1、符號(hào)說明:英文字母Aa-塔板的開孔區(qū)面積，m2A-降液管的截面積，m2Ar-塔的截面積mC-負(fù)荷因子無因次C2o-表面張力為20mN/m的負(fù)荷因子do-閥孔直徑D-塔徑ev-液沫夾帶量kg液/kg氣Er-總板效率R-回流比Rnin-最小回流比M-平均摩爾質(zhì)量kg/kmoltm-平均溫度C2g-重力加速度9.81m/sF-閥孔氣相動(dòng)能因子kg1/2/(s.m1/2)hi-進(jìn)口堰與降液管間的水平距離mhc-與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萴hf-塔板上鼓層高度mhL-板上清液層高度mhi-與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨萴ho-降液管底隙高度mhow-堰上液層高度mhw-溢流堰高度mhp-與克服表面張力的壓降

2、相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨萴H-浮閥塔高度mHB-塔底空間高度mHd-降液管內(nèi)清液層高度mHD-塔頂空間高度mHF-進(jìn)料板處塔板間距mH/-人孔處塔板間距mH-塔板間距ml四-堰長(zhǎng)mLs-液體體積流量m3/sN-閥孔數(shù)目P-操作壓力KPaP-壓力降KPaPp-氣體通過每層篩的壓降KPaNr-理論板層數(shù)u-空塔氣速m/sVs-氣體體積流量m3/sW-邊緣無效區(qū)寬度mW-弓形降液管寬度mW-破沫區(qū)寬度m希臘字母0-液體在降液管內(nèi)停留的時(shí)間sumPa.sP-密度kg/m3b表面張力N/m4-開孔率無因次X'質(zhì)量分率無因次下標(biāo)Max-最大的Min最小的L-液相的V-氣相的m-精儲(chǔ)段n-提儲(chǔ)段D-塔頂F進(jìn)料

3、板W-塔釜一、概述乙醇水是工業(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(yīng)用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè)。近些年來，由于燃料價(jià)格的上漲，乙醇燃料越來越有取代傳統(tǒng)燃料的趨勢(shì)，且已在鄭州、濟(jì)南等地的公交、出租車行業(yè)內(nèi)被采用。山東業(yè)已推出了推廣燃料乙醇的法規(guī)。長(zhǎng)期以來，乙醇多以蒸儲(chǔ)法生產(chǎn)，但是由于乙醇水體系有共沸現(xiàn)象，普通的精儲(chǔ)對(duì)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(jìn)乙醇、水體系的精儲(chǔ)設(shè)備是非常重要的。塔設(shè)備是最常采用的精儲(chǔ)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

4、應(yīng)用，在此我們作板式塔的設(shè)計(jì)以熟悉單元操作設(shè)備的設(shè)計(jì)流程和應(yīng)注意的事項(xiàng)是非常必要的。1.1 設(shè)計(jì)依據(jù)本設(shè)計(jì)依據(jù)于教科書理論及查閱教參文獻(xiàn)為設(shè)計(jì)實(shí)例，對(duì)所提出的題目進(jìn)行分析并做出理論計(jì)算。1.2 技術(shù)來源目前，精儲(chǔ)塔的設(shè)計(jì)方法以嚴(yán)格計(jì)算為主，也有一些簡(jiǎn)化的模型，但是嚴(yán)格計(jì)算法對(duì)于連續(xù)精儲(chǔ)塔是最常采用的，我們此次所做的計(jì)算也采用嚴(yán)格計(jì)算法。1.3 設(shè)計(jì)任務(wù)及要求原料：乙醇一水溶液年產(chǎn)量50000噸乙醇含量：42%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）料液初溫：45C設(shè)計(jì)要求：塔頂乙醇含量為90%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）塔釜乙醇含量不大于0.5%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）物性附表：表一：乙醇一水汽液平衡數(shù)據(jù)摩爾分?jǐn)?shù)x摩爾分?jǐn)?shù)yT/C摩爾分?jǐn)?shù)x摩爾分?jǐn)?shù)

5、yT/C0.000.001000.2608''0.01900.170095.50.32730.07210.389189.00.39650.09660.437586.70.50790.12380.470485.30.51980.16610.508984.10.57320.23370.544582.70.6763表二：塔板間距與塔徑的關(guān)系塔徑D/m0.3-2.42.4-4.0板間距出200-300250350300450350600400-6001.4方案選擇塔型選擇：根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日300天，每天開動(dòng)設(shè)備24小時(shí)計(jì)算，產(chǎn)品流量為694

