化工原理課程設(shè)計(jì)乙醇和水

1、設(shè)計(jì)任務(wù)書（一）設(shè)計(jì)題目:試設(shè)計(jì)一座乙醇-水連續(xù)精餾塔提純乙醇。進(jìn)精餾塔的料液含乙醇 25% （質(zhì) 量分?jǐn)?shù)，下同），其余為水；產(chǎn)品的乙醇含量不得低于 94% ;殘液中乙醇含量不 得高于0.1% ;要求年產(chǎn)量為17000噸/年。（二）操作條件1）塔頂壓力4kPa （表壓）2）進(jìn)料熱狀態(tài)自選3）回流比自選4）塔底加熱蒸氣壓力 0.5Mpa （表壓）5）單板壓降 < 0.7kPa。（三）塔板類型自選（四）工作日每年工作日為300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行（五）設(shè)計(jì)內(nèi)容1、設(shè)計(jì)說(shuō)明書的內(nèi)容1）精餾塔的物料衡算；2）塔板數(shù)的確定；3）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；4）精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算

2、；5）塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；6）塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；7）塔板負(fù)荷性能圖；8）精餾塔接管尺寸計(jì)算；9）對(duì)設(shè)計(jì)過(guò)程的評(píng)述和有關(guān)問(wèn)題的討論。2、設(shè)計(jì)圖紙要求：1）繪制生產(chǎn)工藝流程圖（A2號(hào)圖紙）；2）繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖（A2號(hào)圖紙）。目錄1. 設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介 11.1設(shè)計(jì)方案的確定 11.2操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 12. 精餾塔的物料衡算 12.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 12.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 12.3物料衡算 23. 塔板數(shù)的確定 23.1 理論板層數(shù)Nt的求取 23.1.1 求最小回流比及操作回流比 23.1.2 求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 33.1.3 求操作線方程

3、33.1.4 圖解法求理論板層數(shù) 33.2 塔板效率的求取 43.3 實(shí)際板層數(shù)的求取 54. 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 54.1 操作壓力計(jì)算 54.2 操作溫度計(jì)算 54.3 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 54.4 平均密度的計(jì)算 64.4.1 氣相平均密度計(jì)算 64.4.2 液相平均密度計(jì)算 64.5 液體平均表面張力計(jì)算 74.6液體平均黏度計(jì)算 75. 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 85.1 塔徑的計(jì)算 85.1.1 精餾段塔徑的計(jì)算 85.1.2 提餾段塔徑的計(jì)算 95.2 精餾塔有效高度的計(jì)算 95.3 精餾塔的高度計(jì)算 106. 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 106.1 溢流裝置計(jì)算

4、106.1.1 堰長(zhǎng) lw 106.1.2 溢流堰高度hw 116.1.3 弓形降液管寬度 Wd和截面積Af 116.1.4 降液管底隙高度ho 116.2 塔板布置 126.2.1 塔板的分塊126.2.2 邊緣區(qū)寬度確定126.2.3 開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算126.2.4 篩孔計(jì)算及其排列 127. 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 137.1 塔板降 137.1.1 干板阻力he計(jì)算137.1.2 氣體通過(guò)液層的阻力hi計(jì)算 137.1.3 液體表面張力的阻力hb計(jì)算137.2 液面落差 137.3 液沫夾帶 147.4 漏液 147.5 液泛 148. 塔板負(fù)荷性能圖 158.1 漏液線 158.2 液沫夾

5、帶線 158.3 液相負(fù)荷下限線 168.4 液相負(fù)荷上限線 178.5 液泛線 179. 主要接管尺寸計(jì)算199.1 蒸汽出口管的管徑計(jì)算 199.2回流液管的管徑計(jì)算 199.3進(jìn)料液管的管徑計(jì)算 199.4釜液排出管的管徑計(jì)算 1910. 塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表 2011. 設(shè)計(jì)過(guò)程的評(píng)述和有關(guān)問(wèn)題的討論 21參考文獻(xiàn) 231. 設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介1.1設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離乙醇一水混合物提純乙醇，采用連續(xù)精餾塔提純流程。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)品冷卻 器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物

