乙醇水精餾塔

1、1. 引言1.1. 精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)用實(shí)際生產(chǎn)中，在精餾柱及精餾塔中精餾時(shí)，上述部分氣化和部分冷凝是同時(shí)進(jìn)行的。對(duì)理想液態(tài)混合物精餾時(shí)，最后得到的餾液(氣相冷卻而成)是沸點(diǎn)低的b物質(zhì)，而殘液是沸點(diǎn)高的a物質(zhì)，精餾是多次簡(jiǎn)單蒸餾的組合。精餾塔底部是加熱區(qū)，溫度最高；塔頂溫度最低。精餾結(jié)果，塔頂冷凝收集的是純低沸點(diǎn)組分，純高沸點(diǎn)組分則留在塔底。1.2. 精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求精餾設(shè)備所用的設(shè)備及其相互聯(lián)系，總稱(chēng)為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類(lèi)，通稱(chēng)塔設(shè)備，和其他傳質(zhì)過(guò)程一樣，精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求大致如下： 生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會(huì)產(chǎn)生液泛等

2、不正常流動(dòng)。 效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 流體阻力?。毫黧w通過(guò)塔設(shè)備時(shí)阻力降小，可以節(jié)省動(dòng)力費(fèi)用，在減壓操作是時(shí)，易于達(dá)到所要求的真空度。 有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動(dòng)時(shí)，兩相均能維持正常的流動(dòng)，而且不會(huì)使效率發(fā)生較大的變化。 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，安裝檢修方便。 能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。11.11.21.3 常用板式塔類(lèi)型及本設(shè)計(jì)的選型常用板式塔類(lèi)型有很多，如：篩板塔、泡罩塔、舌型塔、浮閥塔等。由于浮閥塔有如下優(yōu)點(diǎn)： 生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開(kāi)孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%40%

3、，與篩板塔接近。操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動(dòng)范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時(shí)間較長(zhǎng)，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 氣體壓降及液面落差小，因氣液流過(guò)浮閥塔板時(shí)阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板塔高 20%30。 而且近幾十年來(lái)，人們對(duì)浮閥塔的研究越來(lái)越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)越來(lái)越豐富，積累的設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計(jì)浮閥塔比較合適。2. 設(shè)計(jì)條件與任務(wù)在一常壓操作的連續(xù)板式精餾塔(自選塔板類(lèi)型)內(nèi)分離乙醇-水混合物

4、,直接蒸汽加熱。生產(chǎn)能力和產(chǎn)品的質(zhì)量要求見(jiàn)下表。組號(hào)處理量/t.a-1料液組成(質(zhì)量分?jǐn)?shù))/%塔頂產(chǎn)品濃度(質(zhì)量分?jǐn)?shù))/%塔釜產(chǎn)品濃度(質(zhì)量分?jǐn)?shù))/%920 0004592.55操作條件：塔頂壓力：4kpa(表壓)； 進(jìn)料熱狀態(tài)：自選； 回流比：自選； 單板壓降 0.7kpa。工作日：每年300天，每天24小時(shí)。廠址：武漢地區(qū)。3. 設(shè)計(jì)方案的確定3.1. 設(shè)計(jì)思路確定設(shè)計(jì)方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)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(diǎn)：(1) 滿足工藝和操作的要求所設(shè)計(jì)出來(lái)的流程和設(shè)備，首先

5、必須保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)書(shū)上規(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。其次，設(shè)計(jì)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(jìn)行調(diào)節(jié)，必要時(shí)傳熱量也可進(jìn)行調(diào)整。因此，在適當(dāng)?shù)奈恢冒惭b調(diào)節(jié)閥門(mén)，在管路中安裝備用支線。計(jì)算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時(shí)，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動(dòng)。再次，要考慮必需裝置的儀表位置，以便能通過(guò)這些儀表來(lái)觀測(cè)生產(chǎn)過(guò)程是否正常，從而幫助找出不正常的原因。(2) 滿足經(jīng)濟(jì)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(fèi)用。比如在精餾過(guò)程中適當(dāng)?shù)乩盟?、塔底的廢熱，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

6、，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(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響。同樣，回流比的大小對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)也有很大影響。因此在設(shè)計(jì)時(shí)，是否合理利用熱能，采用哪種加熱方式，以及回流比和其他操作參數(shù)是否選得合適等，均要作全面考慮，力求總費(fèi)用盡可能低一些。而且，應(yīng)結(jié)合具體條件，選擇最佳方案。(3)滿足安全生產(chǎn)的要求酒精屬易燃物料，如果其蒸氣在車(chē)間擴(kuò)散，一碰到火花就可能發(fā)生爆炸。分離酒精的版式塔是在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過(guò)大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會(huì)使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項(xiàng)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(jì)中，對(duì)第一個(gè)原則應(yīng)作較多的考慮，對(duì)第二個(gè)原則只作定性

