甲醇-水溶液连续精馏塔课程设计

1、标准实用目录设计任务书一、概述1、精储操作对塔设备的要求和类型42、精储塔的设计步骤 5二、精储塔工艺设计计算1、设计方案的确定 62、精储塔物料衡算 63、塔板数的确定 73.1 理论板层数 M的求取 73.2 实际板层数的求取 84、精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1 操作温度的计算114.2 平均摩尔质量的计算 114.3 平均密度的计算124.4 液相平均表面张力计算124.5 液体平均粘度计算 135、精储塔塔体工艺尺寸计算5.1 塔径的计算 145.2 精微塔有效高度的计算156、塔板主要工艺尺寸计算6.1 溢流装置计算 166.2 塔板的布置 176.3 浮阀计算及排列1

2、77、浮阀塔流体力学性能验算 198、塔附件设计 267、精储塔结构设计 307.1 设计条件 307.2 壳体厚度计算7.3 风载荷与风弯矩计算7.4 地震弯矩的计算三、总结 27化工原理课程设计任务书一、设计题目：甲醇-水溶液连续精微塔设计二、设计条件：年产量：95%的甲醇17000吨料液组成（质量分数）：（25%甲醇，75%K）塔顶产品组成（质量分数）:（95%甲醇，5%K）塔底釜残液甲醇含量为 6%每年实际生产时间：300天/年，每天24小时连续工作连续操作、中间加料、泡点回流。操作压力：常压塔顶压力4kPa（表压）塔板类型：浮阀塔进料状况：泡点进料单板压降：_0.7kPa厂址：安徽省

3、合肥市塔釜间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为0.5Mpa三、设计任务完成精储塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制精储塔系统工艺流程图 和精储塔装配图，编写设计说明书.设计内容包括：1、精微装置流程设计与论证2、浮阀塔内精储过程的工艺计算3、浮阀塔主要工艺尺寸的确定4、塔盘设计5、流体力学条件校核、作负荷性能图6、主要辅助设备的选型四、设计说明书内容1目录2概述（精微基本原理）3工艺计算4结构计算5附属装置评价6参考文献7对设计自我评价摘要：设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计， 完成对甲醇-水精储工艺流程和主题设备设计。

4、首先根据设计任务，确定操作条件。比如：操作压力的确定、进料状态等的确定。然后设计工艺流程草图。根据确定的方案，确定具体的参数，即一个完整的设计就初步的确定了。 最后计算塔的工艺尺寸、浮阀的流体力学演算、塔板的负荷性能，最后根据计算选择合适的辅助设备。关键词：精储塔，浮阀塔，精储塔的附属设备一、精储操作对塔设备的要求和类型1、对塔设备的要求精储所进彳T的是气（汽）、液两相之间的传质，而作为气（汽）、液两相传质所 用的塔设备，首先必须要能使气（汽）、液两相得到充分的接触，以达到较高的传 质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：气（汽）、液处理量大，即生产能力大时，仍不

5、致发生大量的雾沫夹带、 拦液或液泛等破坏操作的现象。 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气（汽）、液负荷有较大范围的变动时， 仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的 可靠性。 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力 消耗，从而降低操作费用。对于减压精储操作，过大的压力降还将使整个系统无 法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。（6）塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求， 况且上述要求中有些也是互 相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时

6、应根据物系性质和具体要求， 抓住主要矛盾，进行选型。2、板式塔类型气-液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精储操作既可采用板式 塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气-液传质设备，具种类繁多，根据 塔板上气-液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、 舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。 板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔 （1813年）、筛板塔（1832年），其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、 化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如 S型板、浮阀塔板、多 降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从 国内外实际使用情况

7、看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者 使用尤为广泛。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的 60%,为浮阀塔的 80%左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015%。 塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。 压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30%左右。筛板塔的缺点是： 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 操作弹性较小（约23）。小孔筛板容易堵塞。3、精储塔的设计步骤本设计按以下几个阶段进行：设计方案确定和说明。根据给定任务，对精储装置的流程、操作条件、 主要设备型式及其材质的选取等进行论述。蒸储塔的工艺计算，

