丙酮-水浮阀精馏塔设计

1、阿曲名流Hexi University化工原理课程设计题 目：丙酮-水浮阀精储塔设计学 院:化学化工学院专 业:化学工程与工艺学 号:11连亮国姓 名:指导教师:杨自谦2016年12月2日化工原理课程设计任务书一、设计题目丙丽一水连续精馆塔设计二、设计任务及操作条件L设计任务处理量：9万吨/年操作周期：7200小时/年（300天/年）原料组成：出的丙酮和遛的水（质量分率，下同）产品要求：偷出液弊的丙酮溶液，塔底水中丙酮含量经回流比：R/R“小单板压降:W2 .操作条件操作压力：塔顶为常压进料热状态：泡点进料进料状况：泡点进耨加热蒸汽；间接水蒸气加热3 .设备型式筛板或浮阀塔板4 .厂址 张掖地

2、区三、设计内容1 .设计方案的选择及流程说明2 .塔的工艺计算3 .主要设备工艺尺寸设计（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4 .辅助设备选型与计算5 .设计结果汇总6 .绘制生产工艺流程图及精馆塔设计条件图7 .设计评述目录1概述1设计方案的选择和论证2设计思路2选定设计方案的原则2确定设计方案2精偏方式的选定2加热方式的选取2操作压力的选取3回流比的选择3塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择3板式塔的选择3关于附属设备的设计3设计流程32.精俺塔的物料衡算4有关物性数据4原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率5原料

3、液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量6总物料衡算处理6用拉格朗日差值求温度63有关物性数据的计算6精福段和提留段平均摩尔质计算6密度的计算7液体表面张力计算8平均表面张力计算9粘度9操作压力计算94 ,精询塔的工艺条件的计算10理论板数的确定10求最小回流比及操作回流比11求精储塔的气、液相负荷12求操作线方程12用芬斯克方程式求理论塔板数12实际板层数的求取14总的塔板数14全塔效率后了145 .精德塔的塔体工艺尺寸计算14塔径的计算14精偏塔有效高度的计算17塔板主要工艺尺寸计算18溢流装置计算18塔板布置21塔板的流体力学验算26气体通过浮阀塔板的压降26淹塔27雾沫夹带验算28塔板负荷性能图

4、30雾沫夹带线30液泛线31液相负荷上限线32漏液线33液相负荷下限线336 .热量衡算36塔顶热量36冷却介质消耗量：37烙值衡算38对全塔进行热量衡算：39加热水蒸汽用量：397 ,塔的辅助设备及附件的计算与选型39冷凝器39再沸器40塔顶回流管管径计算42塔顶蒸气出口管径计算42塔釜出料管径计算43再沸器进料管径计算43筒体与封头43简体43封头44除沫器44裙座44人孔45塔总体高度的计算45吊柱458 .精俺塔设计结果一览表459设计评述47参考文献47致谢48附图49丙酮一水连续精储塔设计连亮国摘要：本设计对丙酮和水的分离设备一浮阀精镭答做了较为详细的叙述，本次设计是针对二元 物系

5、的精储问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精僚设计过程，我对此 塔进行了工艺设计，主要包括它的辅助设备及进出口管路的计算，画出了塔板负荷性能图， 对设计结果进行了汇总，并且画出了精信塔装配图，工艺流程国和部分主要部件图。采用的浮 阀精馆塔，塔高米，塔径米，按芬斯克方程和吉利找图求得理论板数为10（不包括再沸器）。 算得全塔效率为。塔顶使用全凝器，部分回流。精情段实际板数为20,提用段实际板数为15。 实际加料位置在第21块板（从上往下数），操作弹性为。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带 的流体力学验算，均在安全操作范围内。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管，法拦采 用平焊方式。

6、再沸器采用浮头式换热器，用110饱和蒸汽加热，用20（循水作冷凝剂，饱 和蒸汽走管程，釜液走壳程。关键词：丙酮、水、精馆、浮阀塔、精值塔设备结构1概述浮阀塔盘自20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，浮阀塔板是在泡罩 塔板和筛板塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。主要改革措施 是取消了泡罩塔的升气管，并以浮动的盖板浮阀代替泡罩。浮阀可自由升降，根 据气体的流量自行调节开度，可使气体在缝隙中的速度稳定在某一数值，目前已 成为国内应用最广泛的塔型，特别是在化学工业和石油中使用最普遍，对其性能 的研究也较充分。浮阀塔的优点：生产能力大。由于浮阀塔板具有较大的开孔率， 故其生产能力比泡罩