6、系屬易分離物系，回流比較大，故操作回流比取最小回 流比的1.5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。1.2操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)進(jìn)料中乙醇含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）wf = 0.25；產(chǎn)品中乙醇含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）wd = 0.94；塔釜中乙醇含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）ww = 0.001 ；處理能力Gf = 17000 噸/年;塔頂操作壓力4 kPa；進(jìn)料熱狀況泡點(diǎn)進(jìn)料；單板壓降< 0.7kPa；2. 精餾塔的物料衡算2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率乙醇的摩爾質(zhì)量Ma =46.07 kg/kmol水的摩爾質(zhì)量Mb =18.02 kg/kmolxf =025607=0.1150.25/46.07

7、0.75/18.02xd二 0.94/46.070.94/46.07 0.06/18.02=0.860xw =0.001/46.070.001/46.070.999/18.02=0.00042.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量Mf = 0.115 46.07 (1 0.115) 18.02 21.25kg/kmolMd =0.860 46.07 (1 0.860)18.02 42.14kg/kmol2.3物料衡算每年300天，每天工作24小時(shí)，其處理量為17000噸/年故原料液的處理量為F= 17000 10（300 24）111.11kmol/h21.25總物料衡算 111.11= D

8、 + W乙醇的物料衡算111.110.115 = 0.860D + 0.0004W聯(lián)立解得 D = 14.81kmol/hW = 96.30kmol/h3. 塔板數(shù)的確定3.1理論板層數(shù)NT的求取3.1.1求最小回流比及操作回流比乙醇-水是非理想物系，先根據(jù)乙醇-水平衡數(shù)據(jù)（見(jiàn)下表1）,繪出平衡線, 如下圖所示。表1乙醇一水系統(tǒng)t xy數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/°c乙醇摩爾數(shù)/%沸點(diǎn)t/c乙醇摩爾數(shù)/%氣相液相氣相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780

9、.148.9264.799.20.232.979.8552.6866.28 990.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.482.325.7555.7478.1589.4189.411()0 M u 02040

10、.6 (U LOx在上圖對(duì)角線上，自點(diǎn)c (0.115,0.115 )作垂線ec即為q線，該線與相平衡線 的由a點(diǎn)引出的切線的交點(diǎn)坐標(biāo)為 y q=0.354, x q=0.115故最小回流比為R min 0.86 0.3542.123.1.2R =1.5Rmin =1.5 2.12=3.18求精餾塔的氣、液相負(fù)荷RD3.18 14.8147.10 kmol/h(R1)D(3.18 1) 14.8161.91 kmol/hF 47.10 111.11158.21kmol/h0.354 0.1153.1.4圖解法求理論板層數(shù)61.91kmol/h3.1.3求操作線方程精餾段操作線方程為L(zhǎng)Dx XD

11、VV47.10x61.9114 810.860 0.761x 0.20661.91提餾段操作線方程為158.21L ' W V' % V' xW61.91 %96 30'0.00042.555x0.00161.91采用圖解法求理論板層數(shù)，結(jié)果見(jiàn)上圖，得理論塔板數(shù)Nt =15塊（不包括再沸器），精餾段12塊，提餾段3塊（不包括再沸器）3.2塔板效率的求取操作溫度計(jì)算：xD 0.860由乙醇一水的氣液兩相平衡圖【1】可查得組成分別為xF 0.115xW 0.0004塔頂溫度：tD 78.5C進(jìn)料板溫度：tF 85.5 C塔釜溫度：tW 99.5°C由乙醇一

12、水的氣液兩相平衡圖可查得：的泡點(diǎn)溫度:塔頂和塔釜的氣液兩相組成為:Xa0.860Ya0.860Xa0.0004Ya0.002塔頂:塔釜:1.02查化工物性算圖手冊(cè)得:15.2則塔內(nèi)相對(duì)揮發(fā)度:.1.02 15.23.94全塔液體平均粘度的計(jì)算:液相平均粘度的計(jì)算，即lgLmXjig i塔頂液相平均粘度的計(jì)算由 tD 78.5c,查手冊(cè)【2】得:0.45mPa s0.36mPa slg LDm 0.860 lg(0.45) 0.140lg(0.36)解出 LDm 0.44mPa s塔底液相平均粘度的計(jì)算塔釜 yA 0.042由tW 99.5 C ,查手冊(cè)【3】得:0.34mP s0.29mPa

