精馏塔计算方法
塔精馏塔的计算1

一、塔精1.全的物料衡算由于水的沸点为100℃,正丁醇的沸点为117.7℃故水作为轻组分,正丁醇作为重组分,产品正丁醇从塔底出来。
%74.9874/05.018/95.018/95.0F =+=xM F =74⨯(1-0.9874)+0.9874⨯18=18.71kmol kg / F =20⨯1000/18.71=1069.03/kmol h总物料衡算 F=D+W=252 (1) 采用填料塔连续精馏由正丁醇-水平衡数据作图,画出正丁醇—水溶液y-x 图,求得mi n R 取min 5.1R R =过点(0.9994,0.9994)作平衡线的切线,则求出此线与y 轴的交点截距为0.5192,故求得最小回流比为0.9248,所以操作状态的回流比为1.387 数直角梯级即为理论塔板数:T N (包括再沸器)=9块其中精馏段1N =4块,提留段(包括再沸器)=5块,第五块为进料板。
实际塔板数求取:由平衡线得塔顶:9994.01==x y D ,在图中求得x 1=0.9946%892.574/985.018/015.018/015.0=+=W x由平衡线方程1(1)xy xαα=+-得顶α=8.99塔底:x x w m ==0.05892,y m =0.2234 同理得底α=4.56ααα==6.4塔顶温度100℃,塔底温度117.7℃ 定性温度为85.10827.117100=+℃查附录得s Pa ⋅=m 390.0μ1μ正丁醇=2.948求得()smPa m ⋅=⨯-+⨯=422.0948.29874.019874.0390.0μ⋅αmμ=6.4×0.422=2.70查得0E =55.1% 校正后为55.1%×1.1=60.61% 实际塔板:%1000⨯=PT N N E8110=-=+E N N T P ,取8块(包括再沸器)精馏段取4块 提馏段取4块 第5块进料板 3.塔高的计算有效高度:Z=øP ×Nt=0.67×(8-1)=4.67mZ=4×60.61%=2.42m(精馏段) Z=4.67-2.42=2.25m(提留段)实际填料高度:2.42×(1+0.2)=2.9m(精馏段) 2.25×(1+0.2)=2.7m(提留段) 设裙座为1m总塔高;H=2.9+2.7+1=6.6m4.泛点气速的计算影响泛点气速的因素很多,其中包括填料的特性、流体的物理性质以及液气比等。
精馏塔的计算

FxF= DxD+ WxW
175 = D + WD=76.6kmol/h
175×0.44=0.974D+0.0235WW=98.4kmol/ h
例:将含24%(摩尔分率,以下同)易挥发组分的某混合液送入连续操作的精馏塔。要求馏出液中含95%的易挥发组分,残液中含3%易挥发组分。塔顶每小时送入全凝器850kmol蒸汽,而每小时从冷凝器流入精馏塔的回流量为670kmol。试求每小时能抽出多少kmol残液量。回流比为多少?
Y =nA/nB=yA/yB=yA/(1-yA)kmolA / kmolB
Y =pA/pB=pA/(P - pA)
在吸收操作中,通常A组分:指吸收质
B组分:液相xB指吸收剂,气相yB指惰气
四.吸收推动力:实际浓度与平衡浓度之差。即ΔY=Y–Y*(以气相浓度表示)
ΔX=X*- X(以液相浓度表示)
脱收推动力:ΔY=Y*- Y(以气相浓度表示)
气膜、液膜越厚,传质阻力越大,传质速率就越小,而膜越薄,自然越有利传质。
(三)提高吸收速率:流体力学指出,流速越大,边界膜越薄。因此按照双膜理论,在其它条件不变时,增大流速,就可以减小双膜阻力,从而提高吸收速率。
七.吸收速率
1.吸收速率:是指单位传质面积上,单位时间内吸收的溶质量。
在稳定操作的吸收设备中吸收设备内的任一部位上,相界面两侧的对流传质速率是相等的(否则会在界面处有溶质积累)。因此其中任何一侧有效膜中的传质速率都能代表该处的吸收速率。
阻力阻力
双膜理论模型
通过假设,把整个相际传质的复杂过程简化为吸收质只是经气、液两层的分子扩散过程。因此两膜层就成为吸收过程的两个基本阻力。
(二)在两相主体浓度一定的情况下,两膜层的阻力便决定了传质速率的大小。双膜理论也称双阻力理论。
塔的计算

1. 塔板的工艺设计1.1精馏塔全塔物料衡算X :原料液流量(kmol/s ) F X :原料组成(摩尔分数,下同) D :塔顶产品流量(kmol/s ) D X :塔顶组成W :塔底残液流量(kmol/s ) D X :塔底组成原料乙醇组成:1154.018/%25146/%2546/%25/)1(M / W /F =-+=-+=)(水乙醇乙醇M W M W X F F F塔顶组成:9037.018/%)961(46/%9646/%96/)1(//=-+=-+=水乙醇乙醇M W M W M W X D D D D塔底组成:00078.018/%)2.01(46/%2.046/%2.0/)1(//w w w w =-+=-+=水乙醇乙醇M