1、化工原理課程設計題目 甲醇-水連續精餾塔的設計姓 名 胡 士 彭 學 號 200907120237 年 級 2009級 專 業化學工程與工藝 系 （院） 化學化工學院 指導教師 楊蘭 2012年5月（一） 設計題目 甲醇-水連續精餾塔的設計（二） 設計任務及操作條件1) 進料：甲醇含量為42 %（質量百分率，下同）的常溫液體； 2) 產品的甲醇含量為90%； 3) 殘液中甲醇含量為1%； 4) 年處理 甲醇-水混合液：30000噸（開工率300 天/年）；5) 操作條件 a) 塔頂壓力： 常壓 b) 進料熱狀態：泡點進料c) 回流比： R=2.7Rmin d) 加熱方式：間接蒸汽 e) 單板壓

2、降： 0.7kPa（三） 板類型篩板塔（四）廠址臨沂地區（五）設計內容 1) 精餾塔的物料衡算； 2) 塔板數的確定； 3) 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算； 4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計算；5) 塔板主要工藝尺寸的計算；6) 塔板的流體力學驗算； 7) 塔板負荷性能圖； 8) 精餾塔接管尺寸計算； 9) 對設計過程的評述和有關問題的討論。 本設計主要符號說明：英文字母Aa- 塔板的開孔區面積，m2 PP-氣體通過每層篩板的壓降 Af- 降液管的截面積, m2 t-篩孔的中心距Ao- 篩孔區面積, m2 uo-液體通過降液管底隙的速度AT-塔的截面積 m2 Wc-邊緣無效區寬度 C-負荷

3、因子 無因次 Wd-弓形降液管的寬度C20-表面張力為20mN/m的負荷因子 Ws-破沫區寬度 do-篩孔直徑 Z-板式塔的有效高度D-塔徑 m 希臘字母ev-液沫夾帶量 kg液/kg氣 -液體在降液管內停留時間ET-總板效率 -粘度R-回流比 -密度Rmin-最小回流比 -表面張力M-平均摩爾質量 kg/kmol -液體密度校正系數、開孔率 tm-平均溫度 下標g-重力加速度 9.81m/s2 max-最大的Fo-篩孔氣相動能因子 kg1/2/(s.m1/2) min-最小的hl-進口堰與降液管間的水平距離 m L-精餾段液相的hc-與干板壓降相當的液柱高度 mV-精餾段氣相的、hd-與液體

4、流過降液管的壓降相當的液注高度 mL'-提餾段液相的hf-塔板上鼓層高度 mV'-提餾段氣相的hL-板上清液層高度 mh1-與板上液層阻力相當的液注高度 mho-降液管的義底隙高度 mhow-堰上液層高度 mhW-出口堰高度 mhW-進口堰高度 mh-與克服表面張力的壓降相當的液注高度 mH-板式塔高度 mHd-降液管內清液層高度 mHD-塔頂空間高度 mHF-進料板處塔板間距 mHT-塔板間距 mK-穩定系數lW-堰長 mqv,L,h-液體體積流量 m3/hqv,v,h-氣體體積流量 m3/h目 錄一、設計方案的確定5二、精餾塔的物料衡算5三、塔板數的確定5四、精餾塔的工藝條

5、件及有關物性數據數據的計算7五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算9六、塔板主要工藝尺寸的計算11七、篩板的流體力學驗算13八、塔板負荷性能圖15九、篩板塔設計計算結果19十、精餾塔接管尺寸計算20十一、對設計過程的評述和有關問題的討論.21十二、參文獻考21一、設計方案的確定本設計任務為分離苯甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流到塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。塔釜采用間接蒸氣加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。二、精餾塔的物料衡算 原料液及其塔頂、塔底產品的摩爾