13、s【1】lg Lwm 0.042lg(0.34) 0.958lg(0.29)解出 LWm 0.29mPa s則全塔液相平均粘度為L(zhǎng)m (0.440.29) 20.37mP s故m Lm 3.94 0.371.46mP s查奧康內(nèi)爾(o'connell)關(guān)聯(lián)圖【"得：E0 45%因?yàn)楹Y板塔全塔效率相對(duì)值為1.1【"，故精餾塔的全塔效率為E 1.1 E01.1 45%50%3.3實(shí)際板層數(shù)的求取精餾段實(shí)際板層數(shù)N精12/0.50 24提餾段實(shí)際板層數(shù)N提3/0.50 64. 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算4.1操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力PD 101.3 4 105.

14、3kpa每層塔板壓降 P 進(jìn)料板壓力 Pf 精餾段平均壓力 Pm 4.2操作溫度計(jì)算0.7kPa105.3 0.7 24 122.1kpa(105.3 122.1)/2 113.7 kpa從乙醇-水溶液的氣液相平衡圖“】查得泡點(diǎn)溫度(近似看作是操作溫度)為:4.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂溫度tD 78.5 C進(jìn)料板溫度tF 855C精餾段平均溫度為：tm (78.5 85.5)/2 82C塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xd yi 0.860，查平衡曲線（x-y圖），得x1 0.848M VDmM LDm0.860 46.07 (1 0.860) 18.02 42.14kg/kmol0.848 46.07

15、 (1 0.848) 18.02 41.81kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖解理論板（x-y圖），得y 0.415查平衡曲線（x-y圖），得xf 0.105M VFm0.415 46.07 (1 0.430) 18.0230.08kg/kmolM LFm0.105 46.07 (1 0.115) 18.0221.25kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm(42.14 30.08) 2 36.11kg/kmolMLm(41.81 21.25).231.53kg/kmol4.4平均密度的計(jì)算4.4.1氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即VmHmM vmRTm1137 沏11.55kg

16、/m38.314 (82 273.15)4.4.2液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即1 Lma i塔頂液相平均密度的計(jì)算由tD 78.5 C，查手冊(cè)【2】得0.860 46.07A 611.0kg/m33B 972.7kg/m塔頂液相的質(zhì)量分率aA0.9400.860 46.070.140 18.02LDm624.9kg/m30.940 611.0 0.060 972.7進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由tF 85.5C，查手冊(cè)【2】得3a 505.0kg/m3b 867.6kg/m0.105 46.070.230進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率a a0.105 46.070.895 18.02LFm0.

17、230 505.0 0.770 867.63773.2kg/m精餾段液相平均密度為L(zhǎng)m (624.9 773.2).2699.1kg/4.5液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即LmXi i塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由tD 78.5 C，查手冊(cè)【2】得A 17.3mN /mB 62.9mN/mLDm 0.860 17.3 0.140 62.923.7mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由tF 85.5C，查手冊(cè)得A 15.9mN/ mB 60.4mN/mLDm 0.115 15.9 0.885 60.455.3mN/m精餾段液相平均表面張力為L(zhǎng)m (23.755.3). 239.5

18、mN /m4.6液體平均黏度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，即lg LmXi lg i塔頂液相平均粘度的計(jì)算由tD 78.5 C，查手冊(cè)【2】得：a 0.45mPa sb 0.36mPa slg LDm0.860 lg(0.45)0.140 lg(0.36)20解出 LDm 0.44mPa s進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由tF 85.5C，查手冊(cè)【3】得：A 0.45mP sB 0.36mPa slg LFm0.074lg(0.45)0.926 lg(0.36)VM vm3600 VmLsLMLm3600 Lm竺理世 0.0006 m3/s3600 699.1UmaxVV式中C由式C C20C20由圖

19、(史密斯關(guān)系圖)得，圖的解出 LWm 0.37mPa s精餾段液相平均粘度為L(zhǎng)m (0.44 0.37). 20.41mPa s5. 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算5.1塔徑的計(jì)算5.1.1精餾段塔徑的計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率為6191 36.110.40 m3/s3600 1.55橫坐標(biāo)為L(zhǎng)s L 120.0006VS 二 0.40699.1 劇1.550.032Z精(N精 1)Ht (24 1) 0.49.2m取板間距Ht 0.40m，板上液層高度hL 0.06m，則Ht hL 0.40 0.06 0.34m查圖（史密斯關(guān)系圖）【4】得C20 0.0730.2 0.2,39 5C C200.

