化工原理课程设计-分离乙醇—水筛板式精馏塔设计.doc

嘉兴学院化工原理课程设计姓 名： 刘颖 学 院： 生物与化学工程学院 专 业： 生物工程 班 级： 生物101 学 号： 201038895116 指导教师： 周大鹏 分离乙醇水筛板式精馏塔设计目录摘要 4Abstract 41概述 51.1设计的背景 51.2设计的意义和要求51.3筛板塔的特点 51.4筛板塔的发展及使用情况61.5设计步骤及内容 62设计方案的确定 72.1操作压力72.2进料热状态72.3加热方式82.4冷却方式82.5回流比的选择83精馏工艺的计算 83.1设计条件的重述与分析93.2理论板数的计算 103.3物料衡算 123.4操作线的确定123.5塔板总效率的估算123.6实际板数的计算144塔板和塔的主要尺寸设计 144.1塔板间距的初选144.2操作压强的计算154.3平均分子量计算154.4平均密度的计算164.5平均流量计算174.6塔径的计算184.7实际空塔气速194.8溢流装置204.9塔板布置及筛板塔的主要结构参数254.10塔高的计算275塔板的流体力学验算及设计评述 285.1塔板阻力hp285.2验算液体在降液管中停留时间305.3降液管泡沫层高度305.4雾膜夹带量校核315.5漏液点336操作负荷性能图346.1漏液线346.2过量雾沫夹带线356.3液相负荷下限线356.4液相负荷上限线366.5液泛线367设计成果 398参考文献 409心得体会40摘要：化工生产中，常需要进行液体混合物的分离，以达到提纯或回收有用组分的目的。精馏因为有很多的优点，所以经常被优先考虑。长期以来精馏被误以为操作范围狭窄，筛孔容易堵塞而遭受冷遇。本次设计对其进行了重新的研究，结果表明：造成筛板操作范围狭窄的原因是设计不良，筛孔易堵塞的问题，可采用大孔径筛板予以解决。本次对筛板式乙醇精馏塔的设计首先确定设计方案，再对精馏塔工艺各个环节进行计算，从而设计出塔板和塔的主要工艺尺寸，最后对塔板的流体力学验。关键词：乙醇；精馏塔；尺寸设计；塔板Design of Sieve the distillation of ethanolStudent majoring in biological Engineering Cui HaichaoTutor Zhang YanAbstract: In the chemical production. The Liquid mixture were separated frequently. In order to purify or retrieve useful components. Distillation was choosed first of all, because distillation has a lot of advantages. Distillation was considered that scope of operation was narrow and sieve hole was jammed easily. Therefore, It was disesteemed. This design researched it again. Results indicate that the narrow scope of operation, because of the bad design, and using big sieve hole solved the problem of sieve was jammed easily. In the design. First of all, design plans were confirmed ,and all kinds of distillation processes were calculated. Then, the mian sizes of column plate and tower were designed. In the end, the Fluid mechanics of vcolumn plate was checked.Keywords: ethanol, distillation, dimension design, tray1.