8、确定塔高和塔径。塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺 寸、泵等，并画出塔的操作性能图。管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。抄写说明书。（6）绘制精储装置工艺流程图和精储塔的设备图。二、精储塔工艺设计计算1、设计方案的确定及概述本设计任务为分离甲醇一水混合物。 对于二元混合物的分离，应采用连续精 储流程。精储是指由不同挥发度的组分所组成的混合液， 在精储塔中同时多次地 进行部分气化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。塔顶蒸汽冷凝回流 和塔釜溶液再汽化是精储高成蜡度分离的充分必要条件。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精储塔内。塔 顶上

9、升的蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器 冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故采用最小回流比的 2倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2、精储塔物料衡算1.2.1 原料液及塔顶、塔底产品含甲醇的摩尔分率甲醇的摩尔质量 M a=32.04 kg/kmol水的摩尔质量 M b=18.02 kg/kmol用公式X=aA求出:Ha/Ma 3b/Mb= 0.1579= 0.9144=0.034660.25/32.040.25/32.04 0.75/18.020.95/32.040.95/32.04 0.05/18.02Xw =0.0

10、6/32.040.06/32.04 0.94/18.021.2.2 原料液及塔顶的平均分子量M =0.1579X32.04 +(1-0.1579) X 18.02 = 20.23kg/kmolMd =0.9144 义 32.04 +(1-0.9144) 义 18.02 = 30.84kg/kmolMW =0.03466X32.04 +(1-0.03466) 乂 18.02 =18.51kg/kmol(D(2)1.2.3 物料衡算总物料衡算W + 17000 = F '甲醇的物料衡算 0.95 X 17000 + 0.06 W ' = 0.25F '联立以上二式，解得：x

11、 18.51)=469.95 kmol/hx 20.23)=546.71 kmol/hx 30.84)=76.56 kmol/hW' = 62631.58t/a W = 62631580/(7200F ' = 79631.58t/a F = 79631580/(7200D ' = 17000t/a D = 17000000/(72002、塔板数的确定甲醇水气液平衡关系（101.3kPa）XYT(C)0010010.020.1341 96.40.040.2393.50.060.30491.20.080.36589.30.10.41887.70.150.517P 84.41

12、0.20.57981.70.30.66578.00.40.72975.30.50.77973.10.60.82571.20.70.87P 69.310.80.91567.50.90.95866.00.950.97965.011164.5*注：摘自化学工程手册第二版第13分篇13-6文案大全2.1求最小回流比Rmin(1)相对挥发度的计算根据全塔的物料衡算结果 Xd=0.9144、Xf =0.1579 > Xw=0.03466和常压下 甲醇和水的气液平衡数据，用内插法求得塔顶、塔釜及进料的温度：塔顶:Xd -0.95td -65.0 = 1 -0.9564.5 -65.0 -td =65.

13、356 C进料:Xf -0.15tf -84.4,=_ t f 0.20 -0.1581.7 -84.4=83.9734 C塔釜:Xw -0 _ tw -1000.02 -096.4 -100tw =93.7612 c由液体饱和蒸汽压安托因常数可知，在泡点进料温度下，即t=83.9734 C 时，其安托因常数为：甲醇： A=7.19736 , B=1574.99, C=238.86水： A=7.07406 , B=1657.46, C=227.02则由安托因方程有：B157499lgP 甲醇= a-=7.19736= 2.319,即 P 甲醇=208.449kPat C83.9734 238.

