化工原理课程设计方案分离甲醇—乙醇混合液浮阀精馏塔

四川大学轻纺与食品学院化工原理课程——分离甲醇—乙醇混合液的浮阀精馏塔设计者：姜虹伶学号：1043091109班级：食品2班联系方式：邮箱：指导教师：蒋炜设计时间：2012.5.20—2012.7.4四川大学轻纺与食品学院目录一、设计任务......................................错误!未定义书签。二、背景介绍..................................................-3-1.精馏原理..............................................-3-2.板式塔作用原理........................................-3-3.浮阀塔................................................-4-三、设计流程图................................................-5-四、浮阀塔的设计..............................................-6-1.全塔物料衡算..........................................-6-（1）原料液、馏出液及残液的摩尔分数和均摩尔质量的计算..-6-（2)原料液、馏出液及残液的摩尔流率计算................-6-2.加料热状态参数q值的确定..............................-7-（1）进料液、馏出液、残液的温度确定....................-7-（2）q值的计算........................................-8-（3）q线方程式........................................-8-3.最小回流比的计算......................................-9-（1）相对挥发度的计算.................................-9-（2）平衡方程式.......................................-9-（3）最小回流比的计算................................-10-（4）实际回流比的计算................................-10-4.精馏段和提馏段的气、液流量...........................-11-(1)精馏段内气、液流量...............................-11-（2）提馏段内气、液流量..............................-11-5.塔板数的计算.........................................-11-（1）逐板计算法......................................-11-（2）塔效率..........................................-14-（3）实际塔板数的计算................................-14-6.塔径的计算...........................................-15-(1)精馏段塔径的计算.................................-15-（2）提馏段塔径的计算................................-18-（3）塔径的实际值....................................-21-7.塔高的确定...........................................-21-五、精馏段塔板结构设计及力学校核-21-1.溢流装置...............................................-21-（1)降液管的宽度和截面面积的确定....................-21-（2)出口溢流堰与进口溢流堰的确定....................-22-（3)降液管底隙高度与受液盘的确定....................-22-2.板面布置及主要尺寸.....................................-22-（1)板面布置........................................-22-（2)浮阀的数目与排列................................-23-3.浮阀塔板的流体力学校核.................................-26-（1)塔板压降的校核..................................-26-（2)液沫夹带的校核..................................-26-（3)溢流液泛的校核..................................-27-（4)负荷性能图及操作弹性............................-27-六、提馏段塔板结构设计及力学校核.............................