化工原理課程設(shè)計之甲醇水連續(xù)篩板塔設(shè)計

1、題目甲醇-水連續(xù)精餾塔的設(shè)計姓 名胡士彭學(xué) 號200907120237年 級2009級專 業(yè)化學(xué)工程與工藝 系 （院）化學(xué)化工學(xué)院指導(dǎo)教師楊蘭2012年5月（一） 設(shè)計題目甲醇-水連續(xù)精餾塔的設(shè)計（二） 設(shè)計任務(wù)及操作條件1) 進(jìn)料：甲醇含量為42 %（質(zhì)量百分率，下同）的常溫液體； 2) 產(chǎn)品的甲醇含量為90%； 3) 殘液中甲醇含量為1%； 4) 年處理甲醇-水混合液：30000噸（開工率300 天/年）；5) 操作條件 a) 塔頂壓力：常壓b) 進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點進(jìn)料c) 回流比：d) 加熱方式：間接蒸汽 e) 單板壓降：（三） 板類型篩板塔（四）廠址臨沂地區(qū)（五）設(shè)計內(nèi)容 1) 精餾塔的

2、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)的計算； 4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計算；5) 塔板主要工藝尺寸的計算；6) 塔板的流體力學(xué)驗算； 7) 塔板負(fù)荷性能圖； 8) 精餾塔接管尺寸計算； 9) 對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論。本設(shè)計主要符號說明：英文字母Aa- 塔板的開孔區(qū)面積，m2PP-氣體通過每層篩板的壓降A(chǔ)f- 降液管的截面積, m2t-篩孔的中心距Ao- 篩孔區(qū)面積, m2uo-液體通過降液管底隙的速度AT-塔的截面積 m2Wc-邊緣無效區(qū)寬度C-負(fù)荷因子 無因次Wd-弓形降液管的寬度C20-表面張力為20mN/m的負(fù)荷因子Ws-破沫區(qū)寬度do-篩孔直

3、徑 Z-板式塔的有效高度D-塔徑 m希臘字母ev-液沫夾帶量 kg液/kg氣-液體在降液管內(nèi)停留時間ET-總板效率-粘度R-回流比-密度Rmin-最小回流比 -表面張力M-平均摩爾質(zhì)量 kg/kmol-液體密度校正系數(shù)、開孔率tm-平均溫度 下標(biāo)g2max-最大的Fo-篩孔氣相動能因子 kg1/21/2)min-最小的hl-進(jìn)口堰與降液管間的水平距離 mL-精餾段液相的hc-與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?mV-精餾段氣相的、hd-與液體流過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨?mL'-提餾段液相的hf-塔板上鼓層高度 mV'-提餾段氣相的hL-板上清液層高度 mh1-與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊鹤?/p>

4、高度 mho-降液管的義底隙高度 mhow-堰上液層高度 mhW-出口堰高度 mhW-進(jìn)口堰高度 mh-與克服表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨?mH-板式塔高度 mHd-降液管內(nèi)清液層高度 mHD-塔頂空間高度 mHF-進(jìn)料板處塔板間距 mHT-塔板間距 mK-穩(wěn)定系數(shù)lW-堰長 mqv,L,h-液體體積流量 m3/hqv,v,h-氣體體積流量 m3/h目 錄一、設(shè)計方案的確定5二、精餾塔的物料衡算5三、塔板數(shù)的確定5四、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9六、塔板主要工藝尺寸的計算11七、篩板的流體力學(xué)驗算13八、塔板負(fù)荷性能圖15九、篩板塔設(shè)計計算結(jié)果19十

5、、精餾塔接管尺寸計算20十一、對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論.21十二、參文獻(xiàn)考21一、設(shè)計方案的確定本設(shè)計任務(wù)為分離苯甲苯混合物。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(jìn)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到塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。塔釜采用間接蒸氣加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。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（A）的摩爾質(zhì)量為：MA=kg/kmol水（B）的摩爾質(zhì)量為： MB=2kg/kmolxF2/2/+0.58/2)=0.289 xD0/0/+0.10/18

6、.01)=0.835 xW=(0.01/32.04)/(0.01/+0.99/18.01)=0.00565 原料液及其塔頂與塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF=×89+18.02×89)=2kg/kmolMD=×35+18.02×35)=kg/kmol MW=×0.00565+18.02×(1-0.00565)=kg/kmol(3) 物料衡算原料處理量 qn,F =30000000/(300×24×2)=kmol/h總物料衡算 qn,F =qn,D + qn,W 即 188.79= qn,D + qn,W甲醇的物料衡算 q