6、分率甲醇（A）的摩爾質量為：MA=32.04kg/kmol水（B）的摩爾質量為： MB=18.02kg/kmolxF=(0.42/32.04)/(0.42/32.04+0.58/18.02)=0.289 xD=(0.90/32.04)/(0.90/32.04+0.10/18.01)=0.835 xW=(0.01/32.04)/(0.01/32.04+0.99/18.01)=0.00565 原料液及其塔頂與塔底產品的平均摩爾質量MF=32.04×0.289+18.02×(1-0.289)=22.07kg/kmolMD=32.04×0.835+18.02×(

7、1-0.835)=29.73kg/kmol MW=32.04×0.00565+18.02×(1-0.00565)=18.10kg/kmol(3) 物料衡算原料處理量 qn,F =30000000/(300×24×22.07)=188.79kmol/h總物料衡算 qn,F =qn,D + qn,W 即 188.79= qn,D + qn,W甲醇的物料衡算 qn,FxF =qn,DxD + qn,WxW即 188.89×0.289=0.835qn,D+0.00565qn,W聯立解得 qn,D =64.50kmol/h qn,W=124.29kmol

8、/h（4） 物料衡算結果（5） 表1 物料衡算結果表塔頂出料塔底出料進料質量分數/%90142摩爾分數/%83.50.56528.9摩爾流量/(kmol/h)64.5124.29188.793、 塔板數的確定（1）平均相對揮發度 取x-y曲線上兩端點溫度下的平均值。 查甲醇的氣液平衡關系表可得： t=92.9時：1=yAxByBxA=y(1x)(1y)x=28.34×(1005.31)(10028.34)×5.31 =7.05 t=66.9時：2=y(1x)(1y)x=91.94×(10087.41)(10091.94)×87.41=1.64所以 =(1

9、+2）2=(7.05+1.64)/2=4.35（2） 回流比的確定泡點進料：Rmin = xD/xF(1xD)/(1xF)/(1) =0.835/0.2894.35(10.835)/(10.289)/(4.351)=0.561R=2.7Rmin =2.7×0.561=1.52（3）塔頂氣相、液相，進料和塔底的溫度分別為：tvD、tLD、tF、tW 查氣液平衡關系表，用內插法算得： 塔頂： (83.568.49)/(85.6268.49)=(tLD70.0)/(68.070.0) tLD=68.25 (84.9283.5)/(84.9281.83)=(70.0tVD)/(70.071.

10、3) tVD=70.59 塔釜： (00.565)/(05.31)=(100tW)/(10092.9) tW=99.24 進料： (33.3328.18)/(28.928.18)=(76.778.0)/(tF78.0) tF=77.82精餾段平均溫度 tm=( 70.59+77.82)/2=74.20提餾段平均溫度 t'm=(99.24+77.82)/2=88.53（4）塔板效率ET 表2 甲醇的物性數據溫度()20406080100120密度(kg/m3)804.8783.5761.1737.4712.0684.7黏度(mPa·s)0.5800.4390.3440.2770

11、.2280.196表面張力(mN/m)22.0719.6717.3315.0412.8010.63 表3 水的物性數據溫度()6567707580859095100黏度(mPa·s)0.43550.40610.37990.35650.33550.31630.29440.2838表面張力(mN/m)64.9164.362.660.758.8 內差法求塔頂與塔底平均溫度下的液相黏度L 塔頂與塔底平均溫度t=(68.25+99.24)/2=83.74 (83.7480)/(10080)=(A0.277)/(0.2280.277) A=0.268 (83.7480)/(8580)=(B0.3

12、565)/(0.33550.3565) B=0.3408 (83.7481.6)/(85.081.6)=(xA20.83)/(13.1520.83) xA=0.1599 可得： L=AxA+B(1xA)=0.3292 ET=0.49(L)-0.245=0.449（5）理論板層數NT的求取a、精餾塔的氣、液相負荷 qn,L=Rqn,D=1.52×64.50=98.04kmol/h qn,v=qn,L+qn,D=98.04+64.50=162.54kmol/h qn,L'=qn,L+qn,F =98.04+188.79 =286.83kmol/h qn,v' = qn,v