14、86lgP 水=A-B-=7.07406 1657.46=1.744,即 P水=55.463kPa t C83.9734 227.02P甲醇208.449 二=3.758PK55.463求最小回流比Rmin采用图解法求最小回流比。根据 q线方程为：x=K =0.1579，在图中对 角线上e(0.1579,0.1579)作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的 交点坐标为q (0.1579,0.52 )故最小回流比Rmin=包二yqyq -Xq0.9144-0.520.52-0.1579= 1.0892.2 求最小理论板数Nmin(1)处塔的计算计算已知塔顶塔釜温度，查的安托因常数：甲醇：

15、A=7.19736, B=1574.99, C=238.86水： A=7.07406, B=1657.46, C=227.02T塔顶=65.356 cB157499lgP 甲醇= a-=7.19736=2.02,即 P甲醇=104.71kPat C65.356 238.86lgP 水=A-B- =7.07406 1657'46 =1.405 ,即 P水=25.42kPat C65.356 227.02塔顶的挥发度：二p=3二Q =4.12P 水 25.42 T 塔釜=83.9734 c._B1574.99lgP 甲醇= A-=7.19736 =2.32,即 P甲醇=208.31kPat

16、 C83.9734 238.86lgP 水=A-B- =7.07406 1657.46=1.74,即 P水=55.53kPat C83.9734 227.02塔釜的挥发度：3叱=吧=3.75P 水 55.53故"全土苔=JctwOtd = £3.75,4.12 =3.93(2)求最小理论塔板数Nmin在全回流下求出所需理论板数 Nmin,对于接近理想体系的混合物，可以 采用芬斯克方程计算：一. 1.Nmin=ln(lna全塔1. 一 0.9144、，1 -0.03466ln()( ln3.931 -0.91440.03466=3.162.3 理论塔板数的确定取 R=2Rmi

17、n=2 父 1.089=2.178R - RminX 二R 1由上求得2.178-1.0892.178 1= 0.343R=2.178二二3.758则相平衡方程为y二二 x 3.758x1 (1-1)x - 1 2.758x精储段的操作线方程Ryn 1 = xR 1Xd2.1780.9144x0.685x 0.2882.178 12.178 1R'=(R+1) (Xf-Xw) /(X d-Xf)+(q-1)(X d-Xw)/(X d-Xf)(2.178 1)(0.1579-0.03466) (1 -1)(0.9144-0.03466)= =0.5180.9144-0.1579提储段的操

18、作线方程0.9144-0.1579R' 1ynx -R'理论塔板数计算：Xw 0.518 1R'0.518x _ 0.03466 =2.93x-0.067 0.518已知：相平衡方程_: x1 (1-1)x3.758x1 2.758x精储段的操作线方程yn 1 = 0.685x 0.288提储段的操作线方程yn = 2.93x-0.067先交替使用相平衡方程与精微段操作线方程计算如下：y1 =Xd = 0.9144 T x1 =0.74y2 =0.685x1 +0.288 = 0.7945 t x2 = 0.508_ 相平衡_ _y3 = 0.685x2 + 0.288

19、 = 0.636- - t x3 = 0.317_ _相平衡_y4 =0.685x3 + 0.288 = 0.505) x4 = 0.214_ _相平衡_y5 =0.685x4 +0.288 = 0.435) x5 = 0.17.相平衡_y6 = 0.685x5 + 0.288 = 0.405x6 = 0.153<K =0.1579进料板为第六块再交替使用相平衡方程与提储段操作线方程计算如下：y7 =2.93x6 -0.067 =0.381 t x7 = 0.141_相平衡_y8 =2.93x7 -0.067 =0.346 山 t x8 = 0.123y9 =2.93x8 -0.067

20、= 0.293 t x9 = 0.099yio =2.93x9 0.067 =0.223山一> xio =0.071yii =2.93xi0 0.067 =0.141 t xii = 0.042yi2= 2.93xii0.067 = 0.056 t x6 =0.0156 < XW=0.03466故总理论塔板数为11 (不包括再沸器)。精储段理论塔板数为5,第六块塔板为 进料板，提储段理论塔板数为6。2.4 实际板层数的求取(1)全塔效率的计算td =65.356 c、tw=93.7612C, tf =83.9734 C 求得塔平均温度为：65.356 93.7612= 79.558

