1、化工原理課程設計題 目 分離乙醇-水篩板精餾塔的設計 系 （院） 化學與化工系 專 業 材料化學 班 級2009級1班 學生姓名學 號指導教師職 稱講師 2012年 6 月 1日濱州學院課程設計任務書一、課題名稱乙醇水分離板式精餾塔設計二、課題條件（原始數據）原 料：乙醇、水溶液 處理量：583.3Kg/h原料組成：28%（乙醇的質量分率）料液初溫： 26操作壓力、單板壓降：自選 回流比：R/Rmin=1.8進料狀態：冷液體進料塔頂產品濃度：78%（質量分率）塔底釜液含乙醇含量不高于0.04%（質量分率）塔 頂：全凝器塔 釜：飽和蒸汽間接加熱塔板形式：篩板生產時間：300天/年，每天24h運行

2、設備形式：篩板塔廠 址：濱州市目 錄第一章 概述11.1精餾操作對塔設備的要求11.2板式塔類型2第二章 設計方案的確定32.1操作條件的確定32.2確定設計方案的原則4第三章 塔的工藝尺寸得計算53.1精餾塔的物料衡算53.1.1摩爾分率53.1.2平均摩爾質量63.1.3 物料衡算63.1.4 回收率63.2塔板數的確定63.2.1理論板層數N的求取63.2.1.1 最小回流比及操作回流比計算63.2.1.3 逐板法求塔板數93.2.2實際板層數的求取93.3 精餾塔有關物性數據的計算103.3.1 操作壓力計算103.3.2 操作溫度計算103.3.3 平均摩爾質量計算113.3.3.1

3、 精餾段的平均摩爾質量113.3.3.2 提餾段平均摩爾質量113.3.4 平均密度計算113.3.5 液體平均表面張力計算123.3.5.1 精餾段液體平均表面張力133.3.5.2 提餾段精餾段液體平均表面張力133.3.6 液體平均黏度計算133.4 精餾塔的塔體工藝尺寸設計133.4.1 塔徑的計算143.4.2 精餾塔有效高度的計算163.5 塔板主要工藝尺寸的計算173.5.1 溢流裝置計算173.5.1.1 堰長173.5.1.2溢流堰高度173.5.1.3弓形降液管寬度和截面積183.5.1.4 降液管底隙高度183.5.2 塔板布置193.5.2.1 塔板的分塊193.5.2

4、.2邊緣區寬度確定203.5.2.3 開孔區面積計算203.5.2.4 篩孔計算及其排列203.6 篩板的流體力學驗算213.6.1 塔板壓降213.6.1.1 干板阻力計算213.6.1.2 氣體通過液層的阻力計算223.6.1.3 液體表面張力的阻力計算223.6.2液面落差233.6.3 液沫夾帶233.6.4 漏液233.6.5 液泛243.7 塔板負荷性能圖243.7.1 漏液線243.7.2 液沫夾帶線253.7.3 液相負荷下限線263.7.4 液相負荷上限線263.7.5 液泛線27第四章設計小結31參考文獻32第一章 概述乙醇水是工業上最常見的溶劑，也是非常重要的化工原料之一

5、，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、醫藥等行業。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燃料的趨勢，且已在鄭州、濟南等地的公交、出租車行業內被采用。山東業已推出了推廣燃料乙醇的法規。 長期以來，乙醇多以蒸餾法生產，但是由于乙醇水體系有共沸現象，普通的精餾對于得到高純度的乙醇來說產量不好。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

6、是非常必要的。1.1精餾操作對塔設備的要求 精餾所進行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質，而作為氣(汽)、液兩相傳質所用的塔設備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質效率。但是，為了滿足工業生產和需要，塔設備還得具備下列各種基本要求：（1）氣(汽)、液處理量大，即生產能力大時，仍不致發生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現象。（2）操作穩定，彈性大，即當塔設備的氣(汽)、液負荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質效率下進行穩定的操作并應保證長期連續操作所必須具有的可靠性。（3）流體流動的阻力小，即流體流經塔設備的壓力降小，這將大大節省動力消耗，從而降低操作費用。對于減

