1、華北科技皆院化工原理裸程筱針設計題目：分離乙醇二匚丙醇混合液的精徭塔設計姓名：熊先清專業：化學工程與工藝班級：化工b091學號：200901034112指導教師：高麗花李辰明設計時間：2012年6月10日至2012年6月22_3完成時間：2012年6月22_e)評 語：目錄目錄2一設計任務書4二塔板的工藝設計4（一）設計方案的確定4（二）精錨塔的物料衡算41. 原料液及塔頂、塔釜產品的摩爾分數42. 物料衡算4（三）物性參數的計算51. 操作溫度的確定52. 密度的計算63. 混合液體表面張力的計算94. 混合物的粘度115. 相對揮發度12（四）理論板數及實際塔板數的計算121. 理論板數的

2、確定122. 實際塔板數確定14（五）熱量衡算141. 加熱介質的選擇142. 冷卻劑的選擇153比熱容及汽化潛熱的計算154.熱量衡算17（六）塔徑的初步設計191. 汽液相體積流量的計算192. 塔徑的計算與選擇20（七）溢流裝置221. 堰長 lw222. 弓形降液管的寬度和橫截面積233. 降液管底隙高度23（八）塔板分布、浮閥數目與排列241塔板分布242.浮閥數目與排列24二、塔板的流體力學計算26（一）汽相通過浮閥塔板的壓降261. 精錮段272. 提鐳段27（二）淹塔281. 精謂段282. 提鐳段28（三）霧沫夾帶29（四）塔板負荷性能圖301. 霧沫夾帶線302. 液泛線3

3、13. 液相負荷上限線324. 漏液線325. 液相負荷下限線33三、塔總體高度計算351. 塔頂封頭362. 塔頂空間363. 塔底空間364. 人孔365. 進料板處板間距376. 裙座37四、塔的接管371. 進料管372. 回流管383. 塔底出料管384. 塔頂蒸汽出料管385. 塔底蒸汽管38五、塔的附屬設備設計391. 冷凝器的選擇392. 再沸器的選擇39六、 總結40七、參考文獻41一設計任務書【設計題目】分離乙醇-正丙醇混合液的精餡塔設計【設計條件】進料：乙醇含量40% （質量分數，下同），其余為正丙醇分離要求：塔頂乙醇含量93%；塔底乙醇含量0.01%生產能力：年處理乙醇

4、正丙醇混合液25000噸，年工7200小時 操作條件：間接蒸汽加熱；塔頂壓強1.03atm（絕壓）；泡點進料；r=5【設計計算】二塔板的工藝設計一設計方案的確定本設計的任務是分離乙醇-正丙醇混合液。對于二元混合物的分離，應采用連續精錮流程。二精鐳塔的物料衡算1 原料液及塔頂、塔釜產品的摩爾分數乙醇的摩爾質量 ma=46kg/kmo i丙醇的摩爾質量 mb=60kg/kmo i原料乙醇的摩爾分數:塔頂產品的摩爾分數:塔釜殘夜乙醇的摩爾分數:40/4640/46 + 60/6093/4693/46 + 7/60=0.465=0.9450.01/460.01/46 + 99.99/60= 0.000

5、132 物料衡算原料處理量:2500g0x0.4/46+0.6/60) =力7200兩式聯立得:d = 31.96kmo4h'1w = 32.96kmolh 1（三）物性參數的計算表1 乙醇正丙醇混合液的t-x-y關系（x表示液相中乙醇摩爾分率，y表示氣相中乙醇摩爾分率）t97. 6093. 8592. 6691.6088. 3286. 2584. 9884. 1383. 0680. 5078. 38x00. 1260. 1880.2100. 3580. 4610. 5460. 6000. 6630. 8841.0y00. 2400.3180. 3490. 5500. 6500.711

6、0. 7600. 7990.9141.0表 1 的平 衡數據 摘自:j. gmebling, u. onken vapor-liquid equilibrium dataco11ection-organic hydroxy compounds: alcohols(p. 336)。乙醇沸點：7& 3°c；正丙醇沸點：97.2°c。1 操作溫度的確定利用上表中數據利用數值插入法確定進料溫度tf塔頂溫度td塔釜溫度也進料溫度：86.25-88.32= 小8.3286.17c0.461-0.358 0.465-0.358塔頂溫度：78.48°.5=0,0.5=79

