10萬噸年產量的木薯生產工業級酒精精餾工段的精餾塔設計計算目錄TOC\o"1-3"\h\u519010萬噸年產量的木薯生產工業級酒精精餾工段的精餾塔設計計算 1131151.1操作條件和基礎數據 344311.1.1AspenPlus流程模擬及結果 4163631.1.2原料液及塔頂、塔底成品的摩爾分率 6113911.1.3原料液及塔頂、塔底產品的摩爾流率 6175951.1.4實際塔板數 6196001.1.5實際回流比 6174481.1.6精餾塔的汽、液相流率 6281721.1.7操作線 7175471.1.8操作溫度 7291761.1.9液體平均粘度計算 837461.1.10操作壓強 9252801.1.11平均分子量計算 9238751.1.12平均密度 10270251.1.13液相表面張力 12286241.1.14汽、液相體積流量計算 13162671.2塔徑的初步設計 13156521.2.1精餾段塔徑 143631.2.2提餾段塔徑 16130731.3溢流裝置的設計 18167983.1.1出口堰長度 1837533.1.2堰上液流強度 18214731.3.3堰上液流高度 19317151.1.4降液管 20263201.1.5出口堰（溢口堰）高度 20244141.4塔板板面布置 21253731.4.1塔板面積分配 218531.4.2篩孔直徑 2113451.4.3孔間距和開孔率 22268691.4.4總開孔面積和篩孔氣速 2235511.4.5液體在降液管中的流速 23188791.4.6液體在降液管中的停留時間 2315971.4.7受液盤 23288231.4.8進口堰 23167611.4.9檔液板和防液體跨躍擋板 2442721.5篩板塔的流體力學計算 24185311.5.1堰上液流高度和液流強度校核 24124081.5.2液沫夾帶量計算 2433591.5.3塔板阻力計算 25125841.5.4液面落差 28279101.5.5降液管內液面高度 28326861.5.6漏液點氣速 30313251.6篩板塔的負荷性能圖 3187111.6.1氣相上限線（過量液沫夾帶線） 3153311.6.2氣相下限線（嚴重漏液線） 32113311.6.3液相上限線 33202011.6.4液相下限線 34170941.6.5溢流液泛線 35204041.6.6精餾段和提餾段塔板負荷性能圖 35152411.7塔高的確定 3770671.7.1塔頂空間高度的確定 37159731.7.2塔底空間的確定 37173971.7.3加料板處塔板間距的確定 3811971.7.4封頭高度 38155461.7.5裙座高度 3868201.7.6設置人孔處的板間距 38206461.7.7塔高計算 38229271.8精餾塔筒體厚度的確定 391.1操作條件和基礎數據詳細設計條件：（1）原料液為來自粗餾塔的乙醇一水溶液，質量流率為30128.19kg/h，濃度為44.10%(w)，對應的進料輕組分摩爾分率xF=0.236，乙醇的摩爾質量:M1=46.07kg/kmol，水的摩爾質量:M2=18.02kg/kmol，進料液的平均分子量為24.64（2）清晰分割方案：輕關鍵組分為乙醇，重關鍵組分為水。精餾塔的產品經脫水處理進一步提純得到的最終產品純度為95.0%(v)，即91.75%(w)。脫水處理可采用分子篩脫水工藝、吸附法、膜分離法、離子交換樹脂法、恒沸精餾、萃取精餾、真空蒸餾等。（3）生產能力：產量為100000噸/年，每年工作日為300天，日產量為334t/d，每天24小時連續運行，每小時酒精產量：13916.67kg/h；（4）塔板類型：篩板塔。板式塔與填料塔相比，塔體直徑比較大時，板式塔的塔板效率較穩定，且持液量較大，液氣比適應范圍大，因此選擇板式塔。與泡罩塔相比，篩板塔的生產能力大10-15%，板效率高15%左右，壓降低30%左右，因此選擇板式塔。