13、 = 162.54kmol/h b、精餾段、提餾段操作線方程精餾段操作線：yn+1=Rxn/(R+1)+xD/(R+1)=0.603xn + 0.331 提餾段操作線：y'm+1=qn,L'x'm/qn,v' qn,WxW/qn,v' = 1.76x'm 0.00432 c、氣液平衡方程 x=y/y+(1y)=y/y+4.35(1y) d、逐板計算法求理論塔板層數 y1=xD=0.835 x1=0.538 y2=0.655 x2=0.304 y3=0.534 x3=0.196=x'1 y'2=0.340 x'2=0.106

14、 y'3=0.182 x'3=0.0487 y'4=0.0814 x'4=0.0200 y'5=0.0308 x'5=0.00725 y'6=0.00844 x'6=0.00195 所以精餾段所需理論板層數為2； 提餾段所需理論板層數為5； 總理論塔板數NT為7，進料板位置NF為自塔頂數起第3塊。（6） 實際塔板數的確定精餾段實際塔板數 N精=2/0.449=5塊提餾段實際塔板數 N提=5/0.449=12塊四、精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算（1）操作壓力的計算 設每層塔壓降： P=0.7KPa進料板壓力： PF=101.3

15、+5×0.7=104.8 KPa精餾段平均壓力：Pm=(101.3+104.8)/2=103.05 KPa塔釜板壓力： PW=101.3+17×0.9=113.2 KPa提餾段平均壓力：P'm=(105.8+113.9)/2=109 KPa （2）操作溫度計算 由上可知： 塔頂溫度 tD=70.59 進料板溫度 tF=77.82 塔釜溫度 tW=99.24 精餾段平均溫度 tm=( 70.59+77.82)/2=74.20 提餾段平均溫度 t'm=(99.24+77.82)/2=88.53 （3）平均摩爾質量的計算a. 塔頂平均摩爾質量計算由xD=y1=0.

16、835 得 x1=0.538MVDm=0.835×32.04+(1-0.835)×18.02=29.73kg/kmolMLDm=0.538×32.04+(1-0.538)×18.02=25.56kg/kmolb. 進料板平均摩爾質量計算由yF=0.514 得 x3=0.196MVFm=0.514×32.04+(1-0.514)×18.02=25.23kg/kmolMLFm=0.196×32.04+(1-0.196)×18.02=20.77kg/kmolc. 塔釜平均摩爾質量計算由y'5=0.0308 得 x

17、'5=0.00725MV'Wm=0.0308×32.04+(1-0.0308)×18.02=18.45kg/kmolML'Wm=0.00725×32.04+(1-0.00725)×18.02=18.12kg/kmold. 精餾段平均摩爾質量MVm=(29.73+25.23)/2=27.48kg/kmolMLm=(25.56+20.77)/2=23.16kg/kmole. 提餾段平均摩爾質量MV'm=(25.23+18.45)/2=21.84kg/kmolML'm=(20.77+18.12)/2=19.44kg/km

18、ol （4）平均密度的計算 a. 精餾段平均密度的計算氣相由理想氣體狀態方程得Vm=PmMvw/Rtm=(103.05×27.48)/8.314×(273.15+74.20)=0.98kg/m3液相查表2、表3并用內差法可得： tLD=68.25時： (68.2560)/(8060)=(A761.1)/(737.4761.1) 解之得 LA751.3kg/m3 (68.2560)/(7060)=(LB983.2)/(977.8983.2) 解之得 LB=978.7kg/m3 tF=77.82時： (77.8260)/(8060)=(FA761.1)/(737.4761.1)

19、 解之得 FA=740.0kg/m3 (77.8270)/(8070)=(FB977.8)/(971.8977.8) 解之得 FB=973.1kg/m3LDm=1/(0.90/751.3+0.10/978.7)=769.2kg/m3 LFm=1/(0.1/740.0+0.3/978.7)=798.4kg/m3 精餾段液相平均密度為Lm=(769.2+798.4)/2=783.8 kg/m3 b.提餾段平均密度的計算 氣相由理想氣體狀態方程得'Vm=P'mM'vw/Rt'm=(109×18.45)/8.314×(273.15+99.24)=0.

