1 92160 噸 /年乙醇 水精餾篩板塔設計書 一、概述 化工生產(chǎn)中所處理的原料中間產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，其中大部分是均相混合物。生產(chǎn)中為滿足要求需將混合物分離成較純的物質(zhì)。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑的驅(qū)動下（有時加質(zhì)量劑），使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進行傳 質(zhì)、傳熱的過程。 乙醇 水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，是無色、無毒、無致癌性、污染性和腐蝕性小的液體混合物。因其良好的理化性能，而被廣泛地應用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè)。近些年來，由于燃料價格的上漲，乙醇燃料越來越有取代傳統(tǒng)燃料的趨勢，且已在鄭州、濟南等地的公交、出租車行業(yè)內(nèi)被采用。山東也已推出了推廣燃料乙醇的法規(guī)。 長期以來，乙醇多以蒸餾法生產(chǎn)，但是由于乙醇 水體系有共沸現(xiàn)象，普通的精餾對于得到高純度的乙醇來說產(chǎn)量不好。但是由于常用的多為其水溶液，因此，研究和改進乙醇 水體系的精餾設備 是非常重要的。 塔設備是最常采用的精餾裝置，無論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過程中得到了廣泛的應用，在此我們作板式塔的設計以熟悉單元操作設備的設計流程和應注意的事項是非常必要的。 1. 設計依據(jù) 本設計依據(jù)于教科書的設計實例，對所提出的題目進行分析并做出理論計算。 2 2. 技術來源 目前，精餾塔的設計方法以嚴格計算為主，也有一些簡化的模型，但是嚴格計算法對于連續(xù)精餾塔是最常采用的，我們此次所做的計算也采用嚴格計算法。 3. 設計任務及要求 原料： 原料乙醇含量：質(zhì)量分率 =（ 30+8） %=44% 原料乙醇處理量：質(zhì)量流量 =（ 10+8） =h 原料液溫度： 45 設計要求：塔頂?shù)囊掖己?爾分率 ) 塔底的乙醇含量 爾分率 ) 設計條件： 常壓精餾 塔頂全凝 塔底直接加熱 泡點進料 泡點回流 m i n(1 . 2 2 )板壓降 1 乙醇 水溶液體系的平衡數(shù)據(jù) 液相中乙醇的含量 (摩爾分數(shù) ) 汽相中乙醇的含量 (摩爾分數(shù) ) 液相中乙醇的含量 (摩爾分數(shù) ) 汽相中乙醇的含量 (摩爾分數(shù) ) 3 二：計算過程 1. 塔型選擇 根據(jù)生產(chǎn)任務，若按年工作日 300 天，每天開動設備 24 小時計算，產(chǎn)品流量為 12800 /kg h ，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價，降低生產(chǎn)過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用浮閥塔。 它的主要優(yōu)點是：結構簡單，易于加工，造價為泡罩塔的 60 左右，為浮閥塔的 80%左右； 在相同 條件下，生產(chǎn)能力比泡罩塔大 20% 40%； 塔板效率較高，比泡罩塔高 15%左右； 氣體壓力降較小，每板降比泡罩塔約低 30%左右 。缺點是：小孔篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液；操作彈性較?。s 2 3） 。 2. 操作條件的確定 作壓力 由于乙醇 水體系對溫度的依賴性不強，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費用，操作壓力選為常壓 其中塔頂壓力為 51 3 2 5 1 0 塔底壓力 5 1 . 