西南石油大學化工原理課程設計報告題 目：甲醇-乙醇常壓精餾塔的設計系別班級： 08 級 化 學 工 程 與 工 藝 ( 石 油 化 工 ) 小組成員： 鄧驥（0804040143)、劉晨（0804040112）、 馮俊（0809050231）、徐興海（0804040140）、 向衛紅（0804040201）、范聲振（0803010117）、梅爽（0804040239）指導老師：陳秀麗老師、蘭貴紅老師 2011年6月30日目錄第一章 化工原理課程設計任務書41.1設計題目：甲醇乙醇常壓精餾塔的設計41.2設計成果5第二章 精餾過程的生產流程及特點52.1 概述52.2藝流程示意圖6第三章 精餾塔的工藝設計計算73.1引言73.2物料衡算83.2.1原始數據83.2.2查閱文獻，整理有關物性數據83.2.3物料衡算93.2.4塔溫確定93.2.5 q值的計算103.3 塔板數的確定103.3.1理論塔板數NT的求取103.3.2用奧康奈爾法對全塔效率進行估算11第四章 精餾塔的結構設計124.1 塔的結構設計124.1.1精餾塔塔徑的計算124.1.2精餾塔有效高度的計算184.2 塔板主要工藝尺寸的計算194.2.1溢流裝置計算194.2.2降液管204.2.3塔板布置224.3 流體力學驗算244.3.1氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降）244.3.2漏液驗算244.3.3液泛驗算254.3.4霧沫夾帶驗算254.3.5液體在降液管內的停留時間264.4 操作性能負荷圖264.4.1氣相負荷下限線264.4.2過量霧沫夾帶線264.4.3液相負荷下限線274.4.4液泛負荷上限線274.4.5液泛線274.4.6操作性能負荷圖28第五章 各接管的設計295.1進料管295.2釜殘液出料管295.3回流液管305.4塔頂上升蒸汽管30第六章 輔助設備的計算及選型306.1裙座306.2吊柱316.3冷凝器的選擇316.4再沸器的選擇316.5進料處加熱器的選擇32附錄34附錄一：設計結果一覽表34附錄二：參考文獻35附圖36附圖一36附圖二37附圖三38附圖四39摘要:精餾是化工分離中經常遇到的環節。本設計是采用浮閥塔對組成結構和性質相似的甲醇和乙醇進行精餾分離。本文詳細的介紹了甲醇和乙醇浮閥塔精餾分離的設計過程，畫出了塔盤的布量圖，工藝條件圖以及操作性能負荷圖形象直觀的展現了設計的結果。關鍵詞：精餾 浮閥塔 塔盤的布量圖 工藝條件圖 操作性能負荷圖 Abstract: Distillation is often encountered in chemical separation areas. The tower design is the use of float valve similar to the composition and properties of methanol and ethanoldistillation separation. This paper describes in detail methanol and ethanol distillation separation of the float valve tower design process, draw a tray cloth volume chart, the process maps and operating performance of the load diagram visually show thedesign results.Keywords:float valve distillation tower, tray cloth volume chart, the process diagram, the operating performance of load diagram第一章 化工原理課程設計任務書1.1設計題目：甲醇乙醇常壓精餾塔的設計1、工藝條件及數據（1）原料液量kg/h,含甲醇（質量分數，下同）（2）餾出液含甲醇%,殘液含乙醇%。（3）泡點進料；（4）料液可視理想液；2、操作條件（1）常壓操作；（2）回流液溫度為塔頂蒸汽的露點；（3）間接蒸汽加熱、加熱蒸汽壓力為5 kgf/cm2 ；（4）冷卻水進口溫度25C；（5）設備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5%。