【正文】 θ = Af’ HT/Ls’ = 5s 故降液管設(shè)計合適 40 的校核 泛點率 F’ = 6Vs s LLVFbV L lKC A??? ??? 100% lL=D2Wd=12? = Ab=AT2Af=? = 式中 Ll —— 板上液體流經(jīng)長度， m。浮閥塔 閥 孔直徑取 d=39mm,閥孔按等腰三角形排列，如下圖 : 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. 38 經(jīng)過精確繪圖，得知，當(dāng) t’ =80mm 時，閥孔數(shù) N 實際 =92個 按 N=69 重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)： 孔速 u0’ = VS’ /（π 1/4 d2 N） = F0= uo ’ (ρ V,M’ ) = 閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在 9～ 12范圍內(nèi)。 取安定區(qū)寬度 WS’ = 邊緣區(qū)寬度 WC’= 4m 弓形降液管寬度 Wd’=0. 14m 采用 F1型重閥，孔徑為 39mm。本次設(shè)計中取 22mm。 降液管底隙高度應(yīng)低于出口堰高度 Wh ， (hwho)6mm 才能保證降液管底端有良好的液封 。 323323 ?????????? ?? ∴ h w’ = hl’ how’ == m ③ 降液管的寬度 dW ’ 與降液管的面積 fA ’ ： 由 lW ’ /D= 查圖得 查得 dWD ’=0. 15, fTAA’= ∴ Wd’=0. 15 1=, Af’= = ④ 液體在降液管中停留時間 θ = Af’ HT/Ls’ = 5s 36 故降液管設(shè)計合適 ⑤ 降液管底隙高度 h0’ 降液管底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以 oh 表示。 ① 堰長 lw’ ∵塔徑 D’ = , ∴ 堰長 lw’=0. 7D’=0. 7m ② 出口堰高 hw’=h 1’ how’ ∵ L’ / l W’ = 3600/= l W’ / D= 查流體收縮系數(shù)圖得： E=, mlLEhwsow 01 46 ) 36 0000 21 ()39。工業(yè)中應(yīng)用最廣的降液管是弓形降液管。39。)20( ? ???VVLcu ??=取安全 系數(shù) ，則 u’=0. 7 umax’ =∴ 39。2039。39。20C = 由公式 C= 20C20???????校正得 C= 39。39。39。 （ 3）操作彈性 Vmax=, Vmin= 操作彈性 =Vmax/ Vmin =3 ∴此設(shè)計符合要求。過圓點連接 OP作出操作線 . 由塔板負(fù)荷性能圖可以看出： （ 1）在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點 P（設(shè)計點），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。因此，可將上式簡化成 與 的如下關(guān)系式： 其中 ： ?????????????????????????????? 3232025)3600()1()()1()(wwwTVlEdhlchHbnLβρρ??? ?? .50取? 帶入數(shù)據(jù)： ???????????dcba 由 222 3aV s b cLs dL s? ? ? 得 3222 3 0 0 9 3 4 51 5 1 9 2 9 2 sss LLV ????? 32 LS vs ⑥操作負(fù)荷線 由以上各線的方程式，可畫出圖塔的操作性能負(fù)荷圖。 聯(lián)立以下三式： 由上式確定液泛線。 ④霧沫夾帶線 6Vs s LLVFbV L lKC A????? 根據(jù)經(jīng)驗值，因該塔徑 控制其泛 點率為 80% 代入上式 ∵ lL=D2Wd=12? = Ab=AT2Af=? = 30 K物性系數(shù)查表得 K=1, CF泛點負(fù)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(yīng)的值列于下表中。 29 設(shè) how,小 = LW= 推出 LS= m3/s ②液相上限線 當(dāng)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(fù)荷上限線為與氣體流量 無關(guān)的豎直線。 e. 漏液驗算 55m i n,000???? ?VuFF?因數(shù)對于浮閥塔，閥孔動能 smuV/ 55m i n,0 ??? ? smnduV s /5 3 1 3 8 9 3220m i n,0m i n, ????????? ?? m3/sVs= m3/s,可 見不會產(chǎn)生過量漏液。 Ab—— 板上液流面積， m2 ； CF—— 泛點負(fù)荷系數(shù)， 由圖查得泛點負(fù)荷系數(shù) 取 K—— 特性系數(shù)， 查下表， 取 . 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(yán)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） 28 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(yīng)控制泛點率不超過 80%。