而且篩板塔是板式塔中結構最簡單的，結構簡單易觀察，消耗的金屬材料少，塔板的造價比泡罩塔少40%左右，安裝較簡單，較易清洗和檢修。因此，本設計采用篩板塔；（5）操作條件：①精餾方式：連續精餾；②進料方式：泡點進料；③常壓操作，常壓操作經濟效益比較高，可以減少因為加壓或減壓操作所增加的增、減壓設備的費用和操作的費用，在條件允許下一般采用常壓操作。因此本設計選擇在常壓下操作；④塔釜采用水蒸氣間接加熱；⑤塔頂采用全凝器，冷凝后的蒸汽全部變成液體，液體的一部分出料作為產品，另外一部分在泡點溫度下回流至塔內；⑥回流比:該物系由于較容易分離，回流比較大，所以實際回流比取R=1.4Rmin；⑦單板壓降≤0.7kPa≈5mmHg。1.1.1AspenPlus流程模擬及結果AspenPlusDISTWU模型簡捷模擬及AspenPlusRADFRAC模型嚴格模擬的主工藝流程分別見圖3-1、圖3-2。圖3-1AspenPlusDISTWU模型嚴格模擬的主工藝流程Figure3-1ThemainprocessflowofAspenPlusDISTWUmodel’ssimplesimulation圖3-2AspenPlusRADFRAC模型嚴格模擬的主工藝流程Figure3-2ThemainprocessflowofAspenPlusRADFRACmodel’sstrictsimulation（1）AspenPlusDISTWU模型簡捷模擬條件及結果：物性方法：NTRL；進料壓力：1.183atm；汽相分率=0（泡點進料）；總流率：1222.73kmol/hr；摩爾分率：乙醇0.236，水0.764；回流比：R=1.4Rmin；設乙醇的塔頂回收率為0.94，對應的水的塔頂回收率為0.0712327；冷凝器壓力：1atm，再沸器壓力：1.196atm；冷凝器規范：全凝器。流程模擬及結果見表3-1。表3-1AspenPlusDISTWU模型簡捷計算結果Table3-1SimplecalculationresultsofAspenPlusDISTWUmodel項目數值回流比1.38實際板數29進料板位置27塔頂產品摩爾分率0.803塔底產品摩爾分率0.0196塔頂采出量/kmol/hr337.794塔底采出量/kmol/hr884.936再沸器熱負荷/kJ/hr1.27×107冷凝器熱負荷/kJ/hr1.19×107（2）AspenPlusRADFRAC模型嚴格模擬條件及結果：AspenPlusRADFRAC模型嚴格模擬是在AspenPlusDISTWU模型簡捷模擬的條件及結果上進行的。進料壓力為1.183atm；汽相分率為0（泡點進料）；總流率為1222.73kmol/hr；摩爾分率：乙醇為0.236，水為0.764；計算類型：平衡；塔板數為29；冷凝器：全凝器；再沸器：釜式；有效相態：汽-液；收斂：標準；餾出物流率：337.794kmol/hr；實際回流比：1.37764；進料位置：第27板上方；塔板1：液相；塔板29：液相；冷凝器壓力1atm（塔板1）；冷凝器壓降：0.1atm（塔板2）；塔板壓降：0.7kPa。流程模擬及結果見表3-2。表3-2AspenPlusRADFRAC模型嚴格計算結果Table3-2RigorouscalculationresultsofAspenPlusDISTWUmodel項目進料塔頂塔底溫度/℃86.6478.2398.76壓力/kPa119.867101.325112.158平均分子量24.6440.8818.44總摩爾流/kmol/hr1222.73337.794884.936乙醇摩爾分率0.2360.8150.0150水摩爾分率0.7640.1850.985液相體積流量/m3/h36.3218.4617.931.1.2原料液及塔頂、塔底成品的摩爾分率根據AspenPlusRADFRAC模型嚴格計算結果表3-2，得：進料中乙醇的摩爾分率xF=0.236，產品中乙醇的摩爾分率xD=0.815，塔釜中乙醇的摩爾分率1.1.3原料液及塔頂、塔底產品的摩爾流率進料液的平均分子量的計算方法見公式(3-AUTONUM\*Arabic)。