概述1.1设计的背景 精馏塔是石化工业中最为常见和能耗较大的设备之一。精馏塔能正常操作，并不能说明塔内件设计一定合理，往往由于设计者主观和客观的原因，存在着一些不合理之处，但因塔板数过多、塔径过大等原因而掩盖了这些方面的不足，而塔板数过多、塔径过大又往往由于塔能正常生产而不易觉察，造成浪费。精馏是利用各组分在相同条件下挥发性的差异而分离出各组分的过程，它广泛用于多组分混合物的分离。精馏过程的特点是重复进行汽化和冷凝，即不同沸点的组分通过一系列的馏分汽化和冷凝来实现分离，因此热效率很低。通常再沸器加热到精馏塔上的能量有95以上被塔顶冷凝器的冷却水带走，只有约5的能量被有效利用。据报道，我国目前精馏系统消耗的能量占总能耗的15以上。由于能源价格迅速升高，迫使人们想方设法降低能耗。如何降低精馏系统的能耗就成为化工设计工作者关注的重点。目前精馏系统节能的手段有：回收显热；回收潜热；减少系统的热损失；降低回流比来减少系统的能量需求等。回流比对精馏塔节能的影响很大。1.2设计的意义和要求本次设计为筛板式乙醇精馏塔的工艺设计。化工生产中，常需要进行混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏就是一种分离互溶的液体混合物的常用方法之一。精馏在选择分离方案时常被优先考虑，因为它有下列优点：（1）精馏是一个使用能量分离剂的平衡分离过程；（2）系统内不含固体物料，操作方便；（3）有成熟的理论和实践；（4）没有产品数量的限制，从很小到很大的规模都能采用；（5）常常只需要能位等级很低的分离剂。对于以后从事化工类产业工作的人都会遇到与设计基本知识有关的各种问题。在工厂中，技术人员必须对自己主管的设计有着清晰的了解，再结合现场的生产实际情况，就能正确判断生产是否有进一步改善和提高的可能。因此，掌握化工设计的基本概念和方法能帮助我们完成从学校走向工作岗位的转变，对个人学科素质有质的提高。在设计过程中，对于精馏塔有如下设计要求：（1）生产能力大，及气、液处理量大；（2）操作弹性大，分离效率高；（3）流体流动阻力小，操作费用低；（4）结构简单，造价低，制造、安装、维修方便。1.3筛板塔的特点 精馏属于气液传质过程，所用的设备应提供充分的气液接触。气液传质设备通常分为两大类：逐级接触式和微分接触式。逐级接触式的代表为板式塔。 板式塔是一种应用极为广泛的气液传质设备，有一个通常呈圆柱形的壳体及其中按一定间距水平设置的若干块塔板所组成1。板式塔在正常工作时，液体在重力作用下自上而下通过各层塔板后有塔底排出；气体在压差推动下，经均布在板上的开孔由上而下穿过各层塔板后由塔顶排出，在每块塔板上皆贮存一定的液体，气体通过板上层液时进行传质。筛板塔有以下特点：（1）结构简单，易于加工，造价低；（2）生产能力大；（3）板效率较高；（4）操作压强低；（5）操作弹性相对较小，安装水平度要求高，筛孔易堵。图1-1连续精馏过程Fig.1-1 Continuous distillation process在进行设计时，应保证在塔板上气液两相有充分的接触之外，还应在塔内造成一个对传质过程最有利的理想流动条件，在总体上使两相呈逆流流动，而在每一块塔板上两相呈均匀的错流接触。1.4筛板塔的发展及使用情况 筛板早在1832年问世，长期以来，一直被误认为操作范围狭窄，筛孔容易堵塞而受到冷遇。但因为其结构简单，在经济上有很大的吸引力，从20世纪50年代以来，许多研究者对其进行了重新研究。结果表明，造成筛板塔操作范围狭窄的原因是设计不良，而设计好的筛板是具有足够宽的操作范围的 。至于筛孔易堵塞的问题，可采用大孔径予以解决2。 20世纪60年代，美国精馏公司（FRI）又以工业的规模，使用不同物质，在不同操作压强下，广泛的改变了筛孔直径、开孔率、堰高等结构参数对筛板进行了系统的研究。这些研究成果，使筛板塔德设计更加完善，其中关于孔径筛板的设计方法属于专利。 FRI的研究表明，设计良好的筛板是一种高效率、生产能力大的塔板，对筛板的推广应用起到了很大的促进作用。