7、壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。（4） 結構簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。 （5）耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調節和檢修。（6） 塔內的滯留量要小。實際上，任何塔設備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨特的優點，設計時應根據物系性質和具體要求，抓住主要矛盾，進行選型。1.2板式塔類型氣液傳質設備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的設計將在其他分冊中作詳細介紹，故本書將只介紹板式塔。 板式塔為逐級接觸型氣液傳質設備，其種類繁多，根據塔板上氣液接觸元件的不同，可

8、分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。板式塔在工業上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀五十年代以后，隨著石油、化學工業生產的迅速發展，相繼出現了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛，因此，本章只討論篩板塔的設計。篩板塔也是傳質過程常用的塔設備，它的主要優點有： （1） 結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 （2）處理能力大，比

9、同塔徑的泡罩塔可增加1015。 （3） 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 （4）壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。 篩板塔的缺點是： （1）塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 （2） 操作彈性較小(約23)。 （3）小孔篩板容易堵塞。第二章 設計方案的確定 本設計任務為乙醇水混合物。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至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品

10、經冷卻后送至儲罐。2.1操作條件的確定 確定設計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設備的結構型式和某些操作指標。例如組分的分離順序、塔設備的型式、操作壓力、進料熱狀態、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結合課程設計的需要，對某些問題作些闡述。操作壓力 蒸餾操作通常可在常壓、加壓和減壓下進行。確定操作壓力時，必須根據所處理物料的性質，兼顧技術上的可行性和經濟上的合理性進行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設備。對于沸點低、在常壓下為氣態的物料，則應在加壓下進行蒸餾。當物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑

11、相同的情況下，適當地提高操作壓力可以提高塔的處理能力。有時應用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。 進料狀態 進料狀態與塔板數、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯系。在實際的生產中進料狀態有多種，但一般都將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設計和制造上提供了方便。加熱方式 蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。若塔底產物近于純水，而且在濃度稀薄時溶液的相對揮發度

12、較大(如酒精與水的混合液)，便可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優點是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱；在釜內只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。這樣，可節省一些操作費用和設備費用。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發組分的濃度應較低，因而塔板數稍有增加。但對有些物系(如酒精與水的二元混合液)，當殘液的濃度稀薄時，溶液的相對揮發度很大，容易分離，故所增加的塔板數并不多，此時采用直接蒸汽加熱是合適的。 值得提及的是，采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。對于乙醇水

13、溶液，一般采用0.40.7KPa（表壓）。冷卻劑與出口溫度 將析出，生成水垢附著在換熱器的表面而影響傳熱。冷卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決定。如果塔頂蒸汽溫度低，可選用冷凍鹽水或深井水作冷卻劑。如果能用常溫水作冷卻劑，是最經濟的。水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設計者確定。冷卻水出口溫度取得高些，冷卻劑的消耗可以減少，但同時溫度差較小，傳熱面積將增加。冷卻水出口溫度的選擇由當地水資源確定，但一般不宜超過50，否則溶于水中的無機鹽。2.2確定設計方案的原則 確定設計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術上的最新成就，使生產達到技術上最先進、經濟上最合理的要求，符合優質、高產、安全、低消耗的

14、原則。為此，必須具體考慮如下幾點：滿足工藝和操作的要求 所設計出來的流程和設備，首先必須保證產品達到任務規定的要求，而且質量要穩定，這就要求各流體流量和壓頭穩定，入塔料液的溫度和狀態穩定，從而需要采取相應的措施。其次所定的設計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應能在一定范圍內進行調節，必要時傳熱量也可進行調整。因此，在必要的位置上要裝置調節閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應考慮到生產上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應措施。滿足經濟上的