M(3-1)其中x為輕組分的摩爾分率，代入數據，計算得進料液的平均分子量：M所以，進料液的質量流率30128.19kg/h換算為摩爾流率F=1222.74kmol/h，總物料衡算見公式(3-AUTONUM\*Arabic)。F=D+W(3-2)根據AspenPlusRADFRAC模型嚴格計算結果表3-2，得：D=337.794kmol/h，W=884.936kmol/h1.1.4實際塔板數根據AspenPlusRADFRAC模型嚴格計算結果表3-2，得：實際板數為29，進料位置為第27塊板。1.1.5實際回流比根據AspenPlusRADFRAC模型嚴格計算結果表3-2，得回流比：R=1.4Rmin=1.381.1.6精餾塔的汽、液相流率精餾塔的汽、液相流率的計算方法見公式(3-3)~(3-6)。L=RD(3-AUTONUM\*Arabic)V=(3-AUTONUM\*Arabic)L(3-AUTONUM\*Arabic)V(3-AUTONUM\*Arabic)代入數據計算得，精餾段：L=1.38×337.794=466.16V=提餾段：LV1.1.7操作線精餾段操作線和提餾段操作線計算方法見公式(3-7)~(3-8)。y(3-AUTONUM\*Arabic)y=(3-AUTONUM\*Arabic)代入數據，得（1）精餾段操作線：y=0.580x+0.342（2）提餾段操作線：y=2.10x?0.0165。1.1.8操作溫度根據AspenPlusRADFRAC模型嚴格計算結果表3-2得：塔頂溫度tD=78.23℃，進料板溫度tF精餾段平均溫度：t提餾段平均溫度：t操作溫度：t=1.1.9液體平均粘度計算乙醇在部分不同溫度下的粘度見表3-3，水在部分不同溫度下的粘度見表3-4。表3-3乙醇在部分不同溫度下的粘度Table3-3Viscosityofethanolatpartiallydifferenttemperatures溫度/℃708090100μ乙醇/0.5050.4400.3800.340表3-4水在部分不同溫度下的粘度Table3-4Viscosityofwaterlatpartiallydifferenttemperatures溫度/℃787980818283μ水/0.3660.3610.3560.3510.3470.343溫度/℃848586878889μ水/0.3380.3340.3300.3260.3220.318溫度/℃909192939495μ水/0.3140.3100.3070.3030.3000.296溫度/℃96979899100μ水/0.2930.2890.2860.2830.280（1）塔頂、進料板、塔底位置的乙醇和水的液相平均粘度①塔頂tD0.440?0.5050.366?0.361②進料tF=86.640.380?0.4400.347?0.343③塔底tW0.340?0.3800.283?0.280（2）塔頂、進料、塔釜位置的平均粘度計算方法見公式(3-9)。μ=(3-AUTONUM\*Arabic)μDμF=μW（3）全塔、精餾段、提餾段的液體平均粘度：全塔：μ精餾段：μ提餾段：μ1.1.10操作壓強根據AspenPlusRADFRAC模型嚴格計算結果表3-2，得：塔頂壓力PD=101.325kPa，進料板壓力PF=119.867kPa，塔底壓力P1.1.11平均分子量計算已知乙醇的摩爾質量：M1=46.07kg/kmol；水的摩爾質量：M2塔頂：y1=xD=0.815，根據公式(3-7)計算得，進料：xF=0.236，根據公式(3-7)計算得，y塔底：xW=0.0150，根據公式(3-8)計算得，y（1）塔頂、進料、塔底的平均分子量計算方法見公式(3-1)，代入數據計算得：①塔頂：MM②進料：MM③塔底：MM（2）精餾段、提餾段的汽液相平均分子量：①汽相平均分子量：精餾段：M提餾段：M②液相平均分子量：精餾段：M提餾段：M1.1.12平均密度（1）塔頂、進料、塔底位置的乙醇、水的液相密度不同溫度下乙醇和水的液相密度見表3-5。