-30-1.溢流装置.............................................-30-（1)降液管的宽度和截面面积的确定....................-30-（2)出口溢流堰与进口溢流堰的确定....................-31-（3)降液管底隙高度与受液盘的确定....................-31-2.板面布置及主要尺寸...................................-31-（1)塔板布置........................................-31-（2)浮阀的数目与排列....................................-32-（3)校核：..........................................-34-（4)校核塔板开孔率..................................-34-3.浮阀塔板的流体力学校核...............................-35-（1)塔板压降的校核..................................-35-（2)液沫夹带的校核..................................-36-（3)溢流液泛的校核..................................-36-（4)负荷性能图及操作弹性............................-37-七、塔顶冷凝器的选用.........................................-39-1.物料衡算...................................................-39-2.换热器选用.............................................-40-3.验算压降...............................................-41-（1）验算管程压降....................................-41-（2)验算管程压降....................................-42-4.核算总传热系数........................................-43-（1)管程给热系数....................................-43-（2)壳程给热系数....................................-43-（3)导热系数和传热面积..............................-43-八、塔接管设计...............................................-44-1.塔顶出料管直径.........................................-44-2.回流管直径.............................................-45-3.进料管直径.............................................-45-4.馏出液管直径...........................................-45-九、设计.................................................-45-十、参考文献.................................................-46-一、设计任务设计目：分离甲醇—乙醇混合液的浮阀精馏塔原料液：组成甲醇0.6乙醇0.4处理量：8800温度：28℃馏出液：组成苯0.96残液：组成苯0.02（均为摩尔分率）操作压力：常压连续操作二、背景介绍1.精馏原理精馏过程的基础依然是混合液组分间挥发度的差异，而塔内的气、液“回流”则是沿塔高不断进行气、液传质实现精馏的必要条件。沿塔流动的气、液相每经过一块塔板都将发生一次气相的部分冷凝和液相的部分气化，气、液相组成随之发生一次改变，使气相中轻组分得到一次增浓，液相中重组分得到一次增浓。其结果最终可在塔顶得到轻组分含量很高的蒸气相（馏出液）产品，而在塔底得到重组分含量很高的釜液产品，从而实现混合液体的高纯度分离。2.板式塔作用原理板式塔为逐级接触式气液传质设备，塔内沿塔高装有若干层塔板，液体靠重力作用由顶部逐板流向塔底，并在各块板面上形成流动的液层；气体则靠压强差推动，由塔底向上依次穿过各塔板上的液层而流向塔顶。气、液两相在塔内进行逐级接触，两相的组成沿塔高呈阶梯式变化。与填料塔相比，板式塔具有压降较大；空塔气速较大；较稳定，效率较高；持液量较大；液气比适应范围较大；安装检修较容易；大直径时造价较低等优点。3.浮阀塔浮阀塔是板式塔的一种，是在泡罩塔和筛孔塔的基础上发展形成的。自20世纪50年代问世后，迅速在石油化工行业得到推广，至今仍为应用最广的塔板结构。在塔板上按一定方式开有若干个阀孔，将浮阀本身带有的几根阀腿插入阀孔后，再将阀腿的底脚旋转90˚，用以限制浮阀开度同时防止阀片被气体吹走。