15、要求 要節省熱能和電能的消耗，減少設備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當地利用塔頂、塔底的廢熱，就能節約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設備費也有很大影響。保證安全生產 多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。例如：酒精屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發生火花的設備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內壓力過大或塔驟冷而產生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。 以上三項原則在生產中都是同樣重要

16、的。但在化工原理課程設計中，對第一個原則應作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而第三個原則只要求作一般的考慮。第三章 塔的工藝尺寸得計算3.1精餾塔的物料衡算摩爾分率乙醇的摩爾質量 水的摩爾質量 原料液 =原料液塔頂塔底產品平均摩爾質量原料液 塔頂 塔底產品 物料衡算進料流量 全塔物料衡算 輕組分 式中 F原料液流量，kmol/hD流出液流量，kmol/hW釜殘液流量，kmol/hXF原料液中易揮發組分的摩爾分數XD流出液中易揮發組分的摩爾分數XW釜殘液中易揮發組分的摩爾分數餾出液流量 釜液流量 回收率乙醇的回收率水的回收率3.2塔板數的確定理論板層數N的求取.1 最小回流比及操作回流比

17、計算表3-1乙醇水氣、液平衡組成（摩爾）與溫度關系溫度/液相氣相溫度/液相氣相溫度/液相氣相1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.6484.116.6150.8979.751.9865.99 由上表數據（賈紹義,柴誠敬主編化工原理課程設計天津:天津大學出版社，2002

18、）作乙醇-水的t-x-y圖如下圖3-1所示：圖3-1乙醇的t-x(y)相圖當時，由圖3-1乙醇的t-x(y)相圖，可查得溶液的泡點溫度為T泡=85.15查得泡點溫度下乙醇的汽化熱912KJ/Kg,水的汽化熱2654 KJ/Kg ，所以 平均溫度T=55.58原料液的比熱容CP=86.168KJ/(Kmol. ) 根據逐板法確定最小回流比：氣液線平衡方程的計算：序號溫度相對揮發度序號溫度相對揮發度195.5010.58980.702.403289.008.1971079.801.851386.707.2741179.701.792485.306.2861279.301.612584.105.20

19、21378.741.352682.703.9201478.411.210782.303.5781578.151.000881.502.989所以氣液線平衡方程為 氣液線平衡方程與q線方程的交點為=0.13208 =.317故取故精餾段操作線方程式中 R回流比L=RD=2.57 6.10445=15.688kmol/hq=1.1084w=20.77929kol/h則提鎦段操作線方程為將y1=xD=0.58113代入氣液線平衡方程得x1=0.31266在將其代入精餾段操作線方程得y2=0.388115逐板計算的結果見下表精餾段NT1=2提鎦段NT2=7理論板序號液相組成氣相組成理論板序號液相組成氣

20、相組成10.312660.5811340.0414670.11656620.1721610.38811550.0263340.07620630.1165660.28695660.0163830.04834670.010.0380.006060.01827590.00360.011100.002160.00657.3 逐板法求塔板數由上圖可以看出總理論板數N=10(包含再沸器)，精餾段理論板數為2塊,其中第3塊板為加料板。實際板層數的求取則有塊塊總板效率的求取一般兩種方法：1.經驗數據2.采用Oconnell法，適用范圍：，板上液流長度1m. -塔頂和塔底平均溫度下的相對揮發度；-塔頂和塔底平均

21、溫度下的粘度。3.3 精餾塔有關物性數據的計算 物性數據數據的查取和估算對于工藝設計計算非常重要，精餾塔設計中主要的物性數據包括啊：密度、粘度、比熱容、汽化潛熱和表面張力。 操作壓力計算(影響氣相密度，進而影響VsD塔板結構參數)取塔頂表壓為0Kpa。塔頂操作壓力 每層塔板壓降 ，一般0.4-0.7kPa，浮閥塔板的壓降為0.2650.53kPa，篩板的小于浮閥塔板，泡罩的大于浮閥塔板。進料板壓力塔底操作壓力精餾段平均壓力提餾段平均壓力 操作溫度計算利用表3-1中數據由拉格朗日插值可求得、。進料口： , =85.07塔頂：，=78.70塔釜：，=99.96精餾段平均溫度提餾段平均溫度 平均摩爾