目前，筛板已经发展为应用最为广泛的通用塔板。在我国，筛板塔的使用也日益普通。1.5设计步骤和内容本次设计要求设计乙醇水分离精馏塔，设计条件为：原料液：乙醇水溶液原料乙醇含量：质量分率 =34%， 原料处理量：质量流量 =11.6 t/h 产品要求：摩尔分率：xD = 0.80, xW= 0.05 操作压力： 1 atm。设计内容包括：（一）设计说明书及内容： 1、概论：a、本设计在生产上的实用意义。 b、流程、设备及操作条件的确定。 2、塔的工艺计算及塔板结构参数计算： 包括物料衡算，回流比选择，进料热状况的选择，理论塔板数的计算，塔径、板间距的确定，塔板参数计算，塔的各项参数及水力学性能的校验，塔效率的估算，实际塔板数的确定，塔高的确定，画出塔板负荷性能图。3、计算结果一览表（工艺计算一览表、塔结构设计一览表）5、设计的自我评述及讨论6、参考文献目录7、有计算均需注明公式及数据的来源（二）设计图纸： 1、流程图： 2、塔板结构图：设计步骤如下：（1） 确定设计方案和工艺流程；（2） 进行工艺计算；（3） 塔板设计：主要包括塔板主要工艺尺寸，进行流体力学校核；（4） 板式塔的结构选择；（5） 管路和辅助设备的计算和选型；（6） 绘制图纸；（7） 编制设计说明书。2.设计方案的确定 设计方案指精馏装置的流程、设备的结构类型和操作参数等。确定的设计方案应该满足工艺和操作的要求，满足经济性要求和满足安全生产要求。 设计方案主要包括以下主要内容：2.1操作压力精馏可在常压、加压和减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的性质、技术上的可行性和经济上的合理性考虑的。一般来说，常压蒸馏最为简单经济，若物料无特殊要求，应尽量在常压下操作。对于乙醇水体系，在常压下已经是液态，且乙醇水不是热敏性材料，在常压下也可成功分离，所以选用常压精馏。因为高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及设备费用的增加，尤其是真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，塔设备费用增加。因此，本设计选择常压操作条件。2.2进料热状态进料有5种状态，分为过冷进料（q1）；泡点进料（q=1）;气液混合进料（0q1）；饱和蒸汽进进料（q=0）；过热蒸汽进料（qRmin时，塔板数有无限多降至有限数；R继续增加，塔板数虽然可以减少，但减少的速率很慢，因此可以在曲线倾斜部分区域选择一个合适的回流比。3.精馏工艺的计算3.1设计条件的重述与分析 设计条件如下：原料液：乙醇水溶液原料乙醇含量：质量分率 =34%原料处理量：质量流量 =11.6 t/h产品要求：摩尔分率：xD = 0.80, xW= 0.05 操作压力： 1 atm。组成分析xF =0.16776=0.17 xD=0.8 xW=0.053.2理论板数的计算精馏段中，某一块上升蒸汽组成yn+1与下降液体xn的关系为： yn+1=xn+=xn+xD 提馏段中，同样的关系表述为： yn+1=xn+ 以上两方程在y-x图上交于一点，设此点的坐标为（yq, xq）,则有：yq =；xq= 从两式中消去xD,得： yq=xq为交点轨迹方程（q线方程）q=1q线为一条过（xF, xF）且与x轴垂直的直线，设此直线与平衡曲线交于e（xe, ye），则最小回流比为：=0.468 Rmin=0.88 N 图2 理论板和回流比关系图因为适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。根据经验取操作回流比为最小回流比的1.12.0倍，为了节能,回流比倾向于取较小的值，有人建议取Rmin的1.11.5倍。