化工原理课程设计——甲醇与乙醇的精馏.doc

西南石油大学化工原理课程设计报告题 目：甲醇-乙醇常压精馏塔的设计系别班级： 08 级 化 学 工 程 与 工 艺 ( 石 油 化 工 ) 小组成员： 邓骥（0804040143)、刘晨（0804040112）、 冯俊（0809050231）、徐兴海（0804040140）、 向卫红（0804040201）、范声振（0803010117）、梅爽（0804040239）指导老师：陈秀丽老师、兰贵红老师 2011年6月30日目录第一章 化工原理课程设计任务书41.1设计题目：甲醇乙醇常压精馏塔的设计41.2设计成果5第二章 精馏过程的生产流程及特点52.1 概述52.2艺流程示意图6第三章 精馏塔的工艺设计计算73.1引言73.2物料衡算83.2.1原始数据83.2.2查阅文献，整理有关物性数据83.2.3物料衡算93.2.4塔温确定93.2.5 q值的计算103.3 塔板数的确定103.3.1理论塔板数NT的求取103.3.2用奥康奈尔法对全塔效率进行估算11第四章 精馏塔的结构设计124.1 塔的结构设计124.1.1精馏塔塔径的计算124.1.2精馏塔有效高度的计算184.2 塔板主要工艺尺寸的计算194.2.1溢流装置计算194.2.2降液管204.2.3塔板布置224.3 流体力学验算244.3.1气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）244.3.2漏液验算244.3.3液泛验算254.3.4雾沫夹带验算254.3.5液体在降液管内的停留时间264.4 操作性能负荷图264.4.1气相负荷下限线264.4.2过量雾沫夹带线264.4.3液相负荷下限线274.4.4液泛负荷上限线274.4.5液泛线274.4.6操作性能负荷图28第五章 各接管的设计295.1进料管295.2釜残液出料管295.3回流液管305.4塔顶上升蒸汽管30第六章 辅助设备的计算及选型306.1裙座306.2吊柱316.3冷凝器的选择316.4再沸器的选择316.5进料处加热器的选择32附录34附录一：设计结果一览表34附录二：参考文献35附图36附图一36附图二37附图三38附图四39摘要:精馏是化工分离中经常遇到的环节。本设计是采用浮阀塔对组成结构和性质相似的甲醇和乙醇进行精馏分离。本文详细的介绍了甲醇和乙醇浮阀塔精馏分离的设计过程，画出了塔盘的布量图，工艺条件图以及操作性能负荷图形象直观的展现了设计的结果。关键词：精馏 浮阀塔 塔盘的布量图 工艺条件图 操作性能负荷图 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 化工原理课程设计任务书1.1设计题目：甲醇乙醇常压精馏塔的设计1、工艺条件及数据（1）原料液量kg/h,含甲醇（质量分数，下同）（2）馏出液含甲醇%,残液含乙醇%。（3）泡点进料；（4）料液可视理想液；2、操作条件（1）常压操作；（2）回流液温度为塔顶蒸汽的露点；（3）间接蒸汽加热、加热蒸汽压力为5 kgf/cm2 ；（4）冷却水进口温度25C；（5）设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。1.2设计成果1、设计说明书一份；2、设计图纸包括负荷性能图、塔盘布量图、浮阀塔（或筛板塔）工艺条件图。第二章 精馏过程的生产流程及特点2.1 概述甲醇(俗称“工业酒精”)是基础的有机化工原料和优质燃料。主要应用于精细化工，塑料等领域，甲醇常用于制造甲醛、醋酸、氯甲烷等有机产品，但同时也是农药、医药的重要原料之一。甲醇在深加工后可作为一种新型清洁燃料，也加入汽油掺烧。甲醇和氨反应可以制造一甲胺。 不同的用途，对甲醇的纯度有不同的要求。在工业合成上，对甲醇的纯度要求较高（常常要求达到99.9%以上），然而要获得高纯度的甲醇又有不同的方法，比如多级精馏、吸附、亚沸蒸馏等等。而本设计主要简述甲醇-乙醇混合物精馏分离。精馏是利用混合物中各组分挥发性不同这一性质，将混合物中各组分进行分离的单元操作。虽然甲醇和乙醇在气味，外观以及其他许多物性上有很多相似之处，但由于二者的挥发度有一定的差异，因此我们可以选择用精馏的方法分离甲醇-乙醇混合液。相对于乙醇，甲醇的挥发度较小，故在精馏中甲醇为轻组分从塔顶采出，乙醇为重组分从塔底得到。化工厂中的精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。因此，单有精馏塔还不能完成精馏操作。所以为实现整个操作还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时甚至还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备。浮阀塔由于兼有泡罩塔和筛板塔的优点，现在已成为国内应用广泛的精馏塔塔型之一，并且在石油、化学工业中使用最为普遍。因此本设计也采用浮阀塔设计。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。2、操作弹性大。3、塔板效率高。4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。2.2艺流程示意图上图是一个典型的板式连续精馏塔。塔内有若干层塔板，每一层就是一个接触级，它为气液两相提供传质场所。为向接触级提供两相接触所需的气流和液流，塔顶设有冷凝器将顶部的蒸气冷凝成液体并部分往下流，塔底设有再沸器降低将塔底部的液体部分气化向上流。操作时原料液自塔的中部某适当位置连续地加入，塔顶冷凝液的一部分作为塔顶产品称为流出液连续产出，其余回流进入塔顶；塔釜出来的液体经再沸器部分气化后，液体作为塔底产品称为釜液连续排出，气体则返回进入塔底。