7、塔大20k40%,而与筛板塔相近。操作弹性大。由于阀片可 以自由升降以适应气量的变化，故维持正常操作所容许的负荷波动范围比灯罩塔 和筛板塔都宽。塔板效率高。因上升气体以水平方向吹入液层，故气、液接触时 间较长而雾沫夹带量较小，板效率较高。气体压力降及液面落差较小。因为气、 液流过浮阀塔板时所遇到的阻力较小，故气体的压力降及板上的液面落差都比泡 罩塔板的小。塔的造价低。因结构简单，易于制造，浮阀塔的造价一般为泡罩的 601r80%,为筛板塔的120%130机具有代表性的浮阀有F1型（国外称VI型）浮阀，FT型浮阀有轻重两种，轻 阀厚、重25g,重阀厚2m叭重33g,本设计采用重阀，因中阀能迅速关

8、闭，可以 减少漏液、增加效率。操作时气流自下而上吹起浮阀，从浮阀周边水平地吹入塔 盘上的液层；液体由上层塔盘经降液管流入下层塔盘，再横流过塔盘与气相接触 传质后，经溢流堰入降液管，流入下一层塔盘。设计方案的选择和论证设计思路在本次设计中，我进行的是丙酮和水二元物系的精偏分离，利用两组分的挥 发度的差异实现高纯度分离，是精储塔的基本原理。精得是物料在塔内的多次部 分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的 冷却介质将余热带走。实际上，精镭装置包括精储塔、原料预热器、蒸储釜、冷 凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸圈过程按操作方式不同，分为连续蒸 阳和间歇蒸偏，我这次

9、所用的就是浮阀式连续精阳塔。塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。在这里准备用 全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。因为这次设计 采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精倒操作的重要工艺条件。选择的原 则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。选定设计方案的原则方案选定是指确定整个精储装置的流程，所以方案的选定必须：（1）能满足 工艺要求，达到指定的产量和质量。（2）操作平稳，易于调节。（3）经济合理。 （4）生产安全。在实际的设计问题中，上述四项都是必须考虑的确定设计方案精偏方式的选定本设计采用连续精储操作方式，其特点是：连续精储过

10、程是一个连续稳态过 程，能耗小于间歇精储过程，易得纯度高的产品。加热方式的选取本设计采用间接蒸汽加热，加热设备为再沸器。本设计不易利用直接蒸汽加热, 因为直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻 组分收率一定前提下，釜液浓度相应降低，故需在提储段增加塔板以达到生产要 求，从而增加了生产的费用。操作压力的选取本设计采用常压操作，一般，除了热敏性物料以外，凡通过常压蒸倒不难实现 分离要求，并且能用江河水或自来水将得出物冷凝下来的系统一般都应采用常压 蒸阳。回流比的选择对于一般体系最小回流比的确定可按常规方法处理，但对于某些特殊体系， 要特殊处理，即该体系最小回流Rmin的

11、求取应通过精僭段操作线与平衡线相切得 到。而适宜回流比R的确定，应体现最佳回流比选定原则即装置设备费与操作费 之和最低，从而确定最佳回流比。塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择塔顶选用全凝器，因为后继回流是以液相回流，且塔顶需要以液相采出。故 采用全凝器。塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。板式塔的选择板式塔工艺尺寸设计计算的主要内容包括：板间距、塔径、塔板型式、溢流 装置、塔板布置、流体力学性能校核、负荷性能图以及塔高等。其设计计算方法 查阅有关资料可得。塔板设计的任务是以流经塔内气液的物流量、操作条件和系 统物性为依据，确定具有良好性能（压降小、弹性大、效率高）的塔板结构与尺 寸。本

