乙醇水溶液連續(xù)板式精餾塔設(shè)計(jì)

1、武漢工程大學(xué)化工與制藥學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)第一章前言乙醇在工業(yè)，醫(yī)藥，民用等方面，都有很廣泛的應(yīng)用，是一種很重要的原料。在很 多方面，要求乙醇有不同的純度，有時(shí)要求純度很高，甚至是無(wú)水乙醇，這是很有困難 的，因?yàn)橐掖紭O具揮發(fā)性，所以，想得到高純度的乙醇很困難。要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續(xù)精餾的方法，因?yàn)橐掖己退?揮發(fā)度相差不大。精餾是多數(shù)分離過(guò)程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過(guò)程， 因此可使混合液得到幾乎完全的分離?；S中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進(jìn) 行，塔內(nèi)裝有若干層塔板和充填一定高度的填料。為實(shí)現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外， 還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂

2、引入下降液。可知，單有精餾塔還不能完成精餾 操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時(shí)還要配原料液預(yù)熱器，回流液泵等附屬 設(shè)備，才能實(shí)現(xiàn)整個(gè)操作。浮閥塔與20世紀(jì)50年代初期在工業(yè)上開(kāi)始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔 的優(yōu)點(diǎn)，已成為國(guó)內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔形，特別是在石油，化學(xué)工業(yè)中使用最普遍。浮閥 有很多種形式，但最常用的是 F1型和V-4型。F1型浮閥的結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造方便，節(jié)省 材料，性能良好，廣泛應(yīng)用在化工及煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)(JB168-68)內(nèi)，F(xiàn)1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都采用重閥，只有處理量大且要求壓強(qiáng)降 很低的系統(tǒng)中，采用輕閥。浮閥塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：1,生產(chǎn)

3、能力大。2,操作彈性大。3, 塔板效率高。4,氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小。5,塔的造價(jià)低。浮閥塔不宜處理宜結(jié)焦 或黏度大的系統(tǒng)，但對(duì)于黏度稍大及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操作。10第二章緒論§ 2.1 設(shè)計(jì)方案本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離乙醇-水混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流 程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)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(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器 冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，故操作回流比取最小回流比的1.4倍。塔釜 采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。§ 2.2 設(shè)計(jì)

4、方案的確定及流程說(shuō)明§ 2.2.1選塔依據(jù)浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的，它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡罩，在 塔板開(kāi)孔上設(shè)有浮動(dòng)的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn) 定在某一數(shù)值。這一改進(jìn)使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造 價(jià)等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣 泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質(zhì)過(guò)程中。塔徑從200mm到6400mm使用效果均較好。浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因?yàn)樗哂邢铝刑攸c(diǎn)：(1 )處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 2040%,而接近于篩板塔。(2 )操作彈性大，一般約為59

5、,比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大 得多。(3 )塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。(4 )壓強(qiáng)小，在常壓塔中每塊板的壓強(qiáng)降一般為 400660N/H2。(5 )液面梯度小。(6 )使用周期長(zhǎng)。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。(7 )結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，安裝容易，制造費(fèi)為泡罩塔板的 6080%,為篩板塔的120130%。§ 2.2.2加熱方式：直接蒸汽加熱蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。直接蒸汽加熱由于塔底產(chǎn) 物基本是水，又由于在化工廠蒸汽較多所以直接蒸汽加熱。§ 223選擇適宜回流比適宜的回流比應(yīng)該通過(guò)經(jīng)濟(jì)核算來(lái)確定，即操作費(fèi)用和設(shè)備折舊費(fèi)用之和

6、為最低時(shí)的回流比為最適宜的回流比。確定回流比的方法為：先求出最小回流比Rmin，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)取操作回流比為最小回流比的1.2 - 2.0倍，考慮到原始數(shù)據(jù)和設(shè)計(jì)任務(wù)，本方案取 1.4，即：R= 1.4R min ；采用釜液產(chǎn)品去預(yù)熱原料，可以充分利用釜液產(chǎn)品的余熱，節(jié) 約能源。§ 2.2.4回流方式：泡點(diǎn)回流泡點(diǎn)回流易于控制，設(shè)計(jì)和控制時(shí)比較方便，而且可以節(jié)約能源。§ 2.2.5操作流程說(shuō)明乙醇-水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，進(jìn) 入回流罐部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用直接蒸汽供 熱，塔底產(chǎn)品用于預(yù)熱原料 冷卻后送入貯

