荷精餾段的汽液相負荷：L=RD=1.1x80.6=88.66kmol/h88.66x31.99 =88.66x31.99 =3.54m3/h=0.00098m3/sTLML= LmmpLm=(R+1)D=(1.1+1)x80.6=169.26kmol/h=Y^m=169.26x35.92=4438m3/h=1.233m3/smpLn8021.37提餾段的汽液相負荷：L=L+qF=RD+F=1.1x80.6+287.2=375.86kmol/hL=LMl^=375.86x孔11=8.81m3/h=0.00245m3/snp 901LnVMV= VnnpVnV=V-(1-q)F=V=169.26kmolVMV= VnnpVn169.26x25.73 =4032m3/h=1.120m3/s1.08塔徑計算根據(jù)(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，以上計算結(jié)果可得：根據(jù)汽塔的平均蒸汽流量：V=Vm+V=1.23311」20=1.176m3/sTOC\o"1-5"\h\zS2 2汽塔的平均液相流量：L=Lm+Ln=0.00098+0.00245=0.0017m3/sS2 2汽塔的氣相平均密度：P=PVm+PVn=1.37+1.08=1.23kg/m3V 2 2汽塔的液相平均密度：P=Pg+Pm=802/901=851kg/m3L 2 2（2）由上可知功能參數(shù)：（L）冥=（0.0017）：竺!=0.038數(shù).Vs\：pv1.176\’1.23查史密斯關(guān)聯(lián)圖得：。2°=0.073，則可得:C=C(三)0.2=0.073(1882)0.2=0.072200.02 20u=C:Pl-Pv=0.072x：851T23=1.89m/smax*p V1.23u=0.7X1.89=1.323m/s=1.064mD=絲=：4xL176\'3.14=1.064m根據(jù)他鏡系列尺寸圓整為D=1200mm由此可由塔板間距與塔徑的關(guān)系表選擇塔板間距H廣。既”此時，精餾段的上升蒸汽速度為：4Vm 4x1.233u= = =1.091m/sm冗D2 3.14X1.22提餾段的上升蒸汽速度：u=土=4x1.120=0.991m/sn兀D2 3.14X1.22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+（N-2-S）H+SH+H+H式中：H=0.8（塔頂空間，m）H：=2（塔底空間，m）H=0.45（塔板間距,m）Ht=0.6（開有人孔的塔板間距，m）Hf=0.6（進料板高度，m）N；=41（實際塔板數(shù)，m）S=3（人孔數(shù)目/不告擴塔頂空間和塔底空間的人孔，m）所以，H=0.8+（41-2-3）x0.45+3x0.6+0.6+2=21.4m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I=0.66D=0.66x1.2=0.792mW

（2）溢流堰高度hw有hw=hL-hOW，選用平直堰。堰上層流高度婦由下式計算可得:h =多E(匕)2/3=世x1x(0.0017x3600)2/3=0.011mOW1000W1000 0.792取板上液層高度：°6：則h=h—h=0.06-0.011=0.049mLOW（取板上液層高度：°6：則h=h—h=0.06-0.011=0.049mLOW（3）弓形降液管寬度Wd和截面積Af，由W=0.66查弓形降液管的寬度與面積關(guān)系圖可得：A^=0.0722,W=0.124，其中T兀一3.14…=—D2= x1.22=1.13m2 貝g可得：44AfWd=0.0722A=0.0722x1.13=0.0816m2=0.124D=0.124x1.2=0.1488m驗算:液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間:AH=0.0816x0.45=37.5心5s]L0.00098m液體在提餾段降液管內(nèi)的停留時間:AH-=0.0816x0.45=15s[>5s]L0.00245n由此可知降液管設(shè)計合理。（4）降液管底隙高度hL C—S1wU。L—&瞞017 =0.027m0.792x0.08—h=0.049—0.027=0.022m[>0.006m]ohW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〈重閥，重量為33g,孔徑為39mm。（1）浮閥數(shù)目取閥動能因數(shù)F=取閥動能因數(shù)F=11,則由式uoF=^可得氣體通過閥孔時的速度偵PVF11-—= =9.92m/sV'P <1.23V4x1.176因此浮閥數(shù)目N=崩=3.14Xj慕；9.92料4x1.176oo取邊緣區(qū)寬度W《—0.06m，破沫區(qū)寬度K=0.07m。(2)排列由上述可得：D12R=—-W———-0.04—0.54m2c2D 1.2 ….一___ x——-(W+Wp=項-(0.1488+0.07)—0.3812mA=2[xvR2-x2+—R2sin-1(—)]