表3-5不同溫度下乙醇和水的液相密度Table3-5Liquiddensitiesofethanolandwateratdifferenttemperatures溫度/℃ρ乙醇/ρ水/70746977.880735971.890730965.3100716958.4①已知塔頂溫度tD80?7080?70②已知進料溫度tF90?8090?80③已知塔釜溫度tW100?90100?90（2）液相平均密度計算方法見公式(3-10)。1(3-AUTONUM\*Arabic)①塔頂xD=0.854對應的ρ②進料xF=0.236ρ③塔底xW=0.0150ρ④各段液相平均密度：精餾段：ρ提餾段：ρ（3）塔頂、進料、塔底的汽相平均密度計算方法見公式(3-11)。ρ(3-AUTONUM\*Arabic)塔頂：ρ進料：ρ塔底：ρ（4）各段汽相平均密度：精餾段：ρ提餾段：ρ1.1.13液相表面張力不同溫度下水和乙醇的液相表面張力見表3-6。表3-6不同溫度下水和乙醇的液體表面張力Table3-6Surfacetensionofwaterandethanolatdifferenttemperatures溫度/℃σ水σ乙醇7065.4918.008064.0117.159062.5416.2010056.8814.40（1）塔頂、進料、塔底位置的乙醇、水的液相表面張力①塔頂tD80?7080?70σ②進料tF90?8090?80σ③塔底tW100?90100?90σ（2）各段平均液體表面張力:精餾段：σ提餾段：σ1.1.14汽、液相體積流量計算（1）汽相體積流量的計算方法見公式(3-12)。V(3-AUTONUM\*Arabic)代入數據，得：精餾段：V提餾段：V（2）液相體積流量的計算方法見公式(3-13)。L(3-AUTONUM\*Arabic)代入數據，得：精餾段：L提餾段：L1.2塔徑的初步設計根據《化學工程師手冊》[袁一等.《化學工程師手冊》[M].北京:機械工業出版社,1999.袁一等.《化學工程師手冊》[M].北京:機械工業出版社,1999.陳敏恒,叢德滋,方圖南等.《化工原理》下冊[M].第四版.北京:化學工業出版社,2015.1.2.1精餾段塔徑取板間距HT=0.40m，板上液層高度取?L=0.06m，根據精餾段的汽、液相體積流率分別為6.03m3/s、0.00531mF(3-AUTONUM\*Arabic)代入數據，計算得：F由板上液層高度?L=0.06m，HT-?L=0.4-0.06=0.34m，橫坐標F圖3-3篩板塔的泛點關聯圖Figure3-3Genericpointcorrelationdiagramofsieveplatetower查得Cf20C(3-AUTONUM\*Arabic)代入數據，得C液泛氣速的計算方法見公式(3-16)。u(3-AUTONUM\*Arabic)代入數據得：u本物系不易起泡，取泛點百分率為80%，則設計操作氣速為：u實際氣相流通截面積的計算方法見公式(3-17)。A=(3-AUTONUM\*Arabic)代入數據得:A=實際氣相流通截面積A是指塔板上方氣體自由流動空間的截面積，它和塔截面積的關系為A=AA(3-AUTONUM\*Arabic)其中，Af為降液區截面積，AT為塔板總面積。對于常用的弓型降液管來說，AfA精餾段的塔徑的計算方法見公式(3-19)。D=(3-AUTONUM\*Arabic)代入數據得：D=塔板間距和塔徑間的經驗關系見表3-7。查表3-7，故重新選取板間距HT=0.60m，板上液層高度仍為?L=0.06m，查得Cf=0.137，uf精=1.34m/s，u精=2.67m/s，A=2.26，徑圓整到D=2.0m作為初選塔徑。