7、.4011-0.8840.945-0.884塔釜溫度：93.85-97.60=-97.60 =97.596c0.126-00.000130精鐳段平均溫度：,號=空寧提徭段平均溫度:286.17 + 97.60= 91.89°c2 密度的計算利用式：丄=% +蟲為質量分數)、久=如性麗為平均相對分子曇, pl pa qb22.4"。計算混合液體的密度和混合氣體的密度。塔頂：塔頂溫度：10=79. 40°cq 4目厶 rv 80.50-78.40 79.40-78.40ncmp才目組成 yd:=0.95900.914-1)®l°進料：進料溫度：tf

8、=86. 17°c氣相組成yf:88.32-86.25 86.17-86.2565390.55-0.65»-0.65卜塔釜：塔釜溫度：tw=97. 60°c氣相組成yw:97.60-93.85_97.596-93.850-0.24yw °24二 兒0.00025(精徭段平均液相組成心 = ±£465.0.7050精鐳段平均汽相組成y :)=如» = °巧9+ °&39 = °鳥曲 2 2精鐳段液相平均相對分子量肪口 :ml =46x 0.705+ 60x(1-0.705> 50.1

9、3kg kmol1精徭汽相平均相對分子量歷:mv = 46x 0.8065b 60x(1-0.8065> 48.71 kg kmol*(3)提徭段平均液相組成勺：0.465+0.000132= 0.2326提徭段平均汽相組成： % =燈+九=°6539+0.000256= 0 32712 2提鐳段液相平均相對分子量帀厶2 :mli = 46x0.232660x(1-0.2326)= 56.74kgkmol1提徭汽相平均相對分子量宓u2 :mv2 = 46x 0.327 l+60x(l-0.3271> 55.42kg- kmol1(4)進料、塔頂及塔釜混合液的密度表2：不同

10、溫度下乙醇和正丙醇的密度溫度/°c707580859095100乙醇kg - m1'748. 87739. 87735. 87731.87728. 87723. 87715.87正丙醇kg - m'3762. 56755. 86750. 86745. 87740. 87735. 87730. 87利用表2中的數據利用數值插入法確定進料溫度匚、塔頂溫度 仃塔釜溫度乜下的乙醇和正丙醇的密度。 進料溫度打：tf86.1 to90-8572&87-731.8772&87-/?:= q乙醉=731.17如m3 (進料屮乙醇的密度740.87-745.87'

11、;740.87-。正丙醇.1 _ 5 * 如 _pf pa pb0.41 - 0.4+ 731.17 744.74塔頂溫度仃：td=79.40°c80-75 80-79.40=>90-85735.87-739.87 735.87-0；_=> pf= 739.25畑加江料液的密度)忽醇=736.3茨g加江憎岀液中乙醇的密度90-86,17q正枷=744.7怒加3(進料中正丙醇的密度80-75750.86755府蕊瓷亠咲他”“出液中正丙醇的密度丄=仝+念=竺 +上弊亠幾=7373務加3（餛出液的密度） pd pa qb 736.35 751.46塔釜溫度b: tw=97.60

12、°c100-95100-95715.87-723.87 ?醫瓷？ 19.7切沁釜殘液中乙醇的密度 730.87-735.87 7黑器稱（釜殘液中正丙醇的密度土亡+欝牆+需需隔2如滬（釜殘液的密度（5）精徭段液相平均密度和提徭段液相平均密度精鐳段液相平均密度：pia =pf+ pd = 739.25 737.39 =你32kgm“2提徭段液相平均密度：pl2 = pf +幾=739.25 + 733.27=736 2驅.加3(6) 精餡段和提鐳段混合液的平均摩爾質量塔頂混合液的平均摩爾質量：mm =xdx46+( 1)x60 = 0.945x46+( l0,945>< 60