a 180o R 兀 0一3812則：A=2[0.3812'0.542-0.38122+——x0.542sin-1( )]=0.74m2a 180o 0.56浮閥排列方式采用等腰三角形，取同一橫排的孔心距I—75mm—0.075m，則可按下式估算排間距，即：t、—蘭—一074一—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)，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：uo4氣體通過閥孔時的實際速度：uo4V C——G兀d2N4x1.1763.14x0.0392x116=8.49m/s實際動能因數(shù)：F=8.49x*1.23—9.42(在9~12之間)開孔率:閥孔面積塔截面積x100%開孔率:閥孔面積塔截面積x100%—x100%—3.14x0.0392x116化冒 —12.3%4x1.13開孔率在10%~14%之間，滿足要求。五、流體力學驗算氣體通過浮閥塔版的壓降七—hc+h+、5.1.1干板阻力浮閥由部分全開轉(zhuǎn)為全部全開時的臨界速度為:U=(73.1)1/1.825=(2311)1/1.825=9.38m/Sop 1.23V因°o〈七，則有:U0.175 8.490.175h=19.9一=19.9X851=0.034m「l5.1.2板上充氣液層阻力取板上液層充氣程度因數(shù)￡=0.5，那么：七=8hL=0.5x0.06=0.03m5.1.3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?shù)囊褐叨葹椋篽p=hC+h1=0.034+0.03=0.064m單板壓降 APp=hppLg=0.064x851x9.81=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可用下式計算，即：Hd=hp+hL+h與氣體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐叨萮=0.064mP液體通過降液管的壓頭損失h，因不設(shè)置進口堰，所以可按下式計算：dh=0.153(4)2=0.153x(―00017—)2=0.000967md抄 0.792x0.027板上液層高度h1 取、=0.06m，則有：七=hp+hL+氣=0.064+0.000967+0.06=0.125m取校正系數(shù)4=0.5,Ht=0.45,hw=0.049,則可得：4(氣+hw)=0.5x(0.45+0.049)=0.249m可見Hd<4(Ht+hw),符合防止淹塔的要求。霧沫夾帶

V一^一+1.36LZ泛點率F=NP%―七 泛點率F=KCA板上液體流經(jīng)長度 Z^=D-2吃=1.2—2x0.1488=0.9024m板上液流面積 廣2人廣1」3-220.0816=0-9668m2，水和乙醇可按

正常系統(tǒng)按物性系數(shù)表查得@，又由泛點負荷圖查得負荷系數(shù)0.118,則可得:d=(1+s)E(0.667)2=(1+0.5)x1x0.667x—1—=1.1691.176x；'1.23\‘‘851-1.23+1.36x0.0017x0.90241.0x0.118x0.9668x1.176x；'1.23\‘‘851-1.23+1.36x0.0017x0.90241.0x0.118x0.9668x100%=41.1%因F=41.1%<80%，所以霧沫夾帶在允許范圍內(nèi)。1六、塔板負荷性能圖霧沫夾帶線V PV+1.36LZ取泛點率為80%代入泛點率計算式F= —有:1 KCA1.230.8=京E23+1.36*笊024'、整理可得：V=2.4026-32.3LS S1x0.118x0.9668L(m3/s)V(m3/s)霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個LS值，按上式算出相應的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化為：aVs=b-CL2、-dLS/3其中:a=1.91x105x =1.91x105x―123—=0.0276pN2 851x1002Lb=。氣+S-1-￡)、=0.5x0.45+(0.5-1-1.5)x0.06=0.1650.153c=°1^= =334.612h2 0.7922x0.0272Wo12/3 0.7922/3W所以，此方程為：V2=5.89-12123.2氏—42.36L?在操作范圍內(nèi)任取若干個Ls值，依上式算出相應的％值列于表中。液泛線數(shù)據(jù)L(m3/s)V(m3/s)液相負荷上限線取9=5s作為液體在降液管中停留時間的下限，則:LSmaxAH=°.0816x0.45=0.00734m2/s

LSmax漏液線對于七型重閥，依Fo=o。厄=5計算，則有:V =-d2N-^=-x0.0392x100x =0.538m2/sSmin4。X；'PV 4 xi.23液相負荷下限線取堰上液層高度how=0.006m作為液相負荷下限條件，依照：取堰上液層高度2.843600L2.843600L 「 EI Smin|2/31000 1W=0.006計算可得:=(一006x1000)3/2x些=0.000676m=(一006x1000)3/2x些=0.000676m3/s2.84x1 3600操作線性能負荷圖由以上各線的方程式，可畫出塔的操作性能負荷圖，見附圖。根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的汽液負荷，可知操作點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荷下限，即由漏液所控制，由圖可得：V =2.18m3/s,V「=0.49m3/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 [ 數(shù)值及說明 備注塔徑D,m

板間距%,