考虑到原始数据和设计任务，本方案取1.5，即：R1.5Rmin；则R=1.50.852=1.32表1 乙醇水溶液体系的平衡数据液相中乙醇的含量(摩尔分数)汽相中乙醇的含量(摩尔分数)液相中乙醇的含量(摩尔分数)汽相中乙醇的含量(摩尔分数)0.00.00.400.6140.0040.0530.450.6350.010.110.500.6570.020.1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.340.650.7250.080.3920.700.7550.100.430.750.7850.140.4820.800.820.180.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.01.03.3物料恒算对于整个精馏塔，存在物料守恒式： xF=0.17，xD=0.8，xW=0.05，F=11.61030.34/46+11.61030.66/18=511.07kmol/hD=81.77Kmol/hW=429.30Kmol/h，对于塔内各段而言，存在物料守恒式：精馏段 提馏段 （L、V、分别为精馏段和提馏段的下降液体与上升液体蒸汽量，提馏段上标“-”表示）FVL精馏段加料板提留段图1-2 塔内摩尔流示意图Fig.1-2 The tower Moore flow schematic diagram计算结果如下：（流量单位均为Kmol/h）RLVR=1.5Rmin1.32107.9189.71618.97189.713.4操作线的确定3.4.1精馏段操作曲线方程精馏段操作线方程：3.4.2提馏段操作曲线方程3.5塔板数总效率的估算塔板总效率与物系性质、塔板结构及操作条件都有密切的关系，由于影响因素很多，目前尚无精确的计算方法。目前，塔板效率的估算方法大体分为两类。一类是较全面的考虑各种传质和流体力学因素的影响，从点效率出发，逐步计算出全塔效率；另一类是简化的经验计算法。奥康奈尔（O，connell）方法目前被认为是较好的简易方法。对于精馏塔，奥康奈尔法将总板效率对液相黏度与相对挥发度的乘积进行关联，表达式如下：对于多组分系统L可按下式计算，即液相任意组分i的黏度，mPas；液相中任意组分i的摩尔分数。3.5.1相对挥发度根据乙醇水溶液平衡曲线查得yD=0.82，yF=0.5053，yW=0.3065塔顶相对挥发度进料板相对挥发度塔釜相对挥发度全塔平均相对挥发度3.5.2物系黏度液相中乙醇的汽相中乙醇的液相中乙醇的汽相中乙醇的沸点含量(摩尔分数)含量(摩尔分数沸点含量(摩尔分数)含量(摩尔分数1000081.50.32730.592695.50.0190.1780.70.39650.6122890.07210.389179.80.50790.656486.70.09960.437579.70.51980.659985.30.12380.470479.30.57320.684184.10.16610.508978.740.67630.738582.70.23370.544578.410.74720.781582.30.26080.55878.150.89430.8943由常压下乙醇-水溶液的温度组成t-x-y图可查得塔顶温度 tD=78.3泡点进料温度 tF=84.0塔釜温度 tW=95.1全塔平均温度由液体的黏度共线图可查得t=85.8下，乙醇的黏度L=0.38mPas，水的黏度L =0.32mPast（）x（）（）液（）84.00.170.33720.43240.350078.30.80.36420.46980.442095.10.050.27320.35440.2930 ET=0.49（L）-0.245=0.49（3.62650.3302）-0.2450.47123.6实际塔板数块精馏段理论板层数NT，=12，所以实际加料板位置为4塔板和塔的主要工艺尺寸设计4.1塔板间距的初选 塔板间距的大小液沫夹带和液泛气速有重要影响，板距大，塔身高度达，但允许气速大，对一定的生产任务而言，所需塔径较小，故在经济上存在一个合理的板间距，板间距还要考虑到制造、安装、维修的方便4。选择板间距时，可按下表所示经验关系选取：表2-4经验关系Table2-4 empirical relationship塔径/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距/mm200300250350300450350600400600塔径在0.81.6范围内，选取板间距为400mm为初选值。