【文章內(nèi)容簡介】 ）18==*10432+（*104）18=精餾段的平均摩爾質(zhì)量： ==MLm（精）= kg/mol提餾段的平均摩爾質(zhì)量：Mvm(提)= kg/molMlm（提）=kg/mol （1） 氣相密度的計算（由理想氣體狀態(tài)方程計算）精餾段：=提餾段：=（2） 液相密度的計算表31甲醇、水的液相密度ρL溫度，℃60708090100ρL甲醇，kg/m3763755745740725ρL水，kg/m3塔頂平均密度的計算：== ρL水=質(zhì)量分率：a甲醇 = a水=根據(jù)1/ρLmD=a甲醇/ρL甲醇+a水/ρL水代入數(shù)據(jù)計算：解出=進料板平均密度的計算：=℃根據(jù)內(nèi)插法ρL甲醇= ρL水=質(zhì)量分率：a甲醇 = a水=同上，解出=塔釜平均密度的計算：=℃根據(jù)內(nèi)插法得，ρL甲醇= ρL水 =質(zhì)量分率：a甲醇 = a水=同上，解出lmw=故精餾段平均液相密度：(+)=提餾段的平均液相密度：( + lmw)/2=（）表32 甲醇、水液體表面張力σ溫度，℃60708090100σ甲醇，mN/mσ水，mN/m由=；=；=℃根據(jù)內(nèi)插法算得甲醇頂=甲醇底==+（)==+()=+()=則精餾段平均表面張力： 提餾段平均表面張力： （） 甲醇、水的液體黏度μ溫度，℃60708090100μL甲醇，mPasμL水，mPas由=；=；=℃根據(jù)內(nèi)插法算得μ甲醇頂=s μ水頂= mPas；μ甲醇進= mPas μ水進 = mPas μ甲醇底= mPas μ水底= mPasμL頂=*+（）*= mPasμL進=*+（）*= mPasμL底=*104*+（*104）*= mPas故精餾段平均液相粘度：μLm（精）=(+)/2=s提餾段平均液相黏度：μLm（提）=(+)/2=s L=RD=V=(R+1)D=由于是飽和液體進料，因此q=1L’=L+qF=V’=V+(q1)F=W= L’ V’= 精餾段：V=(R+1)D= Vs= * (3600*)= L=RD=Ls=*(3600*)=.000684 m3/s Ls=*3600= m3/h 提餾段： V’=V+(q1)F=Vs’=*(3600*)= m3/s Ls’=*(3600*)=Ls’=*3600= m3/h 第四部分 精餾塔的結(jié)構(gòu)設計 式中 ——塔徑，m ——氣體體積流量，m3/s ——空塔氣速，m/s。表觀空塔氣相速度（按全塔截面計）按下式進行計算： 安全系數(shù)＝（～）。安全系數(shù)的選取與分離物系的發(fā)泡程度密切相關(guān)。對于不發(fā)泡的物系，可取較高的安全系數(shù)，對于直徑較小及減壓操作的以及嚴重起泡的物系，應取較低的安全系數(shù)。其中， 其中（為液相密度，為氣相密度，kg/m3 C為負荷因子，為極限空塔氣速，m/s）。C值可由Smith關(guān)聯(lián)圖查得：在關(guān)聯(lián)圖中，橫坐標為；參數(shù)反映了液滴沉降空間高度對負荷因子的影響（為板間距，為板上液層高度） 圖Smith關(guān)聯(lián)圖設計中，板上液層高度由設計者選定，～，～。本設計根據(jù)標準。表41 板間距的確定[8]塔徑D，m～～～～～〉板間距，mm200～300300～350350～450450～600500～800800選擇HT=；取板上液層高度故；（初步估算）(一)精餾段：由上面計算得Vs=Ls= m3/sLs=*3600= m3/h查史密斯關(guān)聯(lián)圖，圖的橫坐為*==代入數(shù)據(jù)得：C=（=)又由得 =，則空氣塔速為= m/s=按標準塔徑圓整后為 D=塔橫截面積為ＡＴ＝實際塔速為u= Vs/AT=（在適宜范圍內(nèi)）（二）提餾段：Vs’=*(3600*)= m3/s Ls’=*(3600*)=Ls’=*3600= m3/h同理精餾段的計算方式得，查史密斯關(guān)聯(lián)圖，圖的橫坐標為，則C20==又由=，則空氣塔速為= m/s=按標準塔徑圓整后為 D=塔橫截面積為ＡＴ’＝實際塔速為u= Vs’/AT’=（在適宜范圍內(nèi)）由表31可知，, 選擇HT=；取板上液層高度故符合假設。塔取徑取D=第五部分 溢流裝置的計算溢流裝置包括降液管、溢流堰、受液盤等幾個部分，它們都是液體的通道，其結(jié)構(gòu)和尺寸對塔的性能有著非常重要的影響，因此它的設計就顯得極為重要。 