12、次设计塔板的基本思路是：以通过某一块板的气液处理量和板上气液组成, 温度、压力等条件为依据，首先参考设计手册上推荐数据初步确定有关的独立变 量，然后进行流体力学计算，校核其是否符合所规定的范围，如不符合要求就必 须修改结构参数，重复上述设计步骤直到符合为止。最后做出负荷性能图，以确 定适宜操作区和操作弹性。关于附属设备的设计附属设备的设计主要有：（1）热量衡算求取塔顶冷凝器、冷却器的热负荷和所需的冷却水用量；再沸 器的热负荷和所需的加热蒸气用量，然后得到合适的换热器型号。（2）由流量得各个接管管径，塔顶空间、塔底空间、进料段高度以及开人孔 数目的取值是由查阅有关资料和计算得到。设计流程丙酮一水

13、混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精偏塔进料板，在进料 板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板 上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递。塔顶上升蒸气采用全冷 凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸 汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程示意图如下图图1精用装置工艺流程图2.精偏塔的物料衡算有关物性数据塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数 据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对x,，平衡关系的影响完全可以忽略。 查阅文献，整理有关物性数据表1水和丙粥的粘度”温度50607080901

14、00水粘度mpa丙酮粘度mpa表2水和丙酮表面张力温度5060708090100水表面张力丙酮表面张力表3水和丙酮密度温度5060708090100相对密度水丙酮表4水和丙酮的物理性质分子量沸点临界温度K临界压强kpa水1810022050丙酮58表5丙酮一水系统txy数据气液平衡关系表丙酮摩尔分数. 丙酮摩尔分数温度trc 温度trc液相x/% 气相y/%液相x/% 气相y/%100原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率丙酮的摩尔质量 M A = 58 kg/kmol水的摩尔质量 M=18kg/knx)l0.25/58f0.25/58 + 0.75/18rI=0.09380.99.58f0.99

15、58 + 0.01/18= 0.9680.02/58“ -0.02/58+0.98/18J=0.00629原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量=今+ (1 与)Mr = 0.0938x58 + (1 0.0938)xl8 = 21.75kg/kmolMd =xd-Ma +(1-xd) Mb = 0.968x58 + (1 -0.968)x 18 = 56.72kg/kmolMw =xw -Ma+(1 Xr) Mb = 0.00629x 58 + (1 -0.00629) x 18 = 18.25kg/kmol总物料衡算处理m 90000 x10300x24x3600=3.47 kmol/s原料液

16、处理量：F = = - = kmoUSmt 21.75总物料衡算£) = 0.145kmol/sFxf=D xd + W - Xw用拉格朗日差值求温度0.968 0.95_ 569 /0.975-0.95 - 56.9-56.70.968-0.962 _ 56.97)0.979-0.962 - 56.9-56.70.0938-0.05 _ 75.6-rF0.1-0.05 - 75.6-66.90.0069-0 100褊0.01-0100-92W =0.015kinol/stw =95 (1)精偏段平均温度八t= 5872 + 67-=(22(2)提阳段平均温度 人=上土文=竺至必=(

17、 223有关物性数据的计算精阳段和提留段平均摩尔质计算(1)精储段乙二沈如如 cP62.35 61.1 0.3 X62.4-61.1 0.3-0.262.35-61.1 _ 0.832-y, = X =62.4-61.10.832-0.813,M/.i=0.204 X58+X18= kg/kmol液相组成 =L x =0.204A/vi =0.814 X58+X18= kg/kmol(2)提馆段t2 =81.49 液相组成82.74-75.6 0.05-x284.2-75.6 -0.05-0.025r, = 0.029气相组成82.74-75.6 _ 0.63-y284.2-75.6 - 0.