21、6 c80 - 79.558680 -60该温度下甲醇的枯度： =u u甲醇=0.278 mPa*s0.277 一u甲醇 0.277-0.344水的粘度:80 -79.55860.355u 水80-600.355-0.470t u 水=0.358mPa *s则该温度下进料液平均粘度为：N L =Xf 乂 N 甲醇 +(1-X f ) M N 水 =0.1579 0.278+(1-0.1579)0.358=0.345 mPa*s用奥康奈尔法对全塔效率进行估算-0.245ET=0.49(3)ET=0.49 (3.7580.345) 0245 =46%(2)实际塔板数N精储段：N精=5/0.46天1

22、1(层)提储段：N提=6/0.46 % 14故实际塔板数：N=11+14=25(层)三、精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1 操作压强Pm塔顶操作压力为PD=4+101.3=105.3kPa,取每层板的压力降为 0.7kPa,则进料板压强为：FF=1lM0.7+105.3=113kPa,塔底压力为：Pw=PD+25< 0.7=122.8kPa,故精微段平均操作压力为:Pm 精）=105.3 1132= 109.15 kPa,提储段平均操作压力为:Pm =113 122.8= 117.9 kPa3.2 操作温度tmtd = 65.356 C,tf =83.9734 C,tw =93.

23、7612 C则精微段平均温度tm65.356 83.97342= 74.66 C提储段平均温度93.7612 83.97432= 88.87 C3.3 平均分子量Mm塔顶：y1 = Xd = 09144 , x1 = 0.74MVDm =0.9144 32.04 (1 0.9144) 18.02 = 30.84kg / kmolM LDm =0.74 32.04 (1 -0.74) 18.02 = 28.39kg / kmol进料板：xF =0.1579, yF =0.413MvFm =0.413x32.04 +(1 -0.413)x18.02 = 23.81kg / kmolM LFm =0

24、.1579 32.04 (1 -0.1579) 18.02 = 20.23kg/kmol塔釜：Xw =0.03466, 丫亚=0.119MVWm =0.119 32.04 (1 -0.119) 18.02 = 19.67 kg/kmolMLWm =0.03466 32.04 (1 -0.03466) 18.02 = 18.51kg / kmol则精微段平均分子量30.84 23.81MVm = 27.325kg/kmol.28.39 20.23M Lm = 24.31kg / kmol提储段平均分子量23.81 19.67M Vm = 21.74kg / kmol20.23 18.51=19.

25、37kg/kmol3.4平均密度Pm(1)气相平均密度的计算由理想气体状态方程得MPRT精储段气体平均密度：Vm27.325 109.158.314 (273.15 73.66)= 1.031kg/m3提储段气体平均密度：V21.74 117.98.314 (273.15 88.87)=0.852kg / m3(2)液相平均密度的计算工=三a塔顶：td =65.3569根据甲醇与水的液相密度表，利用内插法可求得33：h2o = 980.22kg/m3"cH20H =754.75kg/m31:A：- B依据=+,可行：!LA：LBLD m10.950.05+754.75 980.22_

26、 _ _3=763.53kg/m进料板：tf =83.9734P根据甲醇与水的液相密度表，利用内插法可求得337H2O = 969 .14 kg/m3, ：CH 20H = 732.35kg/m31 0.251 -0.25732.35 969.14=896.66kg/m3塔釜：tw =93.76129根据甲醇与水的液相密度表，利用内插法_ _3_ _3:H2O = 962.58kg / m，:ch20H = 719.92kg/mPLWm10.061-006719.92 962.58=943.50kg /m3则精储段液相平均密度：=：=763.53 896.66 = 830.095kg/m3 m

27、2,896 66 943 502提储段液相平均密度： = 896.66 943.50 = 920.08kg/m3 m23.5液体表面张力(1)塔顶：由td =65.356(根据液体表面张力表利用内插法求得：H2O =65.25mN/m, 0 cH 20H =16.72mN/mLDm =XdM*CH20H +(1Xd)M*H2O = 0.9144 M 16.72 + (1 0.9144)父 65.25 = 20.87mN / m(2)进料板：tf =83.9734七根据液体表面张力表利用内插法求得:二 H2O = 61.85mN/m,二 CH 20H =14.59mN/m；LFm=Xf 0 cH