0 1 3 2 5 1 0 7 0 0 N P a 料狀態(tài) 雖然進料方式有多種，但是飽和液體進料時進料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進料時精餾段和提餾段的塔徑相同，無論是設計計算還是實際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設計中采取飽和液體進料 熱方式 精餾塔的設計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應；由于乙醇 水體系中，乙醇是輕組分，水由塔底排出，且水的比熱較大，故可采用直接水蒸氣加熱，這時只需在塔底安裝一個鼓泡管，于是可省去一個再沸器，并且可以利用壓力較底的蒸汽進行 加熱，無論是設備費用還是操作費用都可以降低。 4 能利用 精餾過程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此熱效率較低，通常進入再沸器的能量只有 5%左右可以被有效利用。雖然塔頂蒸汽冷凝可以放出大量熱量，但是由于其位能較低，不可能直接用作為塔底的熱源。為此，我們擬采用塔釜殘液對原料液進行加熱。 3 有關的工藝計算 由于精餾過程的計算均以摩爾分數(shù)為準，需先把設計要求中的質(zhì)量分數(shù)轉化為摩爾分數(shù)。 乙醇的摩爾質(zhì)量 4 6 k g / k m o 1 8 k g / k m o 323 2 2 / 4 6 0 . 2 3 5 24 4 / 4 6 5 6 / 1 8C H C H O C H O H H 0 . 8 0 , 0 . 0 5原料液的平均摩爾質(zhì)量： 3 2 2(1 ) 0 . 2 3 5 2 4 6 0 . 7 6 4 8 1 8 2 4 . 5 8 5 6 /f f C H C H O H f H OM x M x M k g k m o l 同理可求得： 4 0 . 4 / , 1 9 . 4 /k g k m o l M k g k m o l45 下，原料液中2 3 2339 7 1 . 1 / , 7 3 5 /H O C H C H O Hk g m k g m由此可查得原料液，塔頂和塔底混合物的沸點，以上計算結果見表 2。 表 2 原料液、餾出液與釜殘液的流量與溫度 名稱 原料液 餾出液 釜殘液 爾分數(shù) ) 爾質(zhì)量 /kg 點溫度 t / 小回流比 及操作回流比的確定 由于是泡點進料，F(xiàn) 0 5 2，過點 ( 0 5 2 , 0 5 2 )e 做直線 交平衡線于點 d ，由點 d 可讀得 ，因此： 5 Dm i 8 0 - 0 . 5 4 3 20 . 8 3 3 80 . 5 4 3 2 0 . 2 3 5 2 又過點 (a 作 平 衡 線 的 切 線 ， 切 點 為 g ，讀得其坐標為 0 . 6 0 , 0 . 6 9，因此： m i n ( 2 ) 0 . 8 0 0 . 6 9 1 . 2 2 0 . 6 9 0 . 6 0 所以，m i n m i n ( 2 ) 1 . 2 2可取操作回流比m i 5 ( / 1 . 2 3 )R R R頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜殘液量及加熱蒸汽量的計算 進料量為： 31 2 . 8 1 0 5 2 0 . 6 /2 4 . 5 8 5 6F k m o l h由全塔的物料衡算方程可寫出： 0V F D W 0 0y(蒸汽 ) 1 1 0 . 2 /D k m o l h 00 f D WV y F x D x W x 6 8 6 /W km ol h W L L q F R D q F 1q (泡點 ) 0 2 7 5 . 6 /V k m o l h 凝器冷凝介質(zhì)的消耗量 塔頂全凝器的熱負荷： ( 1 ) ( )C V D L D I I 可以查得 1 2 6 6 / , 2 5 3 . 9 /V D L DI k J k g I k J k g，所以 7(1 . 5 1 ) 1 1 0 . 2 4 0 . 4 (1 2 6 6 2 5 3 . 9 ) 1 . 1 2 6 5 1 0 /CQ k J h 取水為冷凝介質(zhì)，其進出冷凝器的溫度分別為 25 和 35 則 平均溫度下的比熱 4 . 