【文章內(nèi)容簡(jiǎn)介】 311 Dn n nxRy x xRR? ? ? ? ??? (2) 提餾段操作線方程： 因本設(shè)計(jì)的進(jìn)料方式采用泡點(diǎn)進(jìn)料， 39。 1 2 5 4 6 . 0 9 /L L F R D F k m o l h? ? ? ? ? 1 39。 4. 43 7 0. 01 4239。39。m m W mLwy x x xL W L W? ? ? ? ??? 理論板的計(jì)算和實(shí)際塔板數(shù)的確定 (1) 精餾段操作線方程 : Yn=[R/(R+1)]*X（ n1） +xd/(R+1)=+ L=R*D=*=V=(R+1)*D=(2)提餾段操作線方程 : Ym+1=[L′ /(L′ W) ]*Xm[W/(L′ W)]*Xw= 15 L′ =L+F=V′ = V =該設(shè)計(jì)中有塔頂冷凝器，從塔頂最上層的第一塊塔板上升的蒸汽全部被冷凝，即Dxy?1 ，離開(kāi)第一塊理論塔板的液相組成 x1與該塔板上升的蒸汽組成 y1達(dá)到平衡，由汽液相平衡方程式( 1)nn nyx a a y? ??求的 x1。 因?yàn)樗彘g的汽液組成能夠滿足操作線方程，因此，第二塊理論板上升的蒸汽組成 2y 與第一塊板下降的液體組成 x1滿足精餾段操作方程：1 1( 1) 1nn Rxy xDRR? ????；依此公式，按逐板計(jì)算法計(jì)算出該塔的理論塔板數(shù)。 計(jì)算過(guò)程如下所示： x1= 則由精餾段操作線方程求出 y2=+= 同理 x2=()= y3=+= x3=()= y4=+ = x4=()= y5=+ = x5=()= y6=+ = x6=()= y7=+ = x7=()= x7≦ xf 說(shuō)明進(jìn)料板為第七塊板，精餾段理論板數(shù)為（ 71） =6 塊 改用提餾段操作線方程 x1′ =x7= y2′ = = 由相平衡方程求出 ： 16 x2=()= y3′ = = x3′ =()= y4′ == x4′ =()= y5′ == x5′ =()= y6′ == x6′ =()= x6′ ≦ xw，說(shuō)明再沸器為第六塊板， 精餾段理論塔板數(shù)為 NT=6 塊 提餾段理論板數(shù)為 （ 61） =5 塊 經(jīng)計(jì)算總的理論板數(shù)為 11 塊（不包括再沸器） 實(shí)際塔板數(shù)的確定 0 100%TPNE N?? / 2 (4 5 1 4 6 ) / 2 9 5 . 5t t t? ? ? ? ?均 （ 頂 底 ）℃ 查《化工原理》精餾塔全塔效率關(guān)聯(lián)圖得 E。 =，則實(shí)際塔板數(shù)為： 01110 0% 10 0% 54TP NN E? ? ? ? ?塊 第 節(jié) 塔徑的計(jì)算 計(jì)算塔徑，首先要計(jì)算塔內(nèi)氣、液的體積流量，根據(jù)空塔速度分別進(jìn)行能力計(jì)算。 精餾段 1) 回流液、上升氣體的計(jì)算： L=V=塔頂物料的千摩爾質(zhì)量和上升氣體密度為： 342. 77 /303 .9 42. 77 16 / 14 ( 273 45 )DDgM x aM a x bM b k g k m olpM k g mRT?????? ? ??? 17 2) 塔頂液相密度的計(jì)算 按設(shè)計(jì)，塔頂水含量相當(dāng)?shù)?，所以塔頂液相密度及表面張力近似于環(huán)氧乙烷。 查表得 : 384 8. 9 /L kg m? ? 3) 精餾段上升的氣體與下降的液體量為： 37 .8 7 /DggVMV m s?? ?? 30. 04 1 /DLLLMV m s??? 4) 精餾段塔板間距的選取 設(shè)板間距 HT=， HL= 則可分離空間為： mHH LT ???? 5) 精餾段氣液動(dòng)能參數(shù)： ggVV ?? ? 查史密斯關(guān)聯(lián)圖（《化工原理》）得 20 ? ，由于表面張力的差異，表面張力取 /Nm? ? ，氣體負(fù)荷因子校正為： 20 0 . 2 0 . 20 . 1 0 . 0 7( 0 . 0 2 0 / ) ( 0 . 0 2 0 / 0 . 0 8 0 7 )CC ?? ? ? 則該塔精餾段的最大允許氣速為： m a x 0 .9 1 7 2 /Lggu C m s?????? 取空塔氣速為最大氣速的 倍，則： 0 .7 0 .6 4 2 0 /n m anu u m s?? 3 .9 50 .7 8 5gTnVDmu?? 