【正文】 。有的認(rèn)為孔徑小好，理由時小孔氣液接觸好，操作范圍也大。 取無效邊緣區(qū)寬度 40CW mm? ，破沫區(qū)寬度 70SW mm? ， 查得 705Wl mm? 弓形溢流管寬度 146dW mm? 弓形降液管面積 ? / 0. 07 06 / 0. 78 54 0. 09fTAA ?? / 2 0 . 5 0 . 0 4 0 . 4 6CR D W m? ? ? ? ? / 2 0 . 5 0 . 1 4 6 0 . 0 7 0 . 2 8 4dSx D W W m? ? ? ? ? ? ? 驗算： 液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間 0 . 0 7 0 6 0 . 44 1 . 8 50 . 0 0 0 6 7 5fTJ SJAH ssL? ?? ? ? ? 液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間 0 . 0 7 0 6 0 . 41 2 . 6 50 . 0 0 2 2 5fTT STAH ssL? ?? ? ? ? 16 弓形降液管 堰高 采用平直堰，堰高 1w owh h h?? 取 1 6 0 , 1 0owh m m h m m??，則 6 0 1 0 5 0wh mm? ? ? 降液管底隙高度 h0 若取精餾段取 0 15h mm? ，提餾段取為 25mm ，那么液體通過降液管底隙時的流速為 精餾段： 39。 表 6 提餾段的已知數(shù)據(jù) 位置 塔釜 進(jìn)料板 質(zhì)量分?jǐn)?shù) 39。1 ?? Dxy 39。因此， 63 6 4 . 8 5 4 . 1 9 1 ( 9 9 . 3 8 5 5 ) 1 . 2 2 8 1 0 /wQ k J h? ? ? ? ? ? 可知， wf? ，于是理論上可以用釜殘液加熱原料液至泡點 理論塔板層數(shù)的確定 精餾段操作線方程： 35 ??????? nDnn xR xxR Ry 提餾段操作線方程： 0 0 5 2 39。L =L+F=+298= 39。 表 2 板式塔的比較 塔型 總板效率 /％ 處理能力 操作彈性 Δ p 板間距 /mm 成本 泡罩 篩板 浮閥 舌型 60～ 80 70～ 90 70～ 90 70～ 90 1 ～ 5 3 9 3 1 400～ 800 200～ 400 300～ 600 300～ 600 1 2/3 2/3 2/3 2. 操作條件的確定 操作壓力 由于乙醇 ~水體系對溫度的依賴性不 強(qiáng)，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費用，操作壓力選為常壓 其中塔頂壓力為 25 10 Pa? 塔底壓力 5[1 . 0 1 3 2 5 1 0 ( 2 6 5 ~ 5 3 0 ) ]N P a?? 進(jìn)料狀態(tài) 雖然進(jìn)料方式有多種，但是飽和液體進(jìn)料時進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進(jìn)料時精餾段和提餾段的塔徑相同，無論是設(shè)計計算還是實際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設(shè)計中采取飽和液體進(jìn)料 加熱方式 精餾塔的設(shè)計中多在塔底加一個再沸器以 采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應(yīng)；由于乙醇 ~水體系中，乙醇是輕組分，水由塔底排出，且水的比熱較 5 大，故可采用直接水蒸氣加熱，這時只需在塔底安裝一個鼓泡管，于是可省去一個再沸器，并且可以利用壓力較底的蒸汽進(jìn)行加熱，無論是設(shè)備費用還是操作費用都可以降低。泡罩塔板已經(jīng)逐漸被篩板、浮閥塔板所取代，在新建塔設(shè)備中已經(jīng)很少使用。泡罩安裝在升氣管的頂部，分圓形和條形兩種，以前者使用較廣。氣體（或蒸汽）由塔底進(jìn)入，經(jīng)篩孔上升穿過液層，鼓泡而出，因而兩相可以充分接觸，并相互作用。塔設(shè)備的設(shè)計和研究，已經(jīng)受到化工行業(yè)的極大重視。33 1 一、概述 乙醇 ~水是工業(yè)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。 進(jìn)料管 錯誤 !未定義書簽。 錯誤 !未定義書簽。 錯誤 !未定義書簽。 排列 錯誤 !未定義書簽。 錯誤 !未定義書簽。 錯誤 !未定義書簽。 堰高 弓形降液管 錯誤 !未定義書簽。 錯誤 !未定義書簽。 錯誤 !未定義書簽。 精餾段與提餾段的體積流量 4 熱能利用 4 加熱方式 4. 精餾塔主題尺寸的計算 錯誤 !未定義書簽。 