7、的考慮，而對(duì)第三個(gè)原則只要求作一般的考慮。3.2. 加熱方式精餾塔通常設(shè)置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供足夠的熱量。本設(shè)計(jì)采用的冷卻方式為全凝器冷卻。 3.3. 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1.22.0倍，考慮到原始數(shù)據(jù)和設(shè)計(jì)任務(wù)，本方案取1.6，即：r 1.6rmin；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。3.4. 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。3.5. 流程

8、圖4. 精餾塔的工藝設(shè)計(jì)4.1. 精餾塔全塔物料衡算f：進(jìn)料量（kmol/s） ：原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）d：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/s） ：塔頂組成w：塔底殘液流量（kmol/s） ：塔底組成原料乙醇組成： xf=45/4645/46+55/18=24.26% (4.1.1) 塔頂組成：xd=92.5/4692.5/46+7.5/18=82.83% (4.1.2) 塔底組成：xw=5/465/46+95/18=2.02% (4.1.3) 進(jìn)料量：f=20000ta-1=20000×1030.4546+1-0.4518300×24×3600=0.0311kmol

9、/s (4.1.4) 間接蒸汽加熱，所以：物料衡算式：f=d+wfxf=dxd+wxw (4.1.5) 聯(lián)立代入求解：d=0.0086kmol/sw=0.0225kmol/s (4.1.6) 4.2. 實(shí)際回流比由數(shù)據(jù)手冊(cè)查得乙醇-水物系的汽-液平衡數(shù)據(jù)如下：表4-1乙醇水系統(tǒng)的氣液平衡數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/乙醇摩爾數(shù)/%沸點(diǎn)t/乙醇摩爾數(shù)/%液相氣相液相氣相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6

10、866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41 由數(shù)據(jù)可作出下圖：圖4.1 乙醇-水的t-x-y汽液平衡相圖圖4.2 乙醇

11、-水的相平衡曲線其中：a(xd,xd);g（xg,xg）點(diǎn)為a點(diǎn)過(guò)平衡線的切線；因此：我們可以通過(guò)公式:xd-ygxd-xg=rminrmin+1 (4.2.1)求出： rmin=1.44 (4.2.2)操作回流比取最小回流比的1.6倍，所以： r=rmin×1.6=2.30 (4.2.3)4.3. 理論塔板數(shù)的確定通過(guò)圖解法可作下圖：圖4.3 乙醇水的y-x圖及圖解理論塔板其中：a(xd,xd),c(xw,xw),e(xf,xf);b為精餾段操作線在y軸上的截距，b=xdr+1=0.82832.30+1=0.251 (4.3.1)ab為精餾段操作線；d點(diǎn)坐標(biāo)為（24.26,42.0

12、1）；cd為提餾段操作線。由圖可知：精餾段塔板數(shù)nt1=13;提餾段塔板數(shù)nt2=3；總理論塔板數(shù)nt=16，加料板為第14塊板。4.4. 實(shí)際塔板數(shù)的確定效率與塔板結(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)，它反應(yīng)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計(jì)算：et=0.49k(l)-0.245 (4.4.1)注：塔頂與塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度mpas-14.4.1. 精餾段由圖4.2可得td=78.21;tf=82.56;精餾段平均溫度：t1=td+tf2=78.21+82.562=80.39 （4.4.2） 在圖4.2中查得，該溫度下乙醇

13、的液相組成為x1=0.4301，汽相組成為y1=0.6286；在數(shù)據(jù)手冊(cè)中查的該溫度下乙醇的黏度a1=0.40，水的黏度b1=0.3543；丙酮和水的相對(duì)揮發(fā)度：1=y1/x1(1-y1)/(1-x1)=0.6286/0.4301(1-0.6286)/(1-0.4301)=2.243 (4.4.3）液相黏度：lgl1=x1lga1+1-x1lgb1 (4.4.4)得：l1=0.3733mpas-1 (4.4.5)塔板效率：et1=0.49k(l)-0.245=0.5118 (4.4.6)實(shí)際塔板數(shù)：np1=nt1et1=130.5118=25.40 (4.4.7)為了安全起見(jiàn)，精餾段實(shí)際塔板數(shù)