阀片周边有几个冲出的略向下弯的定距片，静止时，浮阀靠定距片与塔板点接触坐落在阀孔上，可避免停工后阀片与板面间的粘连。操作时，由阀孔上升的气流经阀片与塔板间隙沿水平方向进入液层，可增加气液两相的接触时间；浮阀的开度随气量变化，在低气量时，开度较小，气体仍能以足够的气速通过缝隙，可避免漏液现象的发生；在高气量时，阀片自动浮动，开度较大，使气速不致过大，从而可避免过量液沫夹带现象的发生。因此，浮阀塔具有性能稳定、操作弹性大、塔板效率高的优点。三、设计流程图四、浮阀塔的设计1.全塔物料衡算（1）原料液、馏出液及残液的摩尔分数和均摩尔质量的计算kg甲醇的摩尔质量：M=78.11Akmolkg乙醇的摩尔质量：M=46Bkmola/32则原料液的摩尔分数：zFFa/32(1a)/18FF均摩尔质量：Mz321z18FFFa/32馏出液的摩尔分数：xDDa/32(1a)/18DD均摩尔质量：Mx321x18DDDa/32残液的摩尔分数：xWWa/32(1a)/18WW均摩尔质量：Mx321x18WWW计算得到：z0.256x0.974x0.006FDWM21.584kg/kmolM31.636kg/kmolM18.084kg/kmolFDW（2)原料液、馏出液及残液的摩尔流率计算30003000F139kmol/hM21.584FFDW139(1)FzDxWx0.974D0.006W1390.256(2)FDW(1)、（2）联立，解出D=35.9kmol/hW=103.1kmol/h2.加料热状态参数q值的确定（1）进料液、馏出液、残液的温度确定因为是冷液进料，所以塔顶温度即为塔顶组成的泡点温度，塔底温度即为塔底组成的露点温度。查得甲醇——水溶液（101.3kPa）的t-x-y关系如下表：t/˚C10096.493.591.289.387.784.481.7摩尔分数x00.020.040.060.080.100.150.20摩尔分数y00.1340.230.3040.3650.4180.5170.579t/˚C7875.373.171.269.367.66664.5摩尔分数x0.300.400.500.600.700.800.901.00摩尔分数y0.6650.7290.7790.8250.870.9150.9581.00做出图象如下图：甲醇—水体系相图由甲醇—水体系相图可查得：原料液组成z0.256时，其泡点温度t79.5C；Fb馏出液组成x0.974时，其泡点温度t65C；DD残液组成x0.006时，其露点温度t98C。WW（2）q值的计算在平均温度79.520/250C下，由《化工原理（上册）》附录12查得甲醇、水的摩尔比热容，由附录13查得甲醇、水的摩尔气化潜热，其相关物性数据如下：甲醇的摩尔比热容c2.63283.2kJ/(kmolC)pA甲醇的摩尔气化潜热12003238400kJ/kmolA水的摩尔比热容c4.21875.6kJ/(kmolC)pB水的摩尔气化潜热25001845000kJ/kmolB可见甲醇和水的气化潜热值很接近，该体系满足恒摩尔流假设。原料液的平均摩尔比热容cczc1z77.55kJ/(kmolC)pmpAFpBF平均气化潜热z(1z)43310.4kJ/komlmAFBFIIc(tt)43310.477.55(79.520)qVFmpmbF1.107II43310.4VLm（3）q线方程式qzq线方程：yxF10.436x2.393q1q13.最小回流比的计算（1）相对挥发度的计算P0AP0B查得甲醇和水在某温度下的饱和蒸汽压经验公式如下：3626.55甲醇：P0exp(16.5723)At238.7123991.11水：P0exp(18.5916)B15t233.84当tt79.5C时，甲醇的饱和蒸汽压Po176.90kPabA水的饱和蒸汽压Po46.50kPaBPo176.90此温度下相对挥发度A3.8FPo46.50B当tt65C时，甲醇的饱和蒸汽压Po102.66kPaDA水的饱和蒸汽压Po25.06kPaBPo102.66此温度下相对挥发度：A4.1DPo25.06B当tt98C时，甲醇的饱和蒸汽压Po330.88kPaWA水的饱和蒸汽压Po94.58kPaBPo330.88此温度下相对挥发度：A3.5WPo94.58B平均挥发度333.84.13.53.8FDW（2）平衡方程式x3.8x相平衡方程：ynnn11(1)x12.8xnn（3）最小回流比的计算q线方程与相平衡方程联立，解得x0.287y0.605ddxy0.9740.605最小回流比RDd1.16minyx0.6050.287dd（4）实际回流比的计算全回流的最少理论板数：x1x0.97410.006lg[(D)(W)]lg[()()]1xx10.9740.006NDW6.54minlglg3.8根据实验和生产数据统计，一般最适宜回流比的范围为R(1.2~2)R。