28、20H(1-Xf)二 H2O =0.1579 14.59 (1 -0.1579) 61.85 = 54.39mN / m(3)塔釜：tw =93.7612噌根据液体表面张力表利用内插法求得：cH2O =60.02mN/m,；CH20H =13.50mN/m二 LWm = Xw 0cH20H(1 - Xw) 入2O =0.03466 13.50 (1 -0.03466) 60.02 = 58.41mN/m 20 87 54 39精储段液相平均表面张力：=37.63mN/mm2 54 39 58 41提储段液相平均表面张力：二l = 56.4mN / mm23.6液体粘度液相平均粘度依下式计算，即

29、 m =' Xi'(1)塔顶液相平均粘度由td =65.356(根据液体粘度表利用内插法求得：H2O = 0.439mPa s, %20H = 0.326mPa sLDm = 0.9144 0.326 (1 - 0.9144) 0.439 = 0.336mPa s(2)进料板液相平均粘度t f = 83.9734七根据液体粘度表利用内插法求得：H2O =0.34mPa，s,20H =0.267mPa，sLFm =0.1579 0.267 (1 -0.1579) 0.34 = 0.328mPa *s (3)塔釜液相平均粘度tw =93.7612 P根据液体粘度表利用内插法求得：H

30、2O =0.305mPa *s, 一,20H =0.243mPa * sJLWm -0.03466 0.243 (1 -0.03466) 0.305 = 0.303mPa s精储段液相平均粘度：m = 0.336 0.328 = 0.332mPa *s2提储段液相平均粘度：%=0.328 0.303 = 0.3155mPa.s2四、精储塔塔体工艺尺寸计算4.1塔径的计算(1)精储段精储段的气液相体积流率：V=(R+1)D=(2.178+1)76.56=243.3Kmol/hVs =VM vm3600 %243.3 27.3253600 1.0313-1.791m /sL=RD=2.178 76

31、.56=166.75Kmol/hLsLM Lm3600 L166.75 24.313600 830.095=0.001357m3/s横坐标FivL0.0013571.7917VL取大仝塔气速Umax =Cj Ln ，其中C =C20(), C20可由斯督'斯关V0.02联图查得。830.0950.021511.031取板间距HT = 0.46m ,板上清液层高度 hL = 0.06m ,则HT hL = 0.40m ,查斯密斯图得C20 =0.082则气体负荷因子 C = 0.082 (37.63 10:0.2 = 0.0930.02最大空塔气速Umax -0.093830.095 一

32、 1.031 = 2.637m/s1.031塔径D4 1.791 二 1.8459取安全系数为 0.7,则 u =0.7umax = 0.7m2.637 = 1.8459m/s= 1.11m按照标准塔径规整后D = 1.2m2 2塔截面积为 AT = D-=二 12_= 1.131m2 44实际空塔气速：u v=电 =1.584m/sAT 1.131(2)提储段提储段气液相体积流率V =V+ (q-1 ) F=243.3Kmol/hV MVm3600 ：Vm243.3 21.743600 0.852-1.724m3/sL'=L qF = 166 .75546 .71 = 713 .46

33、 Kmol/hLs'=L'MLm3600713.46 19.373600 920.08= 0.00417m3/sIp _ p0"最大空塔气速Umax =Cj=V，其中C=C20()0.2 , C20可由斯密斯关V0.02横坐标Flv0.00417920.081.724，0.852联图查得=0.0795取板间距HT = 0.46m ,板上清液层高度 hL = 0.06m,则HT -hL = 0.40m,查斯密斯图得C20 =0.083WJC=0.08 (54.6 10 )0.2 =0.09780.02最大空塔气速u max=0.0978920.08 - 0.8520.8