1.2設計成果1、設計說明書一份；2、設計圖紙包括負荷性能圖、塔盤布量圖、浮閥塔（或篩板塔）工藝條件圖。第二章 精餾過程的生產流程及特點2.1 概述甲醇(俗稱“工業酒精”)是基礎的有機化工原料和優質燃料。主要應用于精細化工，塑料等領域，甲醇常用于制造甲醛、醋酸、氯甲烷等有機產品，但同時也是農藥、醫藥的重要原料之一。甲醇在深加工后可作為一種新型清潔燃料，也加入汽油摻燒。甲醇和氨反應可以制造一甲胺。 不同的用途，對甲醇的純度有不同的要求。在工業合成上，對甲醇的純度要求較高（常常要求達到99.9%以上），然而要獲得高純度的甲醇又有不同的方法，比如多級精餾、吸附、亞沸蒸餾等等。而本設計主要簡述甲醇-乙醇混合物精餾分離。精餾是利用混合物中各組分揮發性不同這一性質，將混合物中各組分進行分離的單元操作。雖然甲醇和乙醇在氣味，外觀以及其他許多物性上有很多相似之處，但由于二者的揮發度有一定的差異，因此我們可以選擇用精餾的方法分離甲醇-乙醇混合液。相對于乙醇，甲醇的揮發度較小，故在精餾中甲醇為輕組分從塔頂采出，乙醇為重組分從塔底得到。化工廠中的精餾操作是在直立圓形的精餾塔內進行的，塔內裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實現精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。因此，單有精餾塔還不能完成精餾操作。所以為實現整個操作還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時甚至還要配原料液預熱器、回流液泵等附屬設備。浮閥塔由于兼有泡罩塔和篩板塔的優點，現在已成為國內應用廣泛的精餾塔塔型之一，并且在石油、化學工業中使用最為普遍。因此本設計也采用浮閥塔設計。浮閥有很多種形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮閥的結果簡單、制造方便、節省材料、性能良好，廣泛應用在化工及煉油生產中，現已列入部頒標準（JB168-68）內，F1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都采用重閥，只有處理量大且要求壓強降很低的系統中，才用輕閥。浮閥塔具有下列優點：1、生產能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強降及液面落差較小。5、塔的造價低。浮閥塔不宜處理易結焦或黏度大的系統，但對于黏度稍大及有一般聚合現象的系統，浮閥塔也能正常操作。2.2藝流程示意圖上圖是一個典型的板式連續精餾塔。塔內有若干層塔板，每一層就是一個接觸級，它為氣液兩相提供傳質場所。為向接觸級提供兩相接觸所需的氣流和液流，塔頂設有冷凝器將頂部的蒸氣冷凝成液體并部分往下流，塔底設有再沸器降低將塔底部的液體部分氣化向上流。操作時原料液自塔的中部某適當位置連續地加入，塔頂冷凝液的一部分作為塔頂產品稱為流出液連續產出，其余回流進入塔頂；塔釜出來的液體經再沸器部分氣化后，液體作為塔底產品稱為釜液連續排出，氣體則返回進入塔底。在加料位置之上部分，上升蒸氣與頂部下來的液體逐級逆流接觸，進行多次接觸級蒸餾，因此自下而上氣相易揮發組分濃度逐級增加；在加料位置之下部分，下降液體與底部上升的蒸氣逐級逆流接觸，也進行多次接觸級蒸餾，因此自上而下也像難揮發組分濃度逐級增加。總體來看，全塔自塔底向上氣相中易揮發組分濃度逐級增加；自塔頂向下液相中難揮發組分濃度逐級增加。因此只要有足夠多的塔板數，就能在塔頂得到高純度的易揮發組分，塔底得到高純度的難揮發組分。精餾過程的熱力學基礎仍然是組分之間揮發度的差異（ ），而多次的接觸級蒸餾是其實現的手段。在一個精餾塔內自上而下溫度逐級升高，塔頂溫度最低，塔釜溫度最高。引入料液的塔板叫做加料板，其上的部分成為精餾段；加料板以及其下的部分稱為提餾段。為在一個塔內同時獲得高純度的和，需要一個具有精餾段和提餾段的完整精餾塔。但是根據生產中的不同要求，可以采用只有精餾段或只有提餾段的精餾塔，也可以使用一些特殊的精餾過程。曹作坊和一是連續地，也可以是間歇的。提供氣液兩相接觸的場所可以是塔板（板式塔），也可以是填料的表面（填料塔）。第三章 精餾塔的工藝設計計算3.1引言精餾所進行的是氣、液兩相之間的傳質，而作為氣、液兩相傳質用的塔設備首先必須要能使氣、液兩相得到充分接觸，以達到較高的傳質效率。塔設備設計要具備下列各種基本要求：1、 氣、液處理量大，即當生產能力大時，仍不致發生大量的霧沫夾帶，攔液或液泛等破壞操作的現象。