7、槽。精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、冷凝 器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔低蒸汽輸入，由冷凝器中的冷卻介質(zhì)將 余熱帶走。乙醇一水混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點(diǎn)溫度后送入精餾塔進(jìn)料板，在進(jìn)料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上， 回流液體與上升蒸汽互相接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過(guò)程第三章塔板的工藝設(shè)計(jì)§ 3.1精餾塔全塔物料衡算F：進(jìn)料量（kmol/s）D：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/s）Xf ：原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）Xd :塔頂組成原料乙醇組成：26.5/46xF12.4F 26.5/ 46 73.5/18塔頂組成：xD 83塔底組成：Xw2進(jìn)料

8、量：9.7 103 0.265/461 0.265 /18F=9.7t/h=0.1357koml/s3600物料衡算式為：F+S=D+WFXf DXd WXw聯(lián)立代入求解：D=0.015kmol/s, W=0.1562kmol/s,S=0.0355kmol/sW塔底殘液流量（kmol/s）XW :塔底組成§ 3.2主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計(jì)算§ 3.2.1乙醇一水系統(tǒng)t-x-y數(shù)據(jù)表3-1乙醇一水系統(tǒng)的氣液平衡數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/ r乙醇摩爾數(shù)/%沸點(diǎn)t/ r乙醇摩爾數(shù)/%液相氣相液相氣相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.789

9、9.70.050.7780.642.0962.22780.148.9264.70079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.40

10、82.325.7555.7478.1589.4189.41§ 322溫度的計(jì)算利用表中數(shù)據(jù)用插值法求得tF85.2 87.9 二 tF 87.912.647.4112.47.41tD :78.27 78.4 = t。 78.483.87 79.82 83 79.82:91.3 95.8 二tw 95.8 tw : 4.16 1.612 1.61tF =85.32 CtD =78.30 Ctw =95.11 C精餾段平均溫度提餾段平均溫度tF twt2=T85.3295.112=90.22 C§ 323密度的計(jì)算已知：混合液密度依式玉 童（a為質(zhì)量分?jǐn)?shù)，M為平均相對(duì)分子AB質(zhì)

11、量）混合汽密度依式 V22.4 0PMRTM塔頂溫度：tD =78.3 C氣相組成：78.478.2778.3078.27yD =84.20 %81.8384.91100 yD84.91進(jìn)料溫度：tF =85.32 C氣相組成：87.985.285.32852yF =47.12 %39.1647.49100 yF47.49塔釜溫度：tw =95.11 C氣相組成：95.891.395.1191.3yW=18.42 %16.3429.92100 yw 29.92精餾段:液相組成X :X1XX/2X47.7氣相組成出:y1y*/2%65.66M L1460.477181 0.47731.36kg/

12、 kmol所以M V1460.6566181 0.656636.38kg/kmol提餾段液相組成X2 :禺 Xw Xf /2x27.2氣相組成y :yYw Yf /2Y232.77M L2460.0.072 181 0.07220.02kg/kmol所以-M V2460.3277 181 0.327727.18kg/kmol表3-2不同溫度下乙醇和水的密度溫度/Cc/ kg m 3w/ kg m3溫度/ Cc / kg m 3w / kg m 380735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在與下的乙醇和水的密度（單位：kg/m3）

13、tD 78.30 C85 8085 78.30730 735730 cdCD 736.7kg/m385 8085 78.3968.6 971.8968.6 wdwd 972.89kg/m3£0.92581 0.9258d 736.7972.893D750.21kg/m3tF 85.32 C90 85724 73090 85.32724 cfcf 729.62kg/m33WF 968.39kg/m90 8590 85.32965.3 968.6965.3 wfF891.11kg/m3£0.2651 0.265f 729.62968.39tW95.11 C100 95716 7

14、2095.11 95CW720CW 719.91kg/m3100 95958.4 961.8595.11 95ww 961.853WW 961.77 kg/m0.0497719.911 0.0497961.713W 945.97kg /mL1所以L2891.11750.21820.66 kg / m32 U893.58924.64918.54 kg /m3Mld461841.24kg/kmolM V2Xf461 Xf18xw461XW18M ldMlf41.2421.4722M lwMlf18.5621.4722yD461Yd18461Yf18yW461yW18M VDMvf41.5831.1