圓整為： 米 提餾段 1) 回流液及上升氣體的計(jì)算： L′ =L+F=V′ = V =18 塔釜物料的千摩爾質(zhì)量和上升氣體密度為： 31 8 . 1 1 /2 . 6 5 4 /DDgM x a M a x b M b k g k m o lpM k g mRT?????? 2) 提餾段中環(huán)氧乙烷含量相當(dāng)少，可忽略不計(jì)。提餾段液相密度近似于水的密度 : 392 3. 6 /L kg m? ? 3) 提餾段上升的氣體與下降的液體量為： 339。39。 6 .4 8 7 /DggVMV m s??? 339。39。39。 0 .0 6 8 /DLLLMV m s??? 4) 提餾段塔板間距的選取。設(shè)提餾段板間距 HT 為 ， HL= 則可分離空間為 = 5) 提餾段氣液動(dòng)能參數(shù)： 39。39。 14139。39。LLggVV ?? ? 查史密斯關(guān)聯(lián)圖得 20 ? ，因水在 146℃ 時(shí)其表面張力為 mN /?? ，由于表面張力的差異，氣體負(fù)荷因子校正為： )0 5 0 ( )/( ??? ?CC 計(jì)算塔提餾段的最大允許氣速為： m a x 17 7 /Lggu C m s?????? 取空塔氣速為最大氣速的 倍，則： 0 .7 0 .7 8 2 4 /n m anu u m s?? 39。39。 3 .1 10 .7 8 5gT nVDmu?? 圓整得設(shè)計(jì)塔徑： 米 19 第 節(jié) 塔高的計(jì)算 精餾塔的總高度是有效高度、底部、頂部、裙座以及人孔高度、進(jìn)料層高度等之和。即： ( 1 )p F R T F F R R D B qZ N N N H N H N H H H H? ? ? ? ? ? ? ? ? 設(shè)計(jì)中由計(jì)算可得：精餾 段塔徑 TD = 4m，提餾段塔徑 39。TD = ，塔板間距 HT取 。為安裝、檢修方便的需要，全塔開(kāi)設(shè) 2 個(gè)人孔。此外，塔板間距 HT 為 ，塔高度計(jì)算時(shí)對(duì)人孔高度和進(jìn)料板高度不再單獨(dú)做計(jì)算。為減少塔頂出氣口中夾帶液體，塔頂?shù)谝粔K板距頂部距離 BH 設(shè)計(jì)為 ，以利于氣體中液滴沉降；塔底外設(shè)再沸器，為使塔底餾出液能夠在釜中停留 10~15 分鐘的停留時(shí)間及 塔底氣相回流設(shè)置足夠的空間，設(shè)計(jì)塔底第一塊板到塔底餾出液出口的高度為 DH =。塔裙高度 qH 為。則全塔的高度為： ( 1 ) ( 3 1 1 ) 0 . 4 5 3 . 5 1 . 5 2 . 5 2 1P T D B qZ N H H H H m? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ? 第 節(jié) 塔板結(jié)構(gòu)尺寸及溢流裝置的確定 由于本設(shè)計(jì)精餾段塔徑為 4m，提餾段塔徑為 。根據(jù)精餾塔降液管系統(tǒng)設(shè)計(jì)原則，本設(shè)計(jì)采用單溢流型，溢流管為弓形降液管。 堰長(zhǎng) 本設(shè)計(jì)采用單溢流平直堰溢流設(shè)計(jì)，取 wL 為塔徑的 倍，即： 精餾段堰長(zhǎng) m? ? ? 提餾段堰長(zhǎng) 3 .2 0 .7 2 .2 4Lw m? ? ? 溢流堰高 液層 Lh 高度為堰高 hw 與堰上液層 how 高度之和，即 howhwhl ?? ，堰高應(yīng)由板上液層高度及堰上液層高度而定。 1) 精餾段 230 . 0 0 2 8 4 ( ) 0 . 0 3 4 3 4LwVh o w E m m mL? ? ?。 取溢流堰高度 m，則板上液層高度： 0 .0 3 0 .0 3 4 0 .0 6 4Lhm? ? ? 2) 提餾段 20 2339。0 . 0 0 2 8 4 ( ) 0 . 0 5 3 5 3LwVh o w E m m mL? ? ?。 取溢流堰高度為 ，則板上液層高度為： 0 .0 3 0 .0 5 4 0 .0 8 3Lh ? ? ?m 如果堰上液層高度太小，會(huì)造成液體在堰上分布不均，影響傳質(zhì)效果；但堰上液層高度也不宜過(guò)大，否則會(huì)增大塔板壓降及霧沫夾帶量。 弓形降液管的寬度和面積： Wd 和 Af 降液管的截面積應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)有足夠的停留時(shí)間，使溢流液體夾帶的氣泡得以 分離。 1) 精餾段： 由 4TLwD ??