表3-7塔板間距和塔徑間的經驗關系Table3-7Empiricalrelationshipbetweentrayspacingandtowerdiameters塔徑/m板間距/m塔徑/m板間距/m0.3~0.50.2~0.31.6~2.00.45~0.60.5~0.80.3~0.352.0~2.40.5~0.80.8~1.60.35~0.45>2.4≧0.61.2.2提餾段塔徑取板間距HT=0.40m，板上液層高度取?L=0.06m,根據提餾段的氣、液相體積流率分別為5.77m3/s、0.0113mF由板上液層高度?L=0.06m，HT-?L=0.4-0.06=0.34m，橫坐標FC根據公式(3-16)計算液泛氣速：μ取泛點百分率為80%，設計操作氣速為：μ根據公式(3-17)計算實際氣相流通截面積：A=本設計取AfA根據公式(3-19)計算提餾段的塔徑為：D=查表3-7，故重新選取板間距HT=0.60m，板上液層高度仍為?L=0.06m，查得Cf=0.150，uf精=4.57m/s，u精=1.66m/s，A=1.58，AT1.2.3確定塔徑精餾段和提餾段塔徑均可圓整為D=2.00m，則精餾塔塔徑為2.0m，（1）實際塔截面積為的計算方法見公式(3-20)。A(3-AUTONUM\*Arabic)代入數據得：A（2）實際氣相流通截面積的計算方法見公式(3-21)。A=(3-AUTONUM\*Arabic)代入數據得：A=3.14×（3）實際的空塔氣速的計算方法見公式(3-21)。u(3-AUTONUM\*Arabic)代入數據得：精餾段：u提餾段：u（4）液泛氣速：精餾段：uf精=提餾段：uf（5）設計點的泛點率：精餾段：實際空塔氣速提餾段：實際空塔氣速1.3溢流裝置的設計3.1.1出口堰長度對于常用的弓形降液管，出口堰長度lw與弓形降液區Af面積、弓形降液管寬度A(3-AUTONUM\*Arabic)W(3-AUTONUM\*Arabic)堰長lwl(3-AUTONUM\*Arabic)出口堰的長度在下列范圍內：單流型：lw=(0.6~0.8)D，雙流型：lw=(0.5~0.7)D，選擇單流型溢流堰，取θ=2arcAW3.1.2堰上液流強度一般堰上液流強度Lb在60m3/(m?h)左右為宜，相應堰上液流高度?ow約為44mm，堰上液流強度Lb不宜超過100~130L(3-AUTONUM\*Arabic)代入數據，得精餾段：L提餾段：L1.3.3堰上液流高度選取平流堰，堰上液流高度的計算方法見公式(3-27)。?(3-AUTONUM\*Arabic)其中E為液流收縮系數，可關聯為如下兩參數的函數：E=f(L圖3-4液流收縮系數Figure3-4Flowshrinkagecoefficient（1）精餾段L?lw查圖3-4，取E=1.025，根據公式(3-27)計算得：?（2）提餾段L?lw查圖3-4，取E=1.0375，根據公式(3-27)計算得：?合理的堰長范圍是使堰上液流高度在6~60mm1.1.4降液管1.1.4.1降液管寬度選定的塔板為單流型塔板，由3.1.1知弓型降液管寬度：Wd1.1.4.2降液管底隙高度降液管底邊到受液盤的距離為降液管底隙高度，此高度的設計應使流體通過此截面的流速小于0.4m/s。降液管底隙高度的計算方法見公式(3-28)。?(3-AUTONUM\*Arabic)其中ub（1）精餾段，令：ub根據公式(3-28)計算得：?符合范圍30~40mm。（2）提餾段，令：ub根據公式(3-28)計算得：?符合范圍30~40mm。1.1.5出口堰（溢口堰）高度出口堰（溢口堰）高度的計算方法見公式(3-29)。?(3-AUTONUM\*Arabic)代入數據，計算得：精餾段：?提餾段：?精餾段與提餾段均滿足?w大于?1.4塔板板面布置1.4.1塔板面積分配（1）安定區通常取出口安定區寬度和入口安定區寬度相同，一般為50~100mm，對于直徑較小的塔，可適當縮小安定區寬度。選取出口安定區和入口安全區：Ws=W（2）邊緣區邊緣區為在塔板邊緣的一個環形的用來固定塔板的區域。對于直徑在2.5m以下的塔板，邊緣區寬度可取50mm，當塔徑大于2.5m時，可取為60mm或更大。