分離乙醇水篩板精餾塔的設(shè)計

1、化工原理課程設(shè)計題 目 分離乙醇-水篩板精餾塔的設(shè)計 系 （院） 化學與化工系 專 業(yè) 材料化學 班 級 2009級1班 學生姓名 學 號 指導教師 職 稱 講師 2012年 6 月 1日濱州學院課程設(shè)計任務(wù)書一、課題名稱 乙醇水分離板式精餾塔設(shè)計二、課題條件（原始數(shù)據(jù)） 原 料：乙醇、水溶液 處理量：583.3Kg/h 原料組成：28%（乙醇的質(zhì)量分率） 料液初溫： 26 操作壓力、單板壓降：自選 回流比：R/Rmin=1.8 進料狀態(tài)：冷液體進料 塔頂產(chǎn)品濃度：78%（質(zhì)量分率） 塔底釜液含乙醇含量不高于0.04%（質(zhì)量分率） 塔 頂：全凝器 塔 釜：飽和蒸汽間接加熱 塔板形式：篩板 生產(chǎn)

2、時間：300天/年，每天24h運行 設(shè)備形式：篩板塔 廠 址：濱州市目 錄第一章 概述11.1精餾操作對塔設(shè)備的要求11.2板式塔類型2第二章 設(shè)計方案的確定32.1操作條件的確定32.2確定設(shè)計方案的原則4第三章 塔的工藝尺寸得計算53.1精餾塔的物料衡算53.1.1摩爾分率53.1.2平均摩爾質(zhì)量63.1.3 物料衡算63.1.4 回收率63.2塔板數(shù)的確定63.2.1理論板層數(shù)N的求取63.2.1.1 最小回流比及操作回流比計算63.2.1.3 逐板法求塔板數(shù)93.2.2實際板層數(shù)的求取93.3 精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算103.3.1 操作壓力計算103.3.2 操作溫度計算103.3.

3、3 平均摩爾質(zhì)量計算113.3.3.1 精餾段的平均摩爾質(zhì)量113.3.3.2 提餾段平均摩爾質(zhì)量113.3.4 平均密度計算113.3.5 液體平均表面張力計算123.3.5.1 精餾段液體平均表面張力133.3.5.2 提餾段精餾段液體平均表面張力133.3.6 液體平均黏度計算133.4 精餾塔的塔體工藝尺寸設(shè)計133.4.1 塔徑的計算143.4.2 精餾塔有效高度的計算163.5 塔板主要工藝尺寸的計算173.5.1 溢流裝置計算173.5.1.1 堰長173.5.1.2溢流堰高度173.5.1.3弓形降液管寬度和截面積183.5.1.4 降液管底隙高度183.5.2 塔板布置193

4、.5.2.1 塔板的分塊193.5.2.2邊緣區(qū)寬度確定203.5.2.3 開孔區(qū)面積計算203.5.2.4 篩孔計算及其排列203.6 篩板的流體力學驗算213.6.1 塔板壓降213.6.1.1 干板阻力計算213.6.1.2 氣體通過液層的阻力計算223.6.1.3 液體表面張力的阻力計算223.6.2液面落差233.6.3 液沫夾帶233.6.4 漏液233.6.5 液泛243.7 塔板負荷性能圖243.7.1 漏液線243.7.2 液沫夾帶線253.7.3 液相負荷下限線263.7.4 液相負荷上限線263.7.5 液泛線27第四章 設(shè)計小結(jié)31參考文獻32第一章 概述 乙醇水是工業(yè)

5、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(yīng)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(yīng)用，在此我們作板式塔的設(shè)計

6、以熟悉單元操作設(shè)備的設(shè)計流程和應(yīng)注意的事項是非常必要的。1.1精餾操作對塔設(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： （1）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。 （2）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。 （3）流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小

7、，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。 （4） 結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。 （5）耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。 （6） 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。1.2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，填料塔的設(shè)計將在其他分冊中作詳細介紹，故本書將只介紹板式塔。 板式塔為逐級接觸型氣液

8、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，因此，本章只討論篩板塔的設(shè)計。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： （1） 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡

9、罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 （2）處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 （3） 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 （4）壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。 篩板塔的缺點是： （1）塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 （2） 操作彈性較小(約23)。 （3）小孔篩板容易堵塞。第二章 設(shè)計方案的確定 本設(shè)計任務(wù)為乙醇水混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)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)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回

10、流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2.1操作條件的確定 確定設(shè)計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作指標。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結(jié)合課程設(shè)計的需要，對某些問題作些闡述。操作壓力 蒸餾操作通常可在常壓、加壓和減壓下進行。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性進行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設(shè)備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進行蒸餾。當

