甲醇和水的精馏设计

1、新疆工程学院课程设计说明书题目名称： 甲醇-水筛板塔工艺设计专业班级：学生姓指导教师：完成日期： 2014.7.4新疆工程学院课程设计评定意见设计题目： 甲醇一水筛板塔工艺设计学生姓名：评定指标：序 号评分指标具体要求分数范围得分1学习态度努力学习，遵守纪律，作风严谨务实，按期完成规 任务。定010分2能 力 与 质 重设计论证能独立查阅文献资料及从事其它形式的调研，较好 解课题任务并提出实施方案，有分析整理各类信息 中获取新知识的能力。地理并015分综合能力设计能运用所学知识和技能，正确的完成任务。025 分设计质量论证、分析、计算逻辑合理，条理清晰。020 分3工作量内容充实，工作饱满，符

2、合规定要求。0 15 分4撰写质量结构严谨，文字通顺，用语符合技术规范，图、表 版等符合要求。、0 15 分合计0100 分评定成绩：指导教师（签名）：年 月曰新疆工程学院课程设计任务书12/13学年 下学期13年6月15日专业石化班级12-7（1） 课程名称化工原理设计题目甲醇-水筛板塔工艺设计指导教师起止时间2014.6.19-2014.67.2 周数 2 周设计地点化工系机房设计目的：作为本专业的专业基础课，化工原理是设备专业学生对专业课综合学习与运用的 基础，为学生今后进行毕业设计工作奠定基础，是设备专业技术人员必要的基础训练。设计任务或主要技术指标：生产能力：87600吨/年（年工作

3、日360天，每天开动设备24小时计算） 进料中甲醇含量：41%+0.003X（质量分数，X为学号的后两位） 设计要求：塔顶甲醇的含量不彳氐于98%（摩尔分数）塔底甲醇的含量不高于2%（摩尔分数）操作压力常压进料热状况q=1.0回流比自选单板压降W0.8Kpa设计进度与要求：查阅资料1天，计算2天，说明书撰写1天，整理半天，课程设计答辩半天本课程设计 律要求用A4稿主要参考书及参考资料：张浩勤、陆美娟主编化工原理第二版下册北京：化学工业出版社，2006.10付家新、王为国、肖稳发主编 化工原理课程设计北京：化学工业出版社社，2010.11叶庆国主编 分离工程北京：化学工业出版社，2009.1教研

4、室主任（签名）系（部）主任（签名） 年 月 日甲醇-水筛板塔工艺设计学号:姓名：摘要:：本计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 馏流程。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馏塔内。 塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分 经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至 储罐，设计对其生产过程和主要设备进行了物料衡算、塔设备计算、热量衡算、 换热器设计等工艺计算。筛板塔优点：结构简单、造价低；气流压降小、板上 液面落差小；板效率高。缺点：操作弹性小、筛孔小易堵塞。关键词：筛板塔，精馏，计算，绘图，1

5、.概述4 TOC o 1-5 h z 设计任务书6设备形式的选择64工艺计算7 HYPERLINK l bookmark44 o Current Document 4.1确定塔顶、塔底物料量及组成74.2确定塔板数和进料位置7 HYPERLINK l bookmark47 o Current Document 4.2.1确定操作回流比84.2.2理论塔板数nt9 HYPERLINK l bookmark68 o Current Document 4.2.3实际板层数的求取104.3.1塔的精馏段101塔径的计算122溢流装置133塔板布置及阀数排列144塔板上的流体力学验算155塔板负荷性能图

6、154.3.2提馏段171塔径的确定192溢流装置203塔板布置204.塔板上的流体力学验算215塔板负荷性能图22表4-4精馏塔的设计计算结果汇总一览表24 HYPERLINK l bookmark123 o Current Document 参考文献24 HYPERLINK l bookmark126 o Current Document 设计心得25概述精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填 料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸馏的基本原理是将液体混合物部分气化，利用其中各组份挥发度不同（相 对挥发度）的特性，实现分离目的的单元操作