1 7 4 /k J k g C，于是冷凝水用量可求 ： 7211 . 1 2 6 5 1 0 2 6 9 8 8 2 /( ) 4 . 1 7 4 ( 3 5 2 5 )CC k g hc t t 6 能利用 以釜殘液對預熱原料液，則將原料加熱至泡點所需的熱量1()f f p f f c t t其中 8 2 . 4 4 5 6 3 . 72 在進出預熱器的平均溫度以及 的情況下可以查得比熱4 . 2 7 5 /k J k g C，所以， 361 2 . 8 1 0 4 . 2 7 5 ( 8 2 . 4 4 5 ) 2 . 0 4 7 1 0 /fQ k J h 釜殘液放出的熱量12()w w p w w c t t若將釜殘液溫度降至2 50那么平均溫度 9 1 . 5 5 0 7 0 . 7 52 其比熱為 4 . 1 9 1 /k J k g C，因此， 66 8 6 1 9 . 4 4 . 1 9 1 ( 9 1 . 5 5 0 ) 2 . 3 1 5 1 0 /wQ k J h 可知，于是理論上可以用釜殘液加熱原料液至泡點 論塔板層數(shù)的確定 精餾段操作線方程： 1 0 . 6 0 . 3 211 Dn n x 提餾段操作線方程： 1 00 2 . 5 0 . 1 2 5n m w x x q 線方程： 在 7 利用圖解法可以求出 15 塊 (含塔釜 ) 其中，精餾段 ，提餾段 。 塔效率的估算 用奧康奈爾法 ( O 對全塔效率進行估算： 由相平衡方程式1 ( 1)xy x 可得 ( 1)( 1) 根據(jù)乙醇 水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得 ： 1 0 1 塔頂?shù)谝粔K板 ) (加料板 ) (塔釜 ) 因此可以求得： 1 1 . 1 6 1 , 3 . 8 6 7 , 8 . 3 9 7 全塔的相對平均揮發(fā)度： 8 33 1 1 . 1 6 1 3 . 8 6 7 8 . 3 9 7 3 . 3 5 3m f w 全塔的平均溫度： 7 8 . 2 0 8 2 . 4 9 1 . 5 8 4 . 0 333D f t 在溫度 20 . 3 4 0 , 0 . 4 0H O C H C H O a s m P a s 因為L i 所以， 0 . 2 3 5 2 0 . 4 0 (1 0 . 2 3 5 2 ) 0 . 3 4 0 . 3 5 4Lf m P a s 0 . 8 0 0 . 4 0 ( 1 0 . 8 0 ) 0 . 3 4 0 . 3 8 8LD m P a s 0 . 0 5 0 . 4 0 ( 1 0 . 0 5 ) 0 . 3 4 0 . 3 4 3LW m P a s 全塔液體的平均粘度： ( ) / 3 ( 0 . 3 5 4 0 . 3 8 8 0 . 3 4 3 ) / 3 0 . 3 6 1 7L m L f L D L W m P a s 全塔效率0 . 2 4 5 0 . 2 4 510 . 4 9 ( ) 0 . 4 9 4 7 %( 3 . 3 5 3 0 . 3 6 1 7 ) 際塔板數(shù) 塊 (含塔釜 ) 其中，精餾段的塔板數(shù)為： 1 3 0 2 9 塊 4 精餾塔主題尺寸的計算 餾段與提餾段的體積流量 餾段 整理精餾段的已知數(shù)據(jù)列于表 3(見下頁 )， 由表中數(shù)據(jù)可知： 液相平均摩爾質(zhì)量： 1 2 4 . 5 8 5 6 3 9 . 7 3 2 . 1 /22k g k m o l 液相平均溫度： 8 2 . 4 7 8 . 2 8 0 . 322 表 3 精餾段的已知數(shù)據(jù) 9 位置 進料板 塔頂 (第一塊板 ) 質(zhì)量分數(shù) 1 0 1 摩爾分數(shù) 1 0 1 摩爾質(zhì)量 / /kg 2 4 5 6 3 3 9 6 溫度 / 平均溫度下查得2 3 2339 7 1 . 1 / , 7 3 5 /H O C H C H O Hk g m k g m液相平均密度為： 3 2 211 L m L mL m C H C H O H H 其中，平均質(zhì)量分數(shù) 0 . 4 4 0 . 8 9 8 0 . 