【正文】 臨界孔速 ) 73()73( usmu soc ???? ? 因閥孔氣速 u0大于其臨界閥孔氣速 uoc，故應(yīng)在浮閥全開(kāi)狀態(tài)計(jì)算干板阻力。039。00 ???? uuk ~ 39。39。39。00 ?? uuk 對(duì)于浮閥塔，一般取 F0=5 時(shí)，對(duì)應(yīng)的閥孔氣速為其漏液點(diǎn)氣速 uo39。的 ~2 倍，它們之比稱為穩(wěn)定系數(shù)，以 k 表示。 塔板開(kāi)孔率 1 1 8 ??? TAA? 精餾段 : 取與提餾段相同的參數(shù) smFu S / 3 ??? ? 流體力學(xué)校核 嚴(yán)重漏液校核 當(dāng)氣速逐漸減小至某值時(shí)，塔板將發(fā)生明顯的漏夜現(xiàn)象，開(kāi)始發(fā)生嚴(yán)重漏夜時(shí)的閥孔氣速稱為漏液點(diǎn)氣速 u039。 取安定區(qū)寬度 Ws=Ws`= 邊緣區(qū)的寬度 cW = 有效傳質(zhì)區(qū)面積 Aa 由下式求得。039。所以這里我們選擇效果較好的凹型受液盤(pán)。00 3600 ulLulLhwhwh ?? 降液管底隙流速 smhl Lu bw h / 6 2 2 ????? 精餾段： mmh 6 00 2 2 0 ????? 提餾段： mmh 6 00 0 ????? 受液盤(pán) 受液盤(pán)有平型及凹型兩種，對(duì)易聚合的物料用平型受液盤(pán)。 降液管底隙高度 39。 39。 由于 ? 查弓形降液管參數(shù)圖 131 得： fTAA = dWD = 所以弓形降液管截面積 fA == = 2m 弓形降液管寬度 dW == 計(jì)算液體在降液管中停留的時(shí)間一檢驗(yàn)降液管面積，即 精餾段： ]s5[3 6 0 02 2 0 7 0 ????? h TfLHA? ，符合要求。綜上，所設(shè)計(jì)塔徑為1m的塔，選擇弓形降液管。== 圖 143 弓形降液管寬度與面積 hmLh /22 3? 降液管 圓形降液管通常在液體負(fù)荷低或者塔徑小時(shí)使用，不宜用于大液量及易起泡的物料。= hw39。 其中 E近似取 1，液相體積流量 堰高 wh 堰高與板上液層高度及堰上液層高度的關(guān)系： hw=hLhow == 提餾段： how39。 表 145 選擇液流形式參考表 塔徑 流體流量 m3/h Mm U 形流型 單流型 雙流型 階梯流型 600 5 以下 5～ 25 900 7 以下 7～ 50 1000 7 以下 45 以下 1200 9 以下 9～ 70 1400 9 以下 70 以下 1500 10 以下 70 以下 2020 11 以下 90 以下 90～ 160 3000 11 以下 110 以下 110～ 200 200～ 300 4000 11 以下 110 以下 110～ 230 230～ 350 5000 11 以下 110 以下 110～ 250 250～ 400 圖 142液體在塔板上 的流動(dòng)形式圖例 本設(shè)計(jì)采用單溢流， F1 型重閥，弓形降液管平行受液及平溢流堰，設(shè)進(jìn)口堰。其中精餾段有 26 塊，提餾段有 22 塊。各段高度之和為 33m。 由上表查得排出釜液流量為 ，則釜液高度為 H2= mDLh )()()/(34 22 ????? 各段板間距 HT=，將進(jìn)料所在板的板間距增至 700mm，人孔所在板的板間距 HT 增至 800mm。該空間高度含釜液所占高度及釜液上方的汽液分 離高度兩部分。塔頂空間高度要滿足安裝塔板和開(kāi)人孔的需要，也使氣體中的液滴自由沉降，減少塔頂出口氣體中液滴夾帶，塔頂空間高度一般取 H 1=~，設(shè)計(jì)中選 H1=。 根據(jù) Aspen Plus 模擬的結(jié)果可得到以下數(shù)據(jù) 表 144 各塔板參數(shù)表 Stage Temperature liquid from Temperature vapor to Mass flow liquid from Mass flow vapor to Volume flow liquid from Volume flow vapor to Surface tension liquid from C C Kg/hr kg/hr cum/hr cum/hr N/m 1 8 957 089 89 816 7742 7956 2 57 407 999 45 9415 0619 9464 3 07 43 506 53 2731 8093 757 4 3 011 378 