20、65kg/m3 液相 查表2、表3并用內差法可得： tw=99.24時: (99.2480)/(10080)=(WA737.4)/(712737.4) 解之得 WA956.1kg/m3 (99.2490)/(10090)=(WB965.3)/(958.4965.3) 解之得 WB=720.0kg/m3L'Wm=1/(0.01/713+0.99/958.9)=955.6kg/m3提餾段平均密度L'm=(798.4+955.6)/2=877 kg/m3 平均粘度的計算 a塔頂液相平均粘度的計算 查表2、表3并用內差法可得： tD=68.25 (68.2560)/(8060)=(DA

21、0.344)/(0.2770.344) 解之得 DA=0.4233mPa·s (68.2565)/(7065)=(DB0.4355)/(0.40610.4355) 解之得 DB=0.3110mPa·s (68.2568)/(7068)=(xA85.62)/(68.4985.62) 解之得 xA=0.8348 LDm=DAxA+DB(1xA)=0.332mPa·sb進料板平均粘度的計算查表2、表3并用內差法可得： tF=77.82 (77.8260)/(8060)=(FA0.344)/(0.2770.344) 解之得 FA=0.284mPa·s (77.8

22、275)/(8075)=(FB0.3799)/(0.35650.3799) 解之得 FB=0.367mPa·s (77.8276.7)/(7876.7)=(xA33.33)/(28.1833.33) 解之得 xA=0.2889 LFm=FAxA+FB(1xA)=0.343mPa·s 精餾段平均粘度Lm=(0.332+0.343)/2=0.338mPa·sc塔底液相平均粘度的計算 查表2、表3并用內差法可得： tW=99.24 (99.2480)/(10080)=(WA0.277)/(0.2280.277) 解之得 WA=0.230mPa·s (99.24

23、95)/(10095)=(WB0.2994)/(0.28380.2994) 解之得 WB=0.286mPa·s (99.2492.9)/(10092.9)=(xA5.31)/(05.31) 解之得 xA=0.00568 LWm=WAxA+WB(1xA)=0.286mPa·s提餾段平均粘度L'm=(0.343+0.286)/2=0.314mPa·s 平均表面張力的計算 a. 塔頂液相平均表面張力的計算 查表2、表3并用內差法可得： tD=68.25 (68.2560)/(8060)=(DA17.33)/(15.0417.33) 解之得 DA=64.91mN/

24、m (68.2567)/(7067)=(DB64.91)/(64.364.91) 解之得 DB=18.30mN/m LDm=DAxA+DB(1xA)=24.36 mN/mb. 進料板液相平均表面張力的計算 查表2、表3并用內差法可得： tF=77.82 (77.8260)/(8060)=(FA17.33)/(15.0417.33) 解之得 FA=15.29mN/m (77.8270)/(8070)=(FB64.3)/(62.664.3) 解之得 FB=63.0N/m LFm=FAxA+FB(1xA)=49.2 mN/mc. 塔底液相平均表面張力的計算 查表2、表3并用內差法可得： tW=99.

25、24 (99.2480)/(10080)=(WA15.04)/(12.815.04) 解之得 WA=12.9mN/m (99.2490)/(10080)=(WB60.7)/(58.860.7) 解之得 WB=14.40N/m LWm=WAxA+WB(1xA)=58.6 mN/m精餾段液相平均表面張力Lm=(24.36+49.2)/2=36.78mN/m提餾段液相平均表面張力L'm=(49.2+58.2)/2=53.9 mN/m五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算 （1）精餾段塔徑的計算 由上面可知精餾段 qn,L=98.04kmol/h qn,v=162.54kmol/h 精餾段的氣、液相體積