20、0730.08420 20Umax 0.084 6"J 停 1.78m/sV 1.55取安全系數(shù)為0.7,則空塔氣速為4 0.40 3.14 1.25u 0.7Umax0.7 1.78 1.25 m/s0.64 m 5.1.2提餾段塔徑的計(jì)算提餾段塔徑計(jì)算，所需數(shù)據(jù)可從相關(guān)手冊(cè)【1,2，4】查得，計(jì)算方法同精餾段。計(jì)算 結(jié)果為D 0.52 m比較精餾段與提餾段計(jì)算結(jié)果，兩段的塔徑相差不大，圓整塔徑，取D 0.8 m塔截面積為AtD24實(shí)際空塔氣速為VAt0.400.500.8 m/s5.2精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為提餾段有效高度為Z提(N提 1) Ht (6 1) 0.4

21、2m故精餾塔的有效高度為Z Z精 Z提 9.2 211.2m5.3 精餾塔的高度計(jì)算實(shí)際塔板數(shù)n 30塊；進(jìn)料板數(shù)nF 1塊 ；由于該設(shè)計(jì)中板式塔的塔徑 D 800mm ，為安裝、檢修的需要，選取每 6層塔板 設(shè)置一個(gè)人孔 【4】，故人孔數(shù)np 5；進(jìn)料板處板間距 H F 0.5m ；設(shè)人孔處的板間距 H p 0.6m ； 為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距 【4】，故選取塔頂間距HD1.7HT 1.7 0.40 0.68m；塔底空間高度HB1.2m 【41封頭高度H1375mm；【51裙座高度H21000mm。故精餾塔的總高度為H (n nF nP 1) HT nFHF nPH

22、p HD HB 2H1 H2(30 1 5 1) 0.40 1 0.50 5 0.60 0.68 1.20 2 0.375 1.00 16.33 m6. 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算6.1 溢流裝置計(jì)算因?yàn)樗紻 0.8m 一般場(chǎng)合可選用單溢流弓形降液管 【41,采用凹形受液盤。各 項(xiàng)計(jì)算如下：6.1.1 堰長(zhǎng) lw取lW 0.66D 0.66 0.8 0.53m6.1.2溢流堰高度hw由g hL hOW選用平直堰，堰上液層高度how由下式計(jì)算，即232.84 嚴(yán)-howE1000lw近似取E=1，則2 32 3how2.84 E284 10.0006 36000.007m1000lw10000.5

23、3取板上清液層高度hL 60 mm故hwhL how0.06 0.007 0.053 m6.1.3弓形降液管寬度Wd和截面積Af由lw 0.66D查圖（弓形降液管的參數(shù)）【4】，得A 0.072W 0.12厲D”Af 0.072片 0.072 0.50 0.036m2故Wd 0.12D0.12 0.8 0.096m依式3600AfHT【4】驗(yàn)算液體在降液管中停留的時(shí)間，即3600 Af H TLh3600 °.°36 °.4024 5s0.0006 3600故降液管設(shè)計(jì)合理。6.1.4降液管底隙高度hohoLh3600lwu0u。0.08m/sh0Lh3600lw

24、u00.014m3600 0.53 0.080.0006 3600Vs 0.40UoAa 0.101 0.31故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，深度hv 50mm【4】6.2塔板布置6.2.1塔板的分塊因?yàn)镈 800mm，故塔板采用分塊式。查表（塔板分塊數(shù)）【4】，D 800mm，則 塔板分為3塊。6.2.2邊緣區(qū)寬度確定取Ws WS 0.07m，WC 0.035m6.2.3開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積Aa按下式計(jì)算，即本次所處理的物系無(wú)腐蝕性，可選用3mm碳鋼板，取篩孔直徑d° 5mm 2Aa2x r22 xr . 1 x Sin180r其中xD2(WdWs)08 (0.096