min取最小回流比的1.2、1.3、1.4、1.5、1.6、1.7、1.8、1.9、2.0倍，得到相应的R值，列于表中，查《化工原理（上册）》P95页吉利兰图，得到相应的A值，如下表：RRRRNNNNAminminAminminNminR1N11A1.3921.160.0969899665550.556.5413.3111111111.5081.160.138755980860.516.5412.3061224491.6241.160.176829268290.466.5411.2592592591.741.160.211678832120.436.5410.7192982461.8561.160.243697478990.416.5410.3898305081.9721.160.27321668910.396.5410.0819672132.0881.160.300518134720.376.549.79365079372.2041.160.325842696630.356.549.52307692312.321.160.349397590360.346.549.3939393939做出图象，如下图所示：取R2.04.精馏段和提馏段的气、液流量(1)精馏段内气、液流量精馏段内气、液的摩尔流率：LRD2.035.971.8kmol/hVLD71.835.9107.7kmol/h（2）提馏段内气、液流量故提馏段内气、液的摩尔流率：L'LqF71.81.107139225.7kmol/hV'V1qF107.7(11.107)139122.6kmol/h5.塔板数的计算（1）逐板计算法x3.8x相平衡方程：ynnn1(1)x12.8xnny即xn（1）n3.82.8ynRx20.974精馏段操作线方程：yxDxn1R1nR121n21即y0.667x0.325（2）n1nL'Wx225.7103.10.006提馏段操作线方程：yxWxn1V'nV'122.6n122.6即y1.841x0.005（3）n1n由式（2）与式（3）联立求解得两操作线交点坐标x0.281y0.512qq下面由式（1）与式（2）交替使用确定精馏段理论板数。计算过程如下：第1块板上升的蒸气组成yx0.9741D0.974第1块板下降的液体组成x由式（1）计算x0.908113.82.80.974第2块板上升的气相组成y由式（2）计算y0.6670.9080.3250.931220.931第2块板下降的液体组成x0.78023.82.80.931第3块板上升的气相组成y0.6670.7800.3250.84530.845第3块板下降的液体组成x0.58933.82.80.845第4块板上升的气相组成y0.6670.5890.3250.71840.718第4块板下降的液体组成x0.40143.82.80.718第5块板上升的气相组成y0.6670.4010.3250.59250.592第5块板下降的液体组成x0.27653.82.80.592因xx，所以第5块板为加料板，第5块板之前为精馏段，之后为提馏段。5q下面由式（1）与式（3）交替使用确定提馏段理论板数。计算过程如下：第6块板上升的气相组成由式（3）计算y1.8410.2760.0050.50360.503第6块板下降的液体组成由式（1）计算x0.21063.82.80.503第7块板上升的气相组成y1.8410.2100.0050.38270.382第7块板下降的液体组成x0.14073.82.80.382第8块板上升的气相组成y1.8410.1400.0050.25380.253第8块板下降的液体组成x0.08283.82.80.253第9块板上升的气相组成y1.8410.0820.0050.14690.146第9块板下降的液体组成x0.04393.82.80.146第10块板上升的气相组成y1.8410.0430.0050.074100.074第10块板下降的液体组成x0.021103.82.80.074第11块板上升的气相组成y1.8410.0210.0050.034110.034第11块板下降的液体组成x0.009113.82.80.034第12块板上升的气相组成y1.8410.0090.0050.012120.012第12块板下降的液体组成x0.003123.82.80.012因xx，故总理论板数为12块，精馏段4块板，第5块板为进料板。12W每块塔板上气、液相组成列入下表：塔板序号气相组成y液相组成x10.9740.90820.9310.7830.8450.58940.7180.40150.5920.27660.5030.2170.3820.1480.2530.08290.1460.043100.0740.021110.0340.009120.0120.003（2）塔效率奥—康奈尔关联法，对精馏塔，采用挥发度与液相粘度的乘积为参数来表L示全塔效率E。T奥—康奈尔关联式：E0.49()0.245TL式中：——塔内液体在塔底和塔顶平均温度下的挥发度——塔内液体在塔底和塔顶平均温度下的粘度Lx（其中x为加料中i组分的摩尔分数，为液相中i组分的粘度）Liiii由于塔顶温度t65C塔底温度t98CDWtt6598则塔底和塔顶的平均温度tDw81.5C22由《化工原理（上册）》附录9查得甲醇的粘度0.28mPasLA水的粘度0.35mPasLBz(1z)0.280.2560.35(10.256)0.332mPasLLAFLBF当t81.5C时，甲醇的饱和蒸汽压Po189.95kPaA水的饱和蒸汽压Po50.41kPaBPo189.95此平均温度下相对挥发度A3.77Po50.41BE0.49(3.770.332)0.2450.4646%T（3）实际塔板数的计算N121N23.9实际塔板数为24（含再沸器）TE0.46T4精馏段N'8.70.46实际精馏段塔板数为9块，第10块为进料板，提馏段塔板数为14块。6.塔径的计算(1)精馏段塔径的计算A.