13、 = 46.77kg kmol1進料液的平均摩爾質量：mlf =xfx46+(1-xf)x60 = 0.465x464- (1 - 0.465>60 = 53.49kg- kmot1塔底釜殘液的平均摩爾質量：mlw = xw x46+ (l-xw)x60 = 0.00013<46+ (1-0.00013*60= 60.00kgkmol1所以，精徭段混合液的平均摩爾質量:機46.77®49 = 5o3如如提徭段混合液的平均摩爾質量:瓦2 =53.4960.00=56 7驅.血畀(7) 精徭段汽相平均密度和提徭段汽相平均密度塔頂混合液汽相平均密度:正丙購%p_46xo.959

14、+(1-o.950x6ox273.15xl.o3_( “一 .亠224x(273.15+79.40)x12 2.4 鞏p/d fc只只,zcrr « rc c、 1進料液汽相平均密度:224鞏止獅p 0.6539x60x27315xl.03 = l7 陰.”嚴22.4x(273.15+86.17)x1塔底釜殘液汽相平均密度:m乙醇+(1一兒旳正內醉7；)p 46x0.0002561-(1-0.00025$x60x273.15x1.03 小八” -32247；人22.4x(273.15+97.60)x1gw =“ “ 小:=二7:一,a , “ 一、:= z.udkg m所以,精餡段汽

15、相平均密度：p, =屜+仏=166+1.78 = 7兔.府 提徭段汽相平均密度：pv2 = pvw + pvf = 23；皿=i.91畑.3混合液體表面張力的計算表3：不同溫度下乙醇和正丙醇的表而張力溫度/°c707580859095100乙醇mn吭'18.217.917.417.016.416. 115. 7正丙醇mn19.819. 518.918. 518. 117.617.2利用上表中數據利用數值插入法確定進料溫度 匕、塔頂溫度to塔釜溫度乜下的乙醇和正丙醇的表面張力。液相平均表面張力按下式計算：=兀6(1) 混合液體表面張力 原料液的表面張力乙醇的表面張力:90-85

16、 _ 90-86.1716.4 -1716.4 - cr 乙誓卩二> o乙醇尸=16.86mtv-m正丙醇的表面張力:9085 _90-86.1718.1 -18.5 18.1b正丙醉仰正丙盼=18.4h27v原料液的表面張力lfm=xfa/f +(l»)b疋內附=0.465x16.86+(1-0.465)x18.41= 17.69mnm" 塔頂液的表面張力乙醇的表面張力:80-75 _ 80-79.4017.417.9= 17.4s乙機丙醇的表面張力:80-75 _ 80-79.4018.9-19.5 = 18.9-=>b正丙醇° = 18.9加n加

17、塔頂液的表面張力o-ldm =工無6 = xdad +(i-xd= 0.945x 17.46+ (1- 0.945>< 18.97= 17.54mn m 釜殘液的表面張力乙醇的表面張力:10095 _ 100-97.6015.7-16.115.7- <yw= 15.89nn7n"丙醇的表面張力:=1 =39nn 10095 _ 10097.6017.2-17.61729正內耐釜殘液的表面張力刃祕二心b乙敕+(1心)b正丙嘶=0.00013< 15.8(1 -0.00013)< 17.39= 17.39mnm(2) 提徭段和精餡段的平均表面張力精餡段平均表

18、面張力：”嚴=1769+17.54 = 7.62ninmj 2 2提徭段平均表面張力：6嚴"+b刪=1769+17.39 = 7.54血|加 2 24 混合物的粘度表4：不同溫度下乙醇和丙醇的粘度溫度707580859095100乙醇mpa s0. 510. 4800. 4260.4100. 3700. 3450. 325正丙醇mpa s0. 850. 7500. 6850. 6400. 5650. 4950. 460利用表4中的數據利用數值插入法確定進料溫度匚、塔頂溫度饑塔釜溫度匕下的乙醇和正丙醇的粘度。(1) 混合液體粘度精徭段的平均溫度為：齊=82.79£,該溫度下乙

19、醇的粘度為:0.41-0.426041-85-80 85-82.79=> “乙爵=0.41 im pa- s正丙醇的粘度為:0.640.685_0.64 “正丙醇85-80- 85-82.79“正丙醇=o.66q22 p ci- s精徭段混合液的粘度為:“=無“乙醇+(1-x) m丙醇=0.705x0.417+(1-0.705)x0.660= 0.48972pq s(2) 提徭段的平均溫度為：齊=82.791,該溫度下乙醇的粘度為:0.345 0.370.345-心95-90- 95-91.89=> “£醉=0.36 mpa- s正丙醇的粘度為:丙醇=053%"