取Wc（3）受液區和降液區一般情況下，塔板上受液區面積和降液區面積相等，均可按降液區面積設計，對于常用的弓形降液管，其數值一般取塔板總面積的0.06~0.12即：Af對于多流型塔板降液管來說，此值可以取大一些。（4）有效傳質區3.1.1中已得lw=1.4m，θ=1.55，Af=0.275m2，WdA(3-AUTONUM\*Arabic)其中，x=D2r=所以：A1.4.2篩孔直徑工業篩板塔采用的篩孔直徑尺寸為3~8mm，通常推薦4~5mm，實際選取時要考慮物料的清潔情況，若料液較清潔可取較小孔徑，若料液較臟則可取較大。實際選取時還要考慮塔板厚度。使用沖孔法加工時，若使用碳鋼塔板，孔徑不得小于板厚（3~4mm）：若使用不銹鋼塔板，孔徑不得小于板厚(2~2.5mm)的1.5~2倍。本設計采用的δ=2.5mm厚的不銹鋼塔板，取孔徑為d1.4.3孔間距和開孔率為使塔板上氣液相良好地接觸和具有較高的塔板利用率，塔板上的篩孔采用正三角形排列，此種排列下的塔板開孔率取決與篩孔直徑和篩孔間距。根據許多研究者得到的適宜孔間距為孔徑的2.5~5倍，因此孔間距的取值范圍為t≈(2.5~5)d0，且以t≈(3~4)d0為宜。一般，減壓蒸餾取t≈(2.5~3.0)d0，常壓蒸餾取t≈(3~4)d0，加壓蒸餾和吸收過程取t≈(1.5~4.5)d0。本設計取t=3d對于正三角形排列，開孔率和孔間距之間的關系的見公式(3-31)。?=0.9069(3-AUTONUM\*Arabic)代入數據得：?=0.9096×符合常用的開孔率數值范圍0.06~0.14。1.4.4總開孔面積和篩孔氣速（1）總開孔面積的計算方法見公式(3-32)。A(3-AUTONUM\*Arabic)代入數據得：A（2）篩孔氣速的計算方法見公式(3-33)。u(3-AUTONUM\*Arabic)代入數據得：精餾段：u提餾段：u（3）篩孔數目的計算方法見公式(3-34)。n=(3-AUTONUM\*Arabic)代入數據得：精餾段：n=提餾段：n=1.4.5液體在降液管中的流速液體在降液管中的流速的計算方法見公式(3-35)。u(3-AUTONUM\*Arabic)代入數據得：精餾段：u提餾段：u均符合實際設計中一般將液體流速小于0.1m/s的要求。1.4.6液體在降液管中的停留時間液體在降液管中的停留時間的計算方法見公式(3-36)。τ=(3-AUTONUM\*Arabic)代入數據得：精餾段：τ=提餾段：τ=均滿足一般情況下停留時間大于5s的要求。1.4.7受液盤凹形受液盤適用于塔徑較大的情況，深度一般在50mm以上。1.4.8進口堰當出口堰高度?w大于降液管底隙高度?o時，進口堰高度?w'可取6~8mm，或取與降液管底隙高度相等；反之，進口堰高度要取大于降液管底隙高度，確保液封。進口堰與降液管的水平距離?11.4.9檔液板和防液體跨躍擋板塔徑較大的塔板，為防止液流短路，有時需沿塔壁安裝擋液板。擋液板安裝在塔盤沒有布置氣液相接觸元件的空隙處，其高度大約為塔板上清液層的2倍。在多流型塔板上，其中心降液管接受來自兩方面的液體，為防止兩側液體的相互沖擊及液體從降液管一側拋向另一側，常常需要在中心降液管的上方安裝防液體跨躍擋板。其垂直安裝與降液管正上方，其底部與溢流堰等高，頂部距離上一塊塔板為275~500mm，擋板的長度與堰長相等。1.5篩板塔的流體力學計算1.5.1堰上液流高度和液流強度校核一般堰上液流強度Lb在60m3/(m?h)左右為宜，相應堰上液流高度?ow約為44mm，堰上液流強度Lb由3.1.2已知，精餾段的堰上液流強度Lb=11.66m3/(m?h)，堰上液流高度?ow=0.0166m=16.6mm，提餾段的堰上液流強度Lb=29.06m31.5.2液沫夾帶量計算目前設計上一般規定每kg氣體中液沫夾帶量eV不大于0.1e(3-AUTONUM\*Arabic)其中，σ—液體表面張力，mN/m；?f—塔板上泡沫層高度，m，可近似取塔板上清液層厚度??(3-AUTONUM\*Arabic)u——操作氣速，m/s，計算方法見公式(3-39)。