18、63-0.47y? =0.5密度的计算诙2 = 0.029 X 58+X18= kg/kmol加2= 0.5 X58+X 18=38 kg/kmol设丙酮为A物质，水为B物质已知：混合液密度：(。为质量分率，而为平均相对分子质量) Pl Pa Pb混合气密度：M端(1)精馆段丙酮62.35-60 _ 737.4-pA70-60 -737.4-718.68p、=733 .Okg/ m62.35 - 60 _ 983.2 - 470-60 -983.2-971.8Pb = 980.54攵g/"，精储段液相密度P”： Plx0.2(Mx58/0.204x58 +18(1-0.204) 1-

19、0.4523733980.54pLl =S50.65kg/nf精馆段气相密度Pm ：P、=50.56x273.1522.4T/J 22.4 x (273.15 + 62.35)= L84Ag/，3提储段 = 81.491丙酮82.74-80 _ 700.67-巴 90-80 -700.67-685.36夕'八=696,5必/6382.74-80 _ 971.8-90-80 -971.8-965.3p' b = 970.0kg/提偏段液相密度Pn：1PL20.029 x 58 /0.029 x 58 + 18(1-0.029)1-0.0878696.5+970-P/2 =937.

20、69 kg力3提偏段气相密度处2：_ 7；)而v _38x273.15-22.47 22.4x(273.15 + 82.74)= 1.30 加/?3液体表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即:(1)塔顶表面张力的计算:由5=56.27。查手册内插法求得:丙酮56.72-50_ 15.9一分八60-50 -15.9-18.8ctda =19.03W /m6)b =66.56W/?56.72-50 _ 67.7-cr60-5067.7-66 oWm = 0.968 xl9.03 + (l-0.968)x66.56 = 20.55nW/m(2)进料板表面张力的计算:由. =67.98。查手册内插

21、法求得:丙酮水67.98-60 18.8-%，70-60 -18.8-17.767.98 60 66-b,”70-60 -66-64.3= 17,92W/?=64.64W/?为“ = 0.0938 x17.92+(l-0.0938 )x64.64 = 60.26nW/m(3)塔底表面张力的计算：由%, =95。(7查手册内插法求得：丙酮水ctwa = 14.75/W /m= 66.56mN /ni95 - 90 _ 15.2 -100-90 - 15.2-14.395 9060.1 b卬月100-90 15.2-14.3碗=0.00629 x 14.75 + (1 - 0.00629 ) x

22、59.25 = 58.97 nW / m Lrm平均表面张力计算(1)精储段平均表面张力:20.55 + 60.262= 40.41 mN(2)提偏段平均表面张力:60.62 + 58.972 = 59.62粘度(1)精馆段八二(的粘度丙酮62,35-60 _ 0.231-1.1, 70-60 -0.231-0.20962.35-60_ 0.469-必70-60 -0.469-0.4精惚段的粘度：内二£七n产X + X =(2)提偏段 =81.499的粘度r=l丙酮827-80_ 0.199 一%90-80 -0.199-0.179% = 0.0.194mPa,s82.7-80 _

23、0.33-笛s90 80 0.33-0.318Wb = 0.327 niPa -s提偏段的粘度：匕=% = x + x=操作压力计算/=|塔顶操作压力PD = 101.3kPa每层塔板压降AP = 0.7kPa进料板压力=101.3 + 0.7x20 = 115.3kPa精循段平均压力Pm = (101.3 + 115.3)-2 = 108.3kPa塔底操作压力Pw = 101.3 + 0.7x35 = 125.8kPa提储段平均压力Pm = (101.3 + 125.8) + 2 = 120.55 kPa全塔平均压力Pin + Pm = (108.3 + 120.55)-2 = 114.42

24、5 kPa4.精储塔的工艺条件的计算理论板数的确定(1)塔顶，精料，塔底，气相组成rD= 56.72 气相组成56.9-56.72 _ 0.979-y, 56.9-56.7 -0.979-0.962力=0.960二气相组成等翳二小tw =95 气相组成95-92 0.279-v5八=)% = 0.174 100-92 0.279-0(2)塔顶相对挥发度xA = 0.968yA = 0.964xa = 0.032yB = 0.036可得:一V3_O.964xO.O32_0 79xAyB 0.04x0.968(3)进料相对挥发度X： = 0.0938A = 07393 = 0.9062= 0.26

25、1可得:X = 0.73g 0.9062 = 27 40.261x0.0938(4)塔底相对挥发度尸八=0.006291 = (M74V 0.993710.826可得:广人":_ 174x0.99371 _?3 20.826 x 0.00629(5)平均挥发度全塔平均挥发度：=%)许=5.12进料处平均挥发度：d皿=向或= 4.65图2相平衡图求最小回流比及操作回流比(1)采用作图法求最小回流比。在气液平衡组成图中过点D做气液平衡线的切线，交Y轴交于c点、,yc=故最小回流比为八 xd -0.968-0.73min 八一Xq 0.73-0.0938操作回流比为R=X =由上图可知当R