14、為26塊。4.4.2. 提餾段由圖4.2可得tf=78.21;tw=95.29;提餾段平均溫度：t2=tf+tw2=78.21+95.292=86.75 （4.4.8） 在圖4.2中查得，該溫度下乙醇的液相組成為x2=0.0959，汽相組成為y2=0.4365；在數(shù)據(jù)手冊(cè)中查的該溫度下乙醇的黏度a2=0.37，水的黏度b2=0.33；丙酮和水的相對(duì)揮發(fā)度：2=y2/x2(1-y2)/(1-x2)=0.4365/0.0959(1-0.4365)/(1-0.0959)=7.303 （4.4.9）液相黏度：lgl2=x2lga2+1-x2lgb2 (4.4.10) 得：l2=0.334mpas-1

15、(4.4.11)塔板效率：et2=0.49k(l)-0.245=0.3938 (4.4.12)實(shí)際塔板數(shù)：np2=nt2-1et2=20.3938=5.1 (4.4.13)為了安全起見(jiàn)，提餾段實(shí)際塔板數(shù)為6塊。故可知，實(shí)際塔板數(shù)：np=np1+np2=26+6=32 （4.4.14）其中，第27塊板為加料板。全塔效率：et=nt-1np×100%=16-132×100%=46.9% (4.4.15)1.2.3.4.4.1.4.2.4.3.4.4.4.5. 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算4.5.1. 操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力：pd=101.3+4=105.3kpa每層塔板

16、壓降：p=0.7kpa進(jìn)料板的壓力：pf=105.3+4×26=209.3kpa塔底的壓力：pw=105.3+4×31=229.8kpa(1) 精餾段平均壓力：pm1=pd+pf2=105.3+209.32=157.3kpa(2) 提餾段平均壓力：pm2=pf+pw2=209.3+229.82=219.55kpa4.5.2. 操作溫度計(jì)算塔頂溫度：td=78.21；進(jìn)料板的溫度：tf=82.56；塔底的溫度：tw=95.29。(1)精餾段平均溫度：tm1=td+tf2=80.39(2)提餾段平均溫度：tm2=tf+tw2=88.934.5.3. 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾

17、質(zhì)量：mldm=xdma+1-xdmb=0.8283×46+1-0.8283×18=41.19kg/kmol (4.5.1) mvdm=ydma+1-ydmb=0.8413×46+1-0.8413×18=41.56kg/kmol (4.5.2) 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量：mlfm=xfma+1-xfmb=0.2426×46+1-0.2426×18=24.79kg/kmol (4.5.3) mvfm=yfma+1-yfmb=0.5508×46+1-0.2426×18=33.42kg/kmol (4.5.4) 塔底平均摩爾質(zhì)

18、量：mlwm=xwma+1-xwmb=0.0202×46+1-0.0202×18=18.57kg/kmol (4.5.5) mlwm=ywma+1-ywmb=0.1931×46+1-0.1931×18=23.41kg/kmol (4.5.6) 可得出：（1）精餾段平均摩爾質(zhì)量：mlm1=mldm+mlfm2=32.99kg/kmol (4.5.7)mvm1=mvdm+mvfm2=37.49kg/kmol (4.5.8)(2) 提餾段平均摩爾質(zhì)量：mlm2=mlfm+mlwm2=21.68kg/kmol (4.5.9)mvm2=mlfm+mlwm2=28.

19、42kg/kmol (4.5.10)4.5.4. 平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算：由理想氣體狀態(tài)方程，即，vm=pmmvmrtm (4.5.11) 液相平均密度計(jì)算：1lm=i/i (4.5.12)注：i為該物質(zhì)的質(zhì)量分?jǐn)?shù)塔頂平均密度計(jì)算：由td=78.21，查手冊(cè)得a=739.9kg/m3; b=972.8kg/m3d=0.8283×460.8283×46+(1-0.8283)×18=0.9250 (4.5.13)ldm=1da+(1-d)/b=753.4kg/m3 (4.5.14)進(jìn)料板平均密度計(jì)算：由tf=82.56，查手冊(cè)得a=735.4kg/m3; b=9

20、70.3kg/m3f=0.2426×460.2426×46+(1-0.2426)×18=0.4502 (4.5.15)lfm=1fa+(1-f)/b=848.31kg/m3 (4.5.16)塔底平均密度計(jì)算：由tw=95.29，查手冊(cè)得a=722.4kg/m3; b=961.8kg/m3w=0.0202×460.0202×46+(1-0.0202)×18=0.05 (4.5.15)lwm=1wa+(1-w)/b=946.1kg/m3 (4.5.16)(1)精餾段平均密度：lm1=（ldm+lfm)/2=800.9 kg/m3 (4.5