6、4kg/h,由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價(jià)，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。操作壓力：由于乙醇水體系對(duì)溫度的依賴性不強(qiáng)，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費(fèi)用，操作壓力選為常壓其中塔頂壓強(qiáng)為：0kPa（表壓）飽和蒸汽壓力：0.25MPa（表壓）進(jìn)料狀態(tài)：雖然進(jìn)料方式有多種，但是飽和液體進(jìn)料時(shí)進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動(dòng)的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進(jìn)料時(shí)精儲(chǔ)段和提儲(chǔ)段的塔徑相同，無論是設(shè)計(jì)計(jì)算還是實(shí)際加工制造這樣的精儲(chǔ)塔都比較容易，為此，本次設(shè)計(jì)中采取飽和液體進(jìn)料加熱方式：精儲(chǔ)塔的設(shè)計(jì)中多在塔底加一個(gè)再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔

7、內(nèi)有足夠的熱量供應(yīng)；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(shí)只需在塔底安裝一個(gè)鼓泡管，于是可省去一個(gè)再沸器，并且可以利用壓力較低的蒸汽進(jìn)行加熱，無論是設(shè)備費(fèi)用還是操作費(fèi)用都可以降低。1.5廠址廠址位于寧夏地區(qū)寧夏地區(qū)大氣壓為：二、工藝計(jì)算由于精儲(chǔ)過程的計(jì)算均以摩爾分?jǐn)?shù)為準(zhǔn)，需先把設(shè)計(jì)要求中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù)原料液的摩爾組成：mCH3CH2OHmCHCH2OH/(3-MCH3CH2OHMCH3CH2OH1mCH3CH2OHMh2onCHCH2OHX3FnCH3CH2OH巾20同理可得：Xd=0.7788原料液的平均摩爾質(zhì)量：MfXfMch3

8、ch2oh(1Xf)Mh2o0.220746(10.2207)1824.18kg/kmol同理可得：M=39.81kg/KmolMW=18.04kg/Kmol45C下，原料液中：h2o971Kg/m3,cH3CH2oh735Kg/m3WF0.00164258)空/(空58)0.2207464618由此可查得塔頂、塔底混合物的沸點(diǎn)，詳見表三表三：原料液、儲(chǔ)出液與釜液的流量與溫度名稱料液（Xf）儲(chǔ)出液（Xd）釜液（X）X/%42900.4X（摩爾分?jǐn)?shù)）0.22070.77880.0016摩爾質(zhì)量（Kg/Kmol）24.1839.8118.04沸點(diǎn)溫度t/C82.9778.6299.622.1相對(duì)揮

9、發(fā)度的計(jì)算及操作回流比的確定2.1.1相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算y(x1)x(y1)x由相平衡方程式y(tǒng)可得1（1）x根據(jù)乙醇一水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得（表一）y1xD0.7788,x10.7427(塔頂?shù)谝粔K板)y0.5376,Xf0.2207xw0.0016,yw0.0143(塔釜)因此可以求得：1=1.219,f4.105,w=9.053全塔的相對(duì)平均揮發(fā)度：mJ1fw、1.219一4.1059.0533.562.2.2最小回流比及操作回流比的確定當(dāng)進(jìn)料為飽和液體時(shí)：Rmin停m1xfm(1xD)1yF10.77883.56(10.7788)073.5610.220710.5376Ropt(1.2

10、2)Rmin,則Ropt0.241.4取R1.1塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜?dú)堃毫考凹訜嵴羝康挠?jì)算以年工作日為300天，每天開車24h計(jì)算，進(jìn)料量350000103002424.18287.2kmol/h由全塔的物料衡算方程可寫出：V。FDW,y°0V°y。FxfDxdWxwWL'LqFRDqF,q1(泡點(diǎn))則可得：D80.6kmol/h,W375.9kmol/h,V0169.3kmol/h全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量塔頂全凝器的熱負(fù)荷：由汽液平衡數(shù)據(jù)查得組成Xf=0.2207的乙醇一水溶液泡點(diǎn)溫度為82.97C,在平均溫度(82.97+45)/2=64C下，由附錄查得乙醇與水的相