15、922M vwMvf23.1631.19MLfM l122XDXDM VWM V1MvdMvfM lwM L221.47kg/kmol18.56kg/kmol31.36kg / kmol20.02 kg/ kmol41.58kg/kmol31.19kg/kmol23.16kg/kmol36.39 kg / kmol27.18 kg/ kmolVF1.293 105.325 22.4 145273.15 85.3229武漢工程大學(xué)化工與制藥學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)価3 伽325 224 41.581.508.3145273.15 78.30291293 105325 竺4 2

16、3160.7968.3145273.15 95.11294612V11.10 1.5021.30kg/m3V21.10 0.79620.948kg/m3§ 3.2.4混合液體表面張力二元有機(jī)物-水溶液表面張力可用下列各式計(jì)算1/41/41/4mSW WSO 0注:XwVwXwV wX0V0Xs0Vs /V0Blgq/w,Q0.441qToVo2/3V2/3w VwqwABQ ,A lg2SWJ1swsosoSWXswVs/Vws0式中下角標(biāo)，w,o,s分別代表水、有機(jī)物及表面部分；Xw、XO指主體部分的分子數(shù), Vw Vo主體部分的分子體積，S w So為純水、有機(jī)物的表面張力，對(duì)乙

17、醇 q = 2 。VCDCD736.762.44mL武漢工程大學(xué)化工與制藥學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)Vme4663 90mlCWL/O. 3J 1 11CW719.91Vcfme4663.05mLCF729.62mw18Vwfv V18.59mLWF968.39Vwdmv1818.50mLWD972.89mw18Vww18.72mLww961.7790 8016.2 17.1585.32 80cf 17.15cf 16.6480 7078.3 70cd 17.2917.1518CD18，1009095.1190cw 15.6915.216.2CW16.2 '乙醇表面張力:表3-3不同溫度下乙

18、醇和水的表面張力溫度/ r70809010032乙醇表面張力/10 N/m1817.1516.215.2水表面張力/10-3 N/m"64.362.660.758.8求得在tD,tF,tw下的乙醇和水的表面張力（單位：10 Nm）90 8060.7 62.6水表面張力：cwf 61.5985.32 80wf 62.66880 7062.6 64.378.3 70 WD 64.3wd 62.89100 9058.8 60.795.11 90 WW 60.7WW59.73塔頂表面張力:2WDCD21XD VWDXDVCD1XD VWDXDVWD21 0.83 18.500.83 62.4

19、4 1 0.83 18.50 0.83 62.440.0035Ig 0.00352.45942lg衛(wèi)CD0.441cdVCD30.76292.45940.76293.2223聯(lián)立方程組:A lg2SWDSWDSCDSCD代入求得:SWD=°.°24 ,SCD0.976D/40.02462.891/ 40.9761/ 417.2917.93原料表面張力:2WF2xF VwfCFXFVCF1 XF VwfXFVCF21 0.12418.590.124 63.051 0.12418.59 0.124 63.051.4072lg上CFlg1.4070.14840.441cfvCF3

20、wfVW30.7395聯(lián)立方程組:代入求得:0.1484 0.73952A lgSCFswf =0.394 ,0.5911SWF SCF 1scf 0.6061/ 4f 0.3941/461.591/40.60616.64f 29.362 2塔底表面張力:WW1XW VWWCWXwWw1Xw VWWXFVCW2(1 0.02) 18.720.02 63.901 0.0218.72 0.02 63.9013.422B lg 皿 lg13.421.128CW2/30.709Q 0.441 qwwVW3T q1.128 0.709 0.419聯(lián)立方程組：A lg2SWWSCWSWWSCW代入求得：

21、sww=0.773 , scw 0.2271/41/41/415.6945.75W 0.77359.730.227(1) 精餾段液相表面張力：a = ( f d )/2 =(29.36 17.93)/2 23.65(2) 提餾段液相表面張力：/ = ( f w)/2 = (29.36 45.75)/2 37.56§ 3.2.5混合物的黏度計(jì)算2醇X2水1x20.4270.0720.3157提餾段黏度:1 0.0720.3237mPa s表3-4水在不同溫度下的黏度溫度/C黏度/ mPa s溫度/c黏度/ mPa s810.3521900.3165820.3478910.3130表3-