6 6 92所以， 37 9 9 /Lm kg m 精餾段的液相負荷 1 . 5 1 1 0 . 2 1 6 5 . 3 /L R D k m o l h 31 6 5 . 3 3 2 . 16 . 6 4 /799m h 同理可計算出精餾段的汽相負荷。精餾段的負荷列于表 4。 表 4 精餾段的汽液相負荷 名稱 液相 汽相 平均摩爾質(zhì)量 / /kg 均密度 / 3/kg m 799 積流量 / 3/6 . 6 4 ( 0 . 0 0 1 8 4 4 / )7 9 8 9 . 3 ( 2 . 2 1 9 / ) 提餾段 整理提餾段的已知數(shù)據(jù)列于表 5，采用與精餾段相同的計算方法可以得到提 10 餾段的負荷，結果列于表 6。 表 5 提餾段的已知數(shù)據(jù) 位置 塔釜 進料板 質(zhì)量分數(shù) 摩爾分數(shù) 摩爾質(zhì)量 / /kg 2 4 5 6 3 3 9 6 溫度 / 6 提餾段的汽液相負荷 名稱 液相 汽相 平均摩爾質(zhì)量 / /kg 均密度 / 3/kg m 889 積流量 / 3/1 6 . 9 7 ( 0 . 0 0 4 7 1 4 / )8 1 4 2 . 7 ( 2 . 2 6 2 / )徑的計算 由于精餾段和提餾段的上升蒸汽量相差不大，為便于制造，我們?nèi)啥蔚乃较嗟?。有以上的計算結果可以知道： 汽塔的平均蒸汽流量： 3() 2 . 2 1 9 2 . 2 6 2 2 . 2 4 0 5 /22S J S VV m s 汽塔的平均液相流量： 3() 6 . 6 4 1 6 . 9 7 0 . 0 0 3 2 8 /2 2 3 6 0 0S J S L m s 汽塔的汽相平均密度： 11 31 . 2 6 9 1 . 0 1 1 31 . 1 4 /22V J V TV k g m 汽塔的液相平均密度： 37 9 9 8 8 98 4 4 /22L J L TL k g m 塔徑可以由下面的公式給出： 4 由于適宜的空塔氣速m a x( 0 . 6 0 . 8 )因此，需先計算出最大允許氣速 m a x 取塔板間距 板上液層高度1 6 0 0 . 0 6h m m m，那么分離空間： 1 0 . 4 0 . 0 6 0 . 3 4TH h m 功能參數(shù)： 0 . 0 0 3 2 8 8 4 4( ) 0 . 0 3 9 82 . 2 4 0 5 1 . 1 4S 從史密斯關聯(lián)圖查得：20 ，由于 0 )20，需先求 平均表面張力：全塔平均溫度 7 8 . 2 8 2 . 4 9 1 . 5 8433D F T C ，在此溫度下，乙醇的平均摩爾分數(shù)為 0 . 7 7 5 0 . 2 3 5 2 0 . 0 5 0 . 3 5 3 43 ，所以，液體的臨界溫度： 0 . 3 5 3 4 ( 2 7 3 2 4 3 ) ( 1 0 . 3 5 3 4 ) ( 2 7 3 3 4 2 . 2 ) 5 8 0c i i cT x T K 設計要求條件下乙醇 水溶液的表面張力 21 2 6 /m 平均塔溫下乙醇 水溶液的表面張力可以由下面的式子計算： 1 . 22211() ， 1 . 225 8 0 ( 2 7 3 8 6 . 5 ) 2 6 1 9 . 4 6 /5 8 0 ( 2 7 3 2 5 ) d y n c m 所 以： 0 . 21 9 . 4 60 . 0 7 4 ( ) 0 . 0 7 2 620C m a 4 1 . 1 40 . 0 7 2 6 1 . 9 7 4 /1 . 1 4 m s 取安全系數(shù)為 空塔氣速為： 12 0 . 7 1 . 9 7 4 1 . 3 8 2 /u m s 4 2 . 2 4 0 5 1 . 4 41 . 3 8 2根據(jù)塔徑系列尺寸圓整為 1600D 此時，精餾段的上升蒸汽速度為： 224 4 2 . 2 1 9 1 . 1 0 4 /1 . 6u m 提餾段的上升蒸汽速度為： 24 1 . 1 2 5 /u m 高的計算 塔的高度可以由下式計算： 2 ) P F N S H S H H H 已知實際塔板數(shù)為 32N 塊，板間距 于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可取每隔 8 塊板設一個人孔，則人孔的數(shù)目 S 為 4 個，在進料板上側有 1個人孔，精餾段 3 個，提餾段 1 個。 