26、流率為 qv,v=qn,vMVm/3600Vm=(162.54×27.48)/(3600×0.98)=1.27m3/s qv,L=qn,LMLm/3600Lm=(98.04×23.16)/(3600×783.8)=0.0008m3/s式中，負荷因子由史密斯關聯圖查得C20再求圖的橫坐標為qv,L/qv,v×(Lm/Vm)0.5=0.0178取板間距，HT=0.40m,板上清液層高度取hL=0.05m，則HT-hL=0.35 m史密斯關聯圖如下由上面史密斯關聯圖，得知C20=0.07m/s氣體負荷因子C= C20×(Lm/20)0.2=

27、0.079m/sumax=2.23m/s取安全系數為0.8，則空塔氣速為 u=0.8umax=0.8×2.43=1.79m/sD'=(4qv,v/u)=0.95m按標準塔徑圓整后為D=1.0m塔截面積為AT=(3.14×1×1)/4=0.785 m2實際空塔氣速為u實際=1.27/0.785=1.618 m/su實際/umax=1.618/2.23=0.725(安全系數在充許的范圍內，符全設計要求) 提餾段塔徑的計算 由上面可知提餾段 qn,L'=286.83kmol/h qn,v' = 162.54kmol/h 提餾段的氣、液相體積流率為

28、 qv,v'=qn,v'MV'm/3600V'm=(162.54×21.84)/(3600×0.65)=1.52m3/s qv,L'=qn,L'ML'm/3600L'm=(286.83×19.44)/(3600×877)=0.0023m3/s式中，負荷因子由史密斯關聯圖查得C20再求圖的橫坐標為qv,L'/qv,v'×(L'm/V'm)0.5=0.056取板間距，HT=0.40m，板上清液層高度取hL=0.05m，則HT-hL=0.35 m由史密斯關

29、聯圖，得知 C20=0.07m/s氣體負荷因子 C= C20×(L'm/20)0.2=0.085m/su'max=3.12m/s取安全系數為0.7，則空塔氣速為 u'=0.7u'max=0.7×3.12=2.18m/s D'=(4qv,v'/u)=0.94m按標準塔徑圓整后為D=1.0m塔截面積為AT=(3.14×1×1)/4=0.785 m2實際空塔氣速為u'實際=1.52/0.785=1.94 m/s u'實際/ u'max=1.94/3.12=0.58(安全系數在充許的范圍內，

30、符全設計要求) 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為 Z精=（N精-1）HT=（5-1）×0.40=1.6 m提餾段有效高度為 Z提=（N提-1）HT=（12-1）×0.40=4.4 m在進料板上方開一個人孔，其高度為0.8 m故精餾塔有效高度為Z=Z精+Z提+0.8=1.6+4.4+0.8=6.8m六、塔板主要工藝尺寸的計算 精餾段a溢流裝置計算 因塔徑D=1.0m，所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：1) 堰長lw可取lw=0.60D=0.60m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow ，選用平直堰，堰上層液高度 how=2.84/1000×

31、;E×(qv,L/lw)(2/3)近似取用E= 1.0 ，則how=0.008m取板上清液層高度hL=0.05 m故 hw=0.042m3) 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af由lw/D=0.6 m 查弓形降液管的參數圖可求得Af/AT=0.055 Wd/D=0.11 Af=0.055×0.785=0.0432 m2Wd=0.11×1.0=0.11 m并依據下式驗算液體在降液管中的停留時間，即=3600 AfHT/qv,L= 3600 ×0.0432×0.40/ (3600×0.0008)=21.6s5s 故降液管設計符合要求。4）降液