11、物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?。有時應(yīng)用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。 進料狀態(tài) 進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產(chǎn)中進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計和制造上提供了方便。加熱方式 蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱

12、。若塔底產(chǎn)物近于純水，而且在濃度稀薄時溶液的相對揮發(fā)度較大(如酒精與水的混合液)，便可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱；在釜內(nèi)只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。這樣，可節(jié)省一些操作費用和設(shè)備費用。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增加。但對有些物系(如酒精與水的二元混合液)，當殘液的濃度稀薄時，溶液的相對揮發(fā)度很大，容易分離，故所增加的塔板數(shù)并不多，此時采用直接蒸汽加熱是合適的。 值得提及的是，采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，

13、以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。對于乙醇水溶液，一般采用0.40.7KPa（表壓）。冷卻劑與出口溫度 將析出，生成水垢附著在換熱器的表面而影響傳熱。冷卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決定。如果塔頂蒸汽溫度低，可選用冷凍鹽水或深井水作冷卻劑。如果能用常溫水作冷卻劑，是最經(jīng)濟的。水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設(shè)計者確定。冷卻水出口溫度取得高些，冷卻劑的消耗可以減少，但同時溫度差較小，傳熱面積將增加。冷卻水出口溫度的選擇由當?shù)厮Y源確定，但一般不宜超過50，否則溶于水中的無機鹽。2.2確定設(shè)計方案的原則 確定設(shè)計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達到技術(shù)上最先

14、進、經(jīng)濟上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點：滿足工藝和操作的要求 所設(shè)計出來的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進行調(diào)節(jié)，必要時傳熱量也可進行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從

15、而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。滿足經(jīng)濟上的要求 要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當?shù)乩盟敗⑺椎膹U熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設(shè)備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設(shè)備費也有很大影響。 保證安全生產(chǎn) 多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。例如：酒精屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發(fā)生火花的設(shè)備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會使塔受到破

16、壞，因而需要安全裝置。 以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計中，對第一個原則應(yīng)作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而第三個原則只要求作一般的考慮。第三章 塔的工藝尺寸得計算3.1精餾塔的物料衡算摩爾分率乙醇的摩爾質(zhì)量 水的摩爾質(zhì)量 原料液 =原料液塔頂塔底產(chǎn)品平均摩爾質(zhì)量原料液 塔頂 塔底產(chǎn)品 物料衡算進料流量 全塔物料衡算 輕組分 式中 F原料液流量，kmol/hD流出液流量，kmol/hW釜殘液流量，kmol/hXF原料液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)XD流出液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)XW釜殘液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)餾出液流量 釜液流量 回收率乙醇的回收率水的回收率3.2塔

17、板數(shù)的確定理論板層數(shù)N的求取.1 最小回流比及操作回流比計算表3-1乙醇水氣、液平衡組成（摩爾）與溫度關(guān)系溫度/液相氣相溫度/液相氣相溫度/液相氣相1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.6484.116.6150.8979.751.9865.99 由上表數(shù)據(jù)（賈紹義,

18、柴誠敬主編化工原理課程設(shè)計天津:天津大學出版社，2002）作乙醇-水的t-x-y圖如下圖3-1所示：圖3-1乙醇的t-x(y)相圖當時，由圖3-1乙醇的t-x(y)相圖，可查得溶液的泡點溫度為T泡=85.15查得泡點溫度下乙醇的汽化熱912KJ/Kg,水的汽化熱2654 KJ/Kg ，所以 平均溫度T=55.58原料液的比熱容CP=86.168KJ/(Kmol. ) 根據(jù)逐板法確定最小回流比：氣液線平衡方程的計算：序號溫度相對揮發(fā)度序號溫度相對揮發(fā)度195.5010.58980.702.403289.008.1971079.801.851386.707.2741179.701.792485.3

19、06.2861279.301.612584.105.2021378.741.352682.703.9201478.411.210782.303.5781578.151.000881.502.989所以氣液線平衡方程為 氣液線平衡方程與q線方程的交點為= =0.13208 =.317 故 取故精餾段操作線方程式中 R回流比L=RD=2.57 6.10445=15.688kmol/h q=1.1084w=20.77929kol/h則提鎦段操作線方程為將y1=xD=0.58113代入氣液線平衡方程得x1=0.31266在將其代入精餾段操作線方程得y2=0.388115逐板計算的結(jié)果見下表精餾段NT1