u=(3-AUTONUM\*Arabic)根據公式(3-37)~(3-39)，代入數據得：（1）精餾段：σ=39.02?u=e（2）提餾段：σ=54.50?u=e均符合一般的規定每kg氣體中液沫夾帶量eV1.5.3塔板阻力計算氣體通過篩板的阻力計算，普通使用加和模型，這個模型的計算方法是塔板總阻力等于干板阻力與氣流通過清液層阻力之和，計算方法見公式(3-40)。?(3-AUTONUM\*Arabic)其中，?p——總塔板阻力，m?0——干板阻力，m?l——氣流通過清液層阻力，m?σ——氣流克服篩孔處液體表面張力造成的阻力，m1.5.1.1干板阻力現普遍采用孔板模型計算干板阻力，有代表的關聯式見公式(3-41)。?(3-AUTONUM\*Arabic)其中，?0uoCoρVρL根據dOδ=精餾段：?提餾段：?圖3-5干板孔流系數Figure3-5Dryplateorificeflowcoefficient1.5.1.2塔板清液層阻力塔板清液層阻力的計算方法見公式(3-42)。?(3-AUTONUM\*Arabic)其中，β——塔板上液層的充氣系數，讀圖獲得具體數值，見圖3-6。圖3-6氣體動能因子Figure3-6Kineticenergyfactorofgas圖中的橫坐標是以有效傳質區為基準計算的氣體動能因子，計算方法見公式(3-43)、(3-44)。F(3-AUTONUM\*Arabic)u(3-AUTONUM\*Arabic)其中，Aa=2.22m2（1）精餾段：uF查得β=0.580，故?l（2）提餾段：uF查得β=0.580，故?l1.5.1.3氣流克服篩孔處液體表面張力造成的阻力氣流克服篩孔處液體表面張力造成的阻力的計算方法見公式(3-45)。?(3-AUTONUM\*Arabic)南寧本地的重力加速度取：g=9.81kg/N，代入數據，計算得：精餾段：?提餾段：?1.5.1.4總塔板阻力根據公式(3-40)，代入數據得：精餾段：?p提餾段：?p1.5.4液面落差當液相負荷比較大或塔徑比較大、液流流道較長時，液面落差會比較大。這種情況會造成氣體分布不均勻，特別是減壓操作時這種影響更為突出。液面落差的計算方法見公式(3-46)。?=0.0476(3-AUTONUM\*Arabic)其中，?——液面落差，m，一般要求?不大于干板阻力?0μLZ——液體流過塔板流道長度，m，可取進口堰和出口堰之間的距離；b——液體橫過塔板流道的平均寬度，m，b=(D+lHf——塔板上泡沫層高度，m，即?根據單流型的塔板結構，計算可得：Z=2x+b=則根據公式(3-46)，代入數據得：（1）精餾段：μH?=0.0476×（2）提餾段：μH?=0.0476×由此可知，精餾段與提餾段的液面落差數值極小，后續計算可忽略不計。1.5.5降液管內液面高度降液管內液面高度可通過在降液管液面和塔板液面間列機械能衡算方程求得，計算方法見公式(3-47)。H(3-AUTONUM\*Arabic)其中，Hd?d——液體通過降液管的流動阻力，m，主要由液體通過降液管底隙時的局部阻力?d1和通過內堰時的阻力?(3-AUTONUM\*Arabic)其中，?(3-AUTONUM\*Arabic)?(3-AUTONUM\*Arabic)其中，Amin為液體流經內堰時的最窄截面，m2A(3-AUTONUM\*Arabic)操作上為了防止降液管中發生液泛現象，一般使降液管中的泡沫層高度低于上塊塔板出口堰頂端，而降液管中的泡沫層高度Hdd要比清液層HH(3-AUTONUM\*Arabic)?為降液管中的泡沫層的相對密度，其值與物系的起泡程度有關，對于一般物系可取0.5~0.6，易起泡物系可取0.3~0.4，不易起泡物系可取0.6~0.7。本設計取?=0.6。另外，防止降液管液泛發生的條件見公式(3-53)。H(3-AUTONUM\*Arabic)則根據公式(3-47)~(3-53)，代入數據得：（1）精餾段：???HH?可忽略，Hdd（2）提餾段：???HH?可忽略，Hdd1.5.6漏液點氣速漏液點氣速是篩板塔操作的下限。