，查《弓形降液管的寬度與面積圖》及《化工原理》得： , dTW WmD ? ? ? ?； 在同一圖上查得降液管的橫截面積 Af 即 ?TAAf 2 21 2 .5 64 TT DAm??? 20 .1 6 1 2 .5 6 2 .0A f m? ? ? 2 . 0 0 . 4 5 2 2 50 . 0 4 1fTLAH ssV? ?? ? ? ? 降液管尺寸可用。 2) 提餾段： 由 ??，查《弓形降液管的 寬度與面積圖》得： , dTW WmD ? ? ? ? 21 在同一圖上查得降液管的橫截面積 Af 即 ?TAAf 2 28 .7 0 44 TT DAm??? 20 .1 6 8 .7 0 4 1 .3 9A f m? ? ? 1 . 3 9 0 . 4 5 950 . 0 6 8fTLAH ssV? ?? ? ? ? 由此可知，降液管尺寸可用。 降液管底隙高度 :ho 為保證液體流經(jīng)此處時(shí)局部阻力不太大，并防止自聚物在此堆積堵塞降液管，同時(shí)又能形成良好的液封，防止氣體通過(guò)降液管短路，故： 精餾段 ho 取 20mm 提餾段 ho 取 20mm。 第 節(jié) 塔板的布置 塔板分布 由于 D1000，設(shè)計(jì)中采用分塊式塔板，以便于檢修時(shí)拆卸方便。塔板的面積分四個(gè)區(qū)域。 AB=AT— 2Ad 式中： AB— 鼓泡區(qū)面積 Ad— 降液管面積（受液盤(pán)面積） AT— 塔截面面積 其中： 鼓泡區(qū)：是汽液兩相充分接觸的區(qū)域，浮閥就設(shè)置在此區(qū)，又稱開(kāi)孔區(qū)面積；溢流區(qū)：降液管及受液盤(pán)所在區(qū)域。 邊緣區(qū)：靠近塔壁邊緣部 分留出一圈寬為 50mm 的邊緣區(qū)域，以供支撐塔盤(pán)的邊梁用。以 Wc 表示。取 Wc =50mm 22 破沫區(qū)： 是鼓泡區(qū)與降流區(qū)之間不開(kāi)空的區(qū)域，也稱安定區(qū)。此區(qū)不安浮閥，在液體進(jìn)入降液管之前設(shè)置安全區(qū)，以免液體將大量泡沫夾帶進(jìn)入降液管。以 FW 表示安定區(qū)的寬度。因 D ? 米，故取 FW =80mm。 精餾塔 塔板結(jié)構(gòu)圖見(jiàn)附圖 41。 浮閥的數(shù)目與排列 浮閥剛剛?cè)_(kāi)時(shí)，阻力小 且 流量大，是 浮閥塔 理想的操作狀況 ，浮閥的開(kāi)度與閥孔處的氣相動(dòng)壓有關(guān)。因此采用氣體速度和密度組成“動(dòng)能因數(shù) Fo ”作為氣體流動(dòng)時(shí)動(dòng)壓的值。 對(duì)于 F1重閥，此時(shí)的 “動(dòng)能因數(shù) Fo ”在 9～ 12 間 ，本設(shè)計(jì)中 Fo =10，閥孔直徑 do =39mm， 以此范圍確定閥數(shù)及排列。 1) 精餾段閥孔氣速 00 10 4 .5 1 /4 .9 1 6gFu m s?? ? ?； 閥孔數(shù)為：2200 14030. 78 5 0. 78 5 0. 03 9 4. 51VgN du? ? ???個(gè) 2) 提餾段閥孔氣速： Fo =10， 00 10 6 .1 4 /2 .6 5 4gFu m s?? ? ? 閥孔數(shù)為：220039。 7 5 5 9 du? ? ???個(gè) 鼓泡區(qū)面積 對(duì)于單溢流塔板的鼓泡區(qū)面積，用公式： ]s in180[2 222 RXarRXRXAa ???? 進(jìn)行計(jì)算。 1) 精餾段： / 2 ( ) 4 / 2 ( 0 . 8 0 . 0 5 ) 1 . 1 5X D w d w s m? ? ? ? ? ? ? / 2 2 0 . 0 5 1 . 9 5CR D w m? ? ? ? ? 則 2 2 2 21 .1 52 [ 1 .1 5 1 .9 5 1 .1 5 3 .1 4 / 1 8 0 1 .9 5 a r c sin ] 8 .4 21 .9 5A a m? ? ? ? ? ? 2) 提餾段： / 2 ( ) 3 . 2 / 2 ( 0 . 6 4 0 . 0 5 ) 0 . 9 1X D w d w s m? ? ? ? ? ? ? / 2 1 . 6 0 . 0 5 1 . 5 5CR D w m? ? ? ? ? 則 23 2 2 2 20 .9 12 [ 0 .9 1 1 .5 5 0 .9 1 3 .1 4 / 1 8 0 1 .5 5 a r c sin ] 5 .3 01 .5 5A a m? ? ? ? ? ? 閥孔分布 本設(shè)計(jì)中