7、。蒸馏按照其操作方法可分为： 简单蒸馏、闪蒸、精馏和特殊精馏等。本设计题目是：甲醇一水醇精馏塔工艺设计及附属设备选型。筛板塔是一种 能耗较低的湿式除尘装置，广泛应用于气体吸收、除尘、降温等操作。气体进入 塔体后从底部向上流动通过筛板层，通过筛板孔径以及孔间距离的合理设计，以 实现最高效率和最小压降。板式塔通常由圆柱状的塔体及按一定间距水平设置的若干塔板构成，塔内气 体在压差作用下由下而上，液体在自身重力作用下由上而下总体呈逆流流动。板 式塔可分为有溢流堰式和无溢流堰式（又称穿流式）两大类。对于有溢流式板式 塔，在这类塔中塔板上由溢流堰维持一定液层，实际气液接触过程是在一块块塔 板上逐级进行的，

8、总体逆流，但在每块塔板上气液呈错流流动，即从上方降液管 流下的液体横向流过塔板，翻过溢流堰进入降液管再流向下层塔板，而气体则由 下而上穿过板上横流的液层，在液层中实现气液相密切接触然后离开液层，在塔 板上方空间汇合后进入上层塔板，每一块塔板相当于一个混合分离器，既要求上 升气流与下降气流在板上充分接触，又要求经传质后的气液两相完全分离，各自 进入相邻塔板。因此，塔板上的主要部件是气液接触部件和溢流部件，在有的塔 型中还设置了促进气液分离的部件。气液接触部件的任务是引导气流进入液层，并保证气液充分、均匀而良好的 接触，形成大量的又是不断更新的气液传质界面，而且要使气液间最后能够较易 分离。不同类

9、型的塔板具有不同的气液接触部件，溢流部件主要是维持液体在板 上和板间顺序而均匀地流动，保持板上一定的液层，为气液接触提供场所。不同 类型塔板的溢流部件基本一致。塔板上有组织的气液流动应当使气液两相间保持 充分、均匀、有效而良好的接触。这是指：相间接触面积要大且具有较强的湍动； 气液分布要均匀且能按总体逆流、板上错流的原因保持最大的传质推动力；理论 和实践又指出传质表面的不断更新也有利于降低传质阻力，提高传质速率。努力 达到这种理想状态是塔板设计和操作改进的下一个方向。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大；（2）传质、传热效率高； （3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性

10、大；（5）结构 简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵 塞、耐腐蚀等。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，因此，设计者应根据塔型特 点、物系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资、操作与维修费用等技术经 济评价以及设计经验等因素，依矛盾的主次，综合考虑，选择适应的塔递，气液 相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。设计任务书（1）设计题目：甲醇-水筛板塔工艺设计（2）生产能力：87600吨/年（年工作日360天，每天开动设备24小时计算）进料中甲醇含量：0.422设计要求：塔顶甲醇的含量不低于98%（摩尔分数）塔底甲醇的含量不高于2%（摩尔分数）操作压力

11、常压进料热状况q=1回流比 自选单板压降W0.8Kpa设备形式的选择本设计选择板式精馏塔，塔板为筛板塔筛板主要部件由筛孔、溢流装置和降液管。筛孔分布在上下降液管之间的踏 板有效面积上，作为气体接触的部件。一般情况下孔径是3-8mm的圆孔，在选 择中选择合适的孔径，此外根据气流速度选择合适接触方式。筛板塔优点：结构简单、造价低；气流压降小、板上液面落差小；缺点：操作弹性小、筛孔小易堵；工艺计算4.1确定塔顶、塔底物料量及组成F F = 86700 x 1000 =(300 x 24)3.3815=4593.89Km o/h甲醇的摩尔质量 M = 32. 04kg/kmA水的摩尔质量M = 18.