取人孔兩板之間的間距 兩板之間的間距 ，塔底空間 ，進料板空間高度 ，那么，全塔高度： 1 . 2 ( 3 2 2 4 ) 0 . 4 4 0 . 6 0 . 5 2 . 5 1 7 有效高度( 3 2 2 4 ) 0 . 4 4 0 . 6 0 . 5 1 3 . 3 5. 塔板結構尺寸的確定 板尺寸 由于塔徑 D=1600 以采用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。 堰長 取堰長 13 采用平直堰，堰高h h； 液流收縮系數(shù) E 取 E=1 精餾段： 2 23 32 . 8 4 2 . 8 4 6 . 6 41 0 . 0 1 01 0 0 0 1 0 0 0 1 . 0 5 6 提餾段： 2 23 32 . 8 4 2 . 8 4 1 6 . 9 71 0 . 0 1 81 0 0 0 1 0 0 0 1 . 0 5 6 取板上清液層高度 60Lh 所以： 精餾段： 0 . 0 6 0 . 0 1 0 . 0 5w L o wh h h m 提餾段： 0 . 0 6 0 . 0 1 8 0 . 0 4 2w L o wh h h m f 由 查弓形降液管截面尺寸參數(shù)比例圖得： ； ； 則 220 . 0 7 2 2 0 . 0 5 6 0 . 8 0 . 1 4 5 2 m 0 . 1 2 4 0 . 1 2 4 1 . 6 0 . 1 9 8 4 m 驗算 液體在降液管中停留時間，則 精餾段：3 6 0 0 0 . 1 4 5 2 0 . 4 5 3 5 ( 3 5 )6 . 6 4 提餾段：3 6 0 0 0 . 1 4 5 2 0 . 4 4 2 1 3 . 4 ( 3 5 )1 6 . 9 7 故降液管設計合理。 4降液管底隙高度 取降液管底隙流速 0 0 /u m s 精餾段： 00 6 . 6 4 0 . 0 1 2 /3 6 0 0 3 6 0 0 1 . 0 5 6 0 . 1 5h m 0 0 . 0 5 0 . 0 1 2 0 . 0 3 8 0 . 0 0 6wh h m m 提餾段： 00 1 6 . 9 7 0 . 0 3 0 /3 6 0 0 3 6 0 0 1 . 0 5 6 0 . 1 5h m 14 0 0 . 0 4 2 0 . 0 3 0 0 . 0 1 2 0 . 0 0 6wh h m m 故降液管底隙高度設計合理。 選用凹形受液盤，深度 50wh 板布置 因為 1600D ，故塔板采用分塊式。查表得，塔板分為 3塊。 取 0 . 0 6 5 m ， 。 開孔區(qū)面積用 a 12022 s i 式計算 ( ) 0 . 8 ( 0 . 1 9 8 4 0 . 0 6 5 ) 0 . 5 3 6 62 W m 0 . 8 0 . 0 3 5 0 . 7 6 52 m 故 2 2 2 12 2 2 122 s i n 1800 . 5 3 6 62 0 . 5 3 6 6 0 . 7 6 5 0 . 5 3 6 6 0 . 7 6 5 s i n 1 8 0 0 . 7 6 5= 1 . 4 9 5x R x 所處理的物系無腐蝕性，可選用 =3鋼板，取篩孔直 0 6d 。 篩孔按正三角排列，取中心距03 3 6 1 8t d m m 篩孔數(shù)目為221 . 1 5 5 1 . 1 5 5 1 . 4 9 5 53300 . 0 1 8t 開孔率為 0 220 . 0 0 6/ 0 . 9 0 7 ( ) 0 . 9 0 7 ( ) 1 0 . 1 %0 . 0 1 8oa t 精餾段氣體通過篩孔的氣速為 02 . 2 1 9 1 4 . 7 /0 . 1 0 1 1 . 4 9 5u m 提餾段氣體通過篩孔的氣速為 15 02 . 2 6 2 1 4 . 9 8 /0 . 1 0 1 1 . 4 9 5u m 6篩板的流體力學驗算 6. （ 1）干板阻力由式 2000 . 0 5 1 進行計算 由 0 6 23d ， 查干篩孔的流量系 數(shù)得 0 故 21 4 . 8 4 1 . 