26 23 1958 8524 5 11 732 073 21 6828 8868 4924 6 32 196 921 69 8468 3538 7637 7 96 771 258 05 7763 0924 7797 8 71 163 473 2 1627 6441 6618 9 63 553 721 69 1084 6915 5314 10 53 794 168 15 3399 1407 4997 11 94 386 378 25 5716 1965 6561 12 86 342 151 98 9198 4153 0557 13 42 94 84 86 2174 6817 7128 14 4 714 761 06 1567 1099 6037 15 14 526 118 62 1714 8559 6831 16 26 577 926 68 1295 8845 9123 17 77 027 251 91 0475 7481 2932 18 27 566 016 55 3202 4871 8962 19 66 021 723 65 033 5845 8629 20 21 651 43 77 6621 2375 3602 21 51 247 469 26 796 872 4561 22 47 802 66 31 0183 8312 8923 23 02 482 905 92 8764 0515 8264 24 82 232 131 3 3099 8437 788 25 32 643 937 37 2169 0494 1118 26 43 76 93 17 4465 7623 627 27 6 815 562 29 7992 5944 9214 28 87 64 38 69 9454 855 7126 29 4 995 17 97 2986 2382 8148 30 95 887 534 84 0955 905 3535 31 87 936 845 92 3444 5966 5591 32 36 107 931 48 2891 5502 3296 33 07 927 821 83 9795 3299 1553 34 27 865 634 56 676 2796 385 35 65 182 099 11 2708 0163 6847 36 82 218 958 7 6809 9119 9524 37 18 879 902 14 8688 8995 6026 38 79 768 406 2 4939 3514 746 39 68 231 863 77 7314 2328 7334 40 31 681 349 63 427 0767 6683 41 81 459 51 25 6721 3983 5839 42 59 871 637 51 5248 7158 4922 43 71 604 94 55 2868 907 3976 44 04 389 649 63 635 7416 3019 45 89 339 152 67 6228 5331 2058 46 39 908 166 81 8648 4088 1097 47 08 28 761 75 2041 42 0137 48 8 531 557 71 5768 5868 9177 49 31 694 401 15 9567 9175 8219 50 94 694 786 15 3624 9175 7262 操作條件： 序號(hào) 項(xiàng)目 精餾段 提餾段 1 液相體積流量 Lh（ m3/h） 2 氣相體積流量 Vs（ m3/h） 3 液相密度ρ L（ kg/m3） 4 氣相密度ρ S（ kg/m3） 5 表面張力 (N/m) 塔的計(jì)算 塔徑的計(jì)算由 ASPEN PLUS 模擬得到 D=，圓整得 D=。 回流比為： ，塔板數(shù)為 48 塊（不包括塔釜再沸器）。 甲醇初餾塔的工藝參數(shù) Aspen Plus 模擬氣液負(fù)荷的計(jì)算 先用 Aspen Plus 進(jìn)行簡(jiǎn)捷模擬得到塔的基本參數(shù)，用 plot 圖確定塔板數(shù)。 分離要求較低 的場(chǎng)合。 舌形塔 結(jié)構(gòu) 簡(jiǎn)單 生產(chǎn)能力大；塔板壓 降??；傳質(zhì)效率高。 費(fèi)用高；板間距大；壓力降比較大。 適于分離要求高，負(fù)荷變化大的場(chǎng)合。 浮閥塔 結(jié)構(gòu) 簡(jiǎn)單 處理能力大，大于泡罩塔略小于篩板塔；在較寬的負(fù)荷范圍內(nèi)塔板效率基本不變；霧沫夾帶少。 操作范圍窄不適用易堵塞物料；易發(fā)生液體泄漏。并對(duì)常用塔板進(jìn)行比較，如表 132所示