4.2操作压强的计算因为常压下乙醇水是液态混合物，其沸点较低（小于100），且不是热敏性材料，采用常压精馏就可以成功分离。故塔顶压强： PD=101.3KPa，取每层压强降：塔底压强：进料板压强：全塔平均操作压强：精馏段平均操作压强：提馏段平均操作压强：4.3平均分子量的计算1塔顶：=0.8 ， 0.82气相0.8246（10.82）1840.96Kg/Kmol液相0.846+（1-0.8）18=40.4Kg/Kmol2进料：0.17， = 0.5053气相0.505346（10.5053）1832.15Kg/Kmol液相0.1746+(1-0.17) 18=22.76Kg/Kmol3.塔釜：0.05，0.3065气相0.306546（10.3065）1826.45Kg/Kmol液相0.0546+(1-0.5) 18=19.4Kg/Kmol4精馏段平均分子量 (40.96+32.15)/2=36.56Kg/Kmol(40.4+22.76)/2=31.58Kg/Kmol5提馏段平均分子量 （32.15+26.45）/229.3Kg/Kmol (22.76+19.4)/2=21.08Kg/Kmol4.4平均密度的计算1液相平均密度塔顶tD=78.3，查得(液)0.9728g/cm3；进料塔板tF=84，查得(液)=0.9693g/cm3；塔釜tW=95.1，查得(液)=0.9619g/cm3；不同温度下乙醇的密度可用方程式查得当t0=25时，乙醇的代入式中，求得在tD=78.3时，=0.7369 g/cm3tF=84.0时， =0.7314g/cm3tW=95.1时，=0.7204g/cm3塔顶密度： 进料密度： 塔釜密度： 精馏段液相平均密度：（784.1+929）/2=856.55提馏段液相平均密度：（929+949.8）/2=939.42气相平均密度乙醇-水蒸汽在常压沸腾温度下的密度（Kg/m3）可通过查表得到，精馏段气相平均密度：（1.449+0.785）/2=1.117提馏段气相平均密度：（0.785+0.592）/2=0.68854.5平均流量的计算4.6塔径的计算 由于蒸汽速度太快会产生液沫，故蒸汽有一定的限速，成为容许蒸汽速度，已知容许蒸汽速度后可计算它的内径，计算公式为：max =Kw. 式中： max为塔内的容许蒸汽速度，m/s; l为溢流液的密度，kg/m3； v为上升蒸汽的密度，kg/m3； Kv为常数，可通过下图获得： 图 求Kv标准曲线1为筛板、无溢流筛板、阶梯式塔板标准值 2为泡罩塔标准值 3为苏德斯-布朗值 4为吸收塔 5为处理发泡性及高粘度液体的减压塔18计算max的过程如下：溢流液密度L=(水，85.8 )x水+(乙醇，85。8 )x乙醇 =969.070.17+710.620.8=733.24kg/m3上升蒸汽密度v= =0.1718+0.846=39.86g/mol根据PV=nRT，在1atm,85.8条件下理想气体的体积为：V=22.4=29.44L/molv=1.354kg/m3在Kv-板间距关系图中，查的板间距为400mm时，Kv=0.06max=Kv. =0.06=1.395m/s确定max后，塔内径计算公式为：D=2 公式（3-17）式中：D为塔内径，m; V为塔内蒸汽上升量，m3/s;max为容许蒸汽速度。V值在先前塔内的物料守恒中已经算出，可根据V2=D=2 将塔径圆整为D=1.2m，则塔截面积为m24.7实际空塔气速求空塔气速适宜的空塔速度通常取最大允许空塔速度的0.6-0.8倍，即其中 本设计中安全系数暂取0.78精馏段：则提馏段：则精馏段：提馏段：在精馏段的安全系数满足0.6-0.8范围的情况下，提馏段也尽可能的接近0.6，所以本设计中塔径和板间距的选取均合理。4.8溢流装置板式塔的溢流装置包括溢流堰、降液管和受液盘等几部分，其结构和尺寸对塔的性能有很重要的影响。降液管的类型：降液管是塔板间流体流动的通道，也是使溢流液中所夹带气体得以分离的场所。降液管有圆形和弓形两类。