11、關(guān)物性如下：乙醇的汽化潛熱：rA=1000kJ/kg水的汽化潛熱：rB=2499kJ/kg則可得平均汽化潛熱：rrAxArBxB10000.22072499(10.2207)2168kJ/kg精儲(chǔ)段：V=(R+1)D則塔頂蒸汽全部冷凝為泡點(diǎn)液體時(shí)，冷凝液的熱負(fù)荷為QCVr(R1)Dr(1.11)80.639.8121681.4608107kJ/h取水為冷凝介質(zhì)，其進(jìn)出冷凝器的溫度分別為20C和30C則平均溫度下的比熱4.182kJ/kgc,于是冷凝水用量可求得:QcC(t2t1)1.4608107349306kg/h4.182(3020)2.3.3熱能利用以釜?dú)堃簩?duì)預(yù)熱原料,則將原料加熱至泡點(diǎn)

12、所需的熱量Qf可記為:WfCfMtF1),其中tFm82.974563.98C,在進(jìn)出預(yù)熱器的平均溫度以及tFm63.98C的情況下可以查得比熱4.188kJ/kgC,所以:Qf35000010300244.188(82.9745)1.104106kJ/h釜?dú)堃悍懦龅臒崃?QWWWC(tW1tW2)那么平均溫度tWm99.6255。竺黑77.3C21.425106kJ/h查其比熱為CW4.19kJ/kgC,因此Qw422.5418.044.19(99.6255)可知，QwQf,于是理論上可以用釜?dú)堃杭訜嵩弦褐僚蔹c(diǎn)理論塔板層數(shù)的確定由上述計(jì)算可知xF0.2207,xD0.7788,xW0.00

13、16；R1.1,q1.按平衡數(shù)據(jù)可得平衡曲線如圖所示，在對(duì)角線上找到a點(diǎn)，該點(diǎn)橫坐標(biāo)為xD0.7788。由精儲(chǔ)段操作曲線截距QZZ880.371,找出b點(diǎn)，連接ab即為精儲(chǔ)段操作曲線;R11.11以對(duì)角線上f點(diǎn)(Xf0.22。7)為起點(diǎn)，因?yàn)閝=1，所以作Xf0.2207與ab的交點(diǎn)為d,由xw0.0016在對(duì)角線上確定點(diǎn)c,連接c、d兩點(diǎn)可得提儲(chǔ)段操作線，從a點(diǎn)起在平衡線與操作線之間作階梯，求出總理論板數(shù)，由圖可知所需總理論板數(shù)為19塊，第15塊板加料，精儲(chǔ)段需板14塊板，提儲(chǔ)段需5塊板。1.4 全塔效率的估算用奧康奈爾法(O'conenell)對(duì)全塔效率進(jìn)行估算:1fw1.2194

14、.1059.0533.5678.4382.9799.6287C全塔的平均溫度：Dtftwtm3一在溫度tm下查得h2o0.326mPaS，乙醇=0.388mRS因?yàn)閘為L(zhǎng)i，所以可得:LF0.22070.388(10.2207)0.3260.339mFaS全塔液體的平均粘度：Lm(LFLDlw)/3(0.3390.3880.326)/30.3510245_0245一一.全塔效率Et0.49(L)0.49(3.560.351).46.4%實(shí)際塔板數(shù)NPNp也41塊(含塔釜)Et0.464其中，精儲(chǔ)段的塔板數(shù)為：14/0.46432三、精儲(chǔ)段的工藝條件3.1操作壓力塔頂操作壓力PdPl101.32

15、5kPa每層塔板壓降塔釜操作壓降PlW0.7kPaPD0.741101.3250.741130.025kPa進(jìn)料板壓降PfPd0.732101.3250.732123.725kPa精儲(chǔ)段平均壓降Pm(PdPf)/2(101.325123.725)/2112.525kPa提e留段平均壓降Pn(PfPW)/2(123.725130.025)/2126.875kPa3.2操作溫度由乙醇-水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以得到：塔頂溫度tD78.43C進(jìn)料板溫度tF82.97C塔釜溫度tW99.62C精儲(chǔ)段平均溫度tm(78.4382.97)/280.7c提儲(chǔ)段平均溫度tn(82.9799.62)/291.29c

16、3.3平均摩爾質(zhì)量及平均密度3.3.1平均摩爾質(zhì)量精僭段整理精儲(chǔ)段的已知數(shù)據(jù)列于下表，由表可得:位置進(jìn)料板塔頂（第一塊板）質(zhì)里分?jǐn)?shù)xF0.42yF0.748y,Xd0.9X0.881摩爾分?jǐn)?shù)xF0.2207Vf0.5376y1xD0.7788x10.7427摩爾質(zhì)量（kg/kmol）MLf24.18Mvf33.05Mld39.81Mvd38.79液相平均摩爾質(zhì)量：MLm24.1839.8131.99kg/kmol233.0538.79氣相平均摩爾質(zhì)量：MVm35.92kg/kmol2同理可得：提僭段位置進(jìn)料板塔釜質(zhì)里分?jǐn)?shù)xF0.42Vf0.748xw0.004yw0.0357摩爾分?jǐn)?shù)xF0.2

