【正文】 ③ 按照固定的液氣比，由圖 28 查出以下數(shù)據(jù)： 塔板的氣相負(fù)荷上限： ? ?maxSV = sm/3 塔板的氣相負(fù)荷下限： ? ?minSV = sm/3 北京理工大學(xué)珠海學(xué)院 2020屆本科生畢業(yè)設(shè)計 33 操作彈性： inm a x ??）（ ）（ SSVV 塔高的計算 H=HD+(N2S) HT+SHT′ +HF+HB HD—— 塔頂空間，取 HT—— 塔板間距，精餾段 ，取提餾段取 HT′ —— 開有人孔的塔板間距，取 HF—— 進(jìn)料段高度，取 HB—— 塔底空間，假設(shè)塔釜有 3 分鐘的貯量，則 )(4252mDLtHLB ???????????? N—— 實(shí)際塔板數(shù)，前面算出實(shí)際板數(shù)為 27 塊 S—— 人孔數(shù)目，每隔 9 塊塔板設(shè)置一個人孔，取人孔兩個 H=+14 +9 +2 ++=(m) 北京理工大學(xué)珠海學(xué)院 2020屆本科生畢業(yè)設(shè)計 34 表 222 浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果 數(shù)值及說明 備注 精餾段 提餾段 塔徑 D,m 塔高 m 板間距 HT, m 塔板型式 單溢流弓形降液管 分塊式塔板 塔板數(shù)（層） 12 15 空塔氣速 u， m/s 堰長 lW,m 堰高 hw,m 降液管底隙高度 ho,m 浮閥數(shù) N，個 160 150 等腰三角形叉排 閥孔氣速 uo,m/s 閥孔動能因數(shù) F0 10 臨界閥孔氣速 uoc,m/s 孔心距 t,m 指同一橫排孔心距 排間距 t’ ,m 指相鄰二橫排的中心線距離 單板壓強(qiáng) P? ， Pa 液體在降液在管內(nèi)停留時間 ? ， S 降液管內(nèi)清液層高度Hd,m 泛點(diǎn)率 % 氣相負(fù)荷上限（ VS） max, sm/3 精餾段：霧沫夾帶控制 提餾段：液相負(fù)荷上限線控制 氣相負(fù)荷下限（ VS） min, sm/3 泄露控制 操作彈性 2． 35 1． 93 北京理工大學(xué)珠海學(xué)院 2020屆本科生畢業(yè)設(shè)計 35 3 熱量衡算 數(shù)據(jù) 設(shè)基準(zhǔn)溫度為 0。 ③ 按照固定的液氣比， 由圖 27 查出以下數(shù)據(jù)： 塔板的氣相負(fù)荷上限： ? ?maxSV = sm/3 塔板的氣相負(fù)荷下限： ? ?minSV = sm/3 操作彈性： inm a x ??）（ ）（ SSVV (2) 提餾段 提餾段負(fù)荷性能圖012340 Ls/m3/hVs/m3/h霧沫夾帶上限線液泛線液相負(fù)荷上限線漏液線液相負(fù)荷上限線操作線 圖 28 提餾段負(fù)荷性能圖 由塔板負(fù)荷性能圖 28 可以看出： ① 在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn) P，處在適宜操 作區(qū)內(nèi)的適中位置。 故 ])(36 00[10 32m in ?WSl LE （ E=1） 則 3600) ()( 23m in wS lL ??? (1) 精餾段： 00 07 ) ()( 23m in ????SL (2) 提餾段： 00 ) ()( 23m in ?????SL (六 ) 負(fù)荷性能圖 (1) 精餾段 精餾段負(fù)荷性能圖01230 Ls /m3/hVs/m3/h霧沫夾帶上限線液泛線液相負(fù)荷上限線漏液線液相負(fù)荷下限線操作線 圖 27 精餾段負(fù)荷性能圖 由塔板負(fù)荷性能圖 27 可以看出： 北京理工大學(xué)珠海學(xué)院 2020屆本科生畢業(yè)設(shè)計 32 ① 在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn) P，處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。以上計算出的泛點(diǎn)率均在 80％以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足 )(/)( 氣液 kgkgev ? 的要求。 因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋? 精餾段： )0 .0 6 4 8 9 ( 3 6 8 mhhh cp ????? ? 提餾段： ) 6696( mhhh cp ???????? ? 單板壓降： 精餾段： 4 7 7 .3 (P a ) ?????? ghp Lpp ? 提餾段： 60 6. 2(P a ) ????????? ghp pp ?? (二 ) 淹塔 為防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度 )( WTd HHH ??? ， dLpd hhhH ??? (1) ph ：氣體通過塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨? (2) Lh ：板上液層高度 (3) dh ：液體通過降液管的壓頭損失 不設(shè)進(jìn)口堰，按 2)(oWSd hlLh ? 計算： 精餾段： m) 05 543 () 00 00 274 ()( 22 ????? oW Sd hl Lh 提餾段： 0 . 0 5 7 8 0 ( m ))0 . 0 2 3 5 0 3 6 8 (1 5 )(1 5 22 ?????????oWSdhlLh 取 ?? 精餾段： )0 . 2 0 3 0 (0 . 0 5 6 0 8 )()( mhH wT ?????? 0 . 1 3 5 4 (m )0 . 0 0 0 5 5 4 30 . 0 70 . 0 6 4 8 9 ??????? dLpd hhhH 提餾段： )0 .2 1 4 8 (0 .0 2 9 5 4 )()( mhH wT ???????? 