20、=2提鎦段NT2=7理論板序號液相組成氣相組成理論板序號液相組成氣相組成10.312660.5811340.0414670.11656620.1721610.38811550.0263340.07620630.1165660.28695660.0163830.04834670.010.0380.006060.01827590.00360.011100.002160.00657.3 逐板法求塔板數(shù) 由上圖可以看出總理論板數(shù)N=10(包含再沸器)，精餾段理論板數(shù)為2塊,其中第3塊板為加料板。 實際板層數(shù)的求取則有塊塊總板效率的求取一般兩種方法：1.經(jīng)驗數(shù)據(jù)2.采用Oconnell法，適用范圍：，板

21、上液流長度1m. -塔頂和塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度；-塔頂和塔底平均溫度下的粘度。3.3 精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的查取和估算對于工藝設(shè)計計算非常重要，精餾塔設(shè)計中主要的物性數(shù)據(jù)包括?。好芏取⒄扯取⒈葻崛?、汽化潛熱和表面張力。 操作壓力計算(影響氣相密度，進而影響VsD塔板結(jié)構(gòu)參數(shù))取塔頂表壓為0Kpa。塔頂操作壓力 每層塔板壓降 ，一般0.4-0.7kPa，浮閥塔板的壓降為0.2650.53kPa，篩板的小于浮閥塔板，泡罩的大于浮閥塔板。進料板壓力塔底操作壓力精餾段平均壓力提餾段平均壓力 操作溫度計算利用表3-1中數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得、。進料口： , =85.07塔頂：，

22、=78.70塔釜：，=99.96精餾段平均溫度提餾段平均溫度 平均摩爾質(zhì)量計算.1 精餾段的平均摩爾質(zhì)量精餾段平均溫度=81.885液相組成：，=29.53%氣相組成 ：，=57.59%所以 kg/kmol kg/kmol.2 提餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均溫度=92.515液相組成：，=4.339%氣相組成：，=27.062%所以 kg/kmol kg/kmol 平均密度計算求得在與下乙醇與水的密度。不同溫度下乙醇和水的密度（姚玉英化工原理（上）P360-361頁附錄二十）見表3-2。表3-2不同溫度下乙醇和水的密度溫度/溫度/8073597195720961.8585730968.61007

23、16958.490724965.3精餾段平均溫度=81.885 ，=733.115 kg/ , =970.59kg/同理 =92.515 ， =721.988 kg/ ， =963.565 kg/在精餾段，液相密度：氣相密度：=1.309kg/在提餾段，液相密度：氣相密度：=0.943739 kg/ 液體平均表面張力計算不同溫度下乙醇和水的表面張力（姚玉英化工原理（上）P362-365頁附錄二十一）見表3-3。表3-3乙醇和水不同溫度下的表面張力溫度/708090100乙醇表面張力/1817.1516.215.2水表面張力/64.362.660.758.8.1 精餾段液體平均表面張力精餾段平均

24、溫度=81.885乙醇表面張力：水表面張力：精餾段液體的平均表面張力：.2 提餾段精餾段液體平均表面張力提餾段平均溫度=91.675乙醇表面張力：水表面張力：提餾段液體平均表面張力： 液體平均黏度計算精餾段平均溫度=81.885 查液體黏度共線圖（姚玉英化工原理（上）P347頁附錄十五）得：提餾段平均溫度=92.515 查液體黏度共線圖得：精餾段黏度：提餾段黏度：=0.27449 3.4 精餾塔的塔體工藝尺寸設(shè)計 塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為式中 V精餾段氣相流量，kmol/h L精餾段液相流量，kmol/h MV1、ML1分別為精餾段氣、液相平均摩爾質(zhì)量，kg/kmol 、分別為精餾

25、段氣、液相平均密度，kg/m3同理，提餾段的氣、液相體積流率為 由極限空塔氣速計算式： 式中 、分別為氣、液相平均密度，kg/m3C由式 計算式中 C20物系表面張力為20mN/m的負荷系數(shù) m操作物系的液體平均表面張力，mN/m C操作物系的負荷系數(shù)其中的 由史密斯關(guān)聯(lián)圖（姚玉英化工原理（下）P158頁圖3-7史密斯關(guān)聯(lián)圖），0.2HT=0.60.450.30.150.40.30.21.00.70.10.040.030.020.070.010.040.030.020.070.010.10.090.060.05 史密斯關(guān)聯(lián)圖 查取圖的橫坐標為 式中 Vh、Lh分別為塔內(nèi)氣、液兩相的體積流量，m