7、n,FxF =qn,DxD + qn,WxW×n,Dn,W聯(lián)立解得 qn,D kmol/hqn,Wkmol/h（4） 物料衡算結(jié)果（5） 表1 物料衡算結(jié)果表塔頂出料塔底出料進(jìn)料質(zhì)量分?jǐn)?shù)/%90142摩爾分?jǐn)?shù)/%摩爾流量/(kmol/h)3、 塔板數(shù)的確定（1）平均相對揮發(fā)度 取x-y曲線上兩端點溫度下的平均值。 查甲醇的氣液平衡關(guān)系表可得：時：1=yAxByBxA×(1005.31)(10028.34)×時：2×(10087.41)(10091.94)×所以 =(1+2）（2） 回流比的確定泡點進(jìn)料：Rmin = xD/xF(1xD)/(1x

8、F)/(1) =)/(10.289)1Rmin ×（3）塔頂氣相、液相，進(jìn)料和塔底的溫度分別為：tvD、tLD、tF、tW 查氣液平衡關(guān)系表，用內(nèi)插法算得： 塔頂： (83.568.49)/(85.6268.49)=(tLD70.0)/(68.070.0) tLD (84.9283.5)/(84.9281.83)=(70.0tVD)/(70.071.3) tVD 塔釜： (00.565)/(05.31)=(100tW)/(10092.9) tW 進(jìn)料： (33.3328.18)/(28.928.18)=(76.778.0)/(tF78.0) tF精餾段平均溫度 tm=(+)/2=提餾

9、段平均溫度 t'm=()/2=（4）塔板效率ET表2 甲醇的物性數(shù)據(jù)溫度()20406080100120密度(kg/m3)黏度(mPa·s)表面張力(mN/m)表3 水的物性數(shù)據(jù)溫度()6567707580859095100黏度(mPa·s)表面張力(mN/m)內(nèi)差法求塔頂與塔底平均溫度下的液相黏度L塔頂與塔底平均溫度t=( (83.7480)/(10080)=(A0.277)/(0.2280.277) A (83.7480)/(8580)=(B0.3565)/(0.33550.3565) B (83.7481.6)/(85.081.6)=(xA20.83)/(13

10、.1520.83) xA 可得： L=AxA+B(1xA ET=0.49(L)（5）理論板層數(shù)NT的求取a、精餾塔的氣、液相負(fù)荷 qn,L=Rqn,D×kmol/hqn,v=qn,L+qn,Dkmol/h qn,L'=qn,L+qn,F kmol/h qn,v' = qn,v kmol/h b、精餾段、提餾段操作線方程精餾段操作線：yn+1=Rxn/(R+1)+xDn提餾段操作線：y'm+1=qn,L'x'm/qn,v'qn,WxW/qn,v''m c、氣液平衡方程 x=y/y+(1y)=y/y+4.35(1y) d、逐

11、板計算法求理論塔板層數(shù) y1=xD=0.835 x1=0.538 y2 x2=0.304 y3 x3=0.196=x'1 y'2 x'2=0.106 y'3 x'3=0.0487 y'4 x'4=0.0200 y'5 x'5=0.00725 y'6 x'6 所以精餾段所需理論板層數(shù)為2； 提餾段所需理論板層數(shù)為5；總理論塔板數(shù)NT為7，進(jìn)料板位置NF為自塔頂數(shù)起第3塊。（6） 實際塔板數(shù)的確定精餾段實際塔板數(shù) N精=2/=5塊提餾段實際塔板數(shù) N提=5/=12塊四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算（1）

12、操作壓力的計算設(shè)每層塔壓降： P=0.7KPa進(jìn)料板壓力： PF=101.3+5×0.7=104.8 KPa精餾段平均壓力：Pm=(101.3+104.8)/2=103.05KPa塔釜板壓力： PW=101.3+17×0.9=113.2 KPa提餾段平均壓力：P'm=(105.8+113.9)/2=109KPa （2）操作溫度計算 由上可知：塔頂溫度 tD= 進(jìn)料板溫度 tF= 塔釜溫度 tW=精餾段平均溫度 tm=(+)/2=提餾段平均溫度 t'm=()/2= （3）平均摩爾質(zhì)量的計算a. 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由xD=y135 得 x1=0.538MVDm

