【文章內(nèi)容簡介】 =∑xiбi溫度℃ 甲醇mN/m水mN/m1)精餾段①塔頂，tD=℃ xD=б水=, б甲醇=бm,D=+() =②進料板上：Xf=,℃時,б水=, б甲醇=бm,F=+=∴бm,精=(+)/2=2）提餾段塔底: Xw=tw=℃時，б水=, б甲醇=бm,W=+=∴бm,提=(+)/2=7．液體粘度μL,m溫度℃ 甲醇mPas水mPas1)精餾段查表得:℃時,μ水=s , μ甲醇=s∴μL,D=+=s℃時,μ水=s , μ甲醇=s∴μL,F=0 +()=s∴μL,m精=(+)/2=s2）提餾段塔底: Xw=℃時,μ水=s , μ甲醇=s∴μL,W=+() =s∴μL,m提=(+)/2=s3）塔的汽、液相負荷L=RD=70= kmol/hV=(R+1)D=(+1) 70= kmol/hL’=L+F= +250 =V’=V=VS=VMVM/(3600ρVM)=()/(3600)=LS=LMLM/(3600ρLM)=()/(3600)=VS’=V’MVM’/(3600ρVM’)=()/(3600)=LS’=L’MLM’/(3600ρLM’)=()/(3600)= 精餾段塔徑塔板的實際計算1) 精餾段汽、液相體積流率為：LS = m3/sVS= m3/s2)塔徑塔板的計算欲求塔徑應先求出u，而u＝安全系數(shù)umax 式中： 橫坐標的數(shù)值為：(Ls/Vs)(ρL/ρv)=參考有關資料，根據(jù)塔板間距與塔徑的關系塔板間距與塔徑的關系塔 徑/D，m～～～～～板間距/HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600初選板間距=, 取板上液層高度h1=，故分離空間HTh1==根據(jù)以上數(shù)值，由史密斯關聯(lián)圖查得，C20=由公式C=校正得 C=Umax=C=[()/]=，則u==故 D==[(4)/()]=所以圓整取D=1m∴塔截面積： AT= =空塔氣速u= VS / AT = m/s 單溢流又稱直徑流，液體自液盤橫向流過塔板至溢流堰，流體流徑較大，塔板效率高，塔板結構簡單，加工方便。工業(yè)中應用最廣的降液管是弓形降液管。綜合考慮各方面因素，本設計體系采用單溢流、弓形降液管。①溢流堰長lw==②出口堰高 h w Ls / l W =3600/= l W / D= 查流體收縮系數(shù)圖得：E=,選用平直堰，堰上液層高度由下式計算則how=, 又∵h1 =∴h w = h1 how===③降液管的寬度與降液管的面積∵lW / D= ,查得 =,=∴Wd=1=, Af==④降液管底隙高度降液管底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以表示。降液管底隙高度應低于出口堰高度，(hwho)不應低于6mm才能保證降液管底端有良好的液封. 工程上ho一般取2025mm。本次設計中取22mm。hwho= 22 = mm 6 mm 故降液管底隙高度設計合理。取安定區(qū)寬度=，邊緣區(qū)寬度取= 弓形降液管寬度 Wd=采用F1型重閥，孔徑為39mm。取閥孔動能因子 FO=①孔速 uo==()= m/s②浮閥數(shù)：n==（1/4）==108(個)③有效傳質(zhì)區(qū)：根據(jù)公式：其中：R==x==∴=④塔板的布置因 D800mm 故塔板采用分塊式，查表的塔塊分為3塊，采用等腰三角形叉排。浮閥塔篩孔直徑取 d=39mm,閥孔按等腰三角形排列。 ⑤閥孔的排列：第一排閥孔中心距t為75mm，各排閥孔中心線間的距離t’可取65mm,80mm,100mm. 經(jīng)過精確繪圖，得知，當t’=65mm時，閥孔數(shù)N實際=98個按N=85重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：孔速u0= VS/（π 1/4 d2 N）= m/sF0=uo(ρV,M) =閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9～12范圍內(nèi)。⑥∴開孔率φ∵空塔氣速u= VS / AT = m/s ∴φ=u / uo = / = %∵5%%15%, ∴符合要求故：t=75mm , t’=65mm, 閥孔數(shù)N實際=98個∴則每層板上的開孔面積AO =A a φ = %=4）塔板流體力學的驗算氣體通過浮閥塔板的壓力降(單板壓降)①干板阻力 : 浮閥由部分全開轉為全部全開時的臨界速度為U0,cU0,c=（,M）（1/）=∴ =（2）=②液層阻力充氣系數(shù) =,有:h1’=h1==③液體表面張力所造成阻力, 此項可以忽略不計。