通常，圆形降液管用于小直径塔，而大直径塔一般用弓形降液管。降液管溢流方式：一般常用的有如下图5所示的几种类型，即（a）U形流、（b）单溢流（c）双溢流等。图5 塔板溢流类型（a）U形流、（b）单溢流（c）双溢流其中，单溢流又称直径流，液体自受液盘流向溢流堰。液体流径长，塔板效率高，塔板结构简单，广泛应用于直径2.2m以下的塔中。选择何种降液方式要根据液体流量、塔径大小等条件综合考虑。附表2列出了溢流类型与液体负荷及塔径的经验关系，可供设计参考。表3 液相负荷、塔径与液流型式的关系塔径D，mm液体流量Lh，m3/hU形流单溢流双溢流1000140020003000400050007以下9以下11以下11以下11以下11以下45以下70以下90以下110以下110以下110以下90160110200110230110250Lh=0.001474m3/s=5.30m3/h所以选择单溢流。受液盘上一般不设置进口堰，进口堰既占面积，又易使沉淀物淤积此处造成阻塞。溢流堰的形式有平直形和齿形两种。设计时，堰上液层高度应大于6mm，如果小于此值须采用齿形堰；堰上液层高度太大，会增大塔板压降及雾沫夹带量。综上所述，堰流装置设计可选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰，平形受液盘以及平形溢流堰。其塔板示意图如下塔板示意图各项计算如下：1.堰长lW：堰长=(0.6-0.8)D取堰长lW=0.661D=0.6611.2=0.794m2.出口堰高hW(1)液流收缩系数E可近似取E=1，所引起的计算误差对结果影响不大。(2)堰上液层高度：(3)堰高：根据0.10.05 ，验算： 0.10.01010.03990.050.0101是成立的。3.弓形降液管高度Wd及降液管面积Af弓形的宽度与面积用弓形的宽度与面积图求取Wd及Af，因为 由该图查得：，4.降液管底隙高度ho降液管底隙高度ho可用下式计算液体通过降液管底隙的流速一般可取0.070.25m/s，本设计取uo=0.07m/s。则以免因堵塞而造成液泛，该值应不少于2025mm，计算结果符合要求。4.9塔板布置及筛板塔的主要结构参数（1）、筛板布置塔板上在靠近塔壁的部分，应留出一圈边缘区，供塔板安装之用，通常边缘区宽度WC为5070mm。塔板上液体的入口和出口需设安定区。以避免大量含有气泡的液体进入降液管而造成液泛。一般，安定区的宽度WS可取50100 mm。边缘区和安定区中的塔板不能开孔。Wc=0.04m； Ws=0.07m（2）、筛孔的直径d0，孔中心距 t，板厚筛孔直径的大小对塔板压降及塔板效率无显著影响;但随着孔径的增大，操作弹性减小（在开孔率、空塔气速及液流强度一定的情况下，若孔径增大，则漏液量和雾沫夹带量都随之增大，因此，孔径增大，操作下限上升，操作上限降低，导致操作弹性减少）。此外，孔径大，不易堵塞；且孔径大，制造费用低。筛孔的排布一般为正三角形，筛孔直径为0.003-0.008m，孔中心距与孔距之比常在2.5-5倍筛孔直径的范围内，实际设计时，t/d0宜尽可能在3-4的范围内。在确定开孔区板厚时，对于不锈钢塔板的小孔直径d0应小于（1.5-2）。一般碳钢的筛板的厚度为0.003-0.004m，合金钢塔板的厚度为0.002-0.0025m。综上所述，本设计选取 （3）、开孔率在目前的工业生产中，对于常压或减压操作的筛板塔，开孔率应在10%14%范围中。在本设计中式中，Aa为开孔面积，m2；A0为筛孔面积，m2。其中 所以由得 （4）、孔数按t=13mm以正三角形叉排方式作图，排得孔数5980个，按n=5980重新核算孔速及开孔率：开孔率变化不大，仍在10%14%之间。4.10塔高塔的高度可以由下式计算： 已知实际塔板数为28块，精馏段实际塔板数为26块，提馏段实际塔板数为2块。板间距由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目S为： 取人孔两板之间的间距，则塔顶空间，进料板空间高度。塔底空间HB的计算塔底空间具有中间贮槽的作用，塔釜料液最好能在塔底有1015min的储量，以保证塔底料液不致排完。