2、 操作穩定，彈性大，即當塔設備的氣、液負荷有較大范圍的變動，仍能在較高的傳質效率下進行穩定操作，并應保證長期連續操作所必須具有的可靠性。3、 流體流動的阻力少，可降低操作費用。4、 結構簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。5、 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作，調節和檢修。6、 塔內的滯留量要小。3.2物料衡算3.2.1原始數據表31原始液：乙醇和水的混合物原料液處理量30000t/y （1y=300d * 24 h/d）原料液（含甲醇）75%（質量分數）原料液溫度25塔頂產品（含甲醇）95%（質量爾分數）塔底殘液（含甲醇）5%（質量分數）回流比R=1.8Rmin熱損失Q1=5%QB熱源條件5kgf/cm23.2.2查閱文獻，整理有關物性數據表32 甲醇和乙醇的物理性質名稱分子式相對分子質量密度(20)沸點(101.3kPa)比熱容(20)Kg/(kg.)黏度(20)mPa.s導熱數(20)/(m.)表面張力(20)N/m甲醇（A）CH3OH32.0479164.72.4950.60.21222.6乙醇（B）C2H5OH46.0778978.32.3951.150.17222.81. 料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數原料組成： XFA= 2532.042532.04+7546.07 = 0.8118 XF(B)= 1-0.8118=0.1882餾出液組成：XDA= 9532.049532.04+546.07 = 0.9647 XD(B)= 1-0.9647=0.0353釜出液組成 XWA= 532.04532.04+9546.07 = 0.0704 XW(B)= 1-0.0704=0.92963.2.3物料衡算 已知D=Dm1tM1+Dm2tM2=30000100095%3002432.4+3000010005%3002446.07=133.2762 kmol/h 總物料衡算 F=D+W=133.2762+W 易揮發組分物料衡算 0.9647133.2762+0.0704W= 0.8118 F 聯立以上二式得： F=160.7619kmol/h W=27.4857kmol/h表33 物料衡算數據記錄F160.7619kmol/hxF 0.8118D133.2762 kmol/hxD0.9647W27.4857kmol/hxW0.07043.2.4塔溫確定 由于各操作階段的甲醇和乙醇的質量百分含量已確定，所以根據甲醇和乙醇的質量百分含量，利用表中數據用內插值法求得各組分的溫度。表34塔溫溫度相對揮發度塔頂甲醇的摩爾分數：xD = 0.9647tD =65.3=1.74985進料甲醇的摩爾分數：xF = 0.8118tF =66.9(泡點溫度)=1.7379塔底甲醇的摩爾分數：xW = 0.0704tW =77.2=1.66723.2.5 q值的計算 假設為泡點進料，則q = 1。3.3 塔板數的確定3.3.1理論塔板數NT的求取 平均= 3123=1.7179平衡線方程：y = x1+(-1)x yq= xFA平均1+平均-1XFA= 1.71790.81181+1.7179-10.8118=0.8811 RmRm+1= xDA- yq xDA- xq= 0.9647-0.8811 0.9647-0.8118=0.5418 Rm=1.2015 R=1.8Rm=2.1717精餾段： yn+1= RR+1xn+ xDR+1=0.6847xn+0.3042提餾段： yn+1= R+qF/DR+1-(1-q)F/Dxn- FD-1R+1-1+qFDxW=1.0650xn+0.004577平衡線方程可寫為：x = y-(-1)y= y1.7179-(1.7179-1)y y1 = xD = 0.96470 x1 = 0.94086 y2 = 0.94841 x2 = 0.91454 y3 = 0.93039 x3 = 0.88611 y4 = 0.91092 x4 = 0.85617 y5 = 0.89042 x5 = 0.82548 y6 = 0.86941 x6 = 0.79489 0.8118 = xF(A) 改用提餾段操作線方程： y7 = 0.84190 x7 = 0.75620 y8 = 0.80078 x8 = 0.70058 y9 = 0.74154 x9 = 0.62548 y10 = 0.66156 x10 = 0.53224 y11 = 0.56226 x11 = 0.42782 y12 = 0.45105 x12 = 0.32354 y13 = 0.33999 x13 = 0.23069 y14 = 0.24111 x14 = 0.65608 y15 = 0.16165 x15 = 0.10091 y16 = 0.10289 x16 = 0.062584 0.0704 = xw所以，理論塔板數為NT = 16塊（含再沸器）。其中6塊精餾段理論板，16塊提餾段理論板，第6塊板為進料板。3.3.2用奧康奈爾法對全塔效率進行估算因為 y1 = xD = 0.96470 x1 = 0.94086（塔頂第一塊板） y = 0.86941 x = 0.79489 (加料板) yW = 0.10289 xW = 0.062584（塔釜） 平均= 3123=1.7179根據公式 lgLm = xilgi，得 D = 0.330289 W = 0.42364塔頂和塔釜的算術平均值： L = 0.330289+0.423642 = 0.3732由奧康奈爾關聯式：ET = 0.49(L)-0.245 = 0.49(1.71790.3732)-0.245 = 54.504%求解實際塔板數 N = NT-1ET = 16-154.504% = 27.5 28第四章 精餾塔的結構設計4.1 塔的結構設計4.1.1精餾塔塔徑的計算1.查得有關甲醇與乙醇的安托因方程：甲醇：lg(Ps/kPa) = A -BT/K+C 得: PAs = 1010.00353-1473.11T/+230 乙醇： lg(Ps/kPa) = A -BT/K+C 得: PBs = 1010.16984-1554.3T/+222.65 將PAs，PBs代入PAsxA+PBsxB= P進行試差,求塔頂、進料板、及塔釜的壓力和溫度：1)塔頂：P1 = 101.3 + 0.7 = 102kPa, xA = x1 = 0.9647, 試差得 t1 = 65.62)進料板位置：6精餾段實際板層數：N精 = 5 / 54.504% = 9.17 9每層塔板壓降：P = 0.7kPa 進料板壓力：PF = 101.3+0.79=107.6kPa，xA =xF =0.79489, 試差得 tF = 68.73）提餾段實際板層數：N提 = (11-4) / 54.504% = 18.35 19 塔釜壓力：PW = 101.3+0.729 = 121.6kPa 塔釜：xA=xW = 0.062584，PW = 121.6kPa， 試差得tW = 82.7求得精餾段及提餾段的平均壓力及溫度：精餾段： tm = t1+tF 2 = 65.6+68.72 = 67.15 Pm = P1+PF 2 = 102+107.62 = 104.8kPa提餾段：tm, = tW+tF 2 = 82.72+68.72 = 75.71 Pm,= PW+PF 2 = 121.6+107.62 = 114.6kPa2.平均摩爾質量的計算： 塔頂：MVDm= 0.963434+(1-0.96347) 46.07=34.4261kg/kmol MLDm= 0.986734+(1-0.9867) 46.07=34.1608 kg/kmol進料板：MVFm= 0.8694134+(1-0.86941) 46.07=35.5762 kg/kmol MLFm=0.794934+(1-0.7949) 46.07=36.4756 kg/kmol塔釜：MVWm= 0.0422234+(1-0.04222) 46.07=45.5106 kg/kmol MLWm= 0.070434+(1-0.0704) 46.07=45.2203 kg/kmol精餾段平均摩爾質量:MVm=MVDm+MVFm2 = 34.1608+45.57622 = 34.8685 kg/kmol MLm=MLDm+MLFm2 =34.4261+36.47562= 35.4509kg/kmol提餾段平均摩爾質量：MVm,=MVFm+MVWm2=35.5762+45.51062 = 40.5434 kg/kmol MLm,=MLFm+MLWm2=36.4756+45.22032 =40.84795 kg/kmol表41 平均摩爾質量的計算塔頂34.4261kg/kmol精餾段平均摩爾質量34.8685kg/kmol34.1608kg/kmol35.4509kg/kmol進料板35.5762kg/kmol提餾段平均摩爾質量40.5434kg/kmol36.4756kg/kmol40.84795kg/kmol塔釜45.5106 kg/kmol45.2203 kg/kmol3.