34、52= 3.212m/s塔径D4 1.724二 2.2484塔截面积为At =:2=二 J 0.785m24取安全系数为 0.7,则 u =0.7umax =0.7x3.212 = 2.2484m/s-0.988m按照标准塔径规整后D = 1m实际空塔气速：u二:靠=2.196峰4.2精储塔有效高度的计算精储段有效高度：Z精=(N精1)父0.4 = (111) M0.4 = 4m提储段有效高度：Z提=(N提一1)父0.4 = (141)父0.4= 5.2m在进料板上方开一人孔，其高度为 0.8m,则精储塔的有效高度为 Z = 4 5.2 0.8 =10m五、塔板主要工艺尺寸计算5.1 溢流装置

35、计算因塔径D=1.2m可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下:(1)取堰长精储段：lw =0.66D =0.66 1.2 = 0.792m提储段：lw =0.66D =0.66 1 -0.66m(2)溢流堰高度hw =hL -how选用平直堰，堰上液层高度2.84 匚%后 ( c E10002Ls X 3600 ”石.，取 E=1,l w精储段：%后284 1100020.001357 3600 3 = 0.00955m0.792因溢流堰高 hw一股取 0.05 - how hw 0.10-how,hw =hL - how =0.10 -0.00955 = 0.09045m2十日

36、施也 2.84/0.00417 父 3600 平 n nn提储段：hov=k 1 m = 0.02 m1000 '工 0.66hw =hL - how =0.10 一0.02 = 0.08m(3)弓形降液管宽度 Wd和截面积Af由 也=0.66 查图得，Af / AT =0.0722,Wd / D =0.124D故 Af =0.0722 父 3.14 r /4=0.722 ><1.2 2 /4=0.0816 ,Wd =0.124D =0.124 1.2 =0.1488m.A, Ht依式e =_!验算液体在降液管中的停留时间Ls精微段:提储段:0.0816 0.460.001

37、357= 27.66s>5s0.0816 0.46U =0.00417= 9s>5s,故降液管设计合理(4)降液管底隙高度h°取降液管底隙流体流速u0 = 0.08m/s精储段：h。Ls3600 lwu00.001357 36003600 0.792 0.08=0.0214mhw -h0 =0.09045 -0.0214 =0.06905m . 0.006m提储段：h0Ls3600 lwU00.00417 36003600 0.792 0.08=0.0658mhw -h0 =0.08 -0.0658 =0.0142m 0.006m故降液管设计高度合理5.2 塔板的布置取边

38、缘区宽度 Wc=0.035m安定区宽度 Ws=0.065m开孔区面积计算开孔区面积按照式Aa =2 IxVr2 -x2 +r2sin九'J计算，其中IL180 rx = D/2 -(Wd Ws) =1.2/2 -(0.1488 0.065) = 0.3862mr = D/2 -Wc =1.2/2 -0.035 = 0.565mAa =2 0.3862.0.5652 -0.38622,：-2.，0.565 sin (1800.38622)=0.799 m0.5655.3 浮阀计算及排列(见附图2)采用F1型重阀，重量为33g,孔径为39mm(1)阀孔气速Fo=Uo展，F。在9至12之间，

39、取F。=11精微段：u0 =-F= 10.83m/s.；V1.031提储段：u0 =-F0=j 11 = 11.92m/s.；V0.852(2)浮阀数.一V1 791一 一精微段：n =V=+9=138.56,所以取 N=13922d0u0 10.82 0.03944提储段：n = Vs'=1724=121.07 ,所以取 N=122-dou0 11.92 0.039244(3)开孔率精储段：塔板开孔率： ="84 100% = 14.63% u010.83提储段:塔板开孔率：'=2196 100% = 18.42%Uo 11.92(4)阀孔的排列浮阀排列方式采用等边

40、三角形叉排。取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m则估算精储段的排间距t'=A0/(N ")=0.799/(139黑 0.075) = 0.07664m = 76.64mm,提储段的排问距t' = A0/(N W=0.799/(122父0.075) =0.08732m = 87.32mm ,浮阀排列图六、浮阀塔流体力学性能验算6.1气体通过浮阀塔的压强降hpMhc+A+h。 p c精微段:(1)干板阻力hc临界孔速Ux 二73 .111.825,73.1 6 I<1.031 )1 10.329 m/s< u0 =10.83m/svU0210.8321