22、5乙醇在不同溫度下的黏度溫度/c黏度/ mPa s800.4951000.361£=81.81 C查表得：水=0.3486mPa.s醇=0.483 mPa.sf2=90。22 C查表得：1水=0.3157mPa.sI醇=0.427 mPa.s精餾段黏度：1醇xi水1 x10.4770 0.483 0.34861 0.47700.4127mPa s§ 3.2.6相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算由 y =0.4712 Xf =0.124得:6.300.471210.4712F 0.12410.124由 y =0.8420 Xd =0.830.8420 /10.8420=1 090.8310.83

23、.由 yW=01842Xw =°.°2W0.184210.184211.060.02 1 0.02(1)精餾段相對(duì)揮發(fā)度1>6.301.092.620(2)提餾段相對(duì)揮發(fā)度26.3011.068.347§ 3.3理論塔的計(jì)算理論板：指離開(kāi)此板的氣液兩相平衡，而且塔板上液相組成均勻。理論板的計(jì)算方法：可采用逐板計(jì)算法，圖解法，在本次實(shí)驗(yàn)設(shè)計(jì)中采用圖解法。根據(jù)1.01325 x 105Kpa下乙醇一水的氣液平衡組成可繪出平衡曲線， 即xy曲線圖, 并繪出最小回流比圖。圖3-1確定最小回流比的計(jì)算q 1.0 , xq 0.124 , y 0.41087所以Rmin

24、XdyqyqXq0830.410871.4610.41087 0.124R 1.4Rmin1.41.4612.0454已知：精餾段操作線方程:ynRXnR 1Xd0.6716x 0.2725R 1提餾段操作線方程:yn 1LXnVDxD FxfD F 3.4214Xn 0.0684 V圖3-2圖解法求理論板數(shù)在圖上作操作線，由點(diǎn)(0.8387, 0.8387)起在平衡線與精餾段操作線間畫(huà)階梯， 過(guò)精餾段操作線與q線交點(diǎn)，直到階梯與平衡線的交點(diǎn)小于 0.001176為止，由此得到 理論Nr=21快(包括再沸器)，加料板為第17塊理論板。板效率與塔板結(jié)構(gòu)，操作條件，物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān)

25、，它反映了實(shí) 際塔板上傳質(zhì)過(guò)程進(jìn)行的程度。板效率可用奧康奈爾公式：0.245Et 0.49 l 計(jì)算。其中：一塔頂與塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度；l 塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度 mPa.s。(1) 精餾段已知 2.260 L1 0.4127npas-0.245Nt17丄Et=°.49 ><(2.260 0.4127)=°.481 N p精=冒=048| =?'塊為了安全起見(jiàn)，精餾段再加一塊板，總共為36塊板。(2) 提餾段已知8.347 L2 0.3237mpa sEt =0.49 x(8.347 0.3237)=0.384 Np提二坐二池=8塊EU

26、.384T為了安全起見(jiàn)，精餾段再加一塊板，總共為9塊板。全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：Np= N P精+ Np提=36+9=45塊Nt20全塔效率：Ett % = 44.44%Np45加料板位置在第37塊塔板§ 3.4塔徑的初步設(shè)計(jì)§ 3.4.1氣、液相體積流量計(jì)算根據(jù)x-y圖查圖計(jì)算，或由解析法計(jì)算求得：Rmin 1.461取 R 1.4Rmin 1.4 1.461 2.0454(1)精餾段VR 1 D2.045410.015 0.0457kmol/sL1ML1L30.990.03070.962kg/s則質(zhì)量流量：V1MV1V36.390.04571.6614kg/s,L!0.96

27、233Ls11.1710 m / sL1820.66則體積流量：、，Vi1.66143 fVsi1.278m / sVi1.3(2)提餾段q=i.0LR D 2.0454 0.015 0.0307kmol/sLL qF0.0307 10.12550.1562kmol/s0.0457kmol/ sL2M L2L20.020.1562V2MV2v'27.180.0457LS2L23.12733.44 10L2918.54VS2V21.2411.309m3/：3.1273kg/s則質(zhì)量流量:1.241kg /s則體積流量:V2s3 3 .m /s§ 3.4.2精餾段塔徑的計(jì)算有U