13、35×35)×2=kg/kmolMLDm=0.538×32.04+(1-0.538)×2=kg/kmolb. 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算由yF=0.514 得 x3=0.196MVFm=0.514×32.04+(1-0.514)×2=23kg/kmolMLFm=0.196×32.04+(1-0.196)×2=2kg/kmolc. 塔釜平均摩爾質(zhì)量計算由y'5308 得 x'5725MV'Wm308×308)×2=18.45kg/kmolML'Wm725×72

14、5)×2=18.12kg/kmold. 精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=(+23)/2=2kg/kmolMLm=(+2)/2=26kg/kmole. 提餾段平均摩爾質(zhì)量MV'm=(23+18.45)/2=2kg/kmolML'm=(2+18.12)/2=19.44kg/kmol （4）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=(103.05×2×(273.15+7)=kg/m3液相查表2、表3并用內(nèi)差法可得：tLD=6時：(68.2560)/(8060)=(A)/(737.4761.1) 解之得 LAkg/m

15、3 (68.2560)/(7060)=(LB)/(977.8)解之得LB=kg/m3tF=時： (77.8260)/(8060)=(FA)/(737.4761.1) 解之得 FA=kg/m3(77.8270)/(8070)=(FB)/(971.8) 解之得 FB=kg/m3LDm0/75+0.10/97)=76kg/m3LFm=1/(0.1/740.0+0.3/9)=kg/m3精餾段液相平均密度為Lm=(76+)/2= kg/m3b.提餾段平均密度的計算氣相由理想氣體狀態(tài)方程得'Vm=P'mM'vw/Rt'm=(109××(273.15+9)

16、=0.65kg/m3 液相查表2、表3并用內(nèi)差法可得：tw=時: (99.2480)/(10080)=(WA737.4)/(712737.4) 解之得 WA3 (99.2490)/(10090)=(WB965.3)/(958.4965.3) 解之得 WB3L'Wm1/7133提餾段平均密度L'm=(+)/2=877 kg/m3平均粘度的計算a塔頂液相平均粘度的計算 查表2、表3并用內(nèi)差法可得：tD=6 (68.2560)/(8060)=(DA)/(0.2770.344)解之得DAmPa·s(68.2565)/(7065)=(DB)/(0.40610.4355) 解之得

17、 DBmPa·s(68.2568)/(7068)=(xA)/(68.4985.62) 解之得 xALDm=DAxA+DB(1xAmPa·sb進(jìn)料板平均粘度的計算查表2、表3并用內(nèi)差法可得：tF=77.82 (77.8260)/(8060)=(FA)/(0.2770.344) 解之得 FA=0.284mPa·s(77.8275)/(8075)=(FB)/(0.35650.3799) 解之得 FB=0.367mPa·s (77.8276.7)/(7876.7)=(xA)/(28.1833.33) 解之得 xALFm=FAxA+FB(1xAmPa·s

18、精餾段平均粘度Lm32438mPa·sc塔底液相平均粘度的計算查表2、表3并用內(nèi)差法可得：tW= (99.2480)/(10080)=(WA)/(0.2280.277) 解之得 WA=0.230mPa·s(99.2495)/(10095)=(WB)/(0.28380.2994)解之得WB86mPa·s(99.2492.9)/(10092.9)=(xA)/(0) 解之得 xALWm=WAxA+WB(1xA)=86mPa·s提餾段平均粘度L'm=(0.343+0.286)/2=0.314mPa·s平均表面張力的計算a. 塔頂液相平均表面張力

19、的計算 查表2、表3并用內(nèi)差法可得：tD= (68.2560)/(8060)=(DA)/(15.0417.33)解之得DA(68.2567)/(7067)=(DB)/(64.364.91) 解之得 DB/mLDm=DAxA+DB(1xA)=2 mN/mb. 進(jìn)料板液相平均表面張力的計算 查表2、表3并用內(nèi)差法可得：tF= (77.8260)/(8060)=(FA)/(15.0417.33) 解之得 FA=mN/m (77.8270)/(8070)=(FB)/(62.664.3)解之得FB=N/mLFm=FAxA+FB(1xA)= mN/mc. 塔底液相平均表面張力的計算 查表2、表3并用內(nèi)差法

20、可得：tW= (99.2480)/(10080)=(WA)/(12.815.04)解之得WA=mN/m (99.2490)/(10080)=(WB)/(58.860.7) 解之得 WB/mLWm=WAxA+WB(1xA)=58.6 mN/m精餾段液相平均表面張力Lm=(+)/2=mN/m提餾段液相平均表面張力L'm=(+58.2)/2=5 mN/m五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算 （1）精餾段塔徑的計算由上面可知精餾段 qn,Lkmol/hqn,vkmol/h精餾段的氣、液相體積流率為qv,v=qn,vMVm/3600Vm=(×)/(3600×)=1.27m3/s qv