41、.031所以米用 hc = 5.34 = 5.34 =0.0395m2：Lg2 9.81 830.095(2)板上充气液层阻力h1液相为水时，；0=0.5hi = ；°hL = 0.5 0.10 = 0.05m(3)液体表面张力所造成的阻力F一厂，由于浮阀塔k很小可忽略不计。 g l h因此，气体流经一层浮阀塔板的压降的液体高度为hp = hc hi =0.0395 0.05 =0.0895m单板压降.：P = hpg：； =0.0895 9.81 830.095 = 728.82Pa提储段:(1)干板阻力hc73 .111.825临界孔速ux二Pv J173 1 T825=11.4

42、667m/sv u0=11.92m/s<0.852 )11.9221.031所以采用: 5.34 =0.0482m2 9.81 830.095(2)板上充气液层阻力h1液相为水时，=0.5h1 i0hL u0.5 0.10=0.05m(3)液体表面张力所造成的阻力F一1，由于浮阀塔h很小可忽略不计。 g l h因此，气体流经一层浮阀塔板的压降的液体高度为hp = hc h1 =0.0482 0.05 =0.0982m p c单板压降：P = hpg：L =0.0982 9.81 920.08 = 886.35Pa6.2液泛、液沫夹带、漏液(1)液泛为了防止液泛现象的产生，要求控制降液管中

43、清液层高度Hd M中(Ht +hw)精微段:其中Hd =hp'hd塔板设置进口堰 hd =0.2(上)2 .0.2( 0.001357)2 = 0.001282mlwh00.792 0.0214所以得 Hd =0.0895 +0.1 +0.001282 =0.1908mHd < ；0(Ht hw) =0.5 (0.46 0.09045) =0.2752m提储段:其中Hd =hp儿hd塔板设置进口堰hd =0.2(Lslw20.004172)= 0.2() = 0.00128m0.792 0.0658所以得 Hd =0.0982 +0.1 +0.00128 = 0.19948mHd

44、 < ；0(Hthw) -0.5 (0.46 0.08) = 0.27m(2)雾沫夹带7VVS , V,1.36LSZL泛点率 = 一3一V X100%KCfZL=D 2W=1.2 2X 0.1488 = 0.9024 m查得 C f (精)=0.112 , C f (提)=0.104精储段：_2A=At -2Af =1.131-2 X 0.0816=0.9768m1.7911.031泛点率=830.095 -1.0311.36 0.001357 0.9024100% = 57.87%1 0.112 0.9768提储段：_2Ab=AT 2Af =0.785-2 X 0.0816=0.62

45、18m1.724泛点率=0.852920.08 -0.8521.36 0.00417 0.9024100% =13.16%1 0.104 0.6218计算出的泛点率都在80犯下，故可知雾沫夹带量能够满足ev<0kg液|kg汽的 要求。(3)漏液错流型的塔板在正常操作时，液体应沿塔板水平流动，与垂直向上流动的 气体接触后由降液管流下。但当上升气流速度减少时，气体通过阀孔的动压不足 以阻止板上液体从阀孔流下时， 便会出现漏夜现象。发生漏夜时，由于上层板上 的液体未与从下层板上升的气体进行传质， 就漏落在浓度较低的下层板上，这势 必降低了塔板效率。漏夜严重时会使塔板上不能积液而无法正常操作。所

46、以为保 证塔的正常操作，漏夜量不能超过某一规定值，一般不能大于液体流量的10%漏夜量大于10%勺气流速度称为漏夜速度，这是塔操作的下限气速。造成漏夜的主要原因是气速太小和板上液面落差所引起的气流分布不均， 比如在塔板的液流入口处由于有液层较厚而往往出现漏夜，这也是在此处设置不开孔的安定区的原因之一。当液体横向流过板面时，由于要克服板上部件的局部阻力和摩擦阻力，需 要一定液位差才能维持这一流动， 这样板上液体进、出口侧的液面就会出现高度 差，即液面落差，亦称水力学坡度。液面落差主要与塔板结构有关外，泡罩塔板结构复杂，液体在板上流动阻 力大，液面落差也就大；浮阀塔结构较简单，液面落差则较小，筛板塔