21、.17)vm1=pm1mvm1r0tm1 =2.01 kg/m3 (4.5.18)(2)提餾段平均密度：lm2=（lfm+lwm)/2=897.2 kg/m3 (4.5.19)vm2=pm2mvm2r0tm2 =2.07 kg/m3 (4.5.20)4.5.5. 液體平均表面張力計(jì)算對(duì)于二元有機(jī)物-水溶液表面張力可用下試計(jì)算：m1/4=sww1/4+soo1/4 (4.5.21)求sw，sob=lg(wqo)sw+so=1a=b+qa=lg(swqso)q=0.411qtovo23q-wvw23 (4.5.22)w=xwvw/(xwvw+xovo)o=xovo/(xwvw+xovo)式中：下標(biāo)

22、w表示水，o表示有機(jī)物；vw表示水的摩爾體積，vo表示有機(jī)物的摩爾體積。 （1）精餾段平均表面張力：由tm1=80.39，查表得：o=17.5mnm-1, w=62.57mnm-1,q=2x1=0.4310,y1=0.6259vo=1000moo=1000×460.735×999.8=62.60m3/molvw=1000mww=1000×18971.8=18.52m3/molw=xwvwxwvw+xovo=1-0.431×18.521-0.431×18.52+0.431×62.6=0.281o=1-0.281=0.719b=lgwqo

23、=lg0.28120.719=-0.959q=0.411qtovo23q-wvw23=-0.698a=b+q=-0.959-0.698=-1.657a=lgswqsosw2so=0.022sw+so=1sw=0.138，so=0.862由m1/4=sww1/4+soo1/4m1=21.41mnm-1（2）提餾段平均表面張力：由tm2=88.93，查表得：o=16.7mnm-1, w=60.90mnm-1,q=2x1=0.07276,y1=0.3886vo=1000moo=1000×460.73×999.8=63.03m3/molvw=1000mww=1000×18

24、966.0=18.63m3/molw=xwvwxwvw+xovo=（1-0.07276）×18.63（1-0.07276）×18.63+0.07276×63.03=0.790o=1-0.790=0.210b=lgwqo=lg0.79020.719=0.473q=0.411qtovo23q-wvw23=-0.671a=b+q=-0.671+0.790=0.119a=lgswqsosw2so=1.315sw+so=1sw=0.664，so=0.336由m1/4=sww1/4+soo1/4m2=41.23mnm-14.5.6. 液體平均黏度計(jì)算液體平均黏度計(jì)算公式：lg

25、lm=xilgi塔頂平均黏度計(jì)算：由td=78.21，查手冊(cè)得a=0.440mpas,b=0.3646mpas,得：ld=0.426mpas進(jìn)料板平均黏度計(jì)算：由tf=82.56，查手冊(cè)得a=0.420mpas,b=0.3457mpas,得：lf=0.362mpas塔底平均黏度計(jì)算：由tw=95.29，查手冊(cè)得a=0.34mpas,b=0.2985mpas,得：lw=0.299mpas（1）精餾段液體平均黏度lm1=ld+lf2=0.394mpas（2）提餾段液體平均黏度lm1=lf+lw2=0.331mpas4.6. 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算4.6.1. 氣液相流率計(jì)算（1）精餾段l1=rd

26、=2.3×0.0086=0.01978kmol/sv1=r+1d=3.3×0.0086=0.02838kmol/s（2）提餾段l2=l1+qf=0.001978+1×0.0311=0.05088kmol/sv2=v1-1-qf=0.02838kmol/s4.6.2. 塔徑計(jì)算（1）精餾段ls1=l1mlm1vm1=0.01978×32.99800.9=0.000815m3/s vs1=v1mlm1vm1=0.02838×37.492.01=0.529m3/s 查史密斯關(guān)聯(lián)圖（圖4.4），橫坐標(biāo)為：ls1vs1×(lm1vm1)12=0

27、.0008150.529×(800.92.01)12=0.031圖4.4 史密斯關(guān)聯(lián)圖取板間距ht=0.4m,板上液層高度hl=0.05m 則：ht-hl=0.35m查圖得：c20=0.075c=c20(m120)0.2=0.076umax=clm1-lm2vm1=1.52m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：u=0.7umax=1.064m/sd=4vs1u=0.80m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為d=0.8m截塔面積為：at=4d2=0.502m2實(shí)際空塔氣速：u=vs1at=1.05m/s（2）提餾段ls2=l2mlm2vm1=0.05088×21.68897.2=0.0012

28、3m3/s vs2=v2mlm2vm2=0.02838×28.422.07=0.390m3/s 查史密斯關(guān)聯(lián)圖，橫坐標(biāo)為：ls2vs2×(lm2vm2)12=0.001230.390×(897.22.07)12=0.066取板間距ht=0.4m,板上液層高度hl=0.05m 則：ht-hl=0.35m查圖得：c20=0.084c=c20(m120)0.2=0.097umax=clm1-lm2vm1=2.02m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：u=0.7umax=1.414m/sd=4vs1u=0.59m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為d=0.8m截塔面積為：at=4d2=0