精馏段气、液相平均摩尔质量和质量分数的计算塔顶温度t65C加料板温度t79.5CDFtt6579.5则精馏段塔顶与加料板的平均温度为tDF72C22塔顶组成yx0.974x0.9081D1塔顶气相平均摩尔质量My321y1831.636kg/kmolDV11塔顶液相平均摩尔质量Mx321x1830.712kg/kmolDL11x320.90832液相中甲醇组分的质量分数a10.94694.6%DM30.712DL进料板组成y0.592x0.276FF加料板气相的平均摩尔质量My321y1826.288kg/kmolFVFF加料板液相的平均摩尔质量Mx321x1821.864kg/kmolFLFFx320.27632液相中甲醇组分的质量分数aF0.40440.4%FM21.864FLMM31.63626.288精馏段气相的平均摩尔质量MDVFV28.962kg/kmolV22MM30.71221.864精馏段液相的平均摩尔质量MDLFL26.288kg/kmolL22B.平均密度的计算a.液相平均密度的计算由《化工原理（上册）》附录5查得，983.2977.8t65C时，水的密度980.5kg/m3DDB2971.8977.8t79.5C时，水的密度977.89.5972.1kg/m3FFB10由附录8查得，t65C时，甲醇的密度999.820.75749.9kg/m3DDAt79.5C时，甲醇的密度999.820.735734.9kg/m3FFA1a混合液体的密度计算公式ii11t65C时，液相密度759.55kg/m3DDa1a0.94610.946DD749.9980.5DADB11t79.5C时，液相密度859.96kg/m3FFa1a0.40410.404FF734.9972.1FAFB759.55859.96所以液体的密度DF809.76kg/m3L22b.气相平均密度的计算PM101.32528.962气体的密度V1.02kg/m3VRT8.314(72273.15)mC.精馏段内气、液相的体积流量蒸馏段内气、液的摩尔流率：L71.8kmol/hV107.7kmol/h精馏段内气、液两相的体积流量VM107.728.962VV3058.05m3/hs1.02VLM71.826.288LL2.33m3/hs809.76LL0.52.33809.760.5sL0.0215V3058.051.02sV根据《化工原理（下册）》P139页表11.2，估取板间距为H500mm，由于T一般常压塔取h50~100mm，取板上清液层高度h50mm，则LLHh0.50.050.45m。TLL由s(L)0.5和Hh的值，在《化工原理（下册）》P142页，史密斯关联VTLsV图上查得C0.09820D.气体流通截面积A'的计算液相表面张力的计算(x)ii查得甲醇的表面张力abt(103N/m)其中(a24,b0.0773)At65C时，甲醇的表面张力D(240.077365)103N/m19.0103N/mDAt79.5C时，甲醇的表面张力F(240.077379.5)103N/m17.9103N/mFA《化工原理（下册）》附录5，查得67.565.6t65C时，水的表面张力66.55103N/mDDB283.865.6t79.5C时，水的表面张力65.69.563.89103N/mFFB10则塔顶组成的表面张力：x(1x)0.90819.0103(10.908)66.5510323.4103N/mD1DA1DB则进料板组成的表面张力：x(1x)0.27617.9103(10.276)63.8910351.2103N/mFFFAFFB23.451.2DF1030.037N/m22则液泛气速：0.0370.2809.761.020.5uC()0.2(LV)0.50.0983.12m/sf200.021.0220V气体流通截面上的适宜气速u'(0.6~0.85)uf取u'0.7u0.73.122.18m/sfV/36003058.05/3600气体流通截面积A's0.390m2u'2.18E.降液管所占塔板面积与截面面积之比A/A的计算fT此精馏塔的溢流形式选择单流型，一般单流型可取l/D0.6~0.8，估取wl/D0.7，由弓形降液管的参数图查得A/A0.09。wfTAA'因为f1，所以得到A0.429m2AATTTF.塔径的计算4A40.429塔径DT0.739m（2）提馏段塔径的计算A.提留段气液相平均摩尔质量和质量分数塔底温度t98C加料板温度t79.5CWFtt9879.5则提馏段塔顶与加料板的平均温度为tWF88.75C223.80.006塔底组成x0.006y0.022WW12.80.006塔底气相平均摩尔质量My321y1818.31kg/kmolWVWW塔底液相平均摩尔质量Mx321x1818.08kg/kmolWLWWx320.00632液相中甲醇组分的质量分数aW0.0111.1%WM18.08WL进料板组成y0.592x0.276FF加料板气相平均摩尔质量My321y1826.288kg/kmolFVFF加料板液相平均摩尔质量Mx321x1821.864kg/kmolFLFFx320.27632液相中甲醇组分的质量分数aF0.40440.4%FM21.864FLMM18.3126.288提馏段气相的平均摩尔质量MWVFV22.299kg/kmolV22MM18.0821.864提馏段液相的平均摩尔质量MWLFL19.972kg/kmolL22B.