W M W M W X根据已知数据可计算:molg m m mM molg m m mM D F /27.31182.04696.0/23.211875.04625.0=⨯+⨯==⨯+⨯=h Kmol M F/42.130872001000200000=⨯⨯=物料衡算式:WD F X W X D X F WD F +=+=联立代入求解:kmol/h 1142.38 D =, /h 166.04kmol W =1.2 常压下乙醇水气液平衡组成(摩尔)与温度关系表3-11 乙醇-水气液平衡组成(摩尔)与温度关系(1)温度利用表中数据由拉格朗日插值可求得tF 、tD 、tW ①66.9-54.117.86-t 38.12-66.93.85-7.86t FF =:,85.73 t F =℃②43.8937.9015.7872.7443.8941.7815.78t D --=--D t :,78.13 t D =℃③0078.01001.9-095.5-100 t W --=W t :,99.82t W =℃④精馏段平均温度:93.812.137873.852t t t D F 1=+=+=℃ ⑤提馏段平均温度:05.89282.9982.782t t t W F 2=+=+=℃ (2) 相对挥发度①精馏段挥发度:由5740.0y 2916.0x A A==,得4260.07083.0x B ==B y ,所以27.34260.02916.07083.05740.0x y x y A B B A =⨯⨯==α②提馏段挥发度:由3874.0y 0717.0x A A ='=',得6126.09283.0x B ='='B y ,19.82616.07170.00.92838743.0x y x y A B B A =⨯⨯=''''='α (3) 气液相体积流量计算74.1R min =-=-EE ED X Y Y X 取 2.6174.15.1Rmin 5.1R =⨯==①精馏段:h kmol RD /61.298138.114261.2L =⨯==()()h kmol D R V /38.412338.1142161.21=⨯+=+=②提馏段:因本设计为饱和液体进料,所以1=qh kmol /99.710438.4123161.2981qF L L =⨯+=+=' h kmol F q V V /38.4123)1(=-+='1.3 理论塔板的计算理论板:指离开这种板的气液两相互成平衡,而且塔板上液相组成均匀。
化工单元操作:精馏塔计算

(四)单股进料,无侧线出料 塔体上只有一个进料口,除塔顶馏出液和塔底残液,没有其他出料口。
二、全塔物料衡算(质量守恒)
1、物料衡算公式:
F = D + W FzF = DxD + WxW 2、采出率、易挥发组分回收率、难挥发组分回收率的概念和计算
2、提馏段操作线方程
L′ =V ′ + W
L′xm = V ′ym+1 + WxW
y m +1
=
L′ L′ −W
xm
−
WxW L′ −W
或者
y m +1
=
L′ V′
xm
− Wxw V′
它表达了在一定的操作条件下,提馏段内相邻两层塔板的下一层塔板上升蒸汽浓度 ym+1 与上 一层塔板下降液体浓度 xm 的关系。
3)进料线方程 y = q x − xF 进料线的意义:精馏段与提馏段两段操作线的交点轨迹。 q −1 q −1
二、操作线的绘制 步骤:
1、精馏段操作线 2、进料线,并与精馏段操作线有一交点 3、提馏段操作线
精馏塔计算
一、精馏塔塔板层数的确定
1、理论塔板的概念 汽液两相在塔板上充分接触,使离开塔板的两相温度相同,且两相组成互为平衡,则称
D = z F − xW F xD − xW
W = xD − zF =1− D
F xD − xW
F
ηD
=
Dx D Fz F
× 100%
ηW
= W (1 − xW ) ×100% F (1 − z F )
三、精馏操作线方程
1、精馏段操作线方程
塔效率计算公式

塔效率计算公式塔效率是化工原理中一个非常重要的概念,咱们今天就来好好聊聊塔效率的计算公式。
在化工生产中,塔设备是经常会用到的,比如精馏塔、吸收塔等等。
要想知道这些塔设备工作得好不好,就得靠塔效率这个指标来衡量。
塔效率的计算公式其实有好几种,咱先来说说总板效率。
总板效率ET 可以用实际所需的理论板数 NT 和实际板数 NP 来计算,公式就是ET = NT / NP 。
比如说有一个精馏塔,要分离两种混合物,经过计算发现,理论上需要 10 块板才能达到理想的分离效果,但实际上这个塔有 20 块板。
那通过公式一算,总板效率就是 0.5 。
这就意味着这个塔的效率还有很大的提升空间。
再来讲讲默弗里板效率。
默弗里板效率又分为单板效率和全塔效率。
单板效率有气相单板效率和液相单板效率。
气相单板效率 Emv 等于(yn - yn+1)/(yn* - yn+1),液相单板效率 EmL 等于(xn - xn-1)/(xn - xn-1*)。