12、 01kg/km进料摩尔分数七=0.422塔顶摩尔分数xD = 0.98塔釜摩尔分数、=0.02M = M G-X )+ M X = 18.01x(1 0.422) + 32.04x0.422 = 23.93kg/km o lMD= 0.98 x 32.04+ 0.02 x 18.01=31.76kg/kmolM W=0.020 x 32.042+0.98 x 18,01=18.29kg/kmol总物料衡算F = D + W易挥发组分物料衡算Fxf = D x + W x由上式联立得到 D = XF Xw = 宜2 = 0.3 8 1 5fXd - Xw0.98 0.02D = 0.684 x

13、 422.26 = 302.51K m o/lhW = 119.75 Kmo /lh4.2确定塔板数和进料位置常压下甲醇-水系统的t-x(y)数据表4-1常压下甲醇和水的气液平衡数据温度T (C)甲醇液相摩尔分数x甲醇气相摩尔分数y1000096.42%13.40%93.54%23.40%91.26%30.40%89.38%36.50%87.710%41.80%84.415%51.70%81.720%57.90%7830%66.50%75.340%72.90%73.150%77.90%71.260%82.50%69.370%87%67.580%91.50%6690%95.80%6595%97.

14、90%64.5100%100%塔顶七=0.98塔釜七=0.02yD = 塔顶七=0.98塔釜七=0.02yD = 0. 982% = 0- 134进口 七=0.677y = 0.864.2.1确定操作回流比由相对挥发度公式。=七9一 y4、!，根据常压下甲醇-水系统的y-x数据得 x ；(1-x )该体系相对挥发度a的算术平均值为a = 2.57 ,2 57x故相平衡线方程为相平衡线方程为y = 1 + 1 57得 x 得 x =2.57 -1.57 y因为q =1ax2.57 x 0.677 八睥1 + (a1)x - 1 +1.57 x 0.677 =xfyxfyq=x = 0.677=0

15、：84最小回流比RminRminxd -七0.98 - 0.844 s=1.02 y - x0.84 - 0.677回流比R = 1.3 x Rmin = 1.334.2.2理论塔板数nL = R x D = 1.33 x 302.51 = 402.3kmol / h精馏段：下降液体的摩尔流量为V = (R +1) D = 2.33 x 302.51 = 695.8Kmol / h 上升蒸汽的摩尔流量为上, L = L + qF = 402.3 + 442.26 = 844.56kmol/ h提馏段:下降液体的摩尔流量为：上升蒸汽的摩尔流量为：V = V - (1 - q)F = 695.8k

16、mol/ hRx精馏段操作线万程 y+1 = R+1 xn + R+1 = 0.57 xn + 0.42提镏段操作线方程：L Wy 1 = ” x - v； x = 1.21x - 0.0034用逐板计算法，计算精馏塔内理论板数如下：第一块塔板上升的蒸汽组成：y1 = xD = 0.98算结果列于表 4-2 y1 = xD = 0.98 气=0.95 y2 = 0.97 x2 = 0.93 y3 = 0.95 x 3 = 0.88 y 4 = 0.74 x4 = 0.84y = 0.67 工=0.8 y = 0.6 工=0.762 工y = 0.24 工=0.111 y = 0.11236 工

17、=0.0476 工=0.0162 工=0.0277889w由计算可知，所需理论塔板数为8块板，第6块板为加料版，精馏段为5块板。表4-2计算结果得蒸汽组成和塔板数123456789101112Y0.980.960.9480.9120.870.820.750.420.260.140.070.030X0.950.930.870.800.720.641x F0.360.220.120.060.0280.0117xw精馏塔内理论塔板数为13-1=12块，其中精馏段5块板，提馏段为7块板， 第六块为进料板。4.2.3实际板层数的求取全塔效率塔的平均温度为 七竺=80.5 C，在此温度下查得-广0.277

18、 s，r B = 0.3428mPa s，液体的平均粘度如下:四=r 工 +R (1 -工)=0.277x0.677 + 0.3428(1 -0.677) = 0.295mPa sL A F B F相对挥发度为a = 2.8故全塔效率苗了 = 0.17 - 0.616log u = 0.17 - 0.616 x(- 0.53)= 0.496实际塔板数精馏段实际塔板数：N =- = 11块，P1 0.496提馏段实际塔板数:，N =二 =15块P2 0.496总塔板数Np = Np1 + Np 2 = 26块。4.3.1塔的精馏段4.3.1塔的精馏段平均压力取每层塔板压降为0.8 KPa塔顶压降