平均密度的计算a.液相平均密度的计算由由《化工原理（上册）》附录5查得：958.4965.3t98C时，水的密度965.38959.78kg/m3WWB10971.8977.8t79.5C时，水的密度977.89.5972.1kg/m3FFB10由附录8查得，t98C时，甲醇的密度999.820.715714.9kg/m3WWAt79.5C时，甲醇的密度999.820.735734.9kg/m3FFA1a混合液体的密度计算公式ii11t98C时，液相密度956.18kg/m3WWa1a0.01110.011WW714.9959.78WAWB11t79.5C时，液相密度859.96kg/m3FFa1a0.40410.404FF734.9972.1FAFB956.18859.96所以液体的密度WF908.07kg/m3L22b.气相平均密度的计算PM101.32522.299气体的密度V0.75kg/m3VRT8.314(88.75273.15)m提馏段内气、液的摩尔流率：L'225.7kmol/hV'122.6kmol/hC.提馏段内气、液两相的体积流量V'M122.622.299VV3645.14m3/hs0.75VL'M225.719.972LL4.96m3/hs908.07LL0.54.96908.070.5sL0.047V3645.140.75sV根据《化工原理（下册）》P139页表11.2，估取板间距为H500mm，由于T一般常压塔取h50~100mm，取板上清液层高度h50mm，则LLHh0.50.050.45m。TLL由s(L)0.5和Hh的值，在《化工原理（下册）》P142页，史密斯关联VTLsV图上查得C0.10520D.气体流通截面积A'的计算液相表面张力的计算(x)ii查得甲醇的表面张力abt(103N/m)其中(a24,b0.0773)At98C时，甲醇的表面张力W(240.077398)103N/m16.4103N/mWAt79.5C时，甲醇的表面张力F(240.077379.5)103N/m17.9103N/mFA由《化工原理（下册）》附录5，查得60.061.9t98C时，水的表面张力61.9860.38103N/mWWB1083.865.6t79.5C时，水的表面张力65.69.563.89103N/mFFB10则塔底组成的表面张力：x(1x)0.00616.4103(10.006)60.3810360.1103N/mWWWAWWB则进料板组成的表面张力：x(1x)0.27617.9103(10.276)63.8910351.2103N/mFFFAFFB60.151.2WF1030.056N/m22则液泛气速0.0560.2908.070.750.5uC()0.2(LV)0.50.1054.49m/sf200.020.7520V气体流通截面上的适宜气速u'(0.6~0.85)uf取u'0.7u0.74.493.14m/sfV/36003645.14/3600气体流通截面积A's0.322m2u'3.14E.降液管所占塔板面积与截面面积之比A/A的计算fT此提馏塔的溢流形式选择单流型，一般单流型可取l/D0.6~0.8，估取wl/D0.7，由弓形降液管的参数图查得A/A0.09。wfTAA'因为f1，所以得到A0.354m2AATTTF.塔径4A40.354塔径DT0.672m（3）塔径的实际值综合蒸馏段和提馏段的塔径，并进行圆整后，取D900mm7.塔高的确定Z(N1)HZZTT12其中Z为最上面一块塔板距塔顶的高度1Z为最下面一块塔板距塔底的高度1取Z1mZ0.8m12Z(251)0.510.813.8m五、精馏段塔板结构设计及力学校核1.溢流装置（降液管的宽度W和截面面积A的确定1)dfL2.33m3/hAD20.920.636m2sT44由l/D0.7查《化工原理（下册）》P143页弓形降液管的参数图可得：wW/D0.15A/A0.09dfT则W0.15D0.15900135mmA0.09A0.090.6360.057m2dfTAH0.0570.5液体在降液管中的停留时间fT44sL/36002.33/3600s为降低气泡夹带，液体在降液管内应有足够的停留时间以使气体从液相中分离出。一般要求不应小于3-5秒，满足要求。（2)出口溢流堰与进口溢流堰的确定对于单溢流的出口堰长可取l(0.6~0.8)DW估取l0.7D0.7900630mmWE为液流收缩系数，由L/l2.52.33/0.632.57.4查《化工原理（下册）》sWP145页液流收缩系数计算图，得E1.02222.84L32.842.333堰上液层高度hES1.020.007mOW1000l10000.63W对一般常压塔板上液层高度h取0.05—0.1m，此处取h0.05m。LL则出口堰高hhh0.050.0070.043mmWLOW（3)降液管底隙高度与受液盘的确定液体流过降液管底端出口处的流速u，根据经验一般取u0.07~0.25m/s，oLoL估取u0.07m/soLL2.33/3600降液管底隙高度hs0.015m0lu0.630.07WoL在设计中，塔径较小时可取h为25—30mm，塔径较大时取约为40mm，最大时可0达150mm，满足要求。2.