26、3/h 、分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3同理，提餾段的為取板間距 ，板上液層高度 ，則同上，同理，提餾段的板間距取，板上液層高度 。同理，提餾段的為選取泛點率：一般液體，易起泡液體，。取安全系數(shù)0.7，則空塔氣速為式中 D塔徑，m Vs塔內(nèi)氣體流量，m3/s u空塔氣速，即按空塔截面積計算的氣體線速度，m/s按標準塔徑圓整后為D=0.4m常用的標準塔徑為：0.4m、0.6m、0.7m、0.8m、1.0m、1.2m、1.4m、1.6m、1.8m、2.0m、2.2m、4.2m。同理，提餾段為 按標準塔徑圓整后為塔截面積為實際空塔氣速為同理，提餾段的為 精餾塔有效高度的計算板間距選擇：表6

27、塔板間距與塔徑的關(guān)系塔 徑/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距/HT，mm200300250350300450350600400600化工生產(chǎn)中常用板間距為：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在決定板間距時還應(yīng)考慮安裝、檢修的需要。例如在塔體人孔處，應(yīng)留有足夠的工作空間，其值不應(yīng)小于600mm。 精餾段有效高度為：提餾段有效高度為：在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m ，故精餾塔的有效高度為：3.5 塔板主要工藝尺寸的計算 溢流裝置計算溢流裝置包括溢流堰和降液管。 降液管：弓形、圓形。小塔用圓形，一般采用

28、弓形降液管。 塔板溢流形式有：U型流、單溢流、雙溢流和階梯流。表 溢流形式選擇塔 徑小塔、液體流量小塔徑小于2.2m塔徑大于2m塔徑很大、液體流量很大溢流形式U型流單溢流雙溢流階梯流因塔徑 D=0.6m ，可選用單溢流弓形降液管。各項計算如下：.1 堰長堰長由液相負荷和溢流形式?jīng)Q定。對單溢流，一般取lw=0.6-0.8D，對雙溢流，一般取lw=0.5-0.6D。取同理，提餾段的為.2溢流堰高度由式中 堰高，m 板上液層高度，m 堰上液層高度，m溢流堰板的形狀由決定，>0.6選平直堰；<0.6選齒形堰選用平直堰，堰上液層高度：，近似取E=1（一般情況取1，可借用博爾斯對泡罩塔提出的液

29、流收縮系數(shù)計算圖求取。）式中 lw堰長，m Lh塔內(nèi)液體流量，m3/h E液流收縮系數(shù)，若how小于6mm,采用齒形堰，當溢流層不超過齒頂時；當溢流層超過齒頂時用試差法。則同理，提餾段的為取板上清液層高度故同理，提餾段的為.3弓形降液管寬度和截面積降液管截面積：由Af/AT = 0.06- 0.12 確定；由由弓形降液管的參數(shù)圖（姚玉英化工原理（下）P163頁圖3-12弓形降液管的寬度與面積）查得，故同理，提餾段的為 為避免嚴重的氣泡夾帶，停留時間，其中。驗算液體在降液管中停留時間為：式中 Lh塔內(nèi)液體流量，m3/h HT板間距，m Af弓形降液管截面積，m2同理，提餾段的為 故降液管設(shè)計合理

30、。.4 降液管底隙高度底隙 h0：通常在 30-40mm，若太低易于堵塞。，取式中 Lh塔內(nèi)液體流量，m3/h lw堰長，m 液體通過降液管底隙時的流速，m/s。根據(jù)經(jīng)驗，一般取=0.07 m/s 0.25 m/s則降液管底隙高度比溢流堰高度低0.006m。同理，提餾段的為 故降液管底隙高度設(shè)計合理。 塔板布置.1 塔板的分塊塔板類型按結(jié)構(gòu)特點可分為整塊式或分塊式兩種。一般，塔徑從小于800mm時采用整塊式塔板；當塔徑在900mm以上時，采用分塊式塔板。因，故塔板采用整塊式。 溢流區(qū)區(qū)（受液區(qū)和降液區(qū)） Wd一般兩區(qū)面積相等。 鼓泡區(qū) 氣液傳質(zhì)有效區(qū)入口安定區(qū)和出口安定區(qū) Ws=50-100m

31、m。邊緣區(qū)：小塔Wc=30-50mm，大塔50-75mm。WcWdWslWrx篩孔數(shù)的計算:n每平方米鼓泡區(qū)的篩孔數(shù)。.2邊緣區(qū)寬度確定取，.3 開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積：其中式中 邊緣區(qū)寬度，m 開孔區(qū)面積，m2 弓形降液管寬度，m 破沫區(qū)寬度，m同理，提餾段的為 故同理，提餾段的為。.4 篩孔計算及其排列本利所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距 為同理，取提餾段的為篩孔數(shù)目n為式中 開孔區(qū)面積，m2 t孔間距，m同理，提餾段的為個實際開孔393個。開孔率為同理，提餾段的為氣體通過篩孔的氣速為同理，提餾段的為 。3.6 篩板的流體力學驗算 塔板壓降.