21、,L=qn,LMLm/3600Lm=(×2)/(3600×3/s式中，負(fù)荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得C20再求圖的橫坐標(biāo)為qv,L/qv,v×(Lm/Vm)78取板間距，HTm,板上清液層高度取hL=0.05m，則HT-hL 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氣體負(fù)荷因子C= C20×(Lm/20)79m/sumax=2.23m/s取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為 uumax×2.43=1.79m/sD'=(4qv,v/u)5m塔截面積為AT=(×1×1)/4=0.785 m2實際空塔氣速為u實際=1.27

22、/0.785=1.618 m/su實際/umax=1.618/2.225(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計要求)提餾段塔徑的計算由上面可知提餾段 qn,L'kmol/h qn,v' = kmol/h提餾段的氣、液相體積流率為qv,v'=qn,v'MV'm/3600V'm=(×)/(3600×)=1.52m3/s qv,L'=qn,L'ML'm/3600L'm=(×)/(3600×87723m3/s式中，負(fù)荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得C20再求圖的橫坐標(biāo)為qv,L'/qv,

23、v'×(L'm/V'm)6取板間距，HTm，板上清液層高度取hL=0.05m，則HT-hL5 m由史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知 C20氣體負(fù)荷因子 C= C20×(L'm/20)85m/su'max2m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 u'u'max×2=2.18m/s D'=(4qv,v'/u)4m塔截面積為AT=(×1×1)/4=0.785 m2實際空塔氣速為u'實際=1.52/0.785=1.94 m/su'實際/ u'max=1.9428(安全系數(shù)

24、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效高度為 Z精=（N精-1）HT=（5-1）× m提餾段有效高度為 Z提=（N提-1）HT=（12-1）×0.40= m m故精餾塔有效高度為Z=Z精+Z提+0.8=1.6+0.8=m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。各項計算如下：1) 堰長lw可取lw=m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow ，選用平直堰，堰上層液高度 how=2.84/1000×E×(qv,L/lw)(2/3)近似取用E= ，則how=m取板上清液

25、層高度hL= m故 hw=42m3) 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af由lw m 查弓形降液管的參數(shù)圖可求得Af/AT5 Wd1Af5×32 m2Wd1×1 m并依據(jù)下式驗算液體在降液管中的停留時間，即=3600 AfHT/qv,L= 3600 ×32×(3600×08)=21.6s5s 故降液管設(shè)計符合要求。4）降液管底隙高度hoho=qv,L/（3600×lw×u'o）取u'o8m/s則ho08×3600/(3600××)=17mhw-ho2172513m故降液管底隙高度設(shè)計

26、合理選用凹形受液盤，深度h'w=50mm。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“塔板分塊數(shù)表”可得，塔板可分為3塊。2) 邊緣區(qū)寬度確定取Ws=W's= 65mm ,Wc=35mm3) 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）+ r2/180×sin-1（x/r）】其中 x=D/2(WdWs)r= D/2Wc由上面推出 Aa5m24)篩孔計算與排列本設(shè)計所處理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=3do=15mm篩孔的數(shù)目n為a/t2

27、=2823個開孔率為=0.907（do/t）2=10.1%氣體通過閥孔的氣速為uo=qv,v/Ao=1.27/（Aa×）=2m/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。各項計算如下：1) 堰長lw可取lw=m2) 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×(qv,L/lw)(2/3)近似取用E= ，則how=6m取板上清液層高度hL=5 m故 hw=5634 m3) 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af由lw 查弓形降液管

28、的參數(shù)圖可求得Af/AT5 Wd1Af5×32 m2Wd1×1 m并依據(jù)下式驗算液體在降液管中的停留時間，即=3600 AfHT/qv,L= 3600 ×32×(3600×3)=s5s 其中HT即為板間距0m，qv,L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=qv,L/（3600×lw×u'o）取 u'om則ho3×3600/(3600××)= mmHw-ho342 m故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度h'w=55mm。b 塔

29、板布置1) 塔板的分塊因為D 800mm，所以選擇采用分塊式，查“塔板分塊數(shù)表”可得，塔板可分為3塊。2) 邊緣區(qū)寬度確定取Ws=W's= 65mm ,Wc=35mm3) 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）+ r2/180×sin-1（x/r）】其中 x=D/2(WdWs)r= D/2Wc由上面推出Aa5m24) 篩孔計算與排列本設(shè)計所處理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=3do=15mm篩孔的數(shù)目n為a/t2=2823個開孔率為=0.907（do/t）2=1

