所以理论塔板数为12块,第四块为加料板。
由相平衡方程可以得出:
塔釜温度为99.1℃,塔顶温度为78.5℃,平均温度为88.8℃。
查表得平均温度下物质的黏度为:
μH2O=0.327 m.Pa?
s
μC2H5OH=0.39mPa?
s
μL=ΣμLi×xi =0.327×0.1740+0.39×(1-0.1740)=0.3790mPa?
s
2.2.3求实际塔板数:
由经验公式得:
ET=0.49×(α×μL)—0.245可得全塔效率:
ET=0.49(3.4349×0.3790)—0.245=0.4593
实际塔板数为:
NP===26
其中,第 9块为加料板,精馏段板数为 8块,提馏段板数为17 块。
2.3 塔径初选
2.3.1 提馏段
(1)平均温度
塔釜温度为99.1℃,加料板为84℃,平均温度为91.55℃.
(2)平均密度
此温度下气液平衡组成为:
y=0.3038 x=0.0514
质量分数为:
ωl=0.1216 ωv=0.5272
此温度下纯水的气液密度为:
ρ1v=0.4486kg/m3 ρ1l=961.1kg/m3
酒精的气液密度为:
ρ2v=2.3kg/m3 ρ2l=730.0kg/m3
气液平均密度为:
ρv=0.5272×2.3+(1-0.5272)×0.4486=1.4246kg/m3
ρl= = =925.4737kg/m3
(3)气液平均分子量
V=46×0.3038+18×(1-0.3038)=26.5064g/mol
L=46×0.0514+18×(1-0.0514)=19.4392g/mol
(4)气液质量流量
WL= L = L(1+qF)=19.4392×(2.5×2.7783×10-3+0.0133)=0.3936
WV= V = ?
VV= V(R+1)D=26.5064×(2.5+1)×2.7783×10-3=0.2577
FLV = = =0.05992
(5)液相的平均表面张力σm
塔底:
σwA=14.85mN/m σwB=58.85mN/m (99.1℃)
塔底平均表面张力:
σwm=()W=()=58.17
进料板:
σFA=15.90mN/m σFB=61.83mN/m (84℃)
进料板平均表面张力:
σFm=()F=()=41.15mN/m
提馏段:
σm=(58.17+41.15)/2=49.66mN/m
(6) 液泛气速
初选塔板间距0.45m,由费尔关联图查得:
C20=0.082
实际表面张力为:
σ=49.66mN/m
C=C20() =0.082×() =0.09836
液泛气速为:
uf=C =0.09836
=2.505m/s
气相流量:
Vh= =651.2m3/h
液相流量:
= =1.531m3/h
2.3.2精馏段
平均温度为:
= =81.25℃
该温度下的气液平衡组成为:
x=0.3536 y=0.5945
质量分数 WL= =0.5830
WV= =0.7893
纯物质密度分别为:
ρ1L=971.1kg/m3 ρ1v=0.3059kg/m3
ρ2L=735.0kg/m3 ρ2V=1。
62kg/m3
=0.3059×(1-0.7893)+1.62×0.7893=1.343kg/m3
= =817.9kg/m3
平均式量:
=46×0.5945+18×(1-0.5945)=34.65
=46×0.35369+18×(1-0.3536)=27.90
气液质量流量:
WL= L=27.90×2.5×2.7783×10-3=0.1938kg/s
WV= V=34.65×3.5×2.7783×10-3=0.3369kg/s
FLV= = =0.0233
初选塔板间距为HT=0.4m
由费尔关联图查得:
C20=0.078
σ=30.15mN/m
C=C20()0.2 =0.078()0.2=0.08467
uf=C =0.08467 =2.088m/s
比较精馏段与提馏段液泛气速,应以较小者计算故取精馏段计算
气相流量:
VS= = =0.2509 /s
液相流量:
= =0.0002369 /s
操作气速取设计气速为液泛气速的0.8倍,则:
u=0.8uf=1.670m/s
气体通过面积为:
A= = =0.1502m2
取lw=0.7D则有
由表(资料图4-21)得:
=0.088
则塔板总面积为:
AT= = =0.1647m2
则塔径为:
D/= = =0.4580m
根据塔的系列化规格,将塔径圆整到0.5m,作为初选塔径。
圆整后取塔径为0.5m