这里的 yn 、yn+1 、xn 、xn-1 是塔内不同位置的气液相组成,yn* 、xn-1* 是与 yn+1 、xn 成平衡的气液相组成。
我给您举个例子吧。
有一次我去工厂实习,就碰到了一个关于塔效率计算的实际问题。
那是一个吸收塔,用来吸收废气中的有害物质。
工程师们正在为塔的效率不高而发愁,我跟着他们一起研究。
我们测量了塔内不同位置的气液相组成,然后按照默弗里板效率的公式进行计算。
发现有几块板的单板效率特别低,经过仔细排查,原来是塔板上的开孔不均匀,导致气液接触不充分。
找到问题所在后,进行了改进,塔的效率果然提高了不少。
全塔效率呢,则是各单板效率的某种平均值。
在实际应用中,选择哪种塔效率计算公式,得根据具体的情况来定。
而且,计算塔效率可不仅仅是为了得到一个数字,更重要的是通过这个数字来分析塔的运行状况,找出问题,进行优化改进,提高生产效率,降低成本。
总之,塔效率的计算公式虽然看起来有点复杂,但只要咱们掌握了基本原理,多结合实际情况去分析,就能够轻松应对啦。
精馏塔和塔板的主要工艺尺寸的计算

塔和塔板的主要工艺尺寸的计算(一)塔径 D 参考下表 初选板间距H T =0.40m,取板上液层高度H L =0.07m 故: ①精馏段:H T -h L =0.40-0.07=0.311220.00231394.3()()()()0.04251.04 3.78s L s V L V ρρ== 查图表 20C =0.078;依公式0.20.22026.06()0.078()0.0733C C σ===;max0.078 1.496/u m s ===,则:u=0.7⨯u =0.7⨯2.14=1.047m/s 故: 1.265D m ===; 按标准,塔径圆整为1.4m,则空塔气速为2244 1.040.78/1.3s V u m s D ππ⨯===⨯ 塔的横截面积2221.40.63644T A D m ππ===②提馏段:11''22''0.002771574.8()()()()0.05070.956 5.14s L s V L V ρρ==;查图20C0.20.222.09()0.0680.069420C C σ⎛⎫==⨯= ⎪⎝⎭; max 1.213/u m s===,'0.70.7 1.2130.849/u u m s =⨯=⨯=;' 1.20D m ===; 为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化,在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸; 故:D '取1.4m塔的横截面积:''2221.4 1.32744T A D m ππ===空塔气速为22440.956'0.720/1.3s V u m s D ππ⨯===⨯ 板间距取0.4m 合适(二)溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰,不设进流堰。
各计算如下: ①精馏段:1、溢流堰长 w l 为0.7D ,即:0.7 1.40.91w l m =⨯=;2、出口堰高 h w h w =h L -h ow 由l w /D=0.91/1.4=0.7, 2.5 2.58.2810.480.91h w L l m ==查手册知:E 为1.03 依下式得堰上液高度:22332.84 2.848.281.030.013100010000.91h ow w L h E m l ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭ 故:L ow h -h 0.070.0130.057w h m ==-=3、 降液管宽度d W 与降液管面积f A有/w l D =0.7查手册得/0.14,/0.08d fT W D A A ==故:d W =0.14D=0.14 ⨯1.3=0.182m2220.080.08 1.30.106244f A D m ππ==⨯⨯=()0.10620.418.55,0.0023f T s A H s s L τ⨯===>符合要求4、降液管底隙高度0h取液体通过降液管底隙的流速0u =0.1m/s 依式计算降液管底隙高度0h , 即:000.00230.0250.910.1s w L h m l u ===⨯ ②提馏段:1、 溢流堰长'w l 为0.7'D ,即:'0.7 1.40.91w l m =⨯=;2、出口堰高'w h ''w L ow h =h -h ;由 '/D=0.91/1.4=0.7w l ,'2.5 2.59.9812.630.91h w L l m ==查手册知 E 为1.04依下式得堰上液高度:2233''2.84 2.849.981.040.0146100010000.91h oww L h E ml ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭0.070.01460.0554w h m =-=。