28、=(安全系數(shù))XUmax，安全系數(shù)=0.60.8 , Umax式中c可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出圖3-3史密斯關(guān)聯(lián)圖Q.0.4 L040三E社三二iOS。.二11吐030 0.40560 0.90 ).000.050.0312i橫坐標(biāo)數(shù)值為鳥(niǎo)VsiL1)31.17 101.3Vi(820.66(1.32)=0.023取板間距 H T =0.4mH L =0.06m 則 H T - H L = 0.34m查圖可知C20 = °.°71c =C20(0.2)=0.07120(23.65(200.2=0.073820.66-1.3 “Umax = °.073 丫一1 = 1.8

29、33U =°7 XUmax=0.7 1.833=1.2834 1.2783.14 1.283=1.126圓整d1.2m 塔截面積氏224 D1.1304m實(shí)際空塔氣速為1.278 =1.131m/s1.1304§ 343提餾段塔徑的計(jì)算橫坐標(biāo)數(shù)值為-LS2(VS212 竺) V2 3.44 10 31.3091918 54 '(9IQ.54) = 0.08180.948取板間距H t _ 0.4mHl=0.06m 則 Ht： H l = 0-34m查圖可知C20=0.074c =C20(0.2-) _ 0.074200.2(37.56)_0.083920Umax _

30、 0.0839918.540.948_2.6伽/50.948u =°.7 Xumax=0.7 2.610=1.827m/s。2_U24Vs24 1.309=0.955m3.14 1.827圓整d1m ,均取 d =1m塔截面積 氏21.1304 m2L 3how=；2.84E(kh)(近似取 E=1) 1000l w(1)精餾段:how=284(3600 4.212 10 31000 (0.7823)=0.009m堰咼 hw h l how =°.06-0.009=0.051m(2)提餾段:= 0.018m0.78=2 3600 12.384 10 ow 1000 (堰咼h

31、 wh l h oW=0.06-0.018=°.042m§ 3.5.2弓降液管的寬度和橫截面積圖3-4杳圖得A =0.14At0.S0,-4030.2O.OS0.060.030,030,020.010.420.6 5 了晉=。18則 氏=0.14 1.130治0.1583m2Wd =0.18 1=0.18m驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間精餾段:0.1583 0.41.17 1054.12s提餾段:0.1583 0.43.44 10 318.41s停留時(shí)間5s故降液管可以使用§ 3.5.3降液管底隙高度圖3-5降液管示意圖(1) 精餾段:取降液管底隙流速 U

32、o 0.14m/s,則3h0-Lsk = 1.17 10 = 0.0107 m取 ho 0.01mh0 lwU00.78 0.14(2) 提餾段:取降液管底隙流速 U00.14m/s,則h。Ls1lWU03.44 100.78 0.14=0.0315m取 h00.03m§ 3.6塔板的結(jié)構(gòu)尺寸、浮閥數(shù)目及排列采用斤型重閥，重量為32g，孔徑為39mm§ 3.6.1塔板的結(jié)構(gòu)尺寸由于塔徑大于800mm所以采用單溢流型分塊式塔板，塔板面積可分為四個(gè)區(qū)域: 鼓泡區(qū)，溢流區(qū)，破沫區(qū)，無(wú)效區(qū)。圖3-6分塊式塔板示意圖§ 362浮閥數(shù)目及排列(1)精餾段：取閥孔動(dòng)能因子Fo=

33、11，孔速u(mài)01為:Uoi( 0 = i =9.648 m/s.Vi 1.3每層塔板上的浮閥數(shù)目為:NVsi一=1.278 2=111 個(gè)d2U 0.785 (0.039)2 9.6480 014取邊緣區(qū)寬度 W=0.06m,破沫區(qū)寬度 Ws=0.06m22|"R1 x計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，按Aa 2 - R X面sin R式計(jì)算其中：x D (Wd+Ws)二120.18 0.060.36m2 2R D Wc 咚 0.06 0.54m2 22所以：Aa=2 0.36 ,0.542 0.362 3.14 0.54 arcs in036 =0.715 m21800.54浮閥排列方式采用