板面布置及主要尺寸（1)板面布置在塔板的受液盘与鼓泡区之间设一安定区，以保证进塔板的液体平稳均匀分布，同时也可防止气体串入降液管，安定区的宽度取值通常为50-100mm，估取W'50mm。s在鼓泡区与溢流堰之间设一安定区，其目的是为液体提供一个脱气的区域，以避免夹带大量气泡的液体进入降液管，通常其宽度为70-100mm，估取W90mm。s边缘区是塔板靠近塔壁的边缘留出的边宽，以供支持塔板和塔板紧固件夹紧。对直径在2.5m以下的塔一般边宽取为50mm，对直径在2.5m以上的塔一般边宽可取为60mm或更大些。估取W50mm。cD900rW50400mm2c2D900xWW(13590)225mm2ds2x'r2l/224002630/22247mmWDD900因为x'W'W'所以W'x'W'24750153mm2dsd2s2（2)浮阀的数目与排列选定F型浮阀，其阀孔直径d39mm。阀孔气速u可根据由实验结果综合的100阀孔动能因子F确定，其定义式为Fu000V1.02kg/m3V3058.05m3/hVs根据工业设备数据，对F重型浮阀，当板上浮阀刚全开时，F在8-12之间，10在此范围内选择8、8.5、9、9.5、10、10.5、11、11.5、12各值时，其相应的数据如下表FVNsFu0dV0V00sd2uV40081.027.92118034380.0393058.0589.8159172068.51.028.41625411530.0393058.0584.53262795991.028.91132788680.0393058.0579.836370859.51.029.40640165830.0393058.0575.634456595101.029.90147542980.0393058.0571.85273376510.51.0210.3965492010.0393058.0568.431175014111.0210.8916229730.0393058.0565.32066705911.51.0211.3866967440.0393058.0562.480638056121.0211.8817705160.0393058.0559.877278137做出图象，如下所示：因此选F100F10则u09.9m/s01.02VV3058.05/3600浮阀数Ns71.85圆整为N72个d2u0.03929.94004单溢流塔板x'xAx'r2x'2r2sin1xr2x2r2sin1a180r180r0.2470.2470.420.24720.42sin11800.40.2250.2250.420.22520.42sin11800.40.35m2A等腰三角形排列时，一个阀孔的鼓泡面积A/N约为tt'，估tat'75mmaNt'A0.35ta64.8mmNt'720.075实际取值t65mm根据上述已确定的孔距，按等腰三角形叉排方式作图，得到在鼓泡区内可以布置的浮阀总数为65，其排列方式如下图所示：（校核F3)0：V3058.05/3600us10.9m/s0d2N0.039265404Fu10.91.021100VF在8-12范围内，此浮阀数能满足要求。0（4)校核塔板开孔率：校核塔板开孔率2dN2240d0.039100%0N100%65100%12.2%D0.9D24一般对常压塔10%~14%，则满足要求。3.浮阀塔板的流体力学校核（1)塔板压降的校核塔板压降等于干板压降和液层压降之和，即hhhfd1u0.175阀全开前(uu)h19.90(m液柱）0ocdLu2阀全开后(uu)h5.34V0(m液柱）0ocd2gL10.5其中阀孔临界气速uoc11.825V1.02kg/m3809.76kg/m3u10.9m/sVL010.5求得u10.4m/soc11.021.8251.0210.92阀全开后h5.340.041m液柱d2809.769.81h(hh)1WOW式中：为充气系数，反映板上液层充气程度，无量纲，此处0.4~0.5h0.4(0.0430.007)0.02m液柱1气体进、出一块塔板的压强降PghPLfhhh0.0410.020.061m液柱fd1（2)液沫夹带的校核VVs泛点率FLV10.78AKCTF在塔板结构一定的情况下，两相流量最大，液沫夹带量最大，因此，液沫夹带校核应取气、液流量最大的釜上侧塔板。取提馏段数据进行校核：1.02kg/m3809.76kg/m3V3058.05m3/hA0.636m2VLsT由《化工原理（下册）》P150页，查表11.4查得物性系数K1.0由图11.22泛点负荷因子查得C0.115F3058.051.02F3600809.761.020.5353%10.780.6361.00.115一般对直径小于900mm的常压塔，泛点率F70%，因此满足泛点率要求，不1会发生过量液沫夹带。（3)溢流液泛的校核H泡沫液层的高度H'dHhdTW式中：为泡沫液层相对密度，取0.5与降液管中泡沫液层高度相当的清液层HhhhhdWOWf式中：液面落差相对较小，一般可忽略不计液体经过降液管的阻力损失L22.33/36002h0.2s0.20.001mlh0.630.015W0H0.0430.0070.0610.0010.112mdHh0.50.50.0430.27mTWH可见，dHh，不会发生液泛。TW（4)负荷性能图及操作弹性A.漏液线（气相负荷下限线）对F1型重阀取阀孔动能因子F5时的气体负荷为操作的下限值。