實際篩孔氣速與漏液點氣速的比值稱為塔板的穩定系數K，K應大于1，通常在1.5~2.0以上，計算方法見公式(3-54)。K=(3-AUTONUM\*Arabic)其中，uo——篩孔氣速，m/s；u較普遍的計算方法是用漏液點干板壓降求漏液點氣速，通過以下兩個關聯式：??聯立可得漏液點氣速的計算方法，見公式(3-55)。u(3-AUTONUM\*Arabic)1.5.1.1中得Co（1）精餾段：uK=（2）提餾段：uK=1.6篩板塔的負荷性能圖1.6.1氣相上限線（過量液沫夾帶線）篩板塔的氣相上限是以不發生過量液沫夾帶為準，一般規定塔板上升氣流的液沫夾帶eVe即可得到氣相負荷與液相負荷之間的關系曲線。其中，σ——液體表面張力，mN/m；?f——塔板上泡沫層高度，m，?u——操作氣速，m/s，u=V則根據公式(3-29)、(3-31)、(3-39)、(3-40)、(3-41)，代入數據，得：（1）精餾段：σ=39.03mN/m，HT=0.6m，?w=0.0434m，lw=1.40m，AT=1.14m2，Af=0.275??u=整理得：V（2）提餾段：σ=54.50mN/m，HT=0.6m，?w=0.0322m，lw=1.40m，AT=1.14m2，A??u=整理得：V1.6.2氣相下限線（嚴重漏液線）以處于漏液點氣速時的氣相負荷為準，可按相應的漏液點氣速公式(3-55)與漏液點氣速的極值計算方法聯立求得相應的氣液相負荷之間的關系。漏液點氣速的極值計算方法見公式(3-56)。u(3-AUTONUM\*Arabic)由于液體的負荷增大時維持液體不漏的氣速也應增大，故該線隨液體量的增大而上升。則根據公式(3-29)、(3-31)、(3-55)、(3-56)，代入數據，得：（1）精餾段：?w=0.0434m，lw=1.40m，E=1.025，A0=0.224m2，?σ=0.00398m，ρL?L=?整理得：V（2）提餾段：?w=0.0322m，lw=1.40m，E=1.0375，A0=0.224m2，?σ=0.00495m，ρL?L=?整理得：V1.6.3液相上限線溢流型塔板，其液相的操作上限由允許的板上清液層高度或液體在降液管中的停留時間決定（取兩者之中較小的一者）。法1：一般允許的板上清液層高度為100mm，在已知堰高的條件下，即可確定堰上的最大堰頭高度，通過令公式(3-29)：?即可確定最大液相負荷。則根據公式(3-29)，代入數據，得：（1）精餾段：E=1.025，lw?整理得：Ls,max=0.0783m3（2）提餾段：E=1.0375，lw?整理得：Ls,max=0.0769m3法2：液體在降液管中停留時間的最小值為3~5s，通過令公式(3-38)：τ=作為液體在降液管中停留時間的下限即可求得液相的最大負荷。由于液體最大負荷與氣相負荷是無關的，所以可以知道，塔板的液相上限線為一垂直于液相坐標軸的直線。（1）精餾段：HT=0.6m，Af=0.275mLs,max=0.0330m3（2）提餾段：HT=0.6m，ALs,max=0.0330m3液相的操作上限取法1與法2計算的結果中較小的一者，即：精餾段：Ls,max=0.0330m3提餾段：Ls,max=0.0330m31.6.4液相下限線液相下限是以堰上液頭高度?ow?決定，代入數據，得（1）精餾段：E=1.025，lw?整理得：Ls,max=0.00115m3（2）提餾段：E=1.0375，lw?整理得：Ls,max=0.00113m31.6.5溢流液泛線溢流液泛線可按降液管內的泡沫層高度等于塔板間距與堰高之和確定，即：H該式子包含了氣相負荷和液相負荷的對應關系，故可根據其做出降液管液泛線，根據公式(3-29)、(3-35)、(3-42)、(3-43)、(3-44)、(3-49)、(3-50)、(3-51)、(3-52)、(3-54)、(3-55)，代入數據，得（1）精餾段：HT=0.6m，?=0.6，?w=0.0435m，lwA0=0.224m2，Co=0.775，ρL?σ=0.00398m，β=0