22、質量計算.1 精餾段的平均摩爾質量精餾段平均溫度=81.885液相組成：，=29.53%氣相組成 ：，=57.59%所以 kg/kmol kg/kmol.2 提餾段平均摩爾質量提餾段平均溫度=92.515液相組成：，=4.339%氣相組成：，=27.062%所以 kg/kmol kg/kmol 平均密度計算求得在與下乙醇與水的密度。不同溫度下乙醇和水的密度（姚玉英化工原理（上）P360-361頁附錄二十）見表3-2。表3-2不同溫度下乙醇和水的密度溫度/溫度/8073597195720961.8585730968.6100716958.490724965.3精餾段平均溫度=81.885，=73

23、3.115 kg/, =970.59kg/同理 =92.515， =721.988 kg/， =963.565 kg/在精餾段，液相密度：氣相密度：=1.309kg/在提餾段，液相密度：氣相密度：=0.943739 kg/ 液體平均表面張力計算不同溫度下乙醇和水的表面張力（姚玉英化工原理（上）P362-365頁附錄二十一）見表3-3。表3-3乙醇和水不同溫度下的表面張力溫度/708090100乙醇表面張力/1817.1516.215.2水表面張力/64.362.660.758.8.1 精餾段液體平均表面張力精餾段平均溫度=81.885乙醇表面張力：水表面張力：精餾段液體的平均表面張力：.2 提

24、餾段精餾段液體平均表面張力提餾段平均溫度=91.675乙醇表面張力：水表面張力：提餾段液體平均表面張力： 液體平均黏度計算精餾段平均溫度=81.885 查液體黏度共線圖（姚玉英化工原理（上）P347頁附錄十五）得：提餾段平均溫度=92.515 查液體黏度共線圖得：精餾段黏度：提餾段黏度：=0.274493.4 精餾塔的塔體工藝尺寸設計 塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為式中 V精餾段氣相流量，kmol/h L精餾段液相流量，kmol/hMV1、ML1分別為精餾段氣、液相平均摩爾質量，kg/kmol、分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3同理，提餾段的氣、液相體積流率為由極限空塔氣速計算式：

25、式中 、分別為氣、液相平均密度，kg/m3C由式 計算式中 C20物系表面張力為20mN/m的負荷系數 m操作物系的液體平均表面張力，mN/m C操作物系的負荷系數其中的 由史密斯關聯圖（姚玉英化工原理（下）P158頁圖3-7史密斯關聯圖），0.2HT=0.60.450.30.150.40.30.21.00.70.10.040.030.020.070.010.040.030.020.070.010.10.090.060.05 史密斯關聯圖 查取圖的橫坐標為式中 Vh、Lh分別為塔內氣、液兩相的體積流量，m3/h、分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3同理，提餾段的為取板間距 ，板上液層高度

26、，則同上，同理，提餾段的板間距取，板上液層高度 。同理，提餾段的為選取泛點率：一般液體，易起泡液體，。取安全系數0.7，則空塔氣速為式中 D塔徑，m Vs塔內氣體流量，m3/s u空塔氣速，即按空塔截面積計算的氣體線速度，m/s按標準塔徑圓整后為D=0.4m常用的標準塔徑為：0.4m、0.6m、0.7m、0.8m、1.0m、1.2m、1.4m、1.6m、1.8m、2.0m、2.2m、4.2m。同理，提餾段為按標準塔徑圓整后為塔截面積為實際空塔氣速為同理，提餾段的為 精餾塔有效高度的計算板間距選擇：表6塔板間距與塔徑的關系塔 徑/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0