26、二时 段与平衡线相切，塔板数为无限多个也不能完成精储, 可由切点重新确定最小回流比，由上图切点为(，)R min0.968 0.94二二K 二二R min+ 1 0.968 0.91求精储塔的气、液相负荷(1)精镭段：L = RxD = 1.4x0.015=0.02lkmol/sV =(R+1 JZ)=(L4+“x0.015 = 0.36k/oZZs(2)提馆段：L =RD+qF = 0.021 +0.16 =0.181 kn»l/hV = V+ (q 1) F = 0.036 knx)l/s求操作线方程(1)精福段操作线方程为RxD 1.4Xn + =XR+lR+l 1.4+10.

27、9681.4+1= 0.58xn + 0.4(2)提馆段操作线方程Ym+1 =L+qFWxwL+qF-W Xm L+ qF- W= 4.96 xm-0.0249用芬斯克方程式求理论塔板数0.01 0.02 0.04 0.06 0.1 0.2 0.4 0.6 1.0R凡“加+1图3吉利拦图R R min(1)由芬斯克方程式可知,10.968 丫 10.006291 « 11-0.968A 0.00629 JI ,1 二-1 -Z.5.12A由吉利兰图查的 皿二0 45即八2一4.2 =045 Nr + 2N.1+2解得N产(不包括再沸器)圆整为10块(2)精福段理论塔板数sinU-X。

28、人l-Xp1=0.968 ¥1-0.0938" 110.9681 0.0938 ,。4.65O前已经查出N/ -N吧= 0.45即上二4空= 0.45N7+2解得N.二故进料板为从塔顶往下的第7层理论板即N尸=7总理论板层数yvr=io （不包括再沸器）进料板位置实际板层数的求取总的塔板数(1)精馆段 = X(n.O8x0.4066) ," =0.3053$ 羡= B67故NP =20块(2)提馆段 Er = X (33,48x0.3231)”故Np=15块总的塔板数为35块，不包括再沸器，第21块进料全塔效率万全塔效率的计算*甘=詈29%5.精脩塔的塔体工艺尺寸

29、计算塔径的计算精馆段塔径依据流量公式计算，即:式中。塔径，m；匕气体体积流量，机3/S空塔气速，m Is设计时先求得最大空塔气速斯尔，然后根据物料性质乘以一定的安全系数, 即：M= (0.6-0.8)小精偏段的气、液相体积流率为；vV.Mvi 50.56x0.036 nQ2Q0 3/% = -= 0.9892/Z / ss' p、1.84LMl 26.16x0.02163 /= = 0.00067&7? IsplA 850.65由k = c,正瓦V Pvi式中4液相密度，kg/；Pv气象密度，kg/m3；C负荷因子，负荷因子C值与气液相负荷、物性及塔结构有关，一般由试验确定。/

30、 L 0-2/ LC由式CF图7金）计算:式中G操作物系的负荷因子，”5；（Tn/ 操作物系的液体表面张力，?N 厂二其中g。由史密斯关联图查得，0.020.030.060.053 0.0.40.100.080.01J.00II图4史密斯关联图图的横坐标为:= 0.020.000676x3600 (850.65 -0.9892x3600 X* 1.84 )取板间7=0.3m,板上上液层高度为=0.06m （由史密斯关联图得）HT-hL =0.3-0.06 =0.24(m)查史密斯关联图3-1查得G0二智=。同等）=0.055=C lpLl - A，1 = 0.055.50；11 =1.18(m

31、/s)取安全系数为，则空塔气速为:it = 0.8xmax = 0-8x1.18 = 0.944(nVs )n 瓯 I 4x0.9892、 mi ( 3.14x0.944按标准塔径圆整后O = 1.2(m)塔截面积为：At=-D2 =0.785xl.22=1.13(m2) 4u =匕/Ar = 0.9892 /1.13 = 0.875(nVs)提幽段提馆段的气、液相体积流率为= 1.0507/n3/5V.Mvi 0.036x38 %,=自，21.302. L,Ml? 0.181x19.16 八八八“ 3,Ls. = = 0.00369&H-/5Pi， 937.69式平7k液相密度，kg