17、207yF0.5376v0.0016yw0.0143摩爾質(zhì)量（kg/kmol）MLf24.18Mvf33.05MLW18.04Mvw18.4液相平均摩爾質(zhì)量：MLn18.0424.1821.11kg/kmol2氣相平均摩爾質(zhì)量：MVn18.433.0525.73kg/kmol2平均密度精僭段（1）在平均溫度下查得:33水=971.3kg/m,乙醇734kg/m液相平均密度為:XLm1XLmLm乙醇其中，平均質(zhì)量分?jǐn)?shù)xLm=0.420.881=0.6512所以，Lm802kg/m3(2) 氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即PmMVmVmRtm1.37kg/m3112.52535.928.31

18、4(80.7273.15)同理可得提儲(chǔ)段LnVn901kg/mPnMVn126.87525.73RTn8.314(91.29273.15)1.08kg/m33.3.3(1)液體平均表面張力的計(jì)算塔頂液相平均表面張力的計(jì)算當(dāng)乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為90%寸,查得圖乙醇-水混合液的表面張力(25C)可得325C22.310N/m，且乙醇的臨界溫度為243C，水的臨界溫度為374.2C,則混合液體的臨界溫度為:TmCDxiTiC0.77882430.2212374.2271.8C將混合液體的臨界溫度代入可得n(Jm)1.2(2781)1.20.7523N/m25cTmCDT25C278.125解得：tD0.

19、1678N/m(2)進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算當(dāng)乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為42%時(shí)，查得圖乙醇-水混合液的表面張力(25C)可得325C26.510N/m，且乙醇的臨界溫度為243C，水的臨界溫度為374.2C，則混合液體的臨界溫度為：Tm°FXT。0.22072430.7793374.2345.2CmCFiiC將混合液體的臨界溫度代入可得(TmCFTf)1.2(345.282.97廣20.7869N/m25cTmCFT25C345.225解得：tF0.2085N/m塔釜液相平均表面張力的計(jì)算當(dāng)乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.5%時(shí)，查得圖乙醇-水混合液的表面張力(25C)可得3*61.310N/m，且

20、乙醇的臨界溫度為243C,水的臨界溫度為374.2C,則混合液體的臨界溫度為:TCxTC0.00162430.9984374.2373.9CmcvvIic將混合液體的臨界溫度代入可得二(MTW)1.2(3939)1.20.7625N/m25CTmcwT25C393.925解得：tw0.4674N/m所以,精儲(chǔ)段液相平均表面張力:Lm(0.16780.2085)/218.82103N/m提儲(chǔ)段液相平均表面張力:Ln(0.20850.4674)/233.79103N/m四、塔體工藝尺寸計(jì)算塔徑的計(jì)算4.1.1精儲(chǔ)段、提儲(chǔ)段的氣液相負(fù)荷精e留段的汽液相負(fù)荷：RD1.180.688.66kmol/hL

21、mLMLm88.6631.99Lm8023.54m3/h0.00098m3/sVm(R1)DVMVm(1.11)80.6169.2635.92169.26kmol/hLn1.374438m3/h1.233m3/s提儲(chǔ)段的汽液相負(fù)荷:LqFRDF1.180.6287.2375.86kmol/hLnLM3375.86Ln90121.1138.81m3/h0.00245m3/sV(1q)FV169.26kmol/h,qVMVn169.2625.733/u4032m/hVn1.081.120m3/s塔徑計(jì)算(1)由于精儲(chǔ)段和提儲(chǔ)段的上升蒸汽量相差不大,以上計(jì)算結(jié)果可得：為便于制造，取兩段的塔徑相等,根

22、據(jù)汽塔的平均蒸汽流量:Vs汽塔的平均液相流量:LsVmVn2LmL21.2331.1203,1.176m/s20.000980.002453,0.0017m3/s汽塔的氣相平均密度:汽塔的液相平均密度:VmVn2LmLn21.371.08280290121.23kg/m3851kg/m3（2）由上可知功能參數(shù):（墾）匹（址網(wǎng)0.038VS七V1.1761.23查史密斯關(guān)聯(lián)圖得：C200.073，則可得:CC20()0.20.073(1882)0.20.0720.02200.072859m/s0.71.891.323m/s1.064m1200mmd藤.3.141.323根