25、 0.07)0.23m2rDWc0.80.0350.365m2220.23)0.31m2故Aa2(0.23、0.3652 0.232sin 11800.3656.2.4篩孔計(jì)算及其排列7.2液面落差篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t 3d03 5 15mm篩孔數(shù)目n為n開(kāi)孔率為1.155A1.155 0.310.01521592 個(gè)20.9070.907t0.0050.015氣體通過(guò)閥孔的氣速為12.78 m/s7. 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算7.1塔板降7.1.1干板阻力he計(jì)算干板阻力he由下式計(jì)算，即2he 0.051 UoC0L由5 3 1.67，查圖（干篩孔的流量系數(shù)）【4】得，c。0.7

26、722故hc 0.051 1278 丄竺 0.031 m 液柱0.772699.17.1.2氣體通過(guò)液層的阻力hl計(jì)算氣體通過(guò)液層的阻力hl由下式計(jì)算，即hlUahLVsArAf0400.86m/s0.50 0.036F。0.86 1.55 1.07kg12/(s m12)查圖（充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖）【4】得：0.61hihL(hw how)0.61(0.053 0.007)0.037 m 液柱7.1.3液體表面張力的阻力h ”計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力hb由下式計(jì)算，即4 LLgd04 39.5 10699.1 9.81 0.0050.0046m 液柱氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度hp可按下式計(jì)算，

27、即hp he h hhp 0.031 0.037 0.0046 0.073m液柱氣體通過(guò)每層塔板的壓降為P hp Lg 0.073 699.1 9.81500.6Pa 0.7kPa （設(shè)計(jì)允許值）對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本次的塔徑(D 0.8m 2m)和液流量(Ls 0.0006m3/s )均不大，故可以忽略液面落差的影響。7.3液沫夾帶液沫夾帶量由下式計(jì)算，即3.25.7 10 6uaLHt hfhf2.5hL2.5 0.06 0.15meV63.2空 1°0860.008kg 液 /kg 氣 0.1kg 液 /kg 氣39.5 100.40 0.15故在本次設(shè)計(jì)中液沫夾帶量e

28、V在允許范圍內(nèi)。7.4漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速u0,min可由下式計(jì)算，即U0,min4.4C0 . (0.00560.13hL h ) L.4.4 0.772 . (0.0056 0.13 0.06 0.0046) 699.1/1.55 6.77m/s實(shí)際孔速Uo12.78m/s Uo,min穩(wěn)定系數(shù)為1.5u012.7801.89U0,min6.77K 2故在本次設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。7.5液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從下式的關(guān)系，即Hd(Ht hW)乙醇一水物系屬一般物系，不易發(fā)泡，故安全系數(shù)取0.6【4】，則(Ht hW) 0.6 (0.40 0.053) 0.27mHd

29、 hphLhd板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd可由下式計(jì)算，即hd0.153(u。)2 0.153 (0.08)2 0.001m液柱Hd 0.073 0.06 0.0010.134m液柱0.134m Hd (Ht hw)0.27m故在本次設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。8. 塔板負(fù)荷性能圖8.1漏液線由U0,min 4.4C°J(0.0056 0.13 h ) J vs,minu0,min2.84 匚 Lh1000 Iw2 3how4.4 0.772 0.101 0.31234.4C0Aa0.0056 0.13 h. 2.84 E LhO.。056 O.13。.。53 駕 12 33600Ls0.920

30、.0046 699.1 1.551000 lw整理得 Vs ,min0.11P41.35Ls23在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表2表2Ls,m3/s0.00010.00150.00300.0045Vs,m3/s0.2100.2230.2310.238由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線18.2液沫夾帶線以e 0.1kg液/kg氣為限，求Vs Ls關(guān)系如下:eV5.7 10 63.2UaVsAtAfhf2.5hLUaHt hfVs0.50 0.0362.16Vs2.5(hwhow)0.053how2.841000233600 Ls -0.922-30.71Ls0.13Hthf

31、0.272 31.78Lse5.710 60.86Vs39.510 32 30.27 1.78Ls整理得 乂2.4215.98Ls23hf3.21.78Ls230.1在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3。表3Ls, m3 / s0.00010.00150.00300.0045乂, m3 / s2.392.212.091.98由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線 2。8.3液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度hoW 0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。則hOW2 32.843600 LsEs0.00610001w取E 1，貝U23Ls .s,min0.006 10000.