29、.502m2實(shí)際空塔氣速：u=vs1at=0.78m/s4.6.3. 精餾塔有效高度計(jì)算（1）精餾段有效高度z1=np1-1ht=26-1×0.4=10m（2）提餾段有效高度z2=np2-1ht=6-1×0.4=2m在進(jìn)料板上方開(kāi)一個(gè)人孔，其高度為0.5m，故精餾塔有效高度：z=z1+z2=12.5m5. 塔板工藝尺寸的計(jì)算5.1. 精餾段塔板工藝尺寸的計(jì)算5.1.1. 溢流裝置計(jì)算因塔徑d=0.8m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下：5.1.1.1. 堰長(zhǎng)lw取lw=0.70d=0.56m5.1.1.2. 溢流堰高度how由hw=hl-how,堰上液層

30、高度：how=2.841000e(ls1lw)23其中，how為堰上液層高度，m;ls為塔內(nèi)液體流量，m3/h; lw為堰長(zhǎng)，m； e為收縮系數(shù)，可由液流收縮系數(shù)算圖求得，近似為1。how=2.841000×1×(0.000815×36000.56)23=0.0086m>0.006m所以選取平直堰，則取板上流層高度hl=50mm。對(duì)一般的塔，板上流層高度hl可在50100mm范圍內(nèi)選取，這樣，在求出how后可按下式給出的范圍確定hw：50-howhw100-how（式中單位為mm）。故hw=hl-how=0.05-0.0086=0.0414m5.1.1.3.

31、 弓形降液管寬度wd和截面積af圖5.1 弓形降液管參數(shù)圖由lw/d=0.70查弓形降液管參數(shù)圖得afat=0.093；wdd=0.16故af=0.093at=0.093×0.64=0.060m3wd=0.16d=0.16×0.80=0.128m驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即：=afhtls1=0.060×0.40.000815=29.4s>5s所以降液管設(shè)計(jì)合理。5.1.1.4. 降液管底隙高度h0h0=ls1lwu0'液體流經(jīng)底隙的流速一般不大于降液管內(nèi)的線速度，一般可取0.070.25m/s,則取u0'=0.07m/s,h0=ls1lw

32、u0'=0.0008150.56×0.10=0.0207m>(0.020.025)m所以降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理，選用凹形受液盤(pán)（對(duì)于直徑在800mm以上的大盤(pán)，一般多采用凹形受液盤(pán)）。又因?yàn)榘夹问芤罕P(pán)深度一般在50mm以上， 有側(cè)線出料時(shí)宜取深些，故在這里取深度h=80mm。設(shè)置入口堰既要多占用一定的塔板面積，還易使沉淀物在此淤積而造成堵塞，因此不設(shè)入口堰。5.1.2. 塔板設(shè)計(jì)5.1.2.1. 塔板分塊塔板有整塊式和分塊式兩種，直徑在800mm一下的小塔多采用整塊式塔板，直徑在900mm以上的多采用分塊式塔板。d=800mm，塔徑采用整塊式或分塊式皆可，在此我們選取整

33、塊式。5.1.2.2. 邊緣區(qū)寬度確定安定區(qū)的寬度ws是指入口堰或出口堰與離它最近一排孔的中心線之間的距離，其值可按下述經(jīng)驗(yàn)范圍選?。寒?dāng)塔徑d>1.5m，時(shí)，ws=6075mm；當(dāng)d<1.5m，時(shí)，ws=80110mm。直徑小于1m的小塔，安定區(qū)可依具體情況適當(dāng)縮小。所以取ws=80mm=0.08m。邊緣區(qū)的寬度wc要根據(jù)塔板支撐的需要而定，小塔約為3050mm，大塔約為5075mm，這里取wc=40mm=0.04m5.1.2.3. 浮閥數(shù)目與開(kāi)孔率浮閥的形式有很多種，在這里使用f1型重閥，直徑均為39mm。對(duì)f1型浮閥，當(dāng)板上所有浮閥剛剛?cè)_(kāi)時(shí)，f0c的大小在912之間。在設(shè)計(jì)時(shí)

34、，取f0c=9對(duì)于常壓操作的浮閥塔板，u0=u0c，所以其閥孔臨界動(dòng)能因數(shù)f0c等于閥孔動(dòng)能因數(shù)f0u0c=f0cv=92.01=6.348浮閥數(shù)n=vs4d02u0=0.5293.144×0.0392×6.348=705.1.2.4. 閥孔的排列鼓泡區(qū)面積aa計(jì)算：在確定了弓形寬度wd，安定區(qū)的寬度ws和邊緣區(qū)的寬度wc之后，應(yīng)按下式計(jì)算鼓泡區(qū)面積：aa=2xr2-x2+r2180arcsinxr式中 aa為鼓泡區(qū)面積，m2;x=d2-wd+ws,m; r=d2-wc,m; arcsinxr為以弧度表示的反三角函數(shù)。 計(jì)算：x=d2-wd+ws=0.40-0.128+0.