20、gs0.4950.565二0.495/4 丙醉95-9095-91.89提鐳段混合液的粘度為:“2 = xjf乙醇+(1*2)“丙醇=0.2326x0.361+(1-0.2326)x0.539= 0.498mpds5相對揮發度0.6539 / 由=0.465,=0.6539 得= 046_0 6539= 2,17/ 10.4650.9590 /由 =0.945,兒=0.9590 得如=°-94_0 9590= 1.36/ 1-0.9450.000256 /由心=().()()()13 yvv =0.00025(得 = 0.000 11/q ooo256= 1.97/ 1-0.0001

21、3精鐳段的相對揮發度：“十=嚀理.73提鐳段的相對揮發度:2.09+1.972= 2.03平均相對揮發度a = af awad =v2.09x 1.36x1.97 =1.78（四）理論板數及實際塔板數的計算1 理論板數的確定設計條件已確定回流比r=5,并且是泡點進料,q=1貝u ,£ = /?d = 5 x 3 1.96 = 159.8(kmob haw = (/? + 1)£> = (5 + 1)x31.96= 191.7 如o 厶滬l = l + qf=59.80+1 x 64.92 = 224.7%兀 o 厶 havf = v = l9u&molh

22、9;本設計采用圖解法求解理論板數。由表1中乙醇和正丙醇的氣液平衡數據，繪出x-y圖，如下圖：操作線方程精鐳段操作線方程為:備£+右2945 = 0.833£+0.158提餡段操作線方程為：19 w 224 7232 06臨 寺;” 召心二釜逬尤廠 1x0.00013 = 1.172© 0.0000223 利用逐板計算法計算理論板數層數x值y值備注10.9085228090. 94520.8612338830.914799530.8024253990.87540782540.7334789380.82642035750.658020220.76898795660.5

23、814051940.70613084370.5093202320.64231052780.4461970850.582263753進料板90.3506259860.522920684100.2557388920.410911356110.1741142020.299703682120.1121195410.204039544130.0693425950.131381802140.041744120.081247222150.0247024850.048901808160.0144630370.028929012170.0084113510.01692838180.0048695250.0098

24、35803190.0028084870.005684783200.0016131420.003269246210.0009212190.001868302220.0005211510.001057369230.0002899830.000588489240.0001564590.00031756257.9351e-050.000161069塔釜由上表看出全塔理論板數為nt=25塊包含再沸器加料板為第8塊理論板。精徭段理論板數：n“ =7塊；提鐳段理論板數：n2=（25刀-1 = 17塊2 實際塔板數確定精鐳段：已知：qi =1.73, “ = 0.489mpaset =0490如嚴5 =0.4

25、9x(1.73x0.489)4245 =0.51n喘=二 n" = 7 =14 塊etl 0.51提徭段:已知：a2 =2.03, “ = 0.498mpaset2 =0.49(色心2)7如=0.49x (2.03 x 0.498)-°245 =0.49n p犍=昭=17 =35 塊et2 0.49則全塔所需的實際板數為：n” =必稍+np捉=14+35 = 49塊 全塔效率：et =x100% = x100% = 48.98%np49實際加料板的位置在第15塊板。（五）熱量衡算1 加熱介質的選擇常用的加熱介質有飽和水蒸汽和煙道氣。由于水蒸氣清潔易得, 不易結垢，不腐蝕管道

26、的優點，本設計釆用飽和水蒸汽作為加熱介質。飽和水蒸汽壓力越高，冷凝溫差越大，管程誰相應減少，但是壓力不 宜過高。2 冷卻劑的選擇常用的冷卻劑式水和空氣，本設計考慮用冷凝水作為冷卻劑。3 比熱容及汽化潛熱的計算表5：不同溫度下乙醇和正丙醇的比熱容溫度°c60708090100乙醇 kj/(kg°c)3. 073. 253. 483. 693.89正丙醇kj/(kg°c)2.8633. 133. 263. 34表6：不同溫度下乙醇和正丙醇的汽化熱溫度°c708090100乙醇kj/kg810820.5840.8860.9丙醇kj/kg673690.5703.