故氣體流經(jīng)一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為：hp=+=∴常板壓降== 640Pa,符合設計要求。b. 液泛的校核為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應大于管內(nèi)泡沫層高度。即：Hd≤ψ（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+△ hd=(LS/(lwho))2 甲醇水屬于一般物系， 對于浮閥塔△≈0則Hd=hw+how+hd+hp+△=++(())2+=ψ（HT+hW）=(+)=， 故本設計中不會出現(xiàn)液泛為使液體夾帶的氣泡得以分離，液體在降液管內(nèi)應有足夠的停留時間。由實際經(jīng)驗可知，液體在降液管內(nèi)停留的時間不應小于3—5s?！遧W / D= ,查得 =,=∴Wd=1=, Af==停留時間θ=AfHT/LS=5s ∴符合要求d．霧沫夾帶泛點率=100%lL=D2Wd==Ab=AT2Af==式中: lL——板上液體流經(jīng)長度，m。 Ab——板上液流面積，m2 ；CF——泛點負荷系數(shù)， K——特性系數(shù)，查下表，.物性系數(shù)K系統(tǒng)物性系數(shù)K無泡沫，正常系統(tǒng)氟化物（如BF3，氟里昂）中等發(fā)泡系統(tǒng)（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔）多泡沫系統(tǒng)（如胺及乙二胺吸收塔）嚴重發(fā)泡系統(tǒng)（如甲乙酮裝置）形成穩(wěn)定泡沫的系統(tǒng)（如堿再生塔）由上代入數(shù)據(jù)得：泛點率=% ∵對于大塔，為避免過量霧沫夾帶，應控制泛點率不超過80%。計算出的泛點率在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足ev(干氣)的要求。e. 漏液驗算 m3/sVs= m3/s,可見不會產(chǎn)生過量漏液。4) 塔板負荷性能圖及操作彈性①液相下限線因堰上液層厚度how為最小值時，對應的液相流量為最小。設how,小= LW= 推出 LS= m3/s②液相上限線當停留時間取最小時，LS為最大，求出上限液體流量值（常數(shù)），在—圖上，液相負荷上限線為與氣體流量無關的豎直線。以作為液體在降液管中停留時間的下限，因Af= ， HT= ∵θ=AfHT/LS 則LS,大= / 5=③漏液線 據(jù)此可作出與液體流量無關的水平漏液線。④霧沫夾帶線 根據(jù)經(jīng)驗值， 控制其泛點率為80%代入上式∵lL=D2Wd==Ab=AT2Af==K物性系數(shù)查表得K=1, CF泛點負荷因素，查表得CF=代入計算式，整理可得：+=由上式知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個LS值，依式算出相應的值列于下表中。 lsvs⑤液泛線為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應大于管內(nèi)泡沫層高度。聯(lián)立以下三式：由上式確定液泛線。忽略式中項，將以下五式代入上式，得到：因物系一定，塔板結構尺寸一定，則、、及φ等均為定值，而與又有如下關系，即：式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡化成與的如下關系式： 其中 ： 帶入數(shù)據(jù)： 由得LSvs⑥操作負荷線由以上各線的方程式，可畫出圖塔的操作性能負荷圖。根據(jù)生產(chǎn)任務規(guī)定的氣液負荷，可知操作點P(，)在正常的操作范圍內(nèi)。過圓點連接OP作出操作線.由塔板負荷性能圖可以看出：（1）在任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點P（設計點），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。（2）塔板的氣相負荷上限完全由霧沫夾