精馏塔计算

逐板计算非泡点进料时精馏塔的加料板位置扬州化工学校徐忠娟申丽1.前言精馏塔的理论板层数的求取,通常采用两种方法:逐板计算法和图解法。
比较两种方法各有利弊:图解法简捷、方便但是准确性差;用逐板计算法得到的理论塔板数准确,不足的是计算过程复杂繁琐。
随着计算机知识的普及,学生掌握编程语言后,利用计算机瞬间即可完成繁琐的迭代运算,因而逐板计算法的应用也就越来越多。
无论是逐板计算法还是图解法,求取理论板层数,都需要确定加料板的位置。
2.加料板位置确定的原则图1 适宜的加料位置在图解法中适宜的加料板位置是以跨过两操作线交点的梯级来确定的。
如图(1)所示,当工艺条件和分离要求相同时,对于同一个塔,确定的加料位置不同,所需的理论塔板数不相同。
在图(1)的(a)中梯级已跨过精馏段操作线和提馏段操作线的交点d而仍在精馏段操作线和平衡线间作梯级,由于交点d以后精馏段操作线和平衡线间垂直距离较提馏段操作线和平衡线间的垂直距离小,作出的理论塔板数会增加。
反之若如图(1)中的(b)所示,在梯级尚未跨过两操作线的交点时就过早地更换操作线也同样会使理论塔板数增加。
只有当梯级刚跨过操作线交点就更换操作线作梯级如图(1)中(c)的所示,所得的理论板层数最少。
可见过迟或过早的更换操作线,都将导致理论板层数的增加。
同理逐板计算法中也存在该问题,在一般的化工原理教材中,介绍逐板计算法求理论板层数时,均以泡点进料为例,指出当计算到x N,≤x F 时(x F 为原料液的易挥发组分的摩尔分率),说明第N 层是加料板,那么对于非泡点进料状况又该如何确定,几乎不提。
许多学生碰到非泡点进料时,也用x N,≤x F 来确定加料板位置,结果是加料位置不适宜,导致理论板层数增多。
根据图解法中跨过两段操作线交点的梯级为适宜加料板位置的原则,结合多年的教学实践,我们总结出了最适宜的加料位置是该板的液相组成等于或略低于x q 。
其中x q 为精馏段操作线方程式和提馏段操作线方程式所联立的方程组解的x 值(相当于图解法中两操线交点的横坐标),当然,对于饱和液体进料,就有x q =x F 。
精馏塔严格计算模块 radfrac 公式

精馏塔严格计算模块 radfrac 公式(最新版)目录一、精馏塔的严格计算模块 RadFrac 概述二、精馏塔的计算方法和公式三、精馏塔的适用范围和示例四、结论正文一、精馏塔的严格计算模块 RadFrac 概述精馏塔是一种常用的分离技术,广泛应用于化工、石油、医药等领域。
在精馏过程中,需要对塔内流体进行严格的计算,以确保分离效果达到预期。
RadFrac 是精馏塔严格计算模块的一种,可以对两相体系、三相体系、窄沸点和宽沸点物系以及液相表现为强非理想性的物系进行精确计算。
二、精馏塔的计算方法和公式精馏塔的计算方法主要包括物性数据库和计算模块两部分。
物性数据库包含了流体的热力学性质、相图和状态方程等数据,用于提供流体的基本特性。
计算模块则根据这些数据,运用精馏原理和数学模型进行计算。
精馏塔的计算公式主要包括以下几个方面:1.物料平衡:计算塔内各组分的摩尔流量和摩尔浓度。
2.热量平衡:计算塔内各组分的热量流入和流出,以及塔内热量分布。
3.动力学平衡:计算塔内各组分的速度和压力分布,以及液相和气相的流速。
4.相平衡:计算塔内各组分的相态变化,以及相图和状态方程。
三、精馏塔的适用范围和示例RadFrac 模块适用于各种精馏过程,包括普通精馏、吸收、汽提、萃取精馏、共沸精馏、反应精馏(包括平衡反应精馏、速率控制反应精馏、固定转化率反应精馏和电解质反应精馏)、三相(汽液液)精馏等。
下面以乙苯苯乙烯精馏塔为例,介绍 RadFrac 模块的应用。
进料条件:乙苯和苯乙烯的混合物,进料组成为乙苯 80%,苯乙烯 20%。
冷凝器形式:壳管式冷凝器。
冷凝器压力:0.1MPa。
再沸器压力:0.2MPa。
产品纯度要求:产品中乙苯纯度大于 99.5%。
根据以上条件,使用 RadFrac 模块进行严格计算,得到塔顶压力为0.05MPa,塔底压力为 0.01MPa。
通过调整塔内操作参数,可以实现乙苯和苯乙烯的分离。
四、结论精馏塔严格计算模块 RadFrac 是一种强大的工具,可以对各种精馏过程进行精确计算,为工程实践提供重要依据。