23、據(jù)他鏡系列尺寸圓整為D由此可由塔板間距與塔徑的關(guān)系表選擇塔板間距Ht0.45m此時(shí)，精儲(chǔ)段的上升蒸汽速度為：m竺-±11.091m/sD23.141.22提儲(chǔ)段的上升蒸汽速度：n竺0.991m/snD23.141.22塔高的計(jì)算精儲(chǔ)塔的塔體總高度（不包括裙座和封頭）由下式?jīng)Q定:HHd(Np2S)HtSHtHfHb式中：Hd0.8（塔頂空間，m）Hb2（塔底空間，m）Ht0.45（塔板間距，m）Ht0.6（開有人孔的塔板間距，m）Hf0.6（進(jìn)料板高度,m）Np41（實(shí)際塔板數(shù)，m）S3（人孔數(shù)目/不告擴(kuò)塔頂空間和塔底空間的人孔，m）所以，H0.8（4123）0.4530.60.622

24、1.4m塔板工藝尺寸的計(jì)算溢流裝置計(jì)算因本設(shè)計(jì)塔徑D=1200mm則可選用單溢流型分塊式塔板，各項(xiàng)計(jì)算如下:(1)堰長(zhǎng)lW取lW0.66D0.661.20.792m(2)溢流堰高度hW有hwhLhow，選用平直堰。堰上層流高度how由下式計(jì)算可得:how2.84Ls2/3E()1000lw2.84.,0.00173600、2/31()10000.7920.011mh0.06m,則0.060.0110.049m取板上敝層局度hwhhOw(3)弓形降液管寬度Wd和截面積Af,由邑0.66杳弓形降液管的寬度與面積關(guān)D一AfW系圖可得：_L0.0722,0.124,其中AtD231422A-D1.22

25、1.13m2則可得：442Af0.0722At0.07221.130.0816mWd0.124D0.1241.20.1488m驗(yàn)算：液體在精儲(chǔ)段降液管內(nèi)的停留時(shí)間:AfHT0.08160.450.0009837.5s5s液體在提儲(chǔ)段降液管內(nèi)的停留時(shí)間:AfHT0.08160.4515s5sLn0.00245由此可知降液管設(shè)計(jì)合理。(4) 降液管底隙高度hoho'lwo取o0.08m/s,則:0.00170.7920.080.027mhwho0.0490.0270.022m0.006m由此可知降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。塔板布置及浮閥數(shù)目與排列本實(shí)驗(yàn)米用F1重閥，重量為33g,孔徑為39mm

26、(1)浮閥數(shù)目取閥動(dòng)能因數(shù)F11,則由式o可得氣體通過閥孔時(shí)的速度.v119.92m/sV1.23因此浮閥數(shù)目N4VsdT100個(gè)3.140.0399.92取邊緣區(qū)寬度WC0.06m,破沫區(qū)寬度0.07m。(2)排列由上述可得:RDWc1220.040.54mxD-(WdWs)1.22(0.14880.07)0.3812mA2x、.R22xNo_21XRsin()則：A20.3812一0.5420.381222.1/0.381220.54sin()0.74m180o0.56浮閥排列方式采用等腰三角形，取同一橫排的孔心距t75mm0.075m，則可按下式估算排間距，即：、Aa0.74t0.098

27、7m98.7mmNt1000.075因此排間距不宜考慮到塔徑的直徑較大且各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，采用99mm而應(yīng)該小于此值，故選取t70mm0.07m116個(gè)，其中，通按t75mm,t70mm以等腰三角形叉排法方式作圖(見附圖)道板上可排閥孔44個(gè)，弓形板可排閥孔校核：14個(gè)。氣體通過閥孔時(shí)的實(shí)際速度:4VSdo2N41.176-2-3.140.0391168.49m/s實(shí)際動(dòng)能因數(shù):F8.49V139.42(在912之間)開孔率：m100%史mo%3.14°.0392佃12.3%塔截面積4At41.13開孔率在10%14咆間，滿足要求。五、流體力學(xué)驗(yàn)算氣體通過浮