35、06=0.212mr=d2-wc=0.40-0.04=0.36maa=2xr2-x2+r2180arcsinxr=2×(0.212×0.362-0.2122+3.14×0.362180arcsin0.2120.36=0.2866m2在塔板鼓泡區(qū)間，閥孔的排列有正三角形和等腰三角形兩種方式。按照閥孔中心聯(lián)線與液流方向的關(guān)系，正三角形排列又分為順排和叉排兩種方式。對(duì)于整塊式塔板，多采用正三角形叉排，其孔心距有75mm、100mm、125mm、150mm等幾種。閥孔按照等邊三角形排列時(shí)t=d00.907aaa0式中t為等邊三角形的孔心距，md0為閥孔直徑，m a0為閥孔

36、總面積，a0=vsu0,m 計(jì)算：t=0.0390.907×0.28660.5296.348=0.0688m取整得t=0.07m.根據(jù)已確定的孔徑作圖，圖5.2 邊緣區(qū)擋板設(shè)置圖在鼓泡區(qū)內(nèi)實(shí)際布置得出的確定的閥孔總數(shù)n=63，由式n=vs4d02u0得：u0=vs4d02n=0.5293.144×0.0392×63=7.033m/s則f0= u0v=7.033×2.01=10（912）開(kāi)孔率=a0atn=（d0d)2=70×(0.0390.8)2=14.98%因此作圖得到的閥孔數(shù)能滿足要求。5.2. 提餾段塔板工藝尺寸的計(jì)算5.2.1. 溢流裝

37、置計(jì)算因塔徑d=0.8m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下：5.2.1.1. 溢流堰高度how由hw=hl-how,堰上液層高度：how=2.841000e(ls2lw)23=2.841000×1×(0.00123×36000.56)23=0.0113m>0.006m所以選取平直堰，則取板上流層高度hl=50mm。對(duì)一般的塔，板上流層高度hl可在50100mm范圍內(nèi)選取，這樣，在求出how后可按下式給出的范圍確定hw：50-howhw100-how（式中單位為mm）。故hw=hl-how=0.05-0.0113=0.00387m5.2.1

38、.2. 弓形降液管寬度wd和截面積af由lw/d=0.70查弓形降液管參數(shù)圖得afat=0.093；wdd=0.16故af=0.093at=0.093×0.64=0.060m3wd=0.16d=0.16×0.80=0.128m驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即：=afhtls2=0.060×0.40.00123=19.51s>5s所以降液管設(shè)計(jì)合理。5.2.1.3. 降液管底隙高度h0h0=ls2lwu0'液體流經(jīng)底隙的流速一般不大于降液管內(nèi)的線速度，一般可取0.070.25m/s,則取u0'=0.07m/s,h0=ls2lwu0'=0.

39、001230.56×0.10=0.0313m>(0.020.025)m所以降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理，選用凹形受液盤(pán)（對(duì)于直徑在800mm以上的大盤(pán)，一般多采用凹形受液盤(pán)）。又因?yàn)榘夹问芤罕P(pán)深度一般在50mm以上， 有側(cè)線出料時(shí)宜取深些，故在這里取深度h=80mm。設(shè)置入口堰既要多占用一定的塔板面積，還易使沉淀物在此淤積而造成堵塞，因此不設(shè)入口堰。5.2.2. 塔板設(shè)計(jì)5.2.2.1. 塔板分塊塔板有整塊式和分塊式兩種，直徑在800mm一下的小塔多采用整塊式塔板，直徑在900mm以上的多采用分塊式塔板。d=800mm，塔徑采用整塊式或分塊式皆可，在此我們選取整塊式。5.2.2.2.

40、 邊緣區(qū)寬度確定取ws=60mm=0.06m；取wc=40mm=0.04m。5.2.2.3. 浮閥數(shù)目與開(kāi)孔率浮閥的形式有很多種，在這里使用f1型重閥，直徑均為39mm。對(duì)f1型浮閥，當(dāng)板上所有浮閥剛剛?cè)_(kāi)時(shí)，f0c的大小在912之間。在設(shè)計(jì)時(shí)，取f0c=11u0c=f0cv=112.07=7.646 u0=u0c浮閥數(shù)n=vs4d02u0=0.3903.144×0.0392×7.646=435.2.2.4. 閥孔的排列鼓泡區(qū)面積aa計(jì)算：在確定了弓形寬度wd，安定區(qū)的寬度ws和邊緣區(qū)的寬度wc之后，應(yīng)按下式計(jì)算鼓泡區(qū)面積：aa=2xr2-x2+r2180arcsinxr式