34、等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距t=0.075m則排間距：t' A= 0.715=0.092mNt 111 0.07因塔徑較大，需采用分塊式塔板，而各分塊的支撐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0.092m,而應(yīng)小些，故取t'=0.08m,以等腰三角形叉排方式作 圖，排得閥數(shù)目為115個(gè)。圖3-7精餾段浮閥數(shù)目的確定6000 0 000 00OOOOOOQOOOOOOOOOCOOOOOOOCOOO000000000 00000000000000000000OOOOOCOOOOOOOOOOCOOOOOOOCOOO) LqOOOOOOOOQOOOOO按N=115

35、,重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因子:，/1.278U01 齊；=9.31 m/s(0.039)2 115 4F01=9.31 、13=10.615閥動(dòng)能因子變化不大，仍在913范圍內(nèi)塔板開(kāi)孔率uIu01100%= 1.1349.31100% =12.18%(2)提餾段：取閥孔動(dòng)能因子F°=11，孔速U02為:每層塔板上的浮閥數(shù)目為:N=1.309 20.785 (0.039)=97個(gè)11.3取 t=0.070m則排間距：t'Aa = 0.715Nt =97 0.070.1053m同上取t =90mm則排得閥數(shù)目為101個(gè)圖3-8提餾段浮閥數(shù)目的確定QO O OO OO O0 OO

36、O O OO O O O O OO O OO O O Q O O OO O O QO O000000000O O O O OOOOOOOO O O 0OOCOOOOOOOOOOOOOCOOOOOOGOOOOOO按N=101,重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因子:u02Vs24d2N1.30920.7850.03910110.85m/sF0210.85 7.948 10.56閥動(dòng)能因子變化不大，仍在913范圍內(nèi)。塔板開(kāi)孔率乂 100%=1.158 10.67U0210.85第四章塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算§ 4.1氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降根據(jù) hp hc+hi h ， pLhpg計(jì)算1.精餾段:(1)干板

37、阻力:9.077m/s因 U 01 < U oci，故 hc15.342 v1Uo12g L11.3 9.64822 9.8 820.660.04m(2)板上充氣液層阻力:取 0 0.5, hL 0.06m，則 h.0hL 0.5 0.060.03m(3)液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計(jì)，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊后w高度為:hphc1+h1 0.04 0.03 0.07mp1L1hp1g=0.07 820.66 9.8=562.97Pa2.提餾段:(1) 干板阻力:u0.948 10.8522 9.8 918.540.0331m(2) 板上充氣液層阻力：取 0 0.5

38、, hL 0.06m，則 hL20hL 0.5 0.06 0.03m(3) 液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計(jì)，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊后w高度為:hp2 0.03310.030.0631mPp2 L2hp2g=918.54 0.0631 9.8 =568pa§ 4.2液泛為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要控制降液管高度Hd Ht hw，即嘰 hp+hL hd1. 精餾段:(1) 單層氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋篽p=0.07m(2) 液體通過(guò)降液管的壓頭損失:hd20.153 鼻 0.153lwh01.17 1030.78 0.01070.003m(3) 板上液層高

39、度hL 0.06m，貝U Hdhp+hL+hd0.003 0.06 0.07 0.133m取 0.5，已選定 Ht 0.4m, h, 0.051m則 HT 6 T 0.50.04 0.0510.2255m可見(jiàn)Hd1Ht hw1，所以符合防止液泛的要求2. 提餾段:(1)單層氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋篽p2 0.063m(2)液體通過(guò)降液管的壓頭損失:hd2°.153 僉0.1533.44 1030.78 0.03150.003mhL0.06m，貝U Hd2(3)板上液層高度hp+hL+hd 0.0631 0.003 0.06 0.1261m取'0.5，已選定 Ht&#

40、39; 0.4m,hw'0.042m則 HT g 20.50.4 0.0420.221m ,可見(jiàn)H d2 VHthw 2，所以符合防止液泛的要求1.36LsZL§ 4.3霧沫夾帶泛點(diǎn)率：=KCpAb100%板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度：zl = d2Wd1.2 2 0.180.84m板上液體流經(jīng)面積：AbAt2Af1.1304 2 0.15830.8138m2V取物性系數(shù)K=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)Cf =0.10(1)精餾段:泛點(diǎn)率=3100%1.36 1.17 100.841.0 0.10 0.813864.2%由以上計(jì)算知，霧對(duì)于大塔，為了避免過(guò)量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)8(沫夾帶