19、：P=101.3KPa加料板压降：% = 101.3+ 0.8x10 = 109.3KPa平均压降 P 1(匕+ p)/2 = 105.3KPa平均温度由插值法得塔顶温度为64.6oC，加料板温度为74.2Ct 1 = (64.6 + 74.2.2)2 = 69.4 C平均相对分子质量塔顶：M = 0.98 x 32.042 + 0.02 x 18.01. = 31.75Kg / Kmol VD, mMD = 0.982 x 32.042 + (1 - 0.982) x 18.01 = 31.78Kg / Kmol加料板：M = 0.434 x 32.042 + (1 - 0.434) x 1

20、8.01 = 24.09Kg / Kmol VF ,mM适 =0.75 x 32.042 + (1 - 0.75) x 18.01 = 28.53.1Kg /Kmol精馏段气相相平均分子量：Mv 1 = (31.75 + 24.04.),U2 = 27.89 g / Kmol精馏段液相平均分子量：Ml 1 = (31.3 + 28.53)J2 = 30.2 Kg / Kmol质量分数塔顶甲醇的质量分数：为广0.964进料板甲醇的质量分数：巧川=0.352平均密度塔顶：查得64.6oC时甲醇和水的密度分别为762Kg / m3和985Kg / m3n p= 769 Kg / m 3加料板：查得温

21、度为74.2 C时甲醇和水的密度分别为730Kg / m3和975Kg / m3= - + (1 - fn p= 885Kg / m3PLF,mP LF, A精馏段液相平均密度p l 1 = (769 + 885).,U2 = 827Kg /m3气相平均密度p =VmL = 1.32Kg / m 3V ,m1RTm1液相平均表面张力塔顶液相平均表面张力的计算。由t = 64.6。，查得甲醇和水的液体表面张力分别为 Dc = 16.85mN/ m c = 62.75mN/ mc D = 0.98 x 16.85 + (1 - 0.98) x 62.75 = 17.77mN /m 进料板液相平均表

22、面张力的计算。由t = 74.2。，查得甲醇和水的液体表面张力分别为Fc = 15.68mN/ m c = 62.15mN/ mc = 0.434 x 15.68 + (1 - 0.434) x 62.15 = 40.85mN /m 精馏段平均表面张力为：c L 1 = (17.77 + 40.85)/2 = 29.31mN /m液体的平均粘度塔顶：查得64.6C时甲醇和水的粘度分别为r a = 0.321m儿 s，目=0.435m尸 s故塔顶液体的平均粘度R =R工+R (1f ) = 0.323mPa sLD AD B D加料板：查得温度为 74.2oC时甲醇和水的粘度分别为七=0.307

23、mPa s，r = 0.3800mPa s故加料板的的平均粘度R =R工+R (1 -% ) = 0.348mPa s LF A F B F精馏段液体的平均粘度 Rl 1 = % ; Rlf = 0.323 + 0.438 = 0.3805mPa s精馏段气相体积流量V =竺3 = 766.84 x 27例=3.89m 3/ sV1 P1.32 x 3600V ,m1精馏段液相体积流量VL1LM410.104 VL1L,m1 = 0.004667m3 / sP 827 x 3600L,m11塔径的计算初选塔板间距初选塔板间距H = 650mm及板上液层高度h = 70mm，则:H -、= 0.