27、板間距/HT，mm200300250350300450350600400600化工生產中常用板間距為：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在決定板間距時還應考慮安裝、檢修的需要。例如在塔體人孔處，應留有足夠的工作空間，其值不應小于600mm。 精餾段有效高度為：提餾段有效高度為：在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m ，故精餾塔的有效高度為：3.5 塔板主要工藝尺寸的計算 溢流裝置計算溢流裝置包括溢流堰和降液管。 降液管：弓形、圓形。小塔用圓形，一般采用弓形降液管。塔板溢流形式有：U型流、單溢流、雙溢流和階梯流。表 溢流形式選擇塔 徑小塔、液體流

28、量小塔徑小于2.2m塔徑大于2m塔徑很大、液體流量很大溢流形式U型流單溢流雙溢流階梯流因塔徑 D=0.6m ，可選用單溢流弓形降液管。各項計算如下：.1 堰長堰長由液相負荷和溢流形式決定。對單溢流，一般取lw=0.6-0.8D，對雙溢流，一般取lw=0.5-0.6D。取同理，提餾段的為.2溢流堰高度由式中 堰高，m板上液層高度，m堰上液層高度，m溢流堰板的形狀由決定，>0.6選平直堰；<0.6選齒形堰選用平直堰，堰上液層高度：，近似取E=1（一般情況取1，可借用博爾斯對泡罩塔提出的液流收縮系數計算圖求取。）式中 lw堰長，m Lh塔內液體流量，m3/hE液流收縮系數，若how小于6

29、mm,采用齒形堰，當溢流層不超過齒頂時；當溢流層超過齒頂時用試差法。則同理，提餾段的為取板上清液層高度故同理，提餾段的為.3弓形降液管寬度和截面積降液管截面積：由Af/AT = 0.06- 0.12 確定；由由弓形降液管的參數圖（姚玉英化工原理（下）P163頁圖3-12弓形降液管的寬度與面積）查得，故同理，提餾段的為 為避免嚴重的氣泡夾帶，停留時間，其中。驗算液體在降液管中停留時間為：式中 Lh塔內液體流量，m3/h HT板間距，m Af弓形降液管截面積，m2同理，提餾段的為 故降液管設計合理。.4 降液管底隙高度底隙 h0：通常在 30-40mm，若太低易于堵塞。，取式中 Lh塔內液體流量，

30、m3/h lw堰長，m液體通過降液管底隙時的流速，m/s。根據經驗，一般取=0.07 m/s 0.25 m/s則降液管底隙高度比溢流堰高度低0.006m。同理，提餾段的為故降液管底隙高度設計合理。 塔板布置.1 塔板的分塊塔板類型按結構特點可分為整塊式或分塊式兩種。一般，塔徑從小于800mm時采用整塊式塔板；當塔徑在900mm以上時，采用分塊式塔板。因，故塔板采用整塊式。溢流區區（受液區和降液區）Wd一般兩區面積相等。鼓泡區 氣液傳質有效區入口安定區和出口安定區 Ws=50-100mm。邊緣區：小塔Wc=30-50mm，大塔50-75mm。WcWdWslWrx篩孔數的計算:n每平方米鼓泡區的篩

31、孔數。.2邊緣區寬度確定取，.3 開孔區面積計算開孔區面積：其中式中 邊緣區寬度，m開孔區面積，m2弓形降液管寬度，m破沫區寬度，m同理，提餾段的為故同理，提餾段的為。.4 篩孔計算及其排列本利所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距 為同理，取提餾段的為篩孔數目n為式中 開孔區面積，m2 t孔間距，m同理，提餾段的為個實際開孔393個。開孔率為同理，提餾段的為氣體通過篩孔的氣速為同理，提餾段的為。3.6 篩板的流體力學驗算 塔板壓降.1 干板阻力計算干板阻力：式中 氣體通過篩孔的氣速，m/s C0干篩孔的流量系數、分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3