由實際經(jīng)驗可知，液體在降液管內(nèi)停留的時間不應(yīng)小于 3— 5s。 b. 液泛的校核 為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管內(nèi)泡沫層高度。 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(xué)的驗算 氣體通過浮閥塔板的壓力降 (單板壓降 ) 1pch h h h?? ? ? ① 干板阻力 : 浮閥由部分全開轉(zhuǎn)為全部全開時的臨界速度為 U0,c U0,c=（ ,M） （ 1/） =∴ 2Vc Luh g???? = （ 2 ） = ② 液層阻力 充氣系數(shù) ?? =,有 : h1’ = ?? h1=0. 06= 26 ③ 液體表面張力所造成阻力 , 此項可以忽略不計。浮閥塔篩孔直徑取 d=39mm,閥孔按等腰三角形排列。 取安定區(qū)寬度 sW =， 邊緣區(qū)寬度取 cW = 弓形降液管寬度 Wd= 采用 F1型重閥，孔徑為 39mm。本次設(shè)計中取 22mm。 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 owh 由下式計算 則 how=, 又 ∵ h1 = ∴ h w = h1 how=== ③降液 管的寬度 dW 與降液管的面積 fA ∵ lW / D= ,查得 dWD =, fTAA = ∴ Wd= 1=, Af= = ④降液管底隙高度 23 降液管底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以 oh 表示。工業(yè)中應(yīng)用最廣的降液管是弓形降液管。m / s 。s 3）塔的汽、液相負(fù)荷 L=RD= 70= kmol/h V=(R+1)D=(+1) 70= kmol/h L’ =L+F= +250 =V’ =V=VS=VMVM/(3600ρ VM)=( )/(3600 )= 20 LS=LMLM/(3600ρ LM) =( )/(3600 )=VS’ =V’ MVM’ /(3600ρ VM’ ) =( )/(3600 )=LS’ =L’ MLM’ /(3600ρ LM’ ) =( )/(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/s VS= m3/s 2)塔徑 塔板 的計算 欲求塔徑應(yīng)先求出 u，而 u＝安全系數(shù) umax m a x Lm V mVmuC??? ?? 精 精精 精 式中： 3L3Vkg / m 。s ∴ μ L,W= +() =s 2）提餾段 塔底 : Xw= ℃ 時 ,μ 水 =s ∴ μ L,F=0 +(1 ) 03486=s ℃ 時 ,μ 水 =s , μ 甲醇 =s 水 mPa 操作線上的點 平衡線上的點 （ X6=,Y7=） （ X7=,Y7=） （ X7=,Y8=） （ X8=,Y8=） （ X8=,Y9=） （ X9=,Y9=） （ X9=,Y10=） （ X10=,Y10=） （ X10=,Y11=） （ X11=,Y11=） 13 （ X11=,Y12=） （ X12=,Y12=） 由于到 X13首 次出現(xiàn) Xi X w ， 故總理論板數(shù)不足 12 塊 ∴ 總的理論板數(shù) NT=11+（ X11Xw） /（ X11X12） =( 包括再沸器 ) 實際板數(shù)的確定 實際塔板數(shù) Np=NT/ ET 1） 總板效率 ET的計算 根據(jù)汽液平衡表 ,塔釜溫度 tw ∵ ()/()=()/() ∴ tw=℃ 塔底溫度 (10099)/()=( tD)/() tD = 進(jìn)料溫度 （ ） /()=()/( tf ) tf=℃ 平均溫度 =(tD+tw)/2=(+)/2=℃ 又 由奧克梅爾公式： ET=(αμ L) 其中 α= 4,μ L= ?? = 3)逐板計算法 求理論板層數(shù) 精餾段理論板數(shù)： 12 平衡線方程為： y= αx1+(α 1)x =(1+) 精餾段操作方程： y= RR+1 x + XD R+1 =+ 由上而下逐板計算，自 X0= 開始到 Xi首次超過 Xq = 操作線上的點 平衡線上的點 （ X0=,Y1=） (X1=, Y1=) （ X1=,Y2=） （ X2=,Y2=） （ X2=,Y3=） （ X3=,Y1=） （ X3=,Y4=） （ X4=,Y4=） （ X4=,Y5=） （ X5=,Y5=） （ X5=,Y6=） （ X6=,Y6=） 因為 X6 時首次出現(xiàn) Xi Xq 故第 6塊理論版為加料版，精餾段共有 5 塊理論板。39。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。 二 . 精餾的 工藝流程圖 的確定 甲醇 — 水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點后，用泵送入精餾塔。采用重力回流可節(jié)省一臺回流泵，節(jié)省設(shè)備費用，但用泵強制回流，便于控制 回流比。但直接蒸汽加熱，只適用于釜中殘液是水或與水不互溶而易于分離的物料，所以通常情況下，多采用間接蒸汽加熱。 即： R= Rmin 塔釜加熱方式： 塔釜可采用間接蒸汽加熱或直接蒸汽加熱。但是 隨著回流比的增加，塔釜加熱劑的消耗量和塔頂冷凝劑的消耗量液隨之增加，操作費用增加，所以操作費用和設(shè)備費用總和最小時所對應(yīng)的回流比為最佳回流比。綜合考慮各方面因素，決定采用泡點進(jìn)料，即 q=1 。這樣，塔內(nèi)精餾段和提留段上升的氣