27、5745.5(1) 塔頂溫度b下的比熱容塔頂溫度td=79. 40°c，使用內插法求該溫度下乙醇和正丙醇的 比熱容。乙醇的比熱容:cp乙醉乙醉,7()-c _ 3.483.25 _乙醉,8()c cp乙醇,79.40*0 _ 348cp乙醇,79.40©80-70_ 80-70 _80-79.40_80-79.40_=> cp,79.4o-c = 3.466u(kg- k)正丙醇的比熱容：c“正丙醉,8(rc cp乙醇,7(rc _ 3.13-3.00_ c#正丙醇°卩正丙醇,79.40c _ 3.13cp乙醇,79.40*80-70_ 80-70 _80-

28、79.40_ 80-79.40=cp 正丙醇,79.40c = 3.122fcz(kg- k)cpd = "cp乙醇,79.40'c + (1 正丙醇,79.40'c=0.945x 3.466+ (1 0.945) x 3.122= 3.447幼(kg k) = 161.22k j/(kmol k)(2)進料溫度匚下的比熱容進料溫度：tf=86. 17°c乙醇的比熱容：乙醇,9oc "°卩乙醉,8o°c _ 3.69-3.48 _ c卩乙醉，如© °卩乙醇,86.i7°c _ 3.69-cp乙醉,8

29、6.i7c90-80_ 90-80 _90-86.17_ 90-86.17=> cp 乙醇,沙嚴 3.61 ou/(kgk)正丙醇的比熱容：cp正丙辟.90“ccp乙醉,80'c _ 3.2633 _ c”正丙辟.go*cp正丙醇,86.7°c _ 326cp乙醇,86.17°c 90-80_ 90-80 _90-86.17_ 90-86.17_二 9 正丙醇, ye =3.210t(kg-k)cpf =與乙驊794oc + (】一兀尸山戶正丙醇,79499=0.465x 3.610+(1 0.465) x3.210 = 3.396tj7(kg-k) = 18

30、1.65kj/(kmol k)(3) 塔底溫度tw下的比熱容塔釜溫度：t«=97. 60°c乙醇的比熱容：cp乙醇jure cp乙醇,90c _ 3.893.69 _ c”乙醇(“c cp乙醇,97.6(rc _ 3.89cp乙醇,97.60c100-90_ 100-90 _100-97.60_100-97.60n 9 乙醇awe = 3.842fc(kg- k)正丙醇的比熱容：c”正丙聊,ioo"ccp乙醉,90c _ 3.34326 _ c”正丙醉,(“匸。卩正丙醉鼻旳匸 _ 3.34-(2卩乙聊鼻旳匸100-90_ 100-90 _100-97.60_100

31、-97.60= 3.32o(kg-k)cpw =不疋”乙酹刀譏+ (i “v)cp正丙醉,97.60c=0.0001 £ 3.842+ (1 0.00013x3.321= 3.32kj7(kg- k) = 199.2m(kmol k)(4) 塔頂溫度td下的汽化潛熱內插法計算出塔頂溫度下的汽化潛熱。乙醇的汽化潛熱：y 乙醇,80°cr7 乙醉,70°c _ y 乙醇,8o°cry 乙醉,79.40'c _ 82q5-81q1 _-y 乙醇,79.40'c80-70-80-79.4-80-70 80-79.40*丫 乙醇,79.4oxr =

32、 * 199kj kg正丙醇的氣化潛熱：7正丙醇,8oct7正丙醇,7(rc = y正丙醇,80by正丙醇刀勺恥匸 _ 69q5-673.3_ 69q5y正丙醇,79.40c80-70-80-79.4-80-70-80-79.40=7 正丙醇,79.40b = 689.5q kg'=>齊二兀必乙醇,79.4 +(1一“)冷內醇,79.4 = 0.945x 819.9 + (1 - 0.945> 689.5= 812.7kj kg'4 熱量衡算(1) 0°c時塔頂上升的熱量qv塔頂以0°c為基準qv = vcpi)td + vy dmvd=191.