1 40 . 0 5 1 0 . 0 2 6 30 . 7 6 8 4 4 液柱 （ 2）氣體通過液層阻力1氣體通過液層的阻力由1 計算 精餾段： 2 . 2 1 9 1 . 1 8 9 /2 . 0 1 1 0 . 1 4 5 2m 1 / 2 1 / 20 1 . 1 8 9 1 . 2 6 9 1 . 3 4 0 / ( )u k g s m 查充氣系數(shù)關聯(lián)圖得 故 0 . 5 9 0 . 6 0 . 0 3 7h m 提餾段： 2 . 2 6 2 1 . 2 1 2 /2 . 0 1 1 0 . 1 4 5 2m 1 / 2 1 / 20 1 . 2 1 2 1 . 0 1 1 3 1 . 2 2 / ( )u k g s m ，所以 1 0 . 6 2 5 0 . 6 0 . 0 3 7 5Lh h m 液柱 （ 3）液體表面張力的阻力 h的計算 精餾段： 304 4 1 9 . 4 6 1 0 0 . 0 0 1 6 67 9 9 9 . 8 1 0 . 0 0 6 液柱 提餾段： 304 4 1 9 . 4 6 1 0 0 . 0 0 1 4 98 8 9 9 . 8 1 0 . 0 0 6LL 液柱 16 氣體通過每層塔板的液柱高度精餾段：1 0 . 0 2 6 3 0 . 0 3 7 0 . 0 0 1 6 6 0 . 0 6 4 9 6h h h m 液柱 0 . 0 6 4 9 6 7 9 9 9 . 8 1 5 0 9 0 . 7h g P k P （設計允許值） 提餾段：1 0 . 0 2 6 3 0 . 0 3 7 5 0 . 0 0 1 4 9 0 . 0 6 5 2 9h h h m 液柱 0 . 0 6 5 2 9 8 8 9 9 . 8 1 5 6 9 0 . 7h g P k P （設計允許值） 面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本塔的塔徑和流量均不是很大，故可以忽略液面落差的影響。 沫夾帶 液沫夾帶可以由公式： 3 . 265 . 7 1 0 進行計算，其中 般規(guī)定 kg m；設計經(jīng)驗 。 2 . 5 0 . 0 6 0 . 1 5 ； 精餾段： 3 . 265 . 7 1 0 3 . 2635 . 7 1 0 1 . 1 8 9 0 . 0 4 31 9 . 4 6 1 0 0 . 4 0 . 1 5 0.1 提餾段： 3 . 265 . 7 1 0 3 . 2635 . 7 1 0 1 . 2 1 2 0 . 0 4 61 9 . 4 6 1 0 0 . 4 0 . 1 5 0.1 所以本設計液 沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。 液驗算 對于篩板塔，漏液點氣速可由 00 m i n 4 . 4 ( 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 ) /L L h h 17 計算，故 精餾段： 00 m i n 4 . 4 ( 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 ) / h h 4 . 4 0 . 7 6 ( 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 6 0 . 0 0 1 6 6 ) 7 9 9 / 1 . 2 6 9 09 . 0 9 / 1 4 . 7 /m s m s u 穩(wěn)定系數(shù)：00 , m i 6 1 . 5uK u 故無明顯漏液。 提餾段： 00 m i n 4 . 4 ( 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 ) / h h 4 . 4 0 . 7 6 ( 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 6 0 . 0 0 1 4 9 ) 8 8 9 / 1 . 0 1 1 3 01 0 . 7 4 / 1 4 . 9 8 /m s m s u穩(wěn)定系數(shù)：00 , m 5uK u故無明顯漏液。 