24、65 - 0.07 = 0.58m（2）空塔气速u maX选取按Smith法求取允许的空塔气速umax （即泛点气速uF）（J Yo A （ 0 004 V 775、0.5r J =-. =0.00083 X 26.42 = 0.022I匕人 pj 4.86 人 1.11 J查【化工原理】下册图8-13Smith通用关联图得=0.12物系表面张力：b 广。a七 +气七=16.49x0.855 + 64.82x0.145 = 23.49mN/m气体负荷因子校正为C=C20(b ).2 气体负荷因子校正为C=C20(b ).2 顼)=0.12(23.49丫2 0.006m (满足要求)堰高：h =

25、、- h = 0.07 - 0.0158 = 0.0542m3塔板布置及阀数排列（1）塔板分块因D = 1600mm 塔板分为四块安装塔径-塔板分块数塔径（mm）800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分块数3456（2）边缘区宽度W与安定区宽度Ws边缘区宽度W ： 一般为5075mm , D 2m时，W可100mm。安定区宽度 W ：规定 D 1.5m 时 W = 100mm ；本设计取 W = 50mm，W = 70mm .（3）开孔区面积Aax = D/2-(W + W )= 16-(0.24 + 0.07)= 0.49m d s 2R = D/2 -

26、W = 0.8 - 0.050 = 0.75mcf冗X=2 x7R 2 x2 hR 2 sin-1 180 R=2 0.49。0.752 0.492 +三x0.752sin-10491800.75=1.35m2（4）开孔数n和开孔率中取筛孔的孔径d= 6mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度5 = 3mm且取 td = 2.5，孔心距 t=2.5 x 6=15mm o每层塔板的开孔数n=115；：103 A=6948个每层塔板的开孔率9 =。.9。 = 0.9。7 =0.145 （中应在5%15%,故满足要求）（t d ）22.5o每层塔板的开孔面积A0 =9 A=0.145x 1.35=0

27、.196m2V 4.86 气体通过师孔的孔速u =- = 24.796ms0 A 0.196 04 _%塔板上的流体力学验算(1)a.气体通过筛板压降h(1)a.气体通过筛板压降h和询 的验算 ff气体通过干板的压降h C（% fL I C0 ）/ h = 0.051 土/=0.051Xx 7751.11 ( 24.796 =0.070m式中，孔流系数c0由9 = 3=0.6查【化工原理】下册图8-20得c0 = 0.8 ob.b.气体通过板上液层的压降处h = （h+how） = P hL式中充气系数P的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速七对单流型塔板有： u =-s=4.66= 2.8

28、28msaAt - 2Af 2.01-2 x 0.181动能因子F = u 死=2.82&/0.957 = 2.77查【化工原理】下册图8-19得P =0.50 （一般可近似取& = 0.50.6 ）h =P（h + h ） = Phl = 0.50 x0.07 = 0.035 w owC.气体通过筛板的压降（单板压降）hf和aPph.h + h = 0.070+0.035 = 0.105mAp = p ghf = 775x 9.81x 0.105 = 798Pa = 0.798kPa0.8kPa满足工艺要求5塔板负荷性能图在操作范围内任取几个LS值，依式（a）算出对应的*值列于表5-5由4-

29、1* L$关系数据L（m3.，s）0.0009550.0050.0150.020.02353Vs（m3 / s）5.685.344.794.574.42（b）在操作范围内任取几个LS值，依式（b）算出对应的*值列于表4-1匕 nfom工，一，-2整理得站2 4.1 2 + 2L.39 6（d）在操作范围内任取几个L值，依式 值）算出对应的*值列于表4-7中*一%关系数据L（m3：s）0.0009550.0050.0150.020.02353Vs（m3 / s）2.0932.2142.3402.4732.51取平堰堰上液层高度h = 0.006 m，E就1.01。h = 0.00284Eh =

30、0.00284E2/3=0.00284 x 1.01 xf 360 rI 1.12 J=0.006L . = 9. 5x 143,s（e）依式（e依式（e）在图中作出液相负荷下限线图3-4精馏段负荷性能图4.3.2提馏段4.3.2提馏段平均压力取每层塔板压降为0.8 KPa加料板压降：PF = 101.3 + 0.8x 10 = 109.3KPa塔底压降：Pw = p + 0.8x 18 = 123.7KPa平均压降 P 2 = (Pw + P/2 = 116.5KPa平均温度由插值法得塔底度为96.4 C,加料板温度为74.2 o Ct 2 = (96.4 + 74.2)/2 = 85.35