錯誤 !未定義書簽。 錯誤 !未定義書簽。 錯誤 !未定義書簽。 干板阻力 ch 板上充氣液層阻力 1h 7. 操作性能負(fù) 荷圖 錯誤 !未定義書簽。 塔頂上升蒸汽管 錯誤 !未定義書簽。 32 參考文獻(xiàn) 塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。操作時，液體由塔頂 進(jìn)入，經(jīng)溢流管（一部分經(jīng)篩孔）逐板下降，并在板上積存液層。 泡罩塔板是工業(yè)上應(yīng)用最早的塔板，它主要由升氣管及泡罩構(gòu)成。泡罩塔板的優(yōu)點是操作彈性大，塔板不易堵塞；缺點是結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價高、板上液層厚，塔板壓降大，生產(chǎn)能力及塔效率低?？傂?的估算請參閱相關(guān)文獻(xiàn)。 表 3 原料液、餾出液與釜殘液的流量與溫度 名稱 原料液 餾出液 釜殘液 /%fx 40 95 1 fx (摩爾分?jǐn)?shù) ) 摩爾質(zhì)量 /kgkmol 沸點溫度 t /℃ 最小回流比 及操作回流比的確定 由于是泡點進(jìn)料， ?? XfXq ，過點 )20 ,20 (e 做直線 x= 交平衡線于點 d ，由點 d 可讀得 ?qy ，因此： i n ?? ????? FqqD Xy yXR 可取操作回流比 m i n ???? RR 7 塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜殘液 量的計算 以年工作日為 300 天，每天開車 24 小時計，進(jìn)料量為： hk m o lF /2 00 1 00 05 00 0 ??? ?? 由全塔的物料衡算方程可寫出： 總物料衡算 F= WD? =298 乙醇 的物料衡算 F= D + W 聯(lián)立解得 D =69 hkmol/ W =229 hkmol/ 求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 L =R D= 69= V =(R+1) D=(1+) 69= 39。 其比熱為 4 .1 9 1 /pwc kJ kg C??186。39。 表 5 精餾段的汽液相負(fù)荷 名稱 汽相 液相 平均摩爾質(zhì)量 / /kgkmol 平均密度 / 3/kgm 814 體積流量 / 3/mh ( 3/ms) 3804( 3/ms) 12 提餾段 整理提餾段的已知數(shù)據(jù)列于表 6，采用與精餾段相同的計算方法可以得到提餾段的負(fù)荷，結(jié)果列于表 7。，在此溫度下，乙醇的平均摩爾分?jǐn)?shù)為 0 .7 4 1 0 .1 7 4 0 .0 0 2 0 .3 0 73?? ?，所以，液體的臨界溫度： 0 . 3 0 7 ( 2 7 3 2 4 3 ) ( 1 0 . 3 0 7 ) ( 2 7 3 3 4 2 . 2 ) 6 0 9c i icT x T K? ? ? ? ? ? ? ? ?? 設(shè)計要求條件下乙醇 ~水溶液的表面張力 21 26 /dyn m? ? 平均塔溫下乙醇 ~水溶液的表面張力可以由下面的式子計算： 11()mcmcTT?? ?? ? ， 1 . 22 6 0 9 ( 2 7 3 8 6 . 5 )[ ] 2 6 1 9 . 9 5 /6 0 9 ( 2 7 3 2 5 ) d y n c m? ??? ? ??? 所以： 0. 219 .90. 07 3 ( ) 0. 07 320C ?? m a x 8 6 3 1 . 0 3 3 50 . 0 7 3 2 . 1 1 /1 . 0 3 3 5LVVu C m s???? ?? ? ? ? 0 .7 2 .1 1 1 .4 7 6 /u m s? ? ? 4 1 .1 0 3 0 .9 5 11 .4 7 6Dm? ???? 根據(jù)塔徑系列尺寸圓整為 1000D mm? 此時，精餾段的上升蒸汽速度為： 224 4 1. 05 6 1. 34 5 /1SJJ Vu m sD?? ?? ? ?? 提餾段的上升 蒸汽速度為： 24 4 /STT Vu m sD??? 塔高的計算 塔的高度可以由下式計算： 15 ( 2 )P T T F WZ H N S H S H H H? ? ? ? ? ? ? 已知實際塔板數(shù)為 24?N 塊，板間距 ? 由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可取每隔 8 塊板設(shè)一個人孔，則人孔的數(shù)目 S 為： 21824 ???S 個 取人孔兩板之間的間距 ? ，則塔頂空間 ? ，塔底空間? ，進(jìn)料板空間高度 ? ，那么，全塔高度： mZ )2224( ?????????