【正文】 精餾段氣液負荷計算由公式：V=（R+1）D=h1? 13??Lh=3600= 1??hkol=39。360VmSM??3?S由 W=?39。39。h1h39。 塔和塔板的主要工藝尺寸的計算 塔徑 D由不同塔徑的板間距參考表 31：塔徑 DT/m — — — — — 板間距 200—300 250—350 300—450 350—600 400—600 18HT/mm初選所設計的精餾塔為中型塔，采用單流型塔板，因精餾段氣相流量較大，故采用分段設計，以適應兩相體積流量的變化。液氣流動參數(shù)精餾段： = = =)()VMLS?? ???????提餾段： = = =)()VLS? 查教材圖 1042（P179） ，可得到表面張力為 20mN/m 時的負荷因子：精餾段C20,1=,提餾段 C20,2=.精餾段校正物系表面張力為 ,提餾段校正物系表面張力為 。n?則提餾段: = =39。??π則提餾段塔徑： m2039。?π按標準塔徑圓整精餾段塔徑為 D1=,提餾段塔徑 D2=。取 Lw=: 19精餾段實際堰長：l W1===提餾段實際堰長：l W2===由此初選塔徑可以計算出：精餾段實際塔板總面積： 22211 ???提餾段實際塔板總面積：2222...13T實際溢流管面積????2wdf l Darcsin()l(w)A4精餾段實際溢流管面積:A f1=提餾段實際溢流管面積:A f2=精餾段實際氣體流通面積：A n1=AT1Af1==提餾段實際氣體流通面積：A n2=AT2Af2==精餾段實際氣速：u n1=VS1247。An2=精餾段實際液泛百分率： ?提餾段實際液泛百分率： 液流形式、降液管及溢流裝置等尺寸的確定因塔徑和流量適中，選取單溢流、垂直弓形降液管、普通平底受液盤及平頂溢流堰、不設進口堰。Aa= )sin(2122RXRX????(其中 X=D/2(W d+Ws) R=D/2Wc )則精餾段：X 1= =1247。(21sDR1= =1247。2(+)=。= 2c?代入上式得：精餾段開孔區(qū)有效面積：Aa1= =?? ?????? ?? ?提餾段開孔區(qū)有效面積：Aa2= =..?? ?? ?? ? 21 篩孔數(shù) n 及 開孔率 φ精餾段和提餾段均取篩孔的孔徑 do=6mm。提餾段：孔徑 do與孔間距 t 之比：t 2/do=3；在有效傳質(zhì)區(qū)內(nèi)，篩孔呈正三角形排列。32=)(???提餾段： =247。1o則提餾段： ==39。.?則提餾段：n 2= ==2597 個o2A39。Ao1=提餾段：u o2=VS2247。設釜液在釜內(nèi)停留時間為 12min，由上面設計可知：釜液流量為：W G=、密度 ρ=、取釜徑為 則釜液的高度為： 125???GWhmD?裙座取 ,因各段板間距不大于 600mm，全塔共設 6 入孔，取入孔直徑為 600mm。 篩板塔的流體力學校核 板壓降的校核精餾段和提餾段均取塔板厚度 =4mm，則 4/do=4247。?（以液柱高度表示）由孔徑與板厚之比 /do =1 和開孔率（以 AT2Af為基準）φ：精餾段：φ 1= =??提餾段：φ 2= =?查教材下冊圖 1045（P182）得干板孔流系數(shù) Co精餾段：C o1=提餾段：C o2=則各段的干板壓降分別：h d= )(??精餾段：h d1= =()()cρρ? 23提餾段：h d2= =()()cρρ?2. 氣流穿過板上液層壓降（以液柱高度表示）h L由 和 lW/D= 查教材下冊圖 1048（P184）得液流收縮系數(shù)分別為：）（ lL精餾段：E 1=提餾段：E 2=則各段堰上液高 hOW分別為：精餾段: = ()l????提餾段: =.()l??按面積（A T2Af）計算氣體速度: u a=Vs/(AT2Af) 則精餾段：u a1= =????則提餾段: u a2= =則相應的動能因子 Fa值：F a=ua v?精餾段:F a1= 提餾段:F a2=查教材下冊圖 1046（P182）得液層沖氣系數(shù):β則精餾段：β1=則提餾段：β2=由公式：h L=β(h W+hoEw)即可求出各段液層阻力：精餾段：h L1=β 1(hW1+hoW1w)=(+)=提餾段：h L2=β 2(hW2+hoW2w)=(+)=則各段板壓降 hf分別為：精餾段：h f1=hd1+hL1=提餾段：h f2=hd2+hL2= 液沫夾帶量 eV 的 校核由精餾段液氣流動參數(shù) = 和液泛百分率 查教材下冊圖 ?47（P183）得: 1 =? 24由提餾段液氣流動參數(shù) = 和液泛百分率 ：查教材下冊圖 ?47（P183）得: 2=?根據(jù)如下公式計算液沫夾帶量 eV 值：e V= 則有：VSL????1精餾段：e V1= 液/kg 氣 液/kg 氣提餾段：e V2= 液/kg 氣 液/kg 氣由上可知：e V均小于 液/kg 氣,所以在設計負荷下不會發(fā)生過量液沫夾帶現(xiàn)象。)(WTdh???由降液管內(nèi)的清夜高度：H d=hW+hoW+Δ+ +hf ………………………………（1）?h對于精餾段式中：h W1=。Δ 1=0。hoW1=。hf2=其中降液管阻力： =)(OWShL?則精餾段： 1= =?f 21()?