41、中 aa為鼓泡區(qū)面積，m2;x=d2-wd+ws,m; r=d2-wc,m; arcsinxr為以弧度表示的反三角函數(shù)。 計(jì)算：x=d2-wd+ws=0.40-0.128+0.06=0.212mr=d2-wc=0.40-0.04=0.36maa=2xr2-x2+r2180arcsinxr=2×(0.212×0.362-0.2122+3.14×0.362180arcsin0.2120.36=0.2866m2計(jì)算：t=d00.907aaa0=0.0390.907×0.28660.3907.646=0.088m取整得t=0.09m.根據(jù)已確定的孔徑作圖，圖5.

42、3 邊緣區(qū)擋板設(shè)置圖在鼓泡區(qū)內(nèi)實(shí)際布置得出的確定的閥孔總數(shù)n=63，由式n=vs4d02u0得：u0=vs4d02n=0.5293.144×0.0392×37=8.319m/s則f0= u0v=7.033×2.01=12（912）開(kāi)孔率=a0at=n（d0d)2=37×(0.0390.8)2=8.79%因此作圖得到的閥孔數(shù)能滿足要求。5.3. 塔板的流體力學(xué)性能的驗(yàn)算5.3.1. 精餾段5.3.1.1. 塔板壓降核算氣體通過(guò)浮閥塔頂?shù)撵o壓頭降hf=hc+hl+h其中hf為氣體通過(guò)一層浮閥塔板的靜壓頭降，m；hc為干板靜壓頭降，即氣體客克服干板阻力所產(chǎn)生的

43、靜壓頭降，m； hl為氣體克服板上液層的靜壓強(qiáng)所產(chǎn)生的靜壓頭降，m； h為氣體克服液體表面張力所產(chǎn)生的靜壓頭降，m. （1）干板靜壓頭降hc浮閥塔板在浮閥全開(kāi)前與全開(kāi)后，靜壓頭降有不同的大小，對(duì)f1型重閥可按下式計(jì)算：全開(kāi)前：hc=19.9u00.175l全開(kāi)后：hc=5.34u0c22gvl式中 hc為干板靜壓頭降,mu0為閥孔氣速，m/s l為液體密度,kg/m3 v為氣體密度，kg/m3 計(jì)算臨界閥孔u(yù)0c，可將兩式聯(lián)立計(jì)算，即：19.9×u00.175l=5.34×u0c22gvl將g=9.81m/s2代入，解之得u0c=1.82573.1v=7.165 m/s&g

44、t;7.033m/s（u0）所以hc=19.9u00.175l=0.0350m液柱(2)板上液層阻力hl氣體通過(guò)板上液層所引起的靜壓頭降稱(chēng)為板上靜壓頭降，它受堰高、氣速、液流強(qiáng)度、氣泡狀況等各種因素影響，一般用下述經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算，即hl=0hl式中hl為板上液層高度，m；0為反映板上液層充氣程度的因數(shù)，無(wú)因次。液體為水時(shí)，0=0.5；為油時(shí)，0=0.20.35；為碳?xì)浠衔飼r(shí)，0=0.40.5。計(jì)算：此處0取0.5，hl=0.05mhl=0.5×0.05=0.025m液柱（3）液體表面張力所造成的靜壓頭降h一般很小，計(jì)算時(shí)可忽略。所以hf=0.0350+0.025=0.060m液柱5.

45、3.1.2. 液泛降液管內(nèi)的液面隨氣、液流量的增大而升高，嚴(yán)重時(shí)可將泡沫層升舉到降液管的頂部甚至液面超過(guò)上一層塔板的堰頂，產(chǎn)生液體倒流，使板上液體無(wú)法順利流下而造成液泛，破壞了全塔的正常操作。液泛是氣、液兩相做逆向流動(dòng)時(shí)的操作極限，在操作時(shí)應(yīng)避免。為此，降液管內(nèi)的液面應(yīng)維持一定的高度，以避免液泛，保證液體能由上層塔板穩(wěn)定的流入下層塔板。降液管內(nèi)液面高度可用下式計(jì)算，即hd=hf+hw+hd+h+h0w式中hd為降液管內(nèi)液面高度，m;hf為氣體通過(guò)一層浮閥塔板的靜壓頭降，m； hw為溢流堰的高度，m; hd為液體流過(guò)降液管的靜壓頭降，m； h為板上液體落差，m； h0w為堰上液流高度，m。 對(duì)浮