28、閥塔版的壓降hphchih干板阻力浮閥由部分全開轉(zhuǎn)為全部全開時(shí)的臨界速度為：oc（73.1）1/1.82573.11/1.8251.239.38m/s因。oc,則有:0.1750.175h19.9一19.980.034mcL851板上充氣液層阻力取板上液層充氣程度因數(shù)0.5,那么:5.1.1 h1hL0.50.060.03m克服表面張力所造成的阻力因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其張力引起的阻力很小，可忽略不計(jì)，因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔版的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋篽PhCh0.0340.030.064m單板壓降PPhPLg0.0648519.81534.3Pa5.2淹塔為例防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液

29、管中清液層高度Hd(Hth),Hd可用下式計(jì)算，即:HdhphLhd(1) 與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮P0.064m(2) 液體通過降液管的壓頭損失hd,因不設(shè)置進(jìn)口堰，所以可按下式計(jì)算：LS20.00172hd0.153()20.153(-)20.000967mlwho0.7920.027(3) 板上液層高度h1取hL0.06m,則有：HdhPhLhd0.0640.0009670.060.125m取校正系數(shù)0.5,Ht0.45,hw0.049，則可得：(HtMw)0.5(0.450.049)0.249m可見Hd(Hthw),符合防止淹塔的要求。5.3霧沫夾帶¥之點(diǎn)率F1一

30、-v1.36LsZllvKCfAb板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度ZlD2Wd板上液流面積AAt2Af正常系統(tǒng)按物性系數(shù)表查得100%1.220.14880.9024m1.1320.081620.9668m,水和乙醇可按K=1.0,又由泛點(diǎn)負(fù)荷圖查得負(fù)荷系數(shù)Cf0.118,則可得:F11.176宙'231.00.1180.96681.231.360.00170.9024100%41.1%因Fi41.1%80%,所以霧沫夾帶在允許范圍內(nèi)。六、塔板負(fù)荷性能圖6.1霧沫夾帶線取泛點(diǎn)率為80%弋入泛點(diǎn)率計(jì)算式F11.36LsZl有:1.23Vsj1.360.9024Ls0.8整理可得：Vs2.402632.3

31、Ls10.1180.9668Ls(m3/s)0.00080.00123Vs(m/s)2.382.36霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)Ls值，按上式算出相應(yīng)的Vs值列于表中:霧沫夾帶線數(shù)據(jù)液泛線方程最終簡(jiǎn)化為:6.2液泛線aVSb其中:_5V-a1.9110J1.91lN22/3cLsdLs1051.23-28511000.0276HT(1)hw0.50.45(0.511.5)0.060.1650.153C22lwho0.153220.79220.0272334.61d(1)E(0.667)汆(10.5)10.667lw1%1.1690.792所以，此方程為：VS25.8912123.2

32、LS42.36L3Ls(m/s)0.00060.00090.00180.0024Vs(m3/s)5.585.495.225.06在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)LS值，依上式算出相應(yīng)的VS值列于表中。液泛線數(shù)據(jù)6.3液相負(fù)荷上限線取5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，貝U：LSmaxAM0.08160.4520.00734m/s6.4漏液線對(duì)于Fi型重閥，依Foo廠5計(jì)算，則有:Vsmin-d2N-0.0392100%0.538m2/s4,v液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度hOW0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，依照0.006計(jì)算可得:2.843600Lsmin2/310001wLSmi

33、n(0.0061000)3/21w2.8413600(0.0061000)3/22.8410.792360030.000676m/s6.6操作線性能負(fù)荷圖由以上各線的方程式，可畫出塔的操作性能負(fù)荷圖，見附圖。根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的汽液負(fù)荷，可知操作點(diǎn)P(0.0017,1.176)在正常的操作范圍內(nèi)，連接OP作出操作線，由圖可知，該塔的霧沫夾帶及液相負(fù)荷下限，即由漏液所控制，由圖可得:Vsmax2.18m3/s,Vsmin0.49m，/s所以，塔的操作彈性為：2.18/0.494.45有關(guān)該浮閥塔的匕設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總于表X表X浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目數(shù)值及說明備注塔徑D,m1.2板間距HT,m0.4塔板型式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速，m/s1.323溢流堰長(zhǎng)度lW,m0.792溢流堰高度hW,m0.049板上液層局度hL,m0.06降液管底隙高度ho,m0.027浮閥數(shù)N,個(gè)116等腰三角形叉排閥孔氣速o,m/s8.49閥孔動(dòng)能因數(shù)F9.42臨界閥孔氣速oc,m/soc9.38孔心距t,m0.075同一橫排的孔心距排間距t«m0.070相臨二