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目录1 设计任务书 (1)1.1 设计题目………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.2 已知条件………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.3设计要求…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2 精馏设计方案选定 (1)2.1 精馏方式选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.2 操作压力的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.4 加料方式和加热状态的选择……………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.3 塔板形式的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排……………………………………………………………………………………………………………………………………………2.6 精馏流程示意图…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3 精馏塔工艺计算 (2)3.1 物料衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.2 精馏工艺条件计算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.3热量衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4 塔板工艺尺寸设计 (4)4.1 设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.2 塔径………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.3溢流装置…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.4 塔板布置及浮阀数目与排列……………………………………………………………………………………………………………………………………………………5 流体力学验算 (6)5.1 气相通过塔板的压降……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.2 淹塔………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.3 雾沫夹带…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6 塔板负荷性能图 (7)6.1 雾沫夹带线………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.2 液泛线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.3 液相负荷上限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.4 漏液线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.5 液相负荷下限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.6 负荷性能图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………7 塔的工艺尺寸设计 (8)8釜温校核 (9)9热量衡算 (9)10接管尺寸设计 (10)符号说明 (10)参考文献 (13)结束语 (13)1.设计任务1.1设计题目:年产8000吨乙醇板式精馏塔工艺设计1.2已知条件:1原料组成:含35%(w/w)乙醇的30度液体,其余为水。
2产品要求:含量≥93.4%(w/w)乙醇。
3残液≤0.1%(w/w)乙醇。
4冷却水t入=32度,t出=45度1.3设计要求(1)物料流程图,塔版图,塔体工艺图(2)各接口尺寸(3)加热剂及冷却剂用量。
2.设计方案选定2.1精馏方式:本设计采用连续精馏方式。
原料液连续加入精馏塔中,并连续收集产物和排出残液。
其优点是集成度高,可控性好,产品质量稳定。
由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大,因而无须采用特殊精馏。
2.2操作压力:本设计选择常压,常压操作对设备要求低,操作费用低,适用于乙醇和水这类非热敏沸点在常温(工业低温段)物系分离。
2.3塔板形式:根据生产要求,选择结构简单,易于加工,造价低廉的筛板塔,筛板塔处理能力大,塔板效率高,压降教低,在乙醇和水这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。
2.4加料方式和加料热状态:加料方式选择加料泵打入。