31、C平均相对分子质量塔底： =0.0425 工=0.02Mw = 0.02 x 32.042 + 0.98 x 18.01 = 18.3Kg / KmolMw = 0.0425 x 32.042 + (1 - 0.0425) x 18.01 = 18.6Kg / Kmol加料板：yF = 0.75 Xf = 0.434M = 0.434 x 32.042 + (1 - 0.434) x 18.01 = 13.9Kg / Kmol VF, mM LF = 0.75 x 32.042 + (1 - 0.75) x 18.01 = 28.53Kg / Kmol提馏段气相相平均分子量：M = (13.9

32、 +18.3).；2 = 16.1 Kg /KmolV ,m 2提馏段液相平均分子量：ML 1 = (18.6 + 28.53),2 = 23.6 Kg / Kmol质量分数塔底甲醇的质量分数：与A = X22 xMM = 0.03LW ,m进料板甲醇的质量分数：殂=Xf xMM = 0.487LF ,m平均密度塔底：查得96.4 C时甲醇和水的密度分别为700Kg / m 3和962Kg / m 31=咄 + (1 %)np= 952 Kg / m 3P5pgpgs加料板：查得温度为68.2。时甲醇和水的密度分别为730Kg / m3和975Kg / m31 =叫 +(1 殂)n p = 8

33、40Kg / m 3PLF,mP 心PLF,B皿提馏段液相平均密度p乙2 = (952 + 840)/2 = 896Kg / m3提馏段气相平均密度p=尝2 = 2.57 Kg / m3V ,m 2RTm 2液相平均表面张力塔底液相平均表面张力的计算。由t = 96.4。，查得甲醇和水的液体表面张力分别为Wb = 11.31mN / m b = 59.50mN/ mABb 瑚 =0.02 X 11.31 + (1 - 0.02) X 59.50 = 58.53mN /m 进料板液相平均表面张力的计算。由t = 68.2。，查得甲醇和水的液体表面张力分别为Fb = 15.55mN/ m b =

34、62.15mN/ mb = 0.434 x 15.55 + (1 - 0.434) x 62.15 = 42.12mN /m 提馏段平均表面张力为：b l 2 = (42.12 + 58.53)/2 = 50.325mN/m液体的平均粘度塔顶：查得96.4.。时甲醇和水的粘度分别为目=0.205m P as，AH = 0.2838mPa s故塔底液体的平均粘度H= H工+ H (1 -工)=0.282mPa sLW A 22 B 22加料板：查得温度为74.2。时甲醇和水的粘度分别为 hA = 0.327mPa s，H = 0.375mPa s故加料板的平均粘度目=目工+R (1 -X ) =

35、 0.345mPa sLF A F B F提馏段的平均粘度日=七皿；，lf = 0.3137mPa s提馏段气相体积流量V =V,m2 = 1.33m3 / sV2 P V 2 X 3600提馏段液相体积流量L MV =l_ = 0.00561m3 / sL 2 P L 2 X 36001塔径的确定取板间距Ht 2 = 0.5m，板上液层高度hL = 0.06m，则分离空间为H -h = 0.5-0.06 = 0.44m 由 u= C -2 匕m，式中 C 由 C = C ()0.2 TOC o 1-5 h z T Lmax | p20 20求取，其中C20由【化工原理】下册图8-13史密斯关

36、联图查取。图横坐标为% () 12 = (0.00561) X (竺)12 = 0.079Vv2PV 21.322.57查史密斯关联图图得C 20 = 0.099C =C20 U/0.02、()0.2bPL,m2 PV,m2 = 0.097 x j896C =C20 U/0.02、()0.2bV, m 2安全系数为0.7，则空塔气速为:u21=0.7u= 0.7 x 2.08 = 1.46m / u21max 2= = .1 = 1.36m 兀 u 3.14 x 1.46为了塔整体的外观效果，取精馏段和提馏段塔径均为D = 1.4m。塔截面积为：A = 0.785D 2 = 0.785 x 1