平均密度的計算：1)汽相平均密度計算：Vm= PMRT精餾段汽相平均密度：Vm= PmMVmRT = 104.834.86858.314(273.15+67.15) = 1.2916kg/m3提餾段汽相平均密度：Vm,= Pm,MVm,RT, = 114.640.54348.314(273.15+75.71) = 1.6019 kg/m32)液相平均密度計算：1L = wii塔頂：A = 749.25 kg/m3，B = 750.11 kg/m3 wA = xAMAxAMA+(1-xA)MB = 0.9647340.964734+46.07(1-0.9647) = 0.9528 得 ： LDm= 1wAA+wBB = 10.9528749.25+0.04724750.11 = 749.3750.11 kg/m3進料板：A = 746.4kg/m3，B = 747.4 kg/m3 wA = xAMAxAMA+(1-xA)MB = 0.79489340.7948934+46.07(1-0.794897) = 0.74094得：LFm= 1wAA+wBB = 10.74094746.4+0.25906747.4 = 746.7 kg/m3塔釜：A = 733.5kg/m3，B = 735.04 kg/m3 wA = xAMAxAMA+(1-xA)MB = 0.0704340.070434+46.07(1-0.0704) = 0.05293得：LWm= 1wAA+wBB = 10.05293733.5+0.94707735.04 = 734.95 kg/m3精餾段液相平均密度：Lm= 749.3+746.72 = 746 kg/m3提餾段液相平均密度：Lm,= 746.7+734.952 = 740.825 kg/m3表42 液相平均密度的計算塔頂749.25 kg/m3塔釜733.5 kg/m3750.11 kg/m3735.04 kg/m30.95280.05293749.3 kg/m3LWm734.95 kg/m3進料板746.4 kg/m3精餾段液相平均密度746 kg/m3747.4 kg/m3Vm1.2916 kg/m30.74094提餾段液相平均密度740.825 kg/m3LFm747.4 kg/m3Vm,1.6019 kg/m34.液體平均表面張力計算液體平均表面張力按下式計算：塔頂：t1= 65.6，由化工原理（第三版，化學工業出版社，陳敏恒）附錄A= 18.35mN/m， B= 18.40mN/m得：LDm= x1A+(1-x1) B=0.9408618.35+(1-0.94086) 18.40 = 18.353進料板：tF= 68.7，查手冊：A= 17.86mN/m，B= 18.00mN/m 得：LFm= xFA+(1-xF) B=0.811817.86+(1-0.8118) 18.00= 17.8887 mN/m塔釜：tW= 82.7，查附錄：A=16.80 mN/m，B= 17.18mN/m 得：LWm= xFA+(1-xF) B=0.070416.80+(1-0.0704) 17.18= 17.1532 mN/m精餾段液體表面平均張力：Lm= LDm+LFm2 = 18.353+17.88872= 18.12085 mN/m提餾段液體表面平均張力：Lm,= LWm+LFm2 = 17.1532+17.88872=17.52246 mN/m表43 液體平均表面張力計算塔頂65.50塔釜82.718.35 mN/m16.8 mN/m18.40 mN/m17.18 mN/m18.35 mN/m17.16 mN/m進料板68.70精餾段液體表面平均張力Lm18.12 mN/m17.86 mN/m18.00 mN/m提餾段液體表面平均張力Lm,17.52 mN/m17.89 mN/m5.