47(m ) 696 ??????????? dLpd hhhH 可 見 )( wTd hHH ??? ， )( ?????? wTd hHH 符合防止淹塔的要求。液體力學(xué)驗(yàn)算內(nèi)容有以下幾項(xiàng)：塔板壓降、液泛、霧沫夾帶、漏液及液面落差等。 按 t=， t′ = (見以下圖 26)，排得閥數(shù)為 150 個。 ???? ??STfLHA 停留時間 θ′ 5s，故降液管尺寸可用。一般 how 不應(yīng)小于 6mm,以免 液體在堰上分布不均。 北京理工大學(xué)珠海學(xué)院 2020屆本科生畢業(yè)設(shè)計 23 圖 25 精餾段的閥孔布置圖 按 N=160 重新核算孔速及閥動能因數(shù)： uo= 6 . 5 6 1 ( m / s )4 22???? ?? NdVoS ???? vo uF ? 閥孔因數(shù)變化不大，仍在 8~11 范圍內(nèi) 塔板開孔率： %%100 46 ???ouu (二 ) 提餾段 板間距 HT′ =,取板上液層高度 hL′ = 塔徑 D′ = 根據(jù)塔徑和液體的流量，選用弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，塔板采用單溢流和分塊式組裝。 (2) 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 取閥孔動能因數(shù) Fo=10 閥孔氣速 uo=voF? = 3(m /s) 910 ? 每層塔板上的浮閥數(shù) N= 1586 . 6 5 1 . 2 5 44 22???? ??ooSudV 取破沫區(qū)寬度： WS=70mm= (60~75mm 之間 ) 邊緣區(qū)寬度： WC=50mm= (30~50mm 之間 ) 對于單溢流塔板 ，鼓泡區(qū)面積 Aa= ]s i n180[2 1222 RXRXRxo ??? ? 式中： (m ))(2 ??????? ）（ Sd WWDX R= )( mWDC ???? Aa= )(m] i [2 21222 ???? ?o? 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，精餾段取同一橫排的孔心距 t=，估算相鄰兩排孔中心線距離 t? (m ) ????? NtAat 該塔采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜 采用 87 m m，故采用 t? =65 m m。 ③ 出口堰高 hW hL=hW+hOW，即 0 .0 5 6 0 8 ( m )0 1 3 9 ????? OWLW hhh ④ 降液管底隙高度 ho ho=== (m) ⑤ 弓形降液管寬度 Wd 和面積 Af ??DlW 查《化工原理》下冊，圖 312 得 )( 2mAAA fTf ????? 北京理工大學(xué)珠海學(xué)院 2020屆本科生畢業(yè)設(shè)計 22 )( mWDW dd ????? ⑥ 液體在液管中停留 時間 θ θ= (s ) (1) 溢流裝置 ① 堰長 lW 取堰長 lW=,即 lW= =(m) ② 堰上液層高度 hOW hOW = 32)( whlLE，取 E≈ 1 hOW = 392 (m )) (110 )(10 3232 ????whlLE hOW，符合要求。）（ ?CC03 )20 (02 ??????? 。 s L? =∑ ix Li? = + + =(mPa s mPa (2) 安托因公式 ㏑ Pis=AB/(T+C) (Pis:： mmHg， T： K) 查《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》 表 26 安托因公式數(shù)據(jù)表 A B C DME CH3OH H2O DME： ㏑ Pis， DME=（ ） CH3OH：㏑ Pis， CH3OH=（ ） H2O： ㏑ Pis， H2O=（ ） (3) 采用試差法計算 壓力不太高，按完全理想系計算， Ki=㏑ Pis/P 給定 P Y T 設(shè) T Ki=㏑ Pis/P ∑ Kixi 1≤ ε yi 結(jié)束 調(diào)整 T N 圖 22 試差法結(jié)構(gòu)圖 北京理工大學(xué)珠海學(xué)院 2020屆本科生畢業(yè)設(shè)計 11 試差過程見表 27 表 27 試差過程 組分 xi Pis /mmHg yi=Kixi Pis /mmHg yi=Kixi Pis /mmHg yi=Kixi DME 104 104 104 CH3OH 103 103 103 H2O 103 103 103 ∑ Kixi 結(jié)果 :在 ,即 ℃ 時 , ∑ Kixi≈ 1,故進(jìn)料溫度為 （二） 塔頂露點(diǎn)溫度計算 操作壓力： P 總 =1520mmHg 給定 P Y T 設(shè) T Ki=㏑ Pis/P ∑ (yi/Ki)1≤ ε xi 結(jié)束 調(diào)整 T N 圖 23 試差法結(jié)構(gòu)圖 試差過程見表 28 表 28 試差過程 組分 xi Pis /mmHg yi=Kixi Pis /mmHg yi=Kixi Pis /mmHg yi=Kixi DME 104 104 CH3OH 102 ∑ yi/Ki 結(jié)果 : 在 ,即 ℃ 時 , ∑ yi/Ki≈ 1,故塔頂溫度為 （三） 塔釜泡點(diǎn)溫度計算 操作壓力： P 總 =1520mmHg 給定 P Y T 設(shè) T Ki=㏑ Pis/P ∑ Kixi ≤ ε yi 結(jié)束 北京理工大學(xué)珠海學(xué)院 2020屆本科生畢業(yè)設(shè)計 12 調(diào)整 T N 圖 24 試差法結(jié)構(gòu)圖 試差過程見表 29 表 29 試差過程 組分 xi Pis /mmHg yi=Kixi Pis /mmHg yi= Kixi Pis /mmHg yi= Kixi DME 104 104 104 CH3OH 103 103 103 H2O 103 103 103 ∑ Kixi 結(jié)果 : 在 ,即 ℃ 時 , ∑ Kixi≈ 1,故