本方案取10min的储量，即塔截面积AT=1.13m210min=600s对于不易起泡沫的液体，釜中装料系数可达80%；对于易起泡的液体，装料系数一般不超过65%。为避免带液现象，釜中液面据底层塔板高度至少要在0.5m以上。本设计取80%那么，塔高度：有效高度Z=（28-2-3）*0.4+3*0.6+0.6+0.689=12.289m5.塔板的流体力学验算及设计评述塔的操作能否正常进行，与塔内气，液两相的流体力学状况有关。板式塔的流体力学性能包括：塔板压降、液泛、雾沫夹带、漏液及液面落差等。5.1塔板阻力hp气体通过塔板的压降hp包括：干板压降hc，板上充气液层阻力hl以及克服液体表面张力的阻力h，可表示为hp=hc+hl+h其中气体克服液体表面张力所造成的阻力通常很小，可以忽略不计。所以 式中：hP气体通过每一层塔板的阻力，m液柱； hC干板阻力，m液柱；h1塔板上的液层阻力，m液柱。筛孔塔板的干板可用下式计算。 式中：筛孔气速，m/s；流量系数，可由与/的关系图查得；分别为气相和液相的密度，Kg/m3。与/的关系查图 ，得，即 板上充气液层阻力与通过筛孔的气体动能因子有关，可由附图查得 有效液层阻力hl由 查得 所以 单板压降对于一般气体通过每块常压和加压塔塔板的压降为260-530Pa，该设计方案中的单板压降为361.32Pa，在适宜的范围内。5.2.验算液体在降液管中停留时间为避免严重的气泡夹带使传质性能降低，液体通过降液管时应有足够的停留时间，以便释放出其中夹带的绝大部分气体。液体在降液管内的平均停留时间可由下式计算：式中HT塔板间距，m；Af降液管面积，m2；Ls液体流量，m3/s。通常要求液体在降液管内停留时间应大于3s；对于易起泡物系则要求大于7s。若求得的停留时间过小，可适当增加Af或HT。保留时间(3-5)s，故降液管适用5.3降液管泡沫层高度为了防止降液管液泛，应保证降液管内泡沫液层总高度不超过上层塔板的溢流堰顶，通常可通过求出的降液管内清液层高度Hd是否满足Hd（HT+hw）来进行验算，即Hd=hp+hw+how+hc（HT+hw）为降液管中泡沫层的相对密度。对于一般物系，=0.5；对于发泡严重的物系，=0.30.4；对于不易发泡的物系，=0.60.7。本设计方案中取=0.5。其中液体在降液管出口阻力：（1）、液体通过降压管损失因不设进口堰。所以： （2）、气体通过塔板间的压强降所相当的液柱高度hp=0.043m（3）、板上液层高度，前已选定hL=0.05m（4）、前面已定。则Hd= hp+hw+how+hc=0.043+0.0399+0.0101+7.49710-4=0.0937m可见，符合防止降液管液泛要求。5.4雾沫夹带量校核上升气流穿过塔板上液层时，将板上液体带入上层塔板的现象称为雾沫夹带。雾沫的生成固然可增加大气、液体两相的传质面积，但过量的雾沫夹带造成液相在塔板间的返混，严重的话会造成雾沫夹带液泛，从而导致塔板效率严重下降。所谓返混是指雾沫夹带的液滴与液体主流做相反方向流动的现象。为保证板式塔能维持正常的操作效果，生产中将雾沫夹带限制在一定的限度以内，规定每1kg上升气体夹带到上层塔板的液体量不超过0.1kg，即控制雾沫夹带量ev0.1kg（液）/kg（气）。用泛点百分率关联法先求uF由史密斯关联图，查得若液相的表面张力不等于20dyn/cm，可按下式校正规定塔板开孔率10%时，=1；若小于10%，查得的C20须乘以值进行校正。=0.08，=0.9；=0.06，=0.8。本方案中=13.4%10%，所以=1。因为； 校正 操作气速：液泛分率：查图雾沫夹带分率图得：雾沫夹带分率ev0.1kg液/kg气条件成立。5.5漏液点正常操作时，液体应横贯塔板，在与气体进行充分接触传质后流入降液管。但有少量液体会由筛孔漏下。这少量漏下的液体如同“短路”，传质不充分，故操作中应尽可能减少漏液。当液体流量一定，气体流量降到一定程度时漏液量会明显增多。一般将漏液量明显增多时的空塔气速称为在该液体流量下的漏液点空速uom，由于人们对漏液点判别的定量指标不同，所以不同研究者提出的计算漏液点的经验式亦不同。