41、能夠滿足e V 0.11 kg (液/ kg氣)的要求。 提餾段：取物性系數(shù)K=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)Cf =0.101則泛點(diǎn)率1.36Ls'Zl100%心4410°841.0 0.10 0.813856.53%由以上計(jì)算知，符合要求。§ 4.4塔板負(fù)荷性能圖1.霧沫夾帶線泛點(diǎn)率=1.36LsZL100%KCf代據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率80燦算(1)精餾段1.36 0.84Ls1.0 0.10 0.8138整理得：0.0651 0.0398VS 1.1424LS ,即VS = 1.636-28.704 Ls由上式和霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任

42、取兩個(gè)Ls值，可算出Vs。0.8=Vs0.948918.54 0.9481.36 0.84Ls(2)提餾段1.0 0.10 0.8138整理得：0.0651 0.0321Vs 1.1424Ls , 即 Vs=2.028-35.589 Ls在操作范圍內(nèi)，任取若干個(gè)Ls ,算出相應(yīng)的Vs值。表4-1霧沫夾帶線數(shù)據(jù)精餾段提餾段Ls / cm3 / sVs / cm3 / sLs / cm3 / sVs / cm3 / s0.0061. 6187780.0011.9924110.0021.5785720.0051.8500550.0061. 4637760.0131.5653430.011.34896

43、0.0141.529754由上述數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線1. 液泛線根據(jù)Ht hwhp+hL+hd hc+h|+h +hL+hd確定液泛線，由于h很小，故忽略式中的h其中HThwUo5.342vU)2 Lg0.153 土lwh)2.84hw 1000E2/33600LsVs/N(1)精餾段:0.22555.3421.3 Vsi2 9.8 0.7852 1152 0.0394 820.6621689.59Ls 15.0.051 0.7872/3整理得：222/3VS16.51 959 仃.9Ls!51.55L®在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)Ls值，可求出與之對(duì)應(yīng)的Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表4-2 :表

44、4-2精餾段液泛線數(shù)據(jù)Ls0.0050.00550.0060.0065Vs2.60472.0022681.3548120.662029由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線。(2)提餾段:同理可得：V2 8.42 13131.76L；2 61.19LS3在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)Ls值，可求出與之對(duì)應(yīng)的Vs'值，計(jì)算結(jié)果列于表4-3 :表4-3提餾段液泛線數(shù)據(jù)LS20.0010.010.0120.014VS27.7949684.2666363.3217632.291779由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線。2液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證其在降液管中停留的時(shí)間不低于35s液體在降液管中停留的時(shí)間由下式：fHt

45、35sLs以5s作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，則:(Ls ) maxafHtO.1583 0.4 0.0127m3/s5據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直的液相負(fù)荷上限線3. 漏液線對(duì)于Fi型重閥，依Fo5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則(1)精餾段:(Vsi)min3.1440.0392115 -5.30.602m3 / s(2)提餾段：(Vs2)min3.1440.0392 10150.9480.619m3/s據(jù)此可作出與液體流量無(wú)關(guān)的漏液線5.液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度how 0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，做出液相負(fù)荷下限線，該2/3線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線2.84 E100036

46、00 Ls0.006取 E=1.0則:LSmin3/20.006 1000lw2.84 1.036000.000665m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直的液相負(fù)荷下限線根據(jù)以上數(shù)據(jù)作出塔板負(fù)荷性能圖圖4-1精餾段負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：1. 在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)p（設(shè)計(jì)點(diǎn)）處在適宜的操作區(qū)內(nèi)的適中位置2. 塔板的氣相負(fù)荷上限完全由液沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。3. 按固定的液氣比，由圖查出塔板的氣相負(fù)荷上限Vs max 1.7m3/s。氣相負(fù)荷下限Vs min 0.55m3/s。所以，精餾段操作彈性=1.7/0.55=3.09。圖4-2提餾段負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：4. 在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn) p（設(shè)計(jì)點(diǎn)）處在適宜的操作區(qū)內(nèi)的適中位置5. 塔板的氣相負(fù)荷上限完全由液沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。6. 按固定的液氣比，由圖查出塔板的氣相負(fù)荷上限V max 2.0m3/s。氣相負(fù)荷下限VS min0.7m3/s。所以，提留段操作彈性=2.0/0.7=