32、/而；Pvi气象密度,kg/mI * 3；C 负荷因子，负荷因子。值与气液相负荷、物性及塔结构有关，一般由试验确定。 。由式C = C5家！计算：zu )式中 一G 操作物系的负荷因子，"?/s；b/石 操作物系的液体表面张力，mN5一。其中G。由图3T史密斯关联图查得，图的横坐标为：=1.13(m)4匕 _ ； 4x1.0507 嬴一4 3.14x1.22按标准塔径圆整后O = l.2(m)塔截面积为：Ar=-D2 =0.785x1.22 =1.13(/h2) 4m = Vs.2/Az. =1.0507 /1.13 = 0.93(nVs)精圈塔有效高度的计算(1)精储段有效高度为：

33、Z. =(N精-1) Ht = 19 x0.3 = 5.7(m)(2)提留段有效高度为：Z. = (N-1) Ht = 14 x 0.3 = 4.2(m)塔板主要工艺尺寸计算溢流装置计算精福段因塔径O = 1.2(m),可选用单溢流弓形降液管，采用平直堰。各项计算如下:(1)堰长取 lw = 0.6D = 0.6 xl.2 = 0.72(m)溢流堰高由加=%-h°w，选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算近似取£ = 1,niI ,2.84 ,则4w = 11000ow2.8410000.000676x3600072取板上清液层高度4 =602/32/3=0.0064(

34、m)h()w = 0.0064 (m)故 hw = hL - %)w = 0.06 0.0064 = 0.0536 (m )（3）弓形降液管宽度也和截面积%:由/。= 0.6查图3-2得:图5弓形降液管参数%=0.055,则:= 1.13x 0.055 = 0.0622/772,=0.11xl.2 = 0.132(m)a h依式e=i_L验算液体在降液管中停留时间，即: 410.0622x0.30.0006459=27.58( s) > 5(s)故 降液管设计合理(4)降液管底隙高度瓦降液管的底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以力。表示。力。应低于出 口堰高度而，才能保证降液管底端有

35、良好的液封，一般不应低于6mm,故取比溢 流堰低15mm即 Af,=hw-0.015 =0.0386/n由于儿不小于20mm故灯满足要求，选用平直堰，深度儿,=40图6精信段浮阀板结构参数图提偏段(1)堰长人；取 lw = 0.6D = 0.6x 1.2 = 0.72(m)(2)堰高人由 儿，=乩-。卬，选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算2/3ljOW = - 1000近似取E = l,3600x0.003698、084>2/3= 0.0199(m)取板上清液层高度生=60故 hw = hL - hg = 0.06 一 0.0199 = 0.0401( m)(3)弓形降液管宽度也和

36、截面积A,：由4/。=。.11查图3-2得：% =0.6, A,.则： A, = O.O55X 1.13 = O.O622/772,=0.11 xl.2 = 0.132(m)A H依式e = 4工验算液体在降液管中停留时间，即:0.0622x0.3一_0.003698= 5.1(5) > 5(s)故降液管设计合理(4)降液管底隙高度尚降液管的底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以从表示。儿应低于出口堰高度与，才能保证降液管底端有良好的液封，一般不应低于6mm,故取比溢 流堰低15mm即/?； = hw -0.015 = 0.0386/h由于其不小于小mm故o满足要求，选用平直堰，深度由

37、=40丽图7提信段浮阀板结构参数图塔板布置精阳段(1)塔板的分块。因800mm，故塔板采用分块式，查表塔极分为3块。表6塔径与分块塔径/mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分块数3取阀孔动能因子F。在9T2之间，故取用=11则孔速01为:F 1101 = J = ' = 8.109777/5屈 Vh84每层塔板上浮阀数目为：vo QRQ?N = - = -一上空= 102.17 取整103块（FJ型浮阀 xO.O392 x 8.109（2）边缘宽度确定：取 = ws = 0.065m, wc = 0.035 m（3）开孔区面积计算。开孔区面积按