泛驗算 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應 ()d T h。 水 乙醇屬于一般物系，取故 =餾段： ( ) 0 . 6 ( 0 . 4 0 . 0 5 ) 0 . 2 7h m 提餾段： ( ) 0 . 6 ( 0 . 4 0 . 0 4 2 ) 0 . 2 6 5h m 溢流管內(nèi)的清液層 高度d p d LH h h h 板上不設進口堰， 2 2 300 . 1 5 3 ( ) 0 . 1 5 3 0 . 1 5 3 . 4 4 1 0dh u m 精餾段： 0 . 0 6 4 9 6 0 . 0 6 0 . 0 0 3 4 4 0 . 1 2 8 4 提餾段： 0 . 0 6 5 2 9 0 . 0 6 0 . 0 0 3 4 4 0 . 1 2 8 7d 可見， ()d T h，即不會產(chǎn)生液泛。 7. 塔板負荷性能圖 液線 由 00 m i n 4 . 4 ( 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 ) /L L h h , 18 L h h h232 . 8 41000 得： 2 / 3, m i n 0 02 . 8 44 . 4 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 /1000 L A h E 精餾段 ：, m i 34 . 4 0 . 7 6 0 . 1 0 1 1 . 4 9 536002 . 8 4 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 5 1 0 . 0 0 1 6 6 7 9 9 / 1 . 2 6 91 0 0 0 1 . 0 5 6 整理得 ： 2 / 3, m i n 1 2 . 6 7 0 . 0 1 0 4 4 0 . 0 8 3 6 3 提餾段：, m i 34 . 4 0 . 7 6 0 . 1 0 1 1 . 4 9 536002 . 8 4 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 4 2 1 0 . 0 0 1 4 9 8 8 9 / 1 . 0 1 1 31 0 0 0 1 . 0 5 6 整理得 ： 2 / 3, m i n 1 4 . 9 7 0 . 0 0 9 5 7 0 . 0 8 3 6 3 根據(jù)精餾提餾段方程可得漏液線 （ 1） 沫夾帶線 以 系 ： 由 3 . 265 . 7 1 0 0 . 5 3 6 02 . 0 1 1 0 . 1 4 5 2 0 . 5 3 6 02 . 0 1 1 0 . 1 4 5 2 2 23 3 2 / 336002 . 8 4 2 . 8 4 1 0 . 6 4 31 0 0 0 1 0 0 0 1 . 0 5 6w 精餾段： 2 / 3 2 / 32 . 5 2 . 5 ( ) 2 . 5 ( 0 . 0 5 0 . 6 4 3 ) 0 . 1 2 5 1 . 6 0 8 O W S Sh h h h L L 2 / 30 . 2 7 5 1 . 6 0 8T f SH h L 19 3 . 263 2 / 30 . 5 3 6 05 . 7 1 0 0 . 11 9 . 4 6 1 0 0 . 2 7 5 1 . 6 0 8整理得： 2 / 33 . 1 7 6 1 8 . 5 7提餾段： 2 / 3 2 / 32 . 5 2 . 5 ( ) 2 . 5 ( 0 . 0 4 2 0 . 6 4 3 ) 0 . 1 0 5 1 . 6 0 8 O W S Sh h h h L L 2 / 30 . 2 9 5 1 . 6 0 8T f SH h L 3 . 263 2 / 30 . 5 3 6 05 . 7 1 0 0 . 11 9 . 4 6 1 0 0 . 2 9 5 1 . 6 0 8整理得： 2 / 33 . 4 0 6 5 1 8 . 5 7根據(jù)精餾提餾段方程可得液沫夾帶線 （ 2） 體負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度 23 3 2 / 336002 . 