此时:
AT= =0.1963m2 Af=0.088AT=0.01727m2
An=AT——Af=0.1963–0.01727=0.1790m2
un= = =1.402m/s
lw=0.7D=0.35m = =0.6715
2.4 塔高计算
取精馏段板间距为0.3m,提馏段板间距为0.35m,釜液取15分钟缓冲量:
HB=h= = = =0.3621m
裙座取2m则塔高
H=HD+(N-2-S)HT+SHT/+HF+HB
=1+0.6×2+0.3×7+0.35×15+0.6+0.3621+2=12.51m
2.5 塔板的详细设计
选取平顶溢流堰,并依据参考书2表10-2取精馏段堰高hw=0.04m,提馏段堰高hw=0.04m。
采用垂直弓形降液管和普通平底受液盘,取降液管底部与下块塔板的间隙高度为h0=0.03m。
由资料119页取WS=WS/ =0.07m WC=0.05m 由参考书2图10-40查得
Wd=0.145D=0.145×0.5=0.0725m
于是可以算出
x= -(Wd+WS)= -(0.0725+0.07)=0.01075m
r= -WC = -0.05=0.2m
有效面积:
Aa=2(x +r2sin-1 )
=2×(0.1075 +022sin-1)
=0.08166m2
取筛孔孔径d0=5mm, 孔中心距与孔径比t/d=3.0.(取法见资料119页)
开孔率ψ= =0.907()2= =0.1008
则筛孔总面积:
A0=Aaψ=0.08166×0.1088=0.008231
3 塔板校核
(1) 板压降校核(板厚的取法见资料119页)
取板厚δ=3mm δ/d0=3/5=0.6
= =0.05088
查参考书2图10-45得干板孔流系数C0=0.73
由干板阻力hd= ()2= ()2
hd= =0.1459
由h0w=2.84×10-3E()2/3可以得到清液高度
Lh= ×3600= ×3600=0.8530m3/h
lw=0.35m =11.77
由参考书2图10-48得到校正系数E=1.02
h0w=2.84×10—3×1.02×()2/3=0.005246m
按面积(AT-2Af)计算的气速
uA= = =1.551m/s
相应的气体校正因子
Fa=uaρv0.5=1.551×1.3430.5=1.797
由参考书2图10-46查得液层充气系数β=0.59
液层阻力(以液高表示)
hL=β(hw+h0w)=0.59×(0.04+0.005246)=0.02670m
板压降 hf=hd+hL=0.1459+0.02670=0.1726m
本设计为常压操作,对板压降本身无特殊要求。
(2) 液沫夹带校核(雾沫夹带校核)
按 FLV=0.0233和泛点百分率0.6715(从参考书2图10-47液沫夹带关联图可得)
Φ=0.058求得
ρv= =0.058 =0.03541<0.1()
(因此,液沫夹带符合要求)
(3)溢流液泛校核
溢流管中的当量清液高度计算:
已知:
hw=0.04m h0w=0.005327m hf=0.1726m
Δ=0.0476
b= = =6.27m μL=0.3790 mPa?
s
LS=0.0002369m3/s Z=D—2Wd=0.5—2×0.0725=0.355m
Hf=2.5hL=2.5×0.02674=0.06685m
ρL=817.9kg/m3 ρV=1.343kg/m3
Δ=
降液管阻力
Σhf
Hd=hw+h0w+Δ+Σhf +hf
=0.04+0.005327+1.078×10—6 +0.00007791+0.1726=0.2180m
乙醇-水为不易起泡物系,取Φ=0.6
降液管内的泡沫层高度Hfd <0.45m
不会发生溢流液泛
(4)液体在降液管的停留时间校核
T > 3s
不会发生严重的气泡夹带
(5)漏液点校核
用试差法求取
设漏液点的孔速=9.4m/s.相应的动能校正因子(以AT—2Af为基准)
F=
塔顶上的当量清液高度可由下式计算
hc=0.0061+0.725hw—0.006F+1.23
=0.0061+0.725×0.04—0.006×0.5543+1.23× 0.04010m
由参考书2图10-49筛板塔漏液点关联图,可得,漏液点的干板压降
hd=0.0105m水柱=0.0142m液柱
由此求出漏液点孔气速为,
u0w m/s
此计算值与假设值相当接近,故计算结果正确。
塔板的稳定系数 κ= >(1.5~2.0)
表明塔有足够的造作弹性