32、管底隙高度hoho= qv,L/（3600×lw×u'o）取u'o=0.08m/s則ho=0.0008×3600/(3600×0.6×0.07) =0.017mhw-ho=0.042-0.017=0.0250.013m故降液管底隙高度設計合理選用凹形受液盤，深度h'w=50mm。b塔板布置1) 塔板的分塊因為D 800mm，所以選擇采用分塊式，查“塔板分塊數表”可得，塔板可分為3塊。2) 邊緣區寬度確定取Ws=W's= 65mm , Wc=35mm3) 開孔區面積計算開孔區面積Aa按下面式子計算，則有Aa=2【x

33、（r2x2）0.5+ r2/180×sin-1（x/r）】其中 x=D/2(WdWs)=0.325mr= D/2Wc=0.465m由上面推出 Aa=0.55m24) 篩孔計算與排列本設計所處理的物系基本上沒有腐蝕性，可選用= 3mm碳鋼板，取篩孔直徑do=5mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t=3do=15mm篩孔的數目n為n=1.155Aa/t2=2823個開孔率為=0.907（do/t）2=10.1%氣體通過閥孔的氣速為uo=qv,v/Ao=1.27/（Aa×）=22.86m/s提餾段 (計算公式和原理同精餾段)a溢流裝置計算因塔徑D=1.0m，所以可選取單溢流弓

34、形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：1) 堰長lw可取lw=0.60D=0.60m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow可選取平直堰，堰上層液高度how由下列公式計算，即有how=2.84/1000×E×(qv,L/lw)(2/3)近似取用E= 1.0 ，則how=0.016m取板上清液層高度hL=0.05 m故 hw=0.05-0.016=0.034 m3) 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af由lw/D=0.6 查弓形降液管的參數圖可求得Af/AT=0.055 Wd/D=0.11Af=0.055×0.785=0.0432 m2Wd=0.11×1.0=

35、0.11 m并依據下式驗算液體在降液管中的停留時間，即=3600 AfHT/qv,L= 3600 ×0.0432×0.40/ (3600×0.0023)=7.51s5s 其中HT即為板間距0.40m，qv,L即為每小時的體積流量驗證結果為降液管設計符合要求。4）降液管底隙高度hoho=qv,L/（3600×lw×u'o）取 u'o=0.17m 則ho=0.0023×3600/(3600×0.6×0.17) =0.022 m0.02mHw-ho=0.034-0.022=0.012m0.006 m故降液

36、管底隙高度設計合理選用凹形受液盤，深度h'w=55mm。 b 塔板布置1) 塔板的分塊因為D 800mm，所以選擇采用分塊式，查“塔板分塊數表”可得，塔板可分為3塊。2) 邊緣區寬度確定取Ws=W's= 65mm , Wc=35mm3) 開孔區面積計算開孔區面積Aa按式子5-12計算，則有Aa=2【x（r2x2）0.5+ r2/180×sin-1（x/r）】其中 x=D/2(WdWs)=0.325mr= D/2Wc=0.465m由上面推出Aa=0.55m24) 篩孔計算與排列本設計所處理的物系基本上沒有腐蝕性，可選用= 3mm碳鋼板，取篩孔直徑do=5mm。篩孔按正三

37、角形排列，取孔中心距t為t=3do=15mm篩孔的數目n為n=1.155Aa/t2=2823個開孔率為=0.907（do/t）2=10.1%氣體通過閥孔的氣速為uo=qv,v'/Ao=1.52/（0.101×0.55）=27.36m/s七、篩板的流體力學驗算 精餾段1) 塔板壓降a 干板阻力hc計算干板阻力hc計算由公式hc=0.051(uo/co)2×（Vm/Lm）并取do/= 5/3=1.67 ,可查“干篩板的流量系數圖”得，co=0.772所以hc=0.051(22.86/0.772) 2×(0.98/783.8)=0.056m液柱b 氣體通過液層的