液體平均黏度計算： 液體平均黏度按下式計算：lgLm = xilgi塔頂：t1= 65.50查由化工原理（第三版，化學工業出版社，陳敏恒）附錄A= 0.315 mPas， B= 0.520 mPas 得：LDm= 10xilgi= 0.32448mPas進料板：tF= 68.70，查附錄：A= 0.305 mPas, B= 0.485 mPas 得：LFm= 10xilgi= 0.33544mPas塔釜：tW= 82.7，查附錄：A= 0.256 mPas, B= 0.394 mPas 得：LWm= 10xilgi= 0.3835mPas精餾段液體平均黏度：Lm= 0.32448+0.335442 = 0.35399 mPas提餾段液體平均黏度：Lm,= 0.3835+0.335442 = 0.35948 mPas表44 液體平均黏度計算塔頂65.6塔釜82.70.315 mPas0.256 mPas0.520 mPas0.3921 mPas0.32448 mPas0.3835 mPas進料板68.7精餾段液體平均黏度0.35399 mPas0.305 mPas0.485 mPas提餾段液體平均黏度0.35948 mPas0.33544 mPas6.氣液相體積流率計算 精餾段汽相體積流率：Vs = VMVm3600Vm = 442.7134.868536001.2916 = 3.319m3/s液相體積流率：Ls = LMLm3600Lm = 289.4435.45093600746.00 = 0.00382m3/s提餾段汽相體積流率：Vs, = V,MVm3600Vm, = 423.4240.543436001.6019 = 2.97185m3/s液相體積流率：Ls, = L,MLm3600Lm, = 615.4340.847953600740.895 = 0.008936m3/s表45 氣液相體積流率計算3.319m3/s2.97185m3/s0.00382m3/s0.008936m3/s7.塔徑的確定 塔徑的確定，需求max= CLm-VmVm，C由下式計算：由Smith圖查取。取板間距，板上液層高度，則（1） 精餾段塔徑的確定圖的橫坐標為LsVs(LV)1/2 = 0.003823.319(7461.2916)1/2 = 0.02767，查smith圖：Smith圖得C20 = 0.086 ,C = 0.0843 umax= 0.0843746-1.29161.2916 = 2.024m/s取安全系數為0.7，則空塔氣速為：u = 0.72.024 = 1.4168m/s則精餾塔塔徑D = 4Vsu =43.3191.4168 = 1.7275m（2）提餾段塔徑的確定：圖的橫坐標為：Ls,Vs,(L,V,)1/2 = 0.0089362.91185(740.8251.6019)1/2 = 0.06466，查smith圖，得C20, = 0.082，C, = 0.082(17.5224620)0.2 = 0.079860 umax,= 0.07986740.825-1.60191.6019 = 1.71553m/s取安全系數為0.7，則空塔氣速為u, = 0.71.71553 = 1.200871m/s則精餾塔塔徑D, = 4Vs,u, =42.91851.200871 = 1.75911m（3）按標準塔徑圓整后，D = 1.8m塔截面積：AT = 4D2 = 4 1.82 = 2.5434m2精餾段實際空塔氣速為：u = VsAT = 3.3192.5434 = 1.3049m/s提餾段實際空塔氣速為：u,= Vs,AT = 2.971852.5434 = 1.1685m/s4.1.2精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度的計算：Z精 = (N精-1)0.45 = (8-1)0.45 =3.15m提餾段有效高度的計算：Z提 = (N提-1)0.45 = (19-1)0.45 = 8.1m每隔5層塔板開一人孔，人孔高度為0.5m人孔直徑為0.5m人孔數：NP = (28/5)-1 = 4.6 5塔頂空間高度：取HD=1m , 塔底空間高度：HB=2m，進料板處板間距：塔高：H=（N-NP-NF-1）HT + NPHp + HD+ HB+ NFHF =（28-5-1-1）0.45+50.5+1+2+10.4 = 15.35m4.2 塔板主要工藝尺寸的計算4.2.1溢流裝置計算 因塔徑D = 1.8m，可選用單溢流弓形降液管1. 堰長lW單溢流： ，取 lW = 0.61.8 = 1.08m2.