33、76x161.22x 79.40+191.76x 8127x 46.5 7 = 97123 1935v-h(2) 回流液的熱量0注：此為泡點回流。根據t-x-y圖查得此時組成下的泡點t)=79 20°c圖2：乙醇正丙醇混合液的t-x-y關系圖txy 圖此溫度下,cp乙醇$oc cp乙醉,7(rc _ 3.483.25 _ c卩乙醇©oc cp乙醇,79.209 _ 348cp乙酸,79.20980-70_ 80-70 _80-79.20_80-79.20=>cp乙醇加心=3462(kgk)正丙醇的比熱容：cp正丙醉,8()"c cp乙聊,7()9 _ 3 1

34、3-3.00 _ c”正丙醉,80'c cp正丙醇,79.209 _ 3.13(2卩乙醇,79.20'c80-70_ 80-70 _80-79.20_ 80-79.20="cp正丙醇,79.409= 3.12()u/(kg-k)c pr = gcp 乙酹,79.40"c +(1©)cp 正丙醇,79.40"c=0.945x 3.462+ (1 0.945) x 3.120= 3.443u/(kg- k) = 161.06kj/(kmb k)qr=l cprtr =159.8x161.06x7&20 =201266374v 才(3)

35、 塔頂徭出液的熱量0因餡出口與回流口組成相同，所以cpd=1 61.06kj/(km(b k)qd = dcpntd = 31.96x 161.06x 78.40=40356224aj - ha(4) 進料的熱量0qf = fcpetf = 64.92x 18 l65x 86.17 = 1016178513 r(5) 塔底殘液的熱量qwqw =wcpwtw = 3296x 199.26x 97.60= 640998.70jc- hj(6) 冷凝器消耗的熱量aq = qv-qr- qd =971231985-2012663.74403562.2牟 7296093.3永 j h，(7) 再沸器提供

36、熱量(全塔范圍列熱量衡算式)取塔釜熱量損失為10%,則q損=0.1%qr + qf = qc + qw + qd +。損再沸器的實際熱負荷：09q=qc+qv+qd-qf =729609333+640998.70-403562.241016178.5fc7324475.76jh"計算得：©=81383064kh"計算結果見下表:表7：熱量衡算計算結果項目進料冷凝器塔頂流出液塔底流出液再沸器平均比熱容/kj/(kmol k)181.65161.22199. 26熱量q/（kjh）1016178.517296093. 33403562. 24640998.708138

37、106.4（六）塔徑的初步設計1 汽液相體積流量的計算（1）精餡段:厶= /?/) = 5 x 31.96 = 159.8(kmob fv = (/? + 1)d = (5 + 1)x31.96 = 191.76c/?7<? iff'已知： ml =50.13kgkmoll, mv =48.71kgkmollpl、= 73&36zcg m' 塔徑的計算與選擇 （1）精徭段, pv = u2kg m-3則質量流量為：l. =miil = 50.13xl59.8 = 801077-/z1% =mvv = 4&71xl91.76=963289-/?'利用

38、u =（安全系數）x uinax;安全系數=0.60.8 %嚴叮魚二色（式中的c可由史密斯關聯圖查出，史密斯關聯圖如 3所示。 體積流量為：l,、=垃=8°1°力=3.01x10 3m3 z5，360嘰 3600x73&32二9632.89 “ 55亦川'360%3600x1.72(2)提鐳段l' = l + qf = l 59.80+1 x 64.92 = 224.72a加 o 厶 hv, = v = 9j&mobhl已知:m l2 = 56.75kg-kmol1, mvi =55.42kgkmol'pl2 = 736.2zg m&

39、#39;3, pv2 = 1.9 kg m-3則質量流量為：厶=az/ = 56.75x224.72=1275286tg./rv2 = mv2vf = 55.42x191.76= 106273他 f體積流量為：5=亙=1275286= 4.8lx 1 o'3/;/3 l52 pl23 6 00x 736.26匕3600x pg 10627343600x1.91pv圖3：史密斯關聯圖0.010.150,0.40.030.02ojo0.080,060.050.020.03 0.040.06 0.08 0.100.30 0.401/2橫坐標數值：kiy (i/2s pl3.01xl03(73