37、.42 = 1.5386m 2T 2此时操作气速u = -jV2 = 5386 = 0.86m/ sT 22溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。堰长七2取l 2 = 0.75D = 0.75 x 1.4 = 1.05m溢流堰高度h 2由h 2 =、- h 2，堰上液层高度h由下式计算，即：h=竺4 - E -(匕2)23ow 2ow2 1000 l22.84 10.00561 x 3600、2八八”1.05近似取 E=1，则 h =x 1 x ()23 = 0.015m1.05ow 21000故 h 2 = h2 - h 2 = 0.06 - 0.01

38、5 = 0.045m3塔板布置塔板的分块。因D = 1400 mm，故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔板分为4块。边缘区宽度确定： TOC o 1-5 h z 取 w = 0.075m，W = 0.06m s 2c 2开孔区面积计算。开孔区面积A2计算为:A = 2x*r2 一x2 +-r2 sin-1() a2180r其中 x = % -(吃2 + W 2) = 0.7 - (0.245 + 0.075) = 0.38mr = D W = 0.7 0.06 = 0.64m2c 2故 A = 2x 0.38 x *0.642 0.382 + 3Hx 0.642 x sin-1 (竺8) = 0

39、.911m2 a21800.64筛孔个数n及其排列。其筛孔直径d 0 = 4mm，初阀孔动能因子F = 11，F 11故师孔的空速 u0 - 6.86m / s021P(2.57 V ,m 2拟定塔板采用碳钢且按等边三角形叉形排布，塔板厚度8= 3mm，按孔心距t = 20mm进行布孔，实得筛孔个数n = 土15% = 2619220.022根据在塔板上布置得到的筛孔数重新计算塔板的各参数。筛孔气速u =二=12.5m / s022 兀 n d 2动能因子 F02= 12.5 xw；257 = 20 TOC o 1-5 h z 4.心,塔板上的流体力学验算(1)塔板压降校核a气体通过干板的压降

40、人c 2“一，73 、1_,临界孔速u=()七.825 = 6.08m/s u = 12.5m/sV ,m 2阀孔气速u大于其临界孔阀气速u，故应在浮阀全开状态计算干板阻力。0220c2P u22.0712.52h = 5.34Vm2 022 = 5.34 xx= 0.045mc2PL 22g896 2x9.81b气体通过板上清液的压降he 2h =p h = 0.030me 2L 2c克服表面张力所造成阻力h队hb24 X10-3b4 x 10-3 hb22 = 0.000587mPl 2gd0896 x 9.81 x 0.004d气体通过浮阀的压降h2和M2匕2 = h 2 + h 2 +

41、 hb2 = 0.045 + 0.030 + 0.000587 = 0.0756mAp2 = p l 2 ghf 2 = 664Pa 800Pa (满足设计要求)降液管液液泛校核为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度H22 0(Ht2 + hw2)Hd 2 = hf 2+ h 2+ hd 2h = 0.153 x (Ll,)2 = 0.0045m d 202H d 2 =七 2 + hL2 + hd2 = 0.0256 + 0.06 + 0.0045 = 0.0901m0(气2 + h 2) = 0.5x(0.5 + 0.045) = 0.2729mH22 0(Ht2 + h 2)成立

42、，故不会产生降液管液泛。5塔板负荷性能图1液相负荷下限线取平直堰上液头hw 2 = 0.025h= 2.84 x 10-3 E(匕2min )2/3 = 0.025ow2lw2取 E = 1 则 Vl2 i = 3.65l 2 = 0.00088m3 /s该线为液相负荷下线O( H 2 + 7 = hf 2 + h 2 + 匕2+ 2h 2 = 2.84 x 10-3E(VVL2)2/3 = 2.93 x 10-3匕32兀-A = n d20 = 0.785 x 2619 x 0.0392 = 0.032m2 / s TOC o 1-5 h z P u22.57 (VA )2h = 5.34 v,m.2 022 = 5.34 x x0- = 0.035V 2c2p2 g8962gv 2h 2 = p (h 2 + h 2) = 0.5x (0.045 + 2.93x 10-3七有)=0.0225 +1.465x