38、阻力hL的計算氣體通過液層的阻力hL由公式hL=hLua=qv,v/（ATAf）=1.27/(0.785-0.0432)=1.71m/sFo=1.71×(0.98)1/2=1.69kg1/2/(s·m1/2)可查“充氣系數關聯圖”得，得=0.58所以hL=hL=0.58×0.05=0.029m液柱c 液體表面張力的阻力h計算液體表面張力的阻力h由公式h=4Lm/（Lmgdo）計算,則有h=(4×36.78×10-3)/(783.8×9.81×0.005)=0.0038 m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hP，可按下面公式計算h

39、P=hc+hL+h=0.056+0.029+0.0038=0.089m液柱氣體通過每層塔板的壓降為Pp= hPLmg =0.089×783.8×9.81=683.0Pa0.7KPa（設計允許值） 2) 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，由于塔徑和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影響。3) 液沫夾帶 液沫夾帶量，采用公式ev=5.7×106/L×ua/(HThf)3.2由hf=2.5hL=2.5×0.05=0.125m 所以：ev=5.7×10-6/(36.78×10-3) 1.71/(0.4-0.125)3.2=0.054

40、kg液/kg氣0.1kg液/kg氣可知液沫夾帶量在設計范圍之內。4) 漏液對于篩板塔，漏液點氣速uo,min可由公式uo,min=4.4c0(0.0056+0.13 hL-h)/L /V1/2=8.75m/s實際孔速為uouo,min穩定系數為 K=uo/uo,min=22.86/8.75=2.611.5故在本設計中無明顯漏液。5) 液泛為防止塔內發生液泛，降液管內液高度Hd應服從式子Hd(HThw)甲醇與水屬于一般物系，取= 0.5，則(HThw)=0.5×(0.40+0.042)=0.41m而Hd=hp+hL+hd板上不設進口堰，則有hd=0.153(u'o)2=0.15

41、3×(0.08)2=0.001m液柱Hd=hp+hL+hd=0.08+0.05+0.001=0.221m液柱則有： Hd(HThw)于是可知本設計不會發生液泛 提餾段1) 塔板的壓降a 干板的阻力hc計算干板的阻力hc計算由公式hc=0.051(uo/co)2×（Vm/Lm）并取do/= 5/3=1.67 ,可查“干篩板的流量系數圖”得，co=0.78所以h'c= 0.046m液柱b 氣體通過液層的阻力h'L計算氣體通過液層的阻力h'L由公式h'L=hLua=qV,V'/（ATAf）=2.05m/sFo=2.05×0.650

42、.5=1.68kg1/2/s ·m1/2可查“充氣系數關聯圖”得=0.59所以h'L=hL=0.0295m液柱c 液體表面張力的阻力h計算液體表面張力的阻力h由公式h'=4L'm/（L'mgdo）計算,則有h'=0.005m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度h'P，可按公式h'P=h'c+h'L+h'=0.087m液柱氣體通過每層塔板的壓降為P'p= h'PL'mg = 691Pa0.7kPa 計算結果在設計允許值內2) 液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，因塔徑和液流量均不大，所以可

43、忽略液面落差的影響。3) 液沫夾帶 液沫夾帶量，采用公式ev=5.7×10-6/L×ua/(HThf)3.2 由 h'f=2.5h'L=0.125m所以e'v=5.7×10-6/(53.9×10-3)1.879/(0.40-0.125)3.2 =0.065kg液/kg氣0.1 kg液/kg氣可知液沫夾帶量在設計范圍之內。4) 漏液對于篩板塔，漏液點氣速uo,min可由公式 uo,min=4.4c0(0.0056+0.13 hL-h)/L /V1/2=10.6m/su'ou'o,min穩定系數為 K= u'o

44、 / u'o,min =27.38/10.6=2.581.5故在本設計中無明顯漏液。5) 液泛為防止塔內發生液泛，降液管內液高度Hd應服從式子Hd(HThw)甲醇與水屬于一般物系，取= 0.5 則(H'Th'w)=0.5×（0.40+0.034）=0.217m而Hd=hp+hL+hd板上不設進口堰，則有h'd=0.153(u'o)2=0.001m液柱H'd=h'p+h'L+h'd=0.087+0.05+0.001=0.138 m液柱則有：H'd(H'Th'w)于是可知本設計不會發生液泛。八