30、0.1%氣體通過閥孔的氣速為uo=qv,v'/Ao=1.52×56m/s七、篩板的流體力學(xué)驗算 精餾段1) 塔板壓降a 干板阻力hc計算干板阻力hc計算由公式hc=0.051(uo/co)2×（Vm/Lm）并取do/= 5/3=1.67 ,可查“干篩板的流量系數(shù)圖”得，co所以hc=0.051(2/0.772) 2×(/56m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=qv,v/（ATAf）=1.27432)=1.71m/sFo=1.71×()1/2=1.69kg1/2/(s·m1/2)可查“充氣系數(shù)

31、關(guān)聯(lián)圖”得，得8所以hL=hL=8×9m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=4Lm/（Lmgdo）計算,則有h=(4×3×10-3)/(××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=59+0.0038=0.089m液柱氣體通過每層塔板的壓降為Pp= hPLmg =0.089××9.81=Pa0.7KPa（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

32、式ev=5.7×106/L×ua/(HThf)由hfL×0.05=0.125m 所以：ev=×10-6/(3×10-3) 1.71/(0.4-0.125)54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,minc0 hL-h)/L /V1/2=8.75m/s實際孔速為uouo,min穩(wěn)定系數(shù)為 K=uo/uo,min=2/8.75=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)×(2)=0.4

33、1m而Hd=hp+hL+hd板上不設(shè)進(jìn)口堰，則有hd=0.153(u'o)2=×8)21m液柱Hd=hp+hL+hd=0.081=0.221m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×（Vm/Lm）并取do/= 5/3=1.67 ,可查“干篩板的流量系數(shù)圖”得，co8所以h'c46m液柱b 氣體通過液層的阻力h'L計算氣體通過液層的阻力h'L由公式h'L=hLua=qV,V'/（ATAf）=m/sFo=×

34、;0.65=1/2/s ·m1/2可查“充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖”得9所以h'L=hL295m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'm/（L'mgdo）計算,則有h'=氣體通過每層塔板的液柱高度h'P，可按公式h'P=h'c+h'L+h'=87m液柱氣體通過每層塔板的壓降為P'p= h'PL'mg = 691Pa0.7kPa 計算結(jié)果在設(shè)計允許值內(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

35、量，采用公式ev=5.7×10-6/L×ua/(HThf)由h'f'Lm所以e'v=5.7×10-6/(5×10-3)/()=0.065kg液/kg 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,minc0 hL-h)/L /V1/2=m/su'ou'o,min穩(wěn)定系數(shù)為 K=u'o /u'o,min=2.58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

36、(H'Th'w)×（0.40+0.03417m而Hd=hp+hL+hd板上不設(shè)進(jìn)口堰，則有h'd=0.153(u'o)2=1m液柱H'd=h'p+h'L+h'd=87138 m液柱則有：H'd(H'Th'w)于是可知本設(shè)計不會發(fā)生液泛。八、塔板負(fù)荷性能圖 精餾段a漏液線uo,minc0 hL-h)/L /V1/2uo,min=qV,V, min/AohL= h w +howhow=2.84/1000×E×(qV,L,h/lw)(2/3)qV,V, minc0 Ao0.0056+

37、0.13( hW+2.84/1000×E×(qV,L,h/lw)(2/3)- hLm /Vm1/2 =5.3426qV,L,s2/3) 1/2 在操作范圍內(nèi)，任取幾個qV,L,s值，依上式計算出qV,V,s值計算結(jié)果列于下表qV,L,s(m3/s)qV,V,s(m3/s)780.5022748b 液沫夾帶線ev=0.1kg液/kg氣為限，求qV,V,sqV,L,s關(guān)系如下：ev=5.7×10-6/L×ua/(HThf)ua=qV,V,s /(AT-Af48 VshfL=2.5(hw+ how)hw=2how=2.84/1000×E×(

38、qV,L,s /lw)(2/3)hf=2+4qV,L,s2/355qV,L,s2/3HThf=(55qV,L,s2/3)=0.955qV,L,s2/3ev=5.7×10-6/(3×10-3)48qV,V,s/(0.2955qV,L,s2/3)整理得 qV,V,s=1.65-13.1qV,L,s2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出qV,V,s值計算結(jié)果列于下表qV,L,s m3/sqV,V,s m3/s1.5671.4781.3781.293c液相負(fù)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(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由式how=2.84/1000×