則提餾段： 2= =()h?從而精餾段：H d1=hW1+hoW1+Δ 1+ 1+hf1=從而精餾段：H d2=hW2+hoW2+Δ 2+ 2+hf2=相對泡沫密度 Ф 各段均取 Ф= 則各段泡沫層高度 Hfd：精餾段：H fd1=HT1+hW1=+=提餾段：H fd2=HT2+hW2=+=各段 Ф（H T1+hW1）==提餾段：Ф)(WTdhH??? 25 液體在降液管內(nèi)停留時間的校核管內(nèi)停留時間 τ：τ= 則有：SdfLHA?精餾段：τ 1= =(5s 符合要求)fd1s?提餾段：τ 2= =(5s 符合要求)fd2sAHL?因此不會產(chǎn)生嚴重氣泡夾帶。 26則精餾段篩板的穩(wěn)定性系數(shù)： =?則提餾段篩板的穩(wěn)定性系數(shù)： =以上各段均符合設計要求。167。 液相負荷上限線液體在降液管中停留時間：精餾段取為 5 秒；提餾段取 5 秒。 27 漏液線（氣相負荷下限線）把漏液線看作直線，可由兩點大致確定其位置。uoW1=提餾段：u oW2=其相應的最小氣體流量為：V h2=Ao2uoW1=提餾段：u oW2=其相應的最小氣體流量為：V h2=Ao2表 341 漏液線計算結(jié)果表設計區(qū) 精餾段 提餾段序號 1 2 1 2Lh（m 3/h） 10 20Vh（m 3/h） 過量液沫夾帶線（氣相負荷上限線） 6v ????3a2Tu（σH又因為式中 saTfVA23s3f (h)[()]l?????????近似取 E=1精餾段：hw=,lw=故223s33f [()].???????? 28sa1 .???提餾段：hw=,lw=同理可得：223s33f s60Lh2.[()].???????sa2 .???取液沫夾帶極限值 ev 為 液/kg 氣精餾段:σ= 103N/m,HT=,并將 ua,hf 代入6 s2ss3h .( )..L45678???????精餾段:σ=10 3N/m,HT=,并將 ua,hf 代入6 s2s s3h .( )..??????Lh 0 1 15 20精餾Vh Lh 0 10 20 30提餾Vh 溢流液泛線當降液管內(nèi)當量清液高度 時，將發(fā)生溢流液泛。這樣，可求出液泛時的干板壓降及相應的氣體流量。（H T1+hW1）=（+）=提餾段：H d2=Ф =39。 =39。hoW1=。 hL1=。hσ1 =。hoW2=。 hL2=。hσ2 =。 =39。 =11198m3/h239。 塔氣液負荷性能圖圖 和圖 為所設計得篩板的負荷性能圖,圖中斜線為液氣比一定的操作線。精 餾 段 負 荷 性 能 圖010002022300040005000600070000 5 10 15 20LhVh過 量 液 沫 夾帶漏 液 線溢 流 液 泛 線液 相 下 限液 相 上 限操 作 線圖 31提 餾 段 負 荷 性 能 圖0202240006000800010000120220 5 10 15 20 25 30LhVh過 量 液 沫夾 帶漏 液 線液 相 下 限液 相 上 限溢 流 液 泛線操 作 線圖 熱量衡算：(一) 進入系統(tǒng)的熱量 QBQB=GBK ） 、C P，B =（kmolK）且：F G=FMF= kg /kmol= /h 得：故：Q F=90=105kJ/h3. 回流帶入的熱量 QRQR＝ RCP,RK） 、C P，B =（kmolMD==則：C P,R= /（kgtD+rD)式中：t D=℃?！妫?（由上面計算結(jié)果可知）得：r A=、r B=rD= rArB=+()=由上面結(jié)果知 DG=則：Q V=（+1）=10 6kJ/hQW=WGtW 32式中：t W=℃ CP，W =（kgMW==則：Q W=105kJ/h QL可取 QL=%QB(三) 熱量衡算式：QB+QF+QR=QV+QW+QL即：Q B =QV+QW+QL–QF–QR（1–% ）Q B =6433770解得：Q B=106KJ/h由 tW=℃查得：r W=則：G B=QB247。 塔頂冷凝器設計計算 確定設計方案1) 選擇換熱器的類型 ：兩流體溫度變化情況：熱流體為飽和乙醇—水蒸汽溫度為：℃；冷流體進口溫度為 20℃，出口溫度為 40℃，該冷卻水用冷卻水冷卻，冬季操作時，其進口溫度降低，考慮到這一因素，估計該換熱器的管壁溫和殼體壁溫之差較大，因此初步確定選用浮頭式換熱器。 確定物性數(shù)據(jù)對于一般氣體和水等低黏度流體，其定性溫度可取流體進出口溫度的平均值。2=30℃；設管外壁溫度為 則：乙醇和水蒸氣的定性溫度：（+）/2=75℃表 411 兩流體在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)表：流體物性定性溫度tm℃密度ρKg/m3黏度μmPaK導熱系數(shù) λ W/mK,則A=.???Qmtm 換熱器工藝結(jié)構(gòu)尺寸選用管徑 25 較高級冷拔傳熱管（碳鋼） ，取管內(nèi)流速 ui=。.???（ 根 ）按單程管計算，所需的傳熱管長為：LL= ?soAmd?按國際標準(GB151)推薦的傳熱管長度，現(xiàn)取為 5m。對于單管程換熱器，殼體內(nèi)徑 D 由下式確定：