40、&36、x =0.0401.556i 1.72 丿=> h r hl= 0.3 &7?取板間距：ht = 0.45m, hl = 0.07m ,查圖3可知：c20 =0.082200.2= 0.082x"7.62 廣0.0799max=0.7xumax = 0.7 x 1.65 = 1.16/71 - sa塔徑：d ri =4xl556- = 1.31m,塔徑圓整：口=1.伽1”碼 y34xl6塔橫截面積：出=0,2 =0.785 xl.42 = 1.54m2空塔氣速：u = = =1.01m-51a?1.54(2)提鐳段橫坐標數值：十z i/2phi4.81x

41、103x1.546 v(73627、1.91 ,1/2= 0.061取板間距：=0.45/n, /； = 0.07m, =>-力；=0.38m查圖3可知：c2() =0.076200.2= 0.076x17.54、0.2=0.0740i 仁、“ =0.0740xmax73627亠91十隔”1.91u. =0.7xu =0.7xl.45 = 1.0 加s"max塔徑：d2化24x1.5463.14x1.02tvll1.39/n,塔徑圓整：= 1 am塔橫截面積：at =-dl = 0.785 x 1.42 = 1.54m24空塔氣速："嚴罟=1.002(七) 溢流裝置1

42、堰長©取 lw = 0.65d = 0.65x 1.4 = 0.9 lm出口堰高：本設計采用平直堰，堰上高度/2期按下式計算k°w 二鴿、2/3(因溢流強不是很大，近似取溢流系數e=1(1)精徭段z 2.84hnw =x3600x3.1xl(y3691 y、2/3= 0.0148?溢流堰鬲度：hw = hl -提鐳段0.07-0.0148=0.055?=0-020n2.84 jlh2 v 3 二 2.843600x4.81xl(y3 _tooo j _tooox (x91溢流堰高度：/<v =；h；w =0.07-0.020= 0.05cht2弓形降液管的寬度和橫截面

43、積降液管的型式：因塔徑和流體流量適中，故選取弓形降液管。 查圖： 虹= 0.65d查圖得：心= 0.0721,業= 0.124外d:.af = 0.072 lx= 0.072 lx 1.54 = 01 m2 wd = (). 124x d = ().124x 1.4 = ().174/n2驗算降液管內停留時間：(1) 精徭段-360o44、360(x0.m0.45“6.57$“l/a10.85(2) 提鐳段n 36004fh?3600x0.11 1x0.45一t/ = / s > 35*lhx10.85圖4：弓形降液管的參數3 降液管底隙高度4.81x10-30.91x0.15(1)精徭

44、段 降液管底隙的流速必=0.15m!s=0.035/7?n 取盡=0.04m(2)提徭段=3.01x101 0.91x0.15=0.022m n 取 = 0.02mo.i0.0,0.010.080.0.0 4 0.5 0.6 0,? 0.8圖220弓形降液管的參數（八）塔板分布、浮閥數目與排列1 塔板分布本設計塔徑d = 1.4m,因d > 800mm ,故采用分塊式塔板。2 浮閥數目與排列（1）精徭段取浮閥動能因子耳）=11孔速： = &38 加人vpvi v1.72每層塔板上浮閥數目：n = - vsi = 155（個）£ ,20.785 x 0.0392 x &a

45、mp;3877 “0 woi取邊緣區寬度：wc = 0.06m:泡沫區寬度：ws=0.10m計算塔板上的鼓泡區面積： aa =2+ /?26/rsin-,d l180 r其中，r=-wc =-0.06 = 0.642 2x= -( +wj = /(0.174+00) =0.426代入數據，aa = 2 xlr2 -x2 4-rcirsn a l180r_=2x 0.426x70.642 -0.4262 +x0.642tzrsin = 1.00m_1800.64 _浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距t = 75mm 估算排列間距：v = = 0.085f77 = 86mmnt

46、155x0.075若考慮到塔徑較大，必須采用分塊式塔板，而個分塊的支撐于銜 接也要占去一部分鼓泡面積，因此排列間距不宜86mm,而應小些， 故取tr = 70mm ,按t = 75mm、t' = 70mni ,以等腰三角形叉排作圖浮 閥排列示意圖略，排得浮閥數為165個。按n = 160個重新核算孔速和閥孔動能因子"()1討n1.5560.785 x0.0392 x 165=7.898m/5“ =uoi7at = 7.898xvh72 = 10.36閥孔動能因子變化不大，仍在913范圍之內。塔板開孔率：0 =叢=丄2lx100%=9.75% 心 10.36(2)提徭段取浮閥動