溢流堰高度hW因為選用平直堰，堰上液層高度how可用Francis計算， 即精餾段：lL = 0.003823600 = 13.752m3/h液體收縮系數計算圖 lLlW = 13.7521.082.5 = 11.345, lWD = 1.081.8 = 0.6查上圖得E=1.025, 則hOW=(2.84/1000)1.025(13.725/1.08)2/3= 0.0158526m取板上清夜層高度 ，故hW = 0.05-0.0158526 = 0.034147m 提餾段：lh, = 0.0089363600 = 32.1696m3/h 查得E = 1.042，則hOW,= (2.84/1000)1.042(32.1696/1.08)2/3= 0.02844m取板上清夜層高度 , 故hW,= 0.05-0.02844 = 0.02156m4.2.2降液管 1.降液管高度和截面積因為 ，查下圖（弓形降液管參數圖）得： , 所以Af = 0.0552.5434 = 0.139887m2，wd = 0.1151.8 = 0.207m弓形降液管參數圖依下式驗算液體在降液管中的停留時間：精餾段： = 36000.1398870.3513.752 = 12.83s5s提餾段：=36000.1398870.3532.1696= 5.48 s5 s故降液管設計合理。2.降液管底隙高度降液管底隙高度依下式計算： 取0,=0.41m/s則 精餾段：ho= 13.75236001.080.41 = 8.9mm 0 .034147mm = hw提餾段：ho= 32.169636001.080.41 = 20.2mm 0.02156mm = hw故降液管底隙高度設計合理。精餾段提餾段4.2.3塔板布置1塔板的分塊因為D=1800mm,故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為5塊。表46 塔板分塊數塔徑/mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數34562邊緣區寬度確定溢流堰前的安定區寬度：WS=0.07m 邊緣區寬度：WC=0.035m3開孔區面積計算開孔區面積按下式計算： 其中x=D2-Wd+Ws=1.82-0.207+0.07=0.623 m r=D2-Wc=1.82-0.035=0865 m故Aa=20.623(0.8652-0.623+0.8652180sin-10.6230.865=1.9510 m24浮閥塔計算及其排列采用F1型重閥，重量為33g，孔徑為39mm1)浮法數目 浮法數目按下式計算： 氣體通過閥孔的速度： 取動能因數F=11 則精段：uo=111.2916=9.67896 m/sN=43.3190.03929.67896=287.05個 取288個提餾段uo=111.6019=8.6911 m/sN=42.971850.03928.6911=286.4個取287個2)排列由于采用分塊式塔板，故采用等邊三角形叉排。設相近的閥孔中心距t=88mm，畫出閥孔排列圖（如下圖）：通道板上可排閥孔60個.弓形板可排閥孔56個，所以總閥孔數目為N=562+603=292個.3)校核a)精餾段 氣體通過閥孔的實際速度：uo=4Vsdo2N=43.3190.0392292=9.515 m/s 實際動能因素：Fo=uov=9.5151.2916=10.81b)提餾段： 氣體通過閥孔的實際速度：uo=4Vsdo2N=42.971850.0392292=8.52 m/s 實際動能因素：Fo=uov=8.521.6019=1078開孔率：開孔率在10%14%之間，且實際動能因數F0在912間，滿足要求。4.3 流體力學驗算4.3.1氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降） 單板壓降：hP=hc+hl+h閥片全開前：hc =19.9=19.9=0.0389hc,=19.9=19.9=0.039 閥片全開后: hc=5.34=5.34=0.0425hc,=5.34=5.34=0.0427取板上液層充氣因數0=0.5，那么hl=(hw+how)=0hl=0.50.05= 0.025m 氣體克服液體表面張力所造成的阻力可由下式計算： h = 2hLg但由于氣體克服液體表面張力所造成的阻力通常很小，可忽略不計。