32、533,0.00024m /s2.8436008.4液相負(fù)荷上限線以4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，由下式可得，即AH4LsLs,max 學(xué)0.004m3/s44據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。8.5液泛線Hd(Hthw)Hdhp hLhd; hp hc h| h ;h|九血 hW h°W聯(lián)立得Ht1 )hW (1 )hOW hchdh忽略h將h°W與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關(guān)系式代入上式，并整理得式中2 2 2 3 a Vsb c Ls d Ls0.051V2A0c0LHt (0.153 (站)232.84 10 E(12 33600Iw將有關(guān)

33、的數(shù)據(jù)代入，得0.0510.101 0.31 0.772 2空 0.19699.10.6 0.40 (0.6 0.611) 0.0530.190.153(0.53 0.014)22778.972：'333600d 2.84 10 3 1 (1 0.61)1.640.53故0.19Vs2 0.19 2778.97Ls2 1.64Ls23222 3或Vs 1 14626.16 Ls 8.63L/在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表4表43 ,Ls,m /s0.00010.00150.00300.0045V5,m3/ s0.980.850.690.47由上表數(shù)據(jù)即

34、可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如下圖所示缶5 306 51 匸5 22,533.544.55LsXlOmS/s精憎段篩板負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn) A,連接0A，即作出操作線。由圖可看出，該篩 板的操作上限為液泛控制，下限為液沫夾帶控制。由圖可查得33Vs,max 0.86m /sVsmin 0.47m /s故操作彈性為Vs,maxVs,min0.860.471.839. 主要接管尺寸計(jì)算9.1塔頂蒸汽管的管徑計(jì)算由于塔頂操作壓力為4kpa,故選取uv 15.00m/s，則0.18md4Vs 4 0.40vUv3.14 15.00圓整直徑為dv188 8

35、mm9.2回流液管的管徑計(jì)算dD4 0.0006；3.14 0.35冷凝器安裝在塔頂，故選取ud 0.35m/ s6，則 0.047m圓整直徑為dD54 5mm 9.3進(jìn)料液管的管徑計(jì)算由于料液是由泵輸送的，故選取uf 2.00m/s；進(jìn)料管中料液的體積流量111. 11 21.253600 773.230.0009m /sFM LFm3600 LFmdF14 0.00093.14 2.000.024m圓整直徑為dF30 4mm9.4釜液排出管的管徑計(jì)算釜液流出速度一般范圍為0.501.00m/s，故選取Uw 0.80m/s塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算18.03kg/ kmol由 X2 Xw 0.00

36、04，得:MLWm 0.0004 46.07 (1 0.0004) 18.02塔底液相平均密度的計(jì)算由tw 99.5 C，查手冊(cè)【2】得A 588.5kg/ m3B 949.5kg / m30.023 46.070.058塔底液相的質(zhì)量分率aA0.023 46.070.977 18.02LWm0.058 588.510.942 949.53916.9kg/m塔釜排液管的體積流量WM LWm3600 LVm96.30 18.033600 916.90.0005m3 /sdw4W4°.0005 0.028m；uW3.14 0.80圓整直徑為dW 40 4mm10. 塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表所設(shè)

37、計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于表 5。表5篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果參數(shù)表序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值1平均溫度tm ,r822平均壓力Pm, kPa113.73氣相流量Vs, (m3/s)0.404液相流量Ls, (m3/s)0.00065實(shí)際塔板數(shù)306有效段高度Z, m11.27塔徑D, m0.88板間距Ht, m0.409溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長(zhǎng)Iw , m0.5312堰咼hW, m0.05313板上液層咼度hL, m0.0614堰上液層咼度how，m0.00715降液管底隙高度ho, m0.01416安定區(qū)寬度 Ws，m0.0717邊緣區(qū)寬度Wc，m0.03518開(kāi)孔區(qū)面積Aa， m20.3119篩孔直徑d0， m0.00520篩孔數(shù)目n159221孔中心距t，m0.01522開(kāi)孔率©, %0.10123空塔氣速，m/s0.8624篩孔氣速，m/s12.7825穩(wěn)定系數(shù)1.8926每層塔板壓降 P，Pa500.627負(fù)荷上限液泛控制28負(fù)荷下限液沫夾帶ev,（kg液/kg氣）液沫夾帶控制29氣相負(fù)荷上限Vs，max，m3/s0.8630氣相負(fù)荷下限Vs，min，m3/s0.4731操作彈性