45、、塔板負荷性能圖 精餾段a漏液線 uo,min=4.4c0(0.0056+0.13 hL-h)/L /V1/2uo,min=qV,V, min/AohL= h w +howhow=2.84/1000×E×(qV,L,h/lw)(2/3)qV,V, min=4.4c0 Ao0.0056+0.13( hW+2.84/1000×E×(qV,L,h/lw)(2/3)- hLm /Vm1/2 =5.34 (0.00726+0.121qV,L,s2/3) 1/2 在操作范圍內，任取幾個qV,L,s值，依上式計算出qV,V,s值計算結果列于下表qV,L,s (m3/s

46、)0.00050.00150.00300.0045qV,V,s (m3/s)0.4780.5020.5270.548b 液沫夾帶線ev =0.1kg液/kg氣為限，求qV,V,s qV,L,s關系如下：ev=5.7×10-6/L×ua/(HThf)3.2ua=qV,V,s /(AT-Af)=1.348 Vshf=2.5hL=2.5(hw+ how)hw=0.042how=2.84/1000×E×(qV,L,s /lw)(2/3)hf=2.5(0.042+ 0.94qV,L,s2/3)=0.105+2.35qV,L,s2/3HThf=0.40-(0.105

47、+2.35qV,L,s2/3)=0.95-2.35qV,L,s2/3 ev=5.7×10-6/(36.78×10-3) 1.348qV,V,s/(0.295-2.35 qV,L,s2/3)3.2 =0.1整理得 qV,V,s=1.65-13.1 qV,L,s2/3 在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出qV,V,s值計算結果列于下表qV,L,s m3/s0.00050.00150.00300.0045qV,V,s m3/s1.5671.4781.3781.293c 液相負荷下限線對于平流堰，取堰上液層高度how=0.005m作為最小液體負荷標準，由式how=2.84/1

48、000×E×(qV,L,s/lw)(2/3) =0.006qV,L,s,min=0.00051m/s據此可做出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線d 液相負荷上限線 以=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式=Af×HT/qV,L,s=4故qV,L,s,max=Af×HT/4=（0.0432×0.40）/4=0.00432 m3/s據此可以作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限e 液泛線令Hd=(HThw)Hd=hp+hL+hdhP=hc+hL+hhL=hLhL= h w +how聯立得 HT(-1)hw=(+1) how+ hc + hd

49、+ h忽略h，將how與qV,L,s、hd和qV,L,s、hc與Vs的關系代入上式，得a' V2s=b'-c' qV,L,s2-d' qV,L,s2/3 式中a'=0.051/(Aoco)2×（v/l）b'=HT(-1)hwc'=0.153/(lwhO)2d'=2.84×10-3×E×( 1+)(3600/lw)(2/3)將有關數據代入,得a'=0.051/(0.101×0.55×0.772)2×（0.98/783.8）=0.0347b'=0.5

50、×0.4(0.5-0.58-1)×0.042=0.155c'=0.153/(0.6×0.017)2=1470.6d'=2.84×10-3×1×( 1+0.58)(3600/0.6)(2/3)=1.482 故qV,V,s2=4.24-28716.22 qV,L,s2-39.03 qV,L,s2/3在操作范圍內，任取幾個qV,L,s值，依上式計算出qV,V,s的值，計算結果如下表qV,L,s m3/s0.00050.00150.00300.0045qV,V,s m3/s2.051.951.7881.56在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖二可看出，該篩板的操作上限為霧沫夾帶線控制，下限為漏液線控制。由圖查得qV,V,s,max= 1.51m3/s qV,V,s,min=0.780 m3/s故操作彈性為qV,V,s,max/ qV,V,s,min=1.51/0.780=1.94 提餾段a漏液線 uo,min=4.4c0(0.0056+0.13 hL-h)/L /V1/2uo,m