38、式a = ixyi-x2 + siir1 -1计算， 180 R）Aa = 2（xiR -x' 4-sin-1 = 0.325/I180 R,其中x = O / 2 （也一叫）=0.6 （0.132 + 0.065） = 0.403 mR = O / 2 一 =0.6 0.035 = 0.565 in故 ”彳。4。38-3:+洋sM嘿卜)(4)浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距75mm则排间距取t,二一 4 _ 0.325 103x0.075=0.042/?/?659eLDI0oIoCJO0eizoa6gIP 5七丁中 Q图8精8段阀孔排列图按N=103重新核算孔速及阀

39、孔动能因子0.9892-x0.0392x103 4= 8.04/7?/5/t；=8.04xVL84 = 10.9阀孔动能因子变化不大仍在9-12之间塔板开孔率=A =100% = 10.88%u()8.04提偏段取阀孔动能因子用在 912 之间,故取片)=11 = 21 = 221x100% = 10.88%u()8.Q4则 孔速 w()| 为：I2 ="= 9.64w/ s向 VL302每层塔板上浮阀数目为：N =一W2Z=91.2 取整93块(片)型浮阀01 x 0.0392 x 9.6444(2)边缘宽度确定：取 ws = Ws = 0.065m, wc = 0.035 m(3

40、)开孔区面积计算。开孔区面积按式=？' +汇sin-e计算 180 R)其中x =。/ 2 (M %)=0.6 (0.132 + 0.065) = 0.403 mR =。/ 2 一 叱.=0.6 - 0.035 = 0.565 m故4邛.4。3m霭卜。.325(局(4)浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距75mm则挂可距六赢= “466取t'二图9提。段阀孔排列图按N=93重新核算孔速及阀孔动能因子Moi10507=9.46zh/5-dN -x0.0392x934 04/=9.46x1.302 = 10.8阀孔动能因子变化不大仍在912之间9.46塔板开孔率=:=

41、空乂100% = 9.83% u。塔板的流体力学验算气体通过浮阀塔板的压降可根据%=几+ % + %计算。精馆段(1)干板阻力： 由式=先计算临界孔速，即I Pv )因 0 = 8.109/ s > u()c = 7.52m/ s故 Ij = 5.34 = 5.34X L84x81Q9 = 0.03878 mc 20/g 2 x 850.65 x 9.81(2)板上充气液层阻力4:取系数4 =0.5/?Z1 = sJi, = 0.5 x 0.06 = 0.03/7/(3)液体表面张力所造成的阻力%_ 4。口 _4 x 0.05962_, in.4= 6.648 x 100】937.69x

42、9.81x0.039hp= h 八 + hlA + 儿=0.03978 + 0.03 + 0.000497 = 0.0703 m气体通过每层塔板压降N'pi = hpiPi'g = 0.0703 x 850.65 x 9.81 = 586.45Pa <07kPa提阳段(1)干板阻力：由式耻73.1先计算临界孔速，即Pv=9.089 ml s73.1J .3024=5.34史仁二5 .%x I'CW = 005小2/g2x937.69x9.8173.1Pvm02 = 9.68m/s >=9.089nils板上充气液层阻力九：可系数=0.5hl2 = shL =

43、 0.5 x 0.06 = 0.03m4 x 0.05962= 6.648x1()7液体表面张力所造成的阻力%Ph gd。 937.69 x 9.81 x 0.039hp2 = hc2 + hL2 + 优2 = 0.065 + 0.03 + 0.000665 = 0.0657 m气体通过每层塔板压降Ppi = 0.0657 x 937.69 x 9.81 =604.03P6/ <0.1 kPa淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度”d <H.r+hw)/可用公式计算，即 /=%+%+/精阳段单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度/= 0.0703/»液体通过