46、閥塔，一般塔板上液面落差h很小，可忽略；液體流過(guò)降液管的靜壓頭降hd主要是由降液管底隙處的局部阻力造成，可按下式經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算：塔板上不設(shè)入口堰時(shí)，hd=0.153（lslwh0）2=0.153（u0')2塔板上設(shè)入口堰時(shí)，hd=0.2（lslwh0）2=0.2（u0')2式中l(wèi)s為液體流量，m3/s ;lw為堰長(zhǎng)，即降液管底隙長(zhǎng)度，m； h0為降液管底隙高度，m； u0'為液體通過(guò)降液管底隙時(shí)的流速，m/s. 計(jì)算：hd=0.153（lslwh0）2=0.153（u0')2=0.153×（0.008150.54×0.0207）2=0.0008

47、13m；h0w=0.0086m；hf=0.060m；hw=0.0414m；h忽略不計(jì)；所以hd=hf+hw+hd+h+h0w=0.060+0.0414+0.00813+0.0086=0.1108m此處算出的應(yīng)是降液管內(nèi)當(dāng)量清液層高度hd，是清液層高度與液面上泡沫層阻力相當(dāng)?shù)囊簩痈叨戎蟆Ｋ越狄汗軆?nèi)流體和泡沫的實(shí)際高度應(yīng)大于hd值。為了防止液泛，這一總高度不能超過(guò)上層塔板的出口堰，為此，應(yīng)使hd（ht+hw)式中ht為板間距，m；hw為溢流堰高度，m； 為考慮降液管內(nèi)液體充氣及操作安全兩種因素而設(shè)置的校正系數(shù)。對(duì)易起泡的物系，取為0.30.4；對(duì)不易起泡的物系取為0.60.7;對(duì)一般物系取為0

48、.5。在此，=0.5，ht=0.4，hw=0.0414ht+hw=0.5×0.4+0.0414=0.2207>hd故本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。5.3.1.3. 霧沫夾帶霧沫夾帶是指下層塔板上產(chǎn)生的霧滴被上升氣流帶到上層塔板的現(xiàn)象。霧沫夾帶會(huì)導(dǎo)致塔板效率下降。一般霧沫夾帶量lv<0.1kg液/kg干氣體。泛點(diǎn)率（常用操作時(shí)的空塔氣速與發(fā)生液泛時(shí)的空塔氣速的比值，作為估計(jì)霧沫夾帶量的指標(biāo)）按下式計(jì)算：f1=vsvl-v+1.36lszlkgfaa×100%f1為泛點(diǎn)率，% vs、ls分別為塔內(nèi)氣、液流量，m3/s ;v、l分別為塔內(nèi)氣、液密度，kg/m3;zl

49、為板上液體流程長(zhǎng)度，m；對(duì)單溢流型塔板，zl=d-2wd ，其中d為塔徑，wd為弓形降液管寬度；aa為板上液流面積，m2；對(duì)單溢流塔板，aa=at-2af ，其中at為塔截面積，af為弓形降液管截面積；gf為泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)，可根據(jù)泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖查出；k為物性參數(shù)。圖5.4 泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)查圖5.4可得gf=0.11;查表可知k =1;zl=d-2wd=0.8-2×0.128=0.544maa=at-2af=0.64-2×0.06=0.52m2f1=vsvl-v+1.36lszlkgfaa×100%=0.529×2.01800.9-2.01+1.36×

50、;0.000815×0.5441×0.11×0.52=47.4%<80%故本設(shè)計(jì)合理。5.3.1.4. 漏液當(dāng)氣體通過(guò)篩孔的流速較小，氣體的動(dòng)能不足以阻止液體向下流動(dòng)時(shí)，便會(huì)發(fā)生漏液現(xiàn)象。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，當(dāng)漏液量小于塔內(nèi)液流量的10%時(shí)對(duì)塔板效率影響不大。對(duì)f1型重型浮閥塔板，當(dāng)閥孔動(dòng)能因數(shù)f0為56時(shí)，漏液量接近10%。此時(shí)，f0=10>5，所以不會(huì)發(fā)生液泛。5.3.2. 提餾段5.3.2.1. 塔板壓降核算（1）干板靜壓頭降hcu0c=1.82573.12.07=7.05 m/s<8.319m/s（u0）所以hc=5.34u0c22gvl=0.0310m液柱(2)板上液層阻力hlhl=0.5×0.05=0.025m液柱（3）液體表面張力所造成的靜壓頭降h一般很小，計(jì)算時(shí)可忽略。所以hf=0.0310+0.025=0.056m液柱5.3.2.2. 液泛 計(jì)算：hd=0.153（lslwh0）2=0.153（u0')2=0.153×（0.001230.54×0.0313）2=0.00081m；h0w=0.0113m；h