47、能因子耳)=11孔速:每層塔板上浮閥數目：vnr = 0.785 x 0.0392 x 7.959 - 163（'）浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距t = 75mm 估算方乍列間t'=、=型一=0.082m = 82mmnt 163x0.075故取tr = 70mm ,按t = 75mm > tr = 70mm ,以等腰三角形叉排作圖浮 閥排列示意圖略，排得浮閥數為170個。按n-170個重新核算孔速和閥孔動能因子j1.546必2 =弓l "85x0.0392 bo "617加% =%77 = 1617>< 71 = 1

48、0.53閥孔動能因子變化不大，仍在913范圍之內。塔板開孔率：宀會能小0%“50%二、塔板的流體力學計算一汽相通過浮閥塔板的壓降依據 hp = hc + % + ha , app = hpp g 來計算。1精鐳段(1)干板阻力因如=l.sqms= 5.34x20出012/w= 5.34x1.71x8.38722x738.32x9.8=0.044m(1)干板阻力2=5.34x 空竺 c l2/w=534x1.91x7,9592x736.26x9.8=0.045m 板上充氣液層阻力取g()=0.5, hl = o.o7/7 ,則hia = £也 =0.5 x 0.07 = 0.03572

49、(3)液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，通常可忽略不計。與氣體流經塔板的壓降相當的液柱高度為：hp、= hc + h = 0.044+0.035= 0.079ir皿=hpplxg = 0.079x 73&32x 9.8 = 571.6(pa板上充氣液層阻力取 =0.5, hl = 0.07/tz ,則hl2 = shl =0.5x0.07 = 0.0357?此阻力很小，通常可忽略不計。(3) 液體表面張力所造成的阻力與氣體流經塔板的壓降相當的液柱高度為：bp? =hc +禺=0.045+0.035= 0.08mapp =hppug = 0.08x73626x9.8 = 577.23

50、pa為了防止淹塔現象的發生，要求控制降液管中的清液層高度hd <(ht+hw), hd =hp +hl+hd1精鐳段單層氣體通過塔板的壓降相當的液柱婦=0.07知(2)液體通過塔板的壓降相當的液柱高度= o.153x( 3.01x10' = o.oo 137?1(0.91x0.035丿板上液層高度hl = 0.07m,則hdx =hpx +饑 +為=0.079+ 0.07+0.00137= 0.1504n取0 = 0.5,已選定丹廠=0.45加,hw =0.055/7,貝uog+hw) = 0.5x(0.45+0.055=0.2525n可見hdl = 0.1504< <

51、;(ht + hw) = 0.2525n,所以符合防止淹塔的要求。2 提鐳段 單層氣體通過塔板的壓降相當的液柱 hp2 = 0.08m(2)液體通過塔板的壓降相當的液柱高度(lsl2(4.8lx 10'3 )= 0.152=053x(0.9 lx 0.022丿2= 0.008 8 細板上液層高度hl = 0.07/7?,則h(八=hp、+ 他+力=0.08+0.07+0.00883= 0.15 88n取0 = 0.5,已選定 ht = 0.45/77, /av = 0.050m ,貝u0(比 + h w) = 0.5x (0.45+ 0.050)= 0.250n可見= 0.1588&l

52、t;(ht + hw) = 0.250rr,所以符合防止淹塔的要求。三霧沫夾帶(1)精徭段泛點率:0“pl pv+1 36z/sz/kcaxloo%板上液體流經的長度：zl =d-2% =1.4-2x0.174= 1.052n板上液徭面積：a/? =az-2af =1.54-2x0.111=1.31&7?取物性系數k = 1.0,泛點負荷系數cf =0.013代入數據:kxloc%1.556x1.7273&32-1.72+ 1.36x3.01x10'3x 1.5021.0x0.103x1.318x 100% = 59.92%對于較大的塔，為了避免過量霧沫夾帶，應控制泛點率不超過80%,由上面計算結果可知，霧沫夾帶能夠滿足01 veg液/畑氣要求。2提鐳段取物性系數k = 1.0,泛點負荷系數cf =0.0