由于原料温度稳定,为减少操作成本采用30度原料冷液进料。
2.5由于蒸汽质量不易保证,采用间接,蒸汽加热。
2.6再沸器,冷凝器等附属设备的安排:塔底设置再沸器,塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至65度回流入塔。
冷凝冷却器安装在较低的框架上,通过回流比控制期分流后,用回流泵打回塔内,馏出产品进入储罐。
塔釜产品接近纯水,一部分用来补充加热蒸汽,其余储槽备稀释其他工段污水排放。
2.7精馏流程简图3.精馏塔工艺计算3.1物料衡算:年产量8000吨(每年连续生产300天),塔顶产品组成93.4%(w/w)乙醇。
原料35%(w/w)乙醇水溶液,30度。
釜残液含乙醇0.1%(w/w)的水溶液。
分子量M水=18;M乙醇=46分子量:,,。
由方程组,因为解得得物料衡算汇总表3.2精馏工艺条件计算。
(1)确定回流比R图解法确定Rmin 由图知XD/(R+1)=0.93得Rmin=1.89图解Nmin 在图上由点(XD,XD)在平衡线和对角线间向点(XW,XW)作梯级,由梯级个数确定最小理论板层数。
Nmin=10(不包括再沸器)N-R图,已知Rmin 和Nmin,由吉利兰图可确定一系列N-R相关数据,绘出N-R关联图。
适宜回流比,取图上曲线由急剧下降向平缓过渡阶段所对应的R值作为操作回流比,得R=3.6回流液热状况由塔顶产品组成XD =0.8047查得塔顶温度[1]为Ts=78.23度塔顶采用冷液回流,回流液温度为Ts `=65度则T定=(Ts+Ts`)/2=71.62度由参考资料[3]附录查得78.23度下r水=2400kJ/kg,r乙醇=826kJ/kg。
71.62度条件下,C p水=4.17kJ/(kg&S226;K)Cp乙醇=3.08kJ/(kg&S226;K),回流热状态参数参考下式计算,由塔内回流比R=3.6=R`&S226;ql ,塔外回流比R`=3.6/1.045=3.445(2)确定理论板层数。
,结果见图,得理论板层数17(不包括再沸器),精馏段13,提馏段4(不包括再沸器)(3)确定实际板层数。
假设塔釜温度=107度,则塔顶与塔底平均温度度在96.62度下查得x=3.3%,y=26.2%把x,y代入公式4.塔板工艺尺寸设计选择精馏段第一块塔板为设计板。
4.1设计板参数在78.23度下由参考资料[3]查得表面张力计算,由参考资料[4] 由y=0.8470查平衡数据x=0.8371,换算为质量浓度0.9292。
0.9292的乙醇在25度时表面张力为.解得4.2塔径取塔板间距HT =0.5m取板上液层高度hL=0.06m HT-hL=0.5-0.06=0.44m。
查筛板塔泛点关联图因。
需校正,。
取安全系数为0.7,则空塔气速为u=0.7 umax=1.264m/s. ,圆整为1000mm.塔截面积,空塔气速4.3溢流装置选用单液流弓形降液管,不设进口堰(1)堰长lw ,取lw=0.55D=0.55m(2)出口堰高hw,采用平直堰,堰上液层高度,由和lw/D=0.55在液流收缩系数图上查得E=1.05.,圆整为0.047m, =0.0605m.(3)弓形降液管宽度Wd 和面积Af。
lw/D=0.55查参考资料[2]图得=0.085m, =0.0314m(4)验算液体在降液管中滞留时间停留时间>5s故降液管尺寸可用,取降液管处液体流速(5)降液管底隙高度h`=0.07m/s.圆整为h0=0.038m,为便于加工,u选用平型受液盘。
4.4塔板布置(1)破沫区宽度Ws,因D<1.5m,取Ws=0.07m(2)边缘区宽度Wc=0.05m(3)筛孔直径物料无腐蚀性,故可选厚度为3mm的钢板。
取筛孔直径d=4mm。
(4)孔中心距筛孔按三角形排列。
取孔中心距t=3.0d=3.0x4=12mm(5)开孔总数n鼓泡区面积,则个,开孔率即在5-15%范围内,塔板开孔面积(6)气体通过筛孔气速5.流体力学验算5.1气象通过塔板的压降h,t(1)干板压降hd ,查干筛板流量系数图得C=0.77,液柱。
(2)气体通过液层的阻力hl,由,查充气系数关联图得=0.58, hl=0.58(0.047+0.0135)=0.03509m液柱(3)克服液体表面张力而引起的流动阻力值很小,可忽略不计(4)单板压降 ht=0.04910+0.03509=0.08419m液柱,则层塔板数,本设计为常压操作,对板压降无特殊要求。
5.2液泛为防止塔内发生液泛,应使降液管内清液层高度Hd ≤Ф(HT+hw)因物系不起泡,取系数Ф=0.6,Ф(HT +hw)=0.6(0.5+0.047)=0.3282m, Hd=ht+hl+hd液体通过降液管压降hd,,。
因为所以不会发生液泛。
5.3雾沫夹带量板上鼓泡层高度。
在允许范围内。
5.4漏液漏液点气速筛板稳定系数>1.5 不会发生漏液。
5.5液面落差,因板上没有气液接触元件,流动阻力较小,故忽略液面落差影响。