44、降液管的压头损失心因设进口堰故按式加=0.2|幺| =0.2（。）2, “°是通过降液管底隙的流速品=0.070.25?/s取 I。九）;（）=OAni/ s hd = 0.002 m因此 H d =,+/ +hd = 0.0703 +0.002 +0.06 =0.1323 m 取。=Ht =03 hw= 0.0536 m 贝+ hw） = 0.5x（0.3 + 0.0536） = 0.177m 可见 % 认明+鼠）,符合防止淹塔的要求。提储段单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度hp2 = 0.0657液体通过降液管的压头损失心因设进口堰，故按式儿=0.21=0.2（%）2, “&#

45、176;是通过降液管底隙的流速o=O.O70.25?/s取 I / J?。）（）=0.1m/5 hd = 0.002 m因此 Hd =,+/ +hd = 0.0703 +0.002 +0.06 =0.1323 m 取。= 0.5Ht =03%,= 0.0401 m 贝1J + hw) = 0.5 x(03 + 0.0401 ) = 0.170/n可见 3状叫+叫）,符合防止淹塔的要求。匕 按式F =一雾沫夹带验算+ L36匕Z/匕xlOO% 及式/=xlOO%40.7SKCfAt算泛点率F1：板上液体流经长度ZL =D-2VV =1.2-2x0.0.154 =0.892板上液流面积Ab=AI.

46、-2Af = 1.54 - 2 x 0.0847 = 1.37O6/72可按正常系统取物性系数K二，由图12查得泛点负荷系数C广，将以上数值代入式”= 一一+1.36Vv1ZlA1-A1xlOO%,得(1)精馆段PPl "PvixlOO%0.9892x J+ 1.36x 0.000676x 0.892 850.65-1.841.0x0.088x1.0056x 100% = 52.97%vS I 。门f=一P/I-A1 xioo%又按式 078K5计算泛点率，得Vs】 A1 心福答x。0.9892xa；：'83°65-184 xioo% = 59.38%0.78x1.

47、0x0.088x1.13计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足徨vO.lkg液/g汽 的要求。(2)提馆段可按正常系统取物性系数K二，由图12查得泛点负荷系数C产，将以一+1.36V.ZxlOO%一加2-外2 -KCFAh1.0507x1.302937.69-1.302+ 1.36x0.003698x0.8921.0x0.088x1.0056x 100% =49.34%又按式F2 =KCfxlOO%计算泛点率,匕2''"一+1.36叫工心一 £为x 100%KgA1.0507x1.302由翳黜F1°0% = 5g%计算出的泛点率都在

48、80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足小vO.kg液/Ag汽 的要求.图10泛点负荷系数塔板负荷性能图雾沫夹带线(1)精福段丁+L36匕4按式耳=0自xlOO%作出，对于一定的物系及一定的塔板KCA结构，式中打、Pl、4、K、5及工人均为已知值，相应于"=0.1的泛点率上 限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出匕-匕的关系式，据此作出雾沫夹 带线。按泛点率=80%计算如下I 1 «4匕 x J：+1.36 x 匕 x 0.892)850.65T.84 x100% = 0.81.0x0.088x1.3706匕=2.082 - 39.744雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取任

49、意人算出两个匕值。表7 L对应V,表L,m7 sVl,m7s+ 1.36V52Zl按式F2 =xlOO%作出对于一定的物系及一定的塔板结构，式中Pl、4、K、金及Zl均为已知值，相应于4=0.1的泛点率上物系一定，塔板结构尺寸一定，则，则“,、叫、儿Pv、p%及。等均为定限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出匕-匕的关系式，据此作出雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下1 30?匕x +1.36 x匕x 0,892' 937.69 7.302：x 100% = 0.81.0x0.088x1.3706V泛 Vs, m3/s线 (1)精阳段队H丁 + hw) =h p +hL + hd = hc + /?, + ha + hL + hd 确定液泛线。/20.175将式卅=0.15三丁、式九=%(%+%)、式儿=19.9亚一、式 UA JPl =2.587 -39.821.雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取任意4算出两个匕值。% L,n?/s值，而。与匕|又有如下关系，即：“0=，式中阀孔数N与孔径"。亦为定值。因此，可将上式简化，得匕；=2.49-5092.164，-32.024%雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取任意&算出两个V$值。表9 Ls对应Vs表L,m7sV”m7s(2)提馆段由0(”r +儿)=%+% +e=九.+4+% +hL +卅确