溢流堰溢流堰（外堰）又稱出口堰，它設置在塔板上的液體出口處，為了保證塔板上有一定高度的液層并使液流在板上能均勻流動，降液管上端必須超出塔板板面一定高度，這一高度稱為堰高，以表示。弓形降液管的弦長稱為堰長，以表示。為使上一層板流入的液體能在板上均勻分布，并減少進入處液體水平?jīng)_擊，常在液體的進入口處設置內(nèi)堰，當降液管為圓形時，應有內(nèi)堰，當采用弓形降液管時可不必設置內(nèi)堰。堰長根據(jù)液體負荷和溢流型式而定。對單溢流，一般取為（～）D,其中D為塔徑。板上液層高度為堰高與堰上液層高度之和，即： =+式中——板上液層高度，m——堰高，m——堰上液層高度，m。堰高則由板上液層高度及堰上液層高度而定。溢流堰的高度直接影響塔板上的液層厚度。過小，液層過低使相際傳質(zhì)面積過小不利于傳質(zhì)；但過大，液層過高將使液體夾帶量增多而降低塔板效率，且塔板阻力也增大。根據(jù)經(jīng)驗，對常壓和加壓塔，一般采取=50～80mm。對減壓塔或要求塔板阻力很小的情況，可取為25mm左右。堰長的大小對溢流堰上方的液頭高度有影響，從而對塔板上液層高度也有明顯影響。對于塔徑大于800mm的大塔，常采用傾斜的降液管及凹形受液盤結(jié)構(gòu)，但不適宜用于易聚合及有懸浮固體的情況，此時比較適宜用平直堰結(jié)構(gòu)。 因此，在本設計中選擇了平直堰結(jié)構(gòu)。其堰上方液頭高度可由用弗蘭西斯（Francis）式計算： （m） （）式中，為液體流量，m3/h；為堰長，m；E為液流收縮系數(shù)。E體現(xiàn)塔壁對液流收縮的影響，若不是過大，一般可近似取E=1，所引起的誤差不大。取堰長===●精餾段，近似取E=1==取板上清液層高hL=60mmhw=hLhow==●提餾段，近似取E=1=2/3=取板上清液層高度hL=60mmhw=hLhow==塔板上接受降液管流下液體的那部分區(qū)域稱為受液盤。它有平形和凹形兩種形式，前者結(jié)構(gòu)簡單，最為常用。為使液體更均勻地橫過塔板流動，也可考慮在其外側(cè)加設進口堰。凹形受液盤易形成良好的液封，也可改變液體流向，起到緩沖和均勻分布液體的作用，但結(jié)構(gòu)稍復雜，多用于直徑較大的塔，特別是液體流率較小的場合，它不適用于易聚合或含有固體雜質(zhì)的物系，容易造成死角而堵塞。對于600mm以上的塔，多采用凹形受液盤，其深度一般在50mm以上。本課程設計中，選取凹形受液盤。 弓形降液管的寬度及截面積可根據(jù)堰長與塔徑之比查圖來求算。實際上，在塔徑D和板間距一定的條件下，確定了溢流堰長，就已固定了弓形降液管的尺寸。降液管的截面積應保證液體在降液管內(nèi)有足夠的停留時間，使溢流液體中夾帶的氣泡能來得及分離。為此液體在降液管內(nèi)的停留時間不應小于3～5s，對于高壓下操作的塔及易起泡沫的系統(tǒng)，停留時間應更長些。 因此，在求得降液管截面積之后，應按下式驗算降液管內(nèi)液體的停留時間，即：=AfHT/Ls根據(jù)單溢流型的塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)系列化標準當降液管的寬度與降液管的面積時,查得：， 則降液管寬度， Wd==*=≈降液管的橫截面積Af=*π/4D2=*π/4*=驗算降液管內(nèi)液體停留時間：精餾段：=AfHT/Ls=（＞3~5s，符合要求） 提餾段： =AfHT/Ls=（＞3~5s，符合要求）降液管下端與受液盤之間的距離稱為底隙，以表示。降液管中的液體是經(jīng)底隙和堰長構(gòu)成的長方形截面流至下塊塔板的，為減小液體阻力和考慮到固體雜質(zhì)可能在底隙處沉積，所以不可過小。但若過大，氣體又可能通過底隙竄入降液管，故一般底隙應小于溢流堰高，以保證形成一定的液封，一般不應低于6mm，即。按下式計算： （）式中，——液體通過降液管底隙時的流速，m/s。根據(jù)經(jīng)驗，一般取。降液管底隙高度一般不宜小于20～25mm。為簡便起見，有時運用式子= 來確定① 精餾段， h0==② 提餾段，h0==[8]由于結(jié)構(gòu)簡單，制作方便，節(jié)省材料，本次設計采用浮閥式塔板。根據(jù)機械部標準JB111868,選用F1型33g重閥，孔徑=39mm。