0（1.02kg/m3N65）VF5u04.95m/s01.02VVd2Nu0.0392654.950.38m3/ss4004在负荷性能图上为1线。B.过量液沫夹带线（气相负荷上限线）（1.02kg/m3809.76kg/m3V3058.05m3/hVLsA0.636m2A0.057m2W0.135m）Tfd由表11.4查得物性系数K1由图11.22泛点负荷因子查得C0.115FFAKC1.36ZLV1,maxbFLss,maxVLV式中：F对一般常压塔，如直径大于0.8m的大塔，取F70%，现取1,max1,maxF70%。1,maxAA2A0.63620.0570.522m2bTfZD2W0.920.1350.63mLd代入数据得V1.1824.13Lss在负荷性能图上为2线。C.液相负荷下限线对于平顶直堰，取平堰上液层高度h6mm作为液相负荷下限的OW2.84L2/3h0.006Esow1000lw（l630mmE1.02）W代入数据得L5.2104m3/ss在负荷性能图上为3线。D.液相负荷上限线液体在降液管中最短停留时间以3s计算，HA0.50.057LTf9.5103m3/ss3（A0.057m2）f在负荷性能图上为4线。E.溢流液泛线HhhhhdWOWf已知堰高h0.043mW式中：HHh0.50.50.0430.27mdTW2.84L2/3L36002/3hEs0.002841.02s0.926L0.667ow1000l0.63swhhhfd1u2V21.02h5.34V05.34s0.057V2ds2g29.810.7850.0392652809.76L（1.02kg/m3809.76kg/m3）VLhh0.5hh0.0220.463L0.6671LWOWshhh0.057V20.0220.463L0.667fd1ssL2L2h0.153s0.153s1713.28L2lh0.630.015sW0将上述各项代入式中，得0.0430.926L0.6670.057V20.0220.463L0.6671713.28L20.27ssss整理得V23.9824.37L0.66730057.54L2sss任取几个L，求出相应的V，列表如下：ssL/(m3/s)0.00750.0080.00860.00920.0095sV/(m3/s)1.1651.0410.8580.6060.419s在负荷性能图上做出图象为5线。F.负荷性能图将上述五条线在负荷性能图中画出，如下图：G.操作弹性塔精馏段的设计点f(V0.849m3/s,L0.006m3/s)位于图中心偏左，且由图ss可知塔的操作负荷上限受雾沫夹带限制，下限低液层控制。负荷上限1.16塔的操作弹性1.66负荷下限0.70六、提馏段塔板结构设计及力学校核1.溢流装置（1)降液管的宽度W和截面面积A的确定dfL4.96m3/hAD20.920.636m2sT44由l/D0.7查《化工原理（下册）》P143页弓形降液管的参数图可得：wW/D0.15A/A0.09dfT则W0.15D0.15900135mmA0.09A0.090.6360.057m2dfTAH0.0570.5液体在降液管中的停留时间fT21sL/36004.96/3600s为降低气泡夹带，液体在降液管内应有足够的停留时间以使气体从液相中分离出。一般要求不应小于3-5秒，满足要求。（2)出口溢流堰与进口溢流堰的确定对于单溢流的出口堰长可取l(0.6~0.8)DW估取l0.7D0.7900630mmWE为液流收缩系数，由L/l2.54.96/0.632.515.7查《化工原理（下册）》sWP145页液流收缩系数计算图，得E1.03222.84L32.844.963堰上液层高度hES1.030.012mOW1000l10000.63W对一般常压塔板上液层高度h取0.05—0.1m，此处取h0.05m。LL则出口堰高hhh0.050.0120.038mmWLOW（3)降液管底隙高度与受液盘的确定液体流过降液管底端出口处的流速u，根据经验一般取u0.07~0.25m/s，oLoL估取u0.07m/soLL4.96/3600降液管底隙高度hs0.031m0lu0.630.07WoL在设计中，塔径较小时可取h为25—30mm，塔径较大时取约为40mm，最大时可0达150mm，满足要求。2.板面布置及主要尺寸（1)塔板布置在塔板的受液盘与鼓泡区之间设一安定区，以保证进塔板的液体平稳均匀分布，同时也可防止气体串入降液管，安定区的宽度取值通常为50-100mm，估取W'50mm。s在鼓泡区与溢流堰之间设一安定区，其目的是为液体提供一个脱气的区域，以避免夹带大量气泡的液体进入降液管，通常其宽度为70-100mm，估取W90mm。s边缘区是塔板靠近塔壁的边缘留出的边宽，以供支持塔板和塔板紧固件夹紧。对直径在2.5m以下的塔一般边宽取为50mm，对直径在2.5m以上的塔一般边宽可取为60mm或更大些。估取W50mm。cD900rW50400mm2c2D900xWW(13590)225mm2ds2x'r2l/224002630/22247mmWDD900因为x'W'W'所以W'x'W'24750153mm2dsd2s2（2)浮阀的数目与排列选定F型浮阀，其阀孔直径d39mm。阀孔气速u可根据由实验结果综合的100阀孔动能因子F确定，其定义式为Fu000V0.75kg/m3V3645.14m3/hVs根据工业设备数据，对F重型浮阀，当板上浮阀刚全开时，