47、结构最简 单，所以液面落差最小。但在塔径不大时，液面落差常忽略。液面落差除与塔板结构有关外，还与塔径、液流量有关。当塔径与液流量 很大时，也会造成较大的液面落差。对于大塔，可采用单溢流或阶梯流，以减少 液面落差。(4)塔板上液面的返混在塔板上，液体的主流方向是从入口端横向流至出口端，但因气体搅拌及 某些局部障碍，液体会发生局部的反向流动。这种与主流方向相反的流动称为返 混。当返混严重时，板上液体会均匀混合，各点的液体浓度将趋于一致。当浓度 均匀的气体与板上各点的液体进行接触传质后，则离开各点的气体浓度也会相 同。这是一种理想情况。另一种理想情况是板上液体呈活塞流流动， 完全没有返 混。这时板上

48、液体沿液流方向上液体浓度最大， 在塔板进口处液体浓度大于出口 浓度。当浓度均匀的气体与板上各点液体接触传质后，离开塔板各点的气体浓度也不相同，进口处的液体浓度出口出的浓度高。 理论与实践都证明了在这种情况 下，塔板的效率比液体完全混合时高。 实际上，塔板上液体并不处在完全混合与 完全没有返混的两种理想状态，而是处于部分混合状态。6.3塔板的负荷性能图漏夜线(线1)F =11:2:=2 FVS min = d0 NU0 =d0N 44V精储段：Vsmin = d(2Nu0min4u0minF 11V 一，1.031=10.83m/sVs min-2 3一 0.0392 139 10.83 = 1

49、.798m3/s4提储段：Vsmin二,2=7 d0 Nu0min4U0 minF _11TV - 0.852= 11.92m/s二2 一 3Vsmin= 0.0392 122 11.92 = 1.737m3/s4(2)过量雾沫夹带线(线2)精储段：根据ev=0.1kg液/kg汽时，泛点率F1=0.8计算F=,:VVS1l¥3+1.36LsZlKCf Ab1.031 1.36 0.9024 Ls830.095 -1.031=0.81 0.112 0.9768整理得则有：Vs =2.48 -34.8Ls提储段：根据ev=0.1kg液/kg汽时，泛点率F1=0.8计算VS/ 口 PV o

50、 +1.36LsZl VS j0852+1.36X 0.9024LsL-v920.08 -0.852Fi =：=KCf Ab1 0.104 0.6218整理得则有：Vs =1.723 -40.9Ls液相负荷下限线精储段：堰上液高度how=0.00955m乍为液相负荷下限线Lw=0.792m,20.00955=空 E |3600(LS min P1000 1Lw.Lw=0.792m,故 Lsmin = 0.0013575m3/s提储段：how=0.02m Lw=0.792m2002_ 2.84 33600(Ls min30.02= E1000 LwLw=0.792m 故 Lsmin =0.004

51、1128m3/s液相负荷上限线AM> 3 5s取=5s解得(Ls) ma户0.0816 x 0.46/5=0.0075072m3/s(5)液泛线精储段：(H T hw)=hp hL h(HtPVu； hw) =5.34， “2gLs 20.153(1)2(1；°)hwLwh022.84 3600Ls P1000 口 Lw _VsVs、，Uo = =s = 6.0254Vs二 23,142sd；N-0.0392 139442(1 0.5)0.09045 也 (3600Ls)310000.792*(Ht +hw) =0.2752m ,4取 0.50.2752 =5.34A03k M(6.0254Vs)2 +0 153 乂L2_2830.0952 9.81(0.792 0.0214)贝有：Vs2 =11.37 -43407.9Ls -95.2