塔板有整塊式和分塊式兩種，整塊式即塔板為一個整體，～。當塔徑較大時,整塊式的剛性差,安裝檢修不方便,為便于通過人孔裝拆塔板,故多采用由幾塊板并裝而成的分塊式塔板。靠塔壁的兩塊為弓形板，其余為矩形板。在本次設計中，故選用分塊式塔板，塔盤分塊數(shù)可取為三塊。單流型塔板的面積通?？梢苑譃橐韵聨讉€區(qū)域：（a）受液區(qū)和降液區(qū) 即受液盤和降液管所占的區(qū)域，一般這兩個區(qū)域的面積相等，均可按降液管截面積計算。（b）入口安定區(qū)和出口安定區(qū) 為防止氣體竄入上一塔板的降液管或因降液管流出的液體沖擊而漏夜過多，在液體入口處塔板上寬度為的狹長帶是不開孔的，稱為入口安定區(qū)。為減輕氣泡夾帶，在靠近溢流堰處塔板上寬度為的狹長帶也是不開孔的，稱為出口安定區(qū)。通常取和相等，且一般為50～100mm。（c）邊緣區(qū) 在塔壁邊緣需留出寬度為的環(huán)行區(qū)域供固定塔板之用。一般取為50～75mm左右。，可取為50mm，或更大些。在本課程設計中，浮閥的形式有很多，如F1型，V4型，十字架型，A型，VO型，目前應用最廣泛的是F1型和V4型，國內(nèi)確定為部頒標準。F1型又分為重閥（代號為Z）和輕閥（代號為Q）兩種，分別由不同厚度薄板沖壓制成，前者重約為33g，最為常用；后者阻力略小，操作穩(wěn)定性也稍差，適用于處理量大并要求阻力小的系統(tǒng)，如減壓塔。V4型基本上和F1型相同，除采用輕閥外，其區(qū)別僅在于將塔板上的閥孔制成向下彎的文丘里型以減小氣體通過閥孔的阻力，主要用于減壓塔。兩種形式浮閥孔的直徑均為39mm。所以，在本課程設計中，采用F1型的重閥，重為33g,型號為F1Z3C。 當氣相體積流量V已知時，由于閥孔直徑給定，因而塔板上浮閥的數(shù)目N，即閥孔數(shù)，就取決于閥孔的氣速，并可按下式求得 N= 閥孔的氣速常根據(jù)閥孔的動能因子來確定。反映密度為的氣體以速度通過閥孔時的動能的大小。綜合考慮了對塔板效率、壓力降和生產(chǎn)能力等的影響，根據(jù)經(jīng)驗可取=8～12。即閥孔剛?cè)_時比較適宜，由此可知適宜的閥孔氣速為 求得浮閥個數(shù)后，應在草圖上進行試排列。閥孔一般按正三角形排列，常用的中心距有7100、12150（mm）等幾種，它又分順排和叉排兩種，通常認為錯排時的接觸情況較好，采用較多。對于大塔，當采用分塊式結(jié)構(gòu)時，不便于錯排，相對較小，所以選用錯排。選用閥孔也可按等腰三角形排列，此時多固定底邊尺寸B，例如B為70、780、90、100、110（mm）等。如果塔內(nèi)氣相流量變化范圍較大，可采用—排輕浮閥一排重浮閥相間排列，以提高塔的操作彈性。對于整塊式塔板，多采用正三角形錯排，孔心距t為75～125mm。對于分塊式塔板，宜采用等腰三角形錯排，此時常把同一橫排的閥孔中心距，定為75mm，而相鄰兩排間的閥孔中心距可取為65mm，80mm，100mm等幾種尺寸。故在本次課程設計中，采用等腰三角形叉排。經(jīng)排列后的實際浮閥個數(shù)N和前面所求得的直可能稍有不同，應按實際浮閥個數(shù)N重新計算實際的閥孔氣速和實際的閥孔動能因子。浮閥塔板的開孔率是指閥孔總截面積與塔的截面積之比，即 目前工業(yè)生產(chǎn)中，開孔率一般在4％～15％之間?！窬s段： 取浮閥動能因子=10,則孔速==m/s每層塔板上的浮閥數(shù)目N為： N==*4/(***)=65個鼓泡區(qū)為氣液接觸有效區(qū)，其面積（單流型）按下式計算： 式中，；，，則R==x=（+）=Aa=2[*（）1/2+π/180**arcsin（）]=浮閥排列采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距，則可按下式估算間距，即t’=Aa/Nt=(65*)=由于塔徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此，排間距應比計算的要小一些，故取為：。按, ，用AutoCAD畫圖，得閥數(shù)65個。 圖51 精餾段閥孔分布圖按照N=156重新核算孔速及閥孔功能因數(shù) u’01=(Vs1=,N=97) ==～12之間*（4*）=%在4％～15％之間●提餾段：取浮閥動能因子=10,則==每層塔板上的浮閥數(shù)目N為：同上計算N=68個式中