39、;E×(qV,L,s/lw)(2/3) =6qV,L,s,min=51m/s據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線d液相負(fù)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/qV,L,s=4故qV,L,s,max=Af×HT32×32 m3/s據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)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qV,L,s、hd和qV,L,s、hc與Vs的關(guān)系代入上

40、式，得a' V2s=b'-c'qV,L,s2-d'qV,L,s2/3 式中a'=/(Aoco)2×（v/l）b'=HT(-1)hwc'=0.153/(lwhO)2d'=2.84×10-3×E×( 1+)(3600/lw)(2/3)將有關(guān)數(shù)據(jù)代入,得a'=/(×5×)2×（/47b'×8-1)×25c'×17)2=1d'=2.84×10-3×1×( 1+8)()(2/3)8

41、2 故qV,V,s2=4.24-28716.22 qV,L,s2-39.03 qV,L,s2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個qV,L,s值，依上式計算出qV,V,s的值，計算結(jié)果如下表qV,L,s m3/sqV,V,s m3/s在負(fù)荷性能圖上，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霧沫夾帶線控制，下限為漏液線控制。由圖查得qV,V,s,max= m3/s qV,V,s,min=0.780 m3/s故操作彈性為qV,V,s,max/ qV,V,s,min=/0.780= 提餾段a漏液線uo,minc0 hL-h)/L /V1/2uo,min=qV,V, min/AohL

42、= h w +howhow =2.84/1000×E×(qV,L,h/lw)(2/3)qV,V,' minc0 Ao0.0056+0.13( h'W+2.84/1000×E×(qV,L',h/lw)(2/3)- hL'm /V'm1/2 =7502qV,L',s2/3) 1/2 在操作范圍內(nèi)，任取幾個qV,L,s值，依上式計算出Vs值計算結(jié)果列于下表qV,L',s(m3/s)qV,V',s(m3/s)0.532680.6070.637b 液沫夾帶線ev=0.1kg液/kg氣為限，求qV,V&

43、#39;,sqV,L',s 關(guān)系如下：ev=5.7×10-6/L×ua/(HThf)ua=qV,V',s /(AT-Af48qV,V',shfL=2.5(hw+ how)hw=34how=2.84/1000×E×(qV,L',h/lw)(2/3)hf=0.0855qV,L',s2/3HThf=155qV,L',h2/3ev=5.7×10-6/×10-3)48qV,V',s/(0.3155qV,L',s2/3)整理得 qV,V,'s=1.99-1V,L',s

44、2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個qV,L',s值，依上式計算出qV,V',s值計算結(jié)果列于下表qV,L',s m3/sqV,V',s m3/s1.8971.7961.6821.586c液相負(fù)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(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由式h'ow=2.84/1000×E×(qV,L',s/lw)(2/3) =6qV,L',s,min=51m/s據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線d液相負(fù)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/qV,L,s=4

45、故qV,L,s,max=Af×HT32×32 m3/s據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)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qV,L',s、hd和qV,L',s、hc與Vs的關(guān)系代入上式，得a' V2s=b'-c'qV,L',s2-d'qV,L,s2/3 式中a'=/(Aoco)2×（v/l）b'=HT(-1)hwc'=0.

46、153/(lwhO)2d'=2.84×10-3×E×( 1+)(3600/lw)(2/3)將有關(guān)數(shù)據(jù)代入,得a'=/(×5×8)2×（/877201b'×9-1)×3463c'×22)2=878d'=2.84×10-3×1×( 1+9)()(2/3)9 故qV,V',s2=-43682qV,L',s2-V,L',s2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個qV,L',s值，依上式計算出qV,V,'s的值，計算結(jié)

47、果如下表qV,L',s m3/sqV,V,'s m3/s在負(fù)荷性能圖上，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qV,V',s,max= m3/s qV,V',s,min=0.55m3/s故操作彈性為qV,V',s,max/ qV,V',s,min=/0.55=九、篩板塔設(shè)計計算結(jié)果序號項目精餾段提餾段1平均溫度 tm793平均壓力 Pm kPa103.051095氣相流量 qV,V,s m3/s1.271.527液相流量qV,L,sm3/s0239實際塔板數(shù)1710有效段高度 Z m11精餾塔塔徑 m12板間距 m13溢流形式單溢流14降液管形式弓形15堰長 m16堰高 m217板上液層高度