32、1 干板阻力計算干板阻力：式中 氣體通過篩孔的氣速，m/s C0干篩孔的流量系數(shù) 、分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3由，查查干篩孔的流量系數(shù)圖得，干篩孔流量系數(shù)圖故液柱同理，提餾段的為 液柱hc=0.103m.2 氣體通過液層的阻力計算氣體通過液層的阻力：式中 Vs塔內(nèi)氣體流量，m3/s AT塔截面積，m2 Af弓形降液管截面積，m2同理，提餾段的為取=0.5，則式中 hL板上液層高度，m 充氣因數(shù)，無量綱。液相為水時，=0.5，為油時，=0.20.35，為碳氫化合物時，=0.40.5同理，提餾段的為.3 液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力：液柱式中 d0孔直徑，m m操作

33、物系的液體平均表面張力，mN/m同理，提餾段的為液柱氣體通過每層塔板的液柱高度 可按下式計算，即同理，提餾段的為氣體通過每層塔板的壓降為（設(shè)計允許值）同理，提餾段的為（設(shè)計允許值）液面落差液面落差一般較小，可不計。當不可忽略時，對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3.6.3 液沫夾帶霧沫夾帶量： 式中 板上液層高度，m HT板間距，m m操作物系的液體平均表面張力，mN/m ua氣體通過篩孔時的速度，m/s故同理，提餾段的為故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。3.6.4 漏液對篩板塔，漏液點氣速：式中 板上液層高度，m C0干篩孔的流量系數(shù) 、分別為精

34、餾段氣、液相平均密度，kg/m3 與液體表面張力壓強降相當?shù)囊褐叨?，m實際孔速同理，提餾段的為穩(wěn)定系數(shù)為同理，提餾段的為故在本設(shè)計中無明顯漏液。3.6.5 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高 式中 HT板間距，m hw堰高，m 系數(shù)，是考慮到降液管內(nèi)充氣及操作安全兩種因素的校正系數(shù)。易氣泡物系，不易起泡物系，一般物系，取。乙醇水物系屬于一般物系，取，則同理，提餾段的為而 板上不設(shè)進口堰，可由式5-30計算，即液柱 液柱同理，提餾段的為 液柱 液柱故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。3.7 塔板負荷性能圖 漏液線由得同理，提餾段的為在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于表3-4。

35、表3-4漏液線計算結(jié)果0.000080.000450.00080.0010.43860.45560.46690.47251.6861.7371.7711.788由上表數(shù)據(jù)即可分別作出精餾段和提餾段的漏液線3。 液沫夾帶線以 為限，求關(guān)系如下：由 同理，提餾段的為 =0.125同理，提餾段的為 故同理，提餾段的為整理得同理，提餾段的為在操作范圍內(nèi)，任取幾個 值，依上式計算出 值，計算結(jié)果列于表3-5。表3-5霧沫夾帶線計算結(jié)果0.000080.000450.00080.0010.31890.3020.2910.2850.4330.4010.380.37 由上表數(shù)據(jù)即分別可作出精餾段和提餾段的霧沫

36、夾帶線1。 液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準。由式得取 E=1，則 同理，提餾段的為據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線3。 液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限：故同理，提餾段的為據(jù)此可分別作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線4。 液泛線令 由 ；聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得同理，提餾段的為 故或同理，提餾段的為在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出個值，計算結(jié)果列于表3-6。表3-6液泛線計算結(jié)果0.000080.000450.00080.0010.5590.52330.4650.4160.

37、5160.4880.4560.432圖3-4精餾段塔板負荷性能圖圖3-5提留段塔板負荷性能圖由塔板負荷性能圖可以看出：該篩板的氣相負荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限為漏液控制。在任務(wù)規(guī)定的氣液負荷下的操作點p,處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適宜位置。按照規(guī)定的液氣比，由上圖查出精餾段塔板的氣相負荷上限=0.559，氣相負荷下限=0.285，所以：操作彈性= =2同理提餾段塔板的氣相負荷上限=1.78，氣相負荷下限=0.37，操作彈性= =4.8所設(shè)計篩板的主要結(jié)果匯總于表3-7表3-7篩板塔設(shè)計計算結(jié)果項目精餾段數(shù)值提餾段數(shù)值平均溫度81.88592.515平均壓力103.425112.175氣相流量0.15780.3937液相流量0.0001390.00031塔的有效高度Z/m0.451.8實際塔板數(shù)27塔徑/m0.40.6板間距0.