当孔速低于漏液点气速时，大量液体从筛孔漏液，这将严重影响塔板效率。因此，漏液点气速为下限气速，筛孔漏液点气速按下式计算：其中，C20=0.7635 实际筛孔气速uo与漏液点筛孔气速uom之比称为稳定系数F，一般情况下，F值应大于1，宜在1.52.0以上，使塔的操作可有较大弹性。故在本设计中无明显漏液。6操作负荷性能图影响板式塔操作状况和分离效果的主要因素为物料性质、塔板结构及气、液负荷。对一定的塔板结构，处理指定的物系时，其操作状况只随气、液负荷的改变。要维持塔板正常操作必须将塔内的气、液负荷限制在一定范围内波动。通常在直角坐标系中，以气相负荷V对液相负荷L标绘出各种极限条件下的V-L关系曲线，从而得到塔板的适宜气、液流量范围图形，该图形称为塔板的负荷性能图。6.1漏液线气相负荷下限线又称为漏液线，气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气液不能充分接触，使板效率下降。由下式可近似取C0为前计算值不变，并将式how和Lh关系代入上式整理之后，可得其中由已知数据可得所以由上述关系可做得气相负荷下限线，如图之曲线1。6.2过量雾沫夹带线过量雾沫夹带线又称为气相负荷上限线，放映出不发生严重雾沫夹带现象的最高气相负荷，它是一条直线。当气相负荷超过此线时，表明雾沫夹带现象严重，雾沫夹带量过大，使板效率严重下降，而此时的雾沫夹带量ev一般大于0.1kg液/kg气。令可容许的雾沫夹带最大量为0.1kg/kg气其中即：02.2240.00052.1090.00151.9840.00301.8430.00451.725由上述关系可做得气相负荷上限线，如图之曲线2。6.3液相负荷下限线若操作的液相负荷低于液相负荷下限线时，表明液体流量过小，板上的液流不能均匀分布，气液接触不良，易产生干吹、偏流等现象，导致塔板效率的下降。对于平直堰，通常按堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷的下限考虑，故液相负荷下限线方程为：其中E为流量收缩系数，一般可取E=1计算。液相负荷下限线表示出为保证板上液体均匀分布的最低液相负荷，它是一条与纵轴平行的竖直线。V=1.33910-4 m3/h由上述关系可做得液相负荷下限线，如图之曲线36.4液相负荷上限线若操作的液相负荷高于液相负荷上限线时，表明液体量过大，此时，液体在降液管内的停留时间过短，进入降液管内的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，使塔板效率下降了。以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式=（AfHT）/Ls=5故Ls =（AfHT）/5=（0.08160.40）/5=0.006528m3/s据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线46.5液泛线当降液管排液能力不足，液体仍不断加入，降液管内液位上升至上层塔板溢流堰顶，影响上层塔板的排液，导致塔板上积液增加直至淹塔，这现象称为液泛。发生液泛时气体通过塔板的压降急剧上升，出塔气体大量带液，正常操作受到破坏。可见正常操作的塔设备不允许发生液泛。若操作的气液负荷超过液泛线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内需维持一定的液层高度Hd。令Hd=(HThw)再由Hd=hp+hL+hdhP=hc+hl+hhl=hLhL= h w +hOW联立得 HT(-1)hw=(+1) hOW+ hc + hd + h忽略h，将hOW与Ls、hd和Ls、hc与Vs的关系代入上式，得aV2=b-cL2-dL2/3 式中a=3.93410-9/(AoCo)2（v/l）b=HT(-1)howc=1.1810-8/(lwhO)2d=2.8410-3E( 1+) lw(2/3)将有关数据代入，得a=3.93410-9/(0.11730.7635)2（1.117/851.45）=6.4310-10b=0.50.4