(1) 精餾段： hP=hc+hl+h=0.03896+0.025=0.0639(2) 提餾段：hP,=hc,+hl+,h,=0.0644.3.2漏液驗算1精餾段： 氣體通過閥孔時的速度： 2提餾段 氣體通過閥孔時的速度： 4.3.3液泛驗算降液管內泡沫液層高度可按下式計算：Hd=hp+hw+how+hd=hp+hL +hd（HT+hw）浮法塔的頁面落差一般不大，常可忽略不計1 精餾段 hp =0.064m , hL =0.05m塔板上不設進口堰時： Hd=0.062+0.05+0.00005=0.11205m取=0.5 ，（HT+）=0.45（0.35+0.034147）=0.24207m，Hd（HT+hw2 提餾段 , 塔板上不設進口堰時： 取=0.5 ，（HT+）=0.5（0.45+0.01591）=0.11475m，Hd（HT+ hW）4.3.4霧沫夾帶驗算泛點百分率可取下列兩式計算，取計算結果中較大的數值： , ZL=D-2Wd ， Ab=AT-2Af1 精餾段： 2提餾段： F=2.971851.6019740.825-1.6019+1.360.008936(1.8-20.207)10.092(2.5446-20.14)=0.74500 F=2.971851.6019740.825-1.601910.0922.54460.78=0.75763 s2提餾段： =0.14HTLS=0.140.450.008936=7.05 3 s4.4 操作性能負荷圖4.4.1氣相負荷下限線1精餾段：VS=4do2N5V=40.039229251.2916=1.5346 m3/s2提餾段：VS=4do2N5V=40.039229251.6019=1.3780 m3/s4.4.2過量霧沫夾帶線1精餾段：ev=0.0057uaHT-2.5(hw+how)3.20.1=0.005718.12085Vs1.95100.45-2.5(0.034147+0.618Ls23)3.2得： Vs=4.3061-18.2455Ls232提餾段：0.1=0.005718.12085Vs1.95100.45-2.5(0.02156+0.618Ls23)3.2得：Vs=4.6288-18.0550Ls234.4.3液相負荷下限線1 how= 0.006m，并設修正系數為E=1.02，則得：(LhLw)23=how0.00284E=0.00610002.841.02=2.07m3/s Lh=2.073/21.08=3.216m3/h2同理得，提餾段： Lh=3.216m3/h4.4.4液泛負荷上限線 Lh=AfHT36005=0.1398870.4536005= 45.323 m3/s4.4.5液泛線泛液線方程：1精餾段：a=1.91105vvN2=1.911051.29167462922=0.003878 b=HT+-1-ohw=0.50.45+0.5-1-0.50.034147=0.19085 c=0.153lw2ho2=0.1531.0820.052=52.4691 d=1+oE0.6671lw23=1+0.51.0450.66711.0823=0.9932 0.003878Vs2=0.19085-52.4691Ls2-0.9932Ls232提餾段：a=1.91105vvN2=1.911051.6019740.8252922=0.004844 b=HT+-1-ohw=0.50.45+0.5-1-0.50.02156=0.20344 c=0.153lw2ho2=0.1531.0820.118202=10.1399 d=1+oE0.6671lw23=1+0.51.0450.66711.0823=0.99320.004844Vs2=0.20344-10.1399Ls2-0.9932Ls234.4.6操作性能負荷圖由圖可知，該塔的操作上限為霧沫夾帶控制，下限為漏液控制。由圖可讀得：(Ls)max=16.3m3/h , (LS)min=6.5m3/h所以，塔的操作彈性為 由圖可知，該塔的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖可讀得：(Ls)max=39.3m3/h , (LS)min=14.8m3/h所以，塔的操作彈性為 第五章 各接管的設計5.1進料管查得66.9時，A=747.9 Kg/m3 ，B=748.9 Kg/m3 ，故f=10.75147.9+(1-0.75)/748.9= 748.9Kg/m3進料體積流量;Vsf=FMff =160.761945.5106747.43600= 0.002719 m3/s取適宜的輸送速度uf=2.0m/s, 故d計 =24Vsfu=40.0