32、由，查查干篩孔的流量系數圖得，干篩孔流量系數圖故液柱同理，提餾段的為 液柱hc=0.103m.2 氣體通過液層的阻力計算氣體通過液層的阻力：式中 Vs塔內氣體流量，m3/s AT塔截面積，m2 Af弓形降液管截面積，m2同理，提餾段的為取=0.5，則式中 hL板上液層高度，m充氣因數，無量綱。液相為水時，=0.5，為油時，=0.20.35，為碳氫化合物時，=0.40.5同理，提餾段的為.3 液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產生的阻力：液柱式中 d0孔直徑，m m操作物系的液體平均表面張力，mN/m同理，提餾段的為液柱氣體通過每層塔板的液柱高度 可按下式計算，即同理，提餾段的為氣體通過每層塔

33、板的壓降為（設計允許值）同理，提餾段的為（設計允許值）液面落差液面落差一般較小，可不計。當不可忽略時，對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3.6.3 液沫夾帶霧沫夾帶量： 式中 板上液層高度，m HT板間距，mm操作物系的液體平均表面張力，mN/m ua氣體通過篩孔時的速度，m/s故同理，提餾段的為故在本設計中液沫夾帶量在允許范圍內。3.6.4 漏液對篩板塔，漏液點氣速：式中 板上液層高度，mC0干篩孔的流量系數、分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3與液體表面張力壓強降相當的液柱高度，m實際孔速同理，提餾段的為穩定系數為同理，提餾段的為故在本設計中

34、無明顯漏液。3.6.5 液泛為防止塔內發生液泛，降液管內液層高 式中 HT板間距，m hw堰高，m 系數，是考慮到降液管內充氣及操作安全兩種因素的校正系數。易氣泡物系，不易起泡物系，一般物系，取。乙醇水物系屬于一般物系，取，則同理，提餾段的為而板上不設進口堰，可由式5-30計算，即液柱液柱同理，提餾段的為 液柱液柱故在本設計中不會發生液泛現象。3.7 塔板負荷性能圖 漏液線由得同理，提餾段的為在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于表3-4。表3-4漏液線計算結果0.000080.000450.00080.0010.43860.45560.46690.47251.6861.737

35、1.7711.788由上表數據即可分別作出精餾段和提餾段的漏液線3。 液沫夾帶線以 為限，求關系如下：由 同理，提餾段的為=0.125同理，提餾段的為故同理，提餾段的為整理得同理，提餾段的為在操作范圍內，任取幾個 值，依上式計算出 值，計算結果列于表3-5。表3-5霧沫夾帶線計算結果0.000080.000450.00080.0010.31890.3020.2910.2850.4330.4010.380.37由上表數據即分別可作出精餾段和提餾段的霧沫夾帶線1。 液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準。由式得取 E=1，則 同理，提餾段的為據此可作出與氣體流量無關的垂直液相

36、負荷下限線3。 液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限：故同理，提餾段的為據此可分別作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4。 液泛線令 由 ；聯立得 忽略，將與，與，與的關系式代入上式，并整理得式中 將有關的數據代入，得同理，提餾段的為故或同理，提餾段的為在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出個值，計算結果列于表3-6。表3-6液泛線計算結果0.000080.000450.00080.0010.5590.52330.4650.4160.5160.4880.4560.432圖3-4精餾段塔板負荷性能圖圖3-5提留段塔板負荷性能圖由塔板負荷性能圖可以看出：該篩板的氣相負荷上限完全由霧沫

37、夾帶控制，操作下限為漏液控制。在任務規定的氣液負荷下的操作點p,處在適宜操作區內的適宜位置。按照規定的液氣比，由上圖查出精餾段塔板的氣相負荷上限=0.559，氣相負荷下限=0.285，所以：操作彈性= =2同理提餾段塔板的氣相負荷上限=1.78，氣相負荷下限=0.37，操作彈性= =4.8所設計篩板的主要結果匯總于表3-7表3-7篩板塔設計計算結果項目精餾段數值提餾段數值平均溫度81.88592.515平均壓力103.425112.175氣相流量0.15780.3937液相流量0.0001390.00031塔的有效高度Z/m0.451.8實際塔板數27塔徑/m0.40.6板間距0.450.30