8 4 2 . 8 4 1 0 . 6 4 3 0 . 0 0 61 0 0 0 1 0 0 0 1 . 0 5 6w L 得 3, m i n 0 . 0 0 0 9 /SL m s據(jù)此可得與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線（ 3） 體負荷上限線 以 4s 作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，由 430 . 1 4 5 2 0 . 4 0 . 0 1 4 5 2 /4HL m s 據(jù)此可得與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線（ 4） 泛線 令 ()d T h由d P L d c l L dH h h h h h h h h 20 L W h h 聯(lián)立得： ( 1 ) ( 1 )T w o w c dH h h h h h 忽略 h ， 將 關系帶入上式 整理得 ： 2 2 2 / 3S S b c L d L 其中 ， 0200 . 0 5 1 c ( 1 ) h 2 / 3 2 . 8 4 3 6 0 0( 1 )1000 l 將相關數(shù)據(jù)代入式中： 精餾段： 20 . 0 5 1 1 . 2 6 9 0 . 0 0 6 1 57990 . 1 0 1 1 . 4 9 5 0 . 7 6a 0 . 6 0 . 4 ( 0 . 6 1 0 . 6 1 5 ) 0 . 0 5 0 0 . 1 8 9 2 5b 20 . 1 5 3 9 5 2 . 81 . 0 5 6 0 . 0 1 2c 2 / 3 2 / 3 2 . 8 4 3 6 0 0 2 . 8 4 3 6 0 0( 1 ) ( 1 0 . 6 1 5 ) 1 1 . 0 3 91 0 0 0 1 0 0 0 1 . 0 5 6l 代入上式化簡后可得： 2 2 2 / 33 0 . 7 7 1 5 4 9 2 6 . 8 1 6 8 . 9S S L 提餾段： 20 . 0 5 1 1 . 0 1 1 3 0 . 0 0 4 4 18890 . 1 0 1 1 . 4 9 5 0 . 7 6a 0 . 6 0 . 4 ( 0 . 6 1 0 . 6 2 5 ) 0 . 0 4 2 0 . 1 9 7 0b 20 . 1 5 3 1 5 2 . 41 . 0 5 6 0 . 0 3 0c 2 / 3 2 / 3 2 . 8 4 3 6 0 0 2 . 8 4 3 6 0 0( 1 ) ( 1 0 . 6 2 5 ) 1 1 . 0 4 51 0 0 0 1 0 0 0 1 . 0 5 6l 21 代入上式化簡后可得： 2 2 2 / 34 4 . 6 7 3 4 5 5 7 . 8 2 3 7S S L 根據(jù)精餾提餾段方程可得液泛 線（ 5） 作性能負荷圖 由以上各線可以畫出精餾段篩板負荷性能圖，如下圖由圖可以看出，該篩板的操作線上限為泡沫夾帶線，下限為漏液線。從圖中數(shù)據(jù)可以得出： 3, m /SV m s3, m a x 2 . 8 2 /SV m s故操作彈性為 , m a x, m i 8 2 2 . 11 . 3 4由以上各線可以畫出精餾段篩板負荷性能圖，如下圖 22 由圖可以看出，該篩板的操作線上限為泡沫夾帶線，下限為漏液線。從圖中數(shù)據(jù)可以得出： 3, m /SV m s3, m a x 2 . 8 2 /SV m s故操作彈性為 , m a x, m i 8 2 1 . 8 61 . 5 2板塔的工藝設計計算結果 有關該篩板塔的工藝設計計算結果匯總于表 9 表 9 篩板塔工藝設計計算結果 項目 數(shù)值與說明 備注 全塔平均溫度 ,4 全塔平均壓力 ,氣相流量 2, ( )/餾段 餾段 液相流量 2, ( )/S 餾段 餾段 塔的有效高度 ,實際塔板數(shù) 32 塔徑 , 23 板間距 ,塔板型式 單溢流弓形 降液管 分塊式塔板 空塔氣速,/精餾段 提餾段 流堰長度 ,溢流堰高度,餾段 餾段 上液層高度 ,降液管底隙高度0,餾段 板孔數(shù) ,N