在加料位置之上部分，上升蒸气与顶部下来的液体逐级逆流接触，进行多次接触级蒸馏，因此自下而上气相易挥发组分浓度逐级增加；在加料位置之下部分，下降液体与底部上升的蒸气逐级逆流接触，也进行多次接触级蒸馏，因此自上而下也像难挥发组分浓度逐级增加。总体来看，全塔自塔底向上气相中易挥发组分浓度逐级增加；自塔顶向下液相中难挥发组分浓度逐级增加。因此只要有足够多的塔板数，就能在塔顶得到高纯度的易挥发组分，塔底得到高纯度的难挥发组分。精馏过程的热力学基础仍然是组分之间挥发度的差异（ ），而多次的接触级蒸馏是其实现的手段。在一个精馏塔内自上而下温度逐级升高，塔顶温度最低，塔釜温度最高。引入料液的塔板叫做加料板，其上的部分成为精馏段；加料板以及其下的部分称为提馏段。为在一个塔内同时获得高纯度的和，需要一个具有精馏段和提馏段的完整精馏塔。但是根据生产中的不同要求，可以采用只有精馏段或只有提馏段的精馏塔，也可以使用一些特殊的精馏过程。曹作坊和一是连续地，也可以是间歇的。提供气液两相接触的场所可以是塔板（板式塔），也可以是填料的表面（填料塔）。第三章 精馏塔的工艺设计计算3.1引言精馏所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相传质用的塔设备首先必须要能使气、液两相得到充分接触，以达到较高的传质效率。塔设备设计要具备下列各种基本要求：1、 气、液处理量大，即当生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带，拦液或液泛等破坏操作的现象。2、 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气、液负荷有较大范围的变动，仍能在较高的传质效率下进行稳定操作，并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。3、 流体流动的阻力少，可降低操作费用。4、 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。5、 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。3.2物料衡算3.2.1原始数据表31原始液：乙醇和水的混合物原料液处理量30000t/y （1y=300d * 24 h/d）原料液（含甲醇）75%（质量分数）原料液温度25塔顶产品（含甲醇）95%（质量尔分数）塔底残液（含甲醇）5%（质量分数）回流比R=1.8Rmin热损失Q1=5%QB热源条件5kgf/cm23.2.2查阅文献，整理有关物性数据表32 甲醇和乙醇的物理性质名称分子式相对分子质量密度(20)沸点(101.3kPa)比热容(20)Kg/(kg.)黏度(20)mPa.s导热数(20)/(m.)表面张力(20)N/m甲醇（A）CH3OH32.0479164.72.4950.60.21222.6乙醇（B）C2H5OH46.0778978.32.3951.150.17222.81. 料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数原料组成： XFA= 2532.042532.04+7546.07 = 0.8118 XF(B)= 1-0.8118=0.1882馏出液组成：XDA= 9532.049532.04+546.07 = 0.9647 XD(B)= 1-0.9647=0.0353釜出液组成 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 总物料衡算 F=D+W=133.2762+W 易挥发组分物料衡算 0.9647133.2762+0.0704W= 0.8118 F 联立以上二式得： F=160.7619kmol/h W=27.4857kmol/h表33 物料衡算数据记录F160.7619kmol/hxF 0.8118D133.2762 kmol/hxD0.9647W27.4857kmol/hxW0.07043.2.4塔温确定 由于各操作阶段的甲醇和乙醇的质量百分含量已确定，所以根据甲醇和乙醇的质量百分含量，利用表中数据用内插值法求得各组分的温度。表34塔温温度相对挥发度塔顶甲醇的摩尔分数：xD = 0.9647tD =65.3=1.74985进料甲醇的摩尔分数：xF = 0.8118tF =66.9(泡点温度)=1.7379塔底甲醇的摩尔分数：xW = 0.0704tW =77.2=1.66723.2.5 q值的计算 假设为泡点进料，则q = 1。3.3 塔板数的确定3.3.1理论塔板数NT的求取 平均= 3123=1.7179平衡线方程：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精馏段： yn+1= RR+1xn+ xDR+1=0.6847xn+0.3042提馏段： yn+1= R+qF/DR+1-(1-q)F/Dxn- FD-1R+1-1+qFDxW=1.0650xn+0.004577平衡线方程可写为：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) 改用提馏段操作线方程： 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，理论塔板数为NT = 16块（含再沸器）。其中6块精馏段理论板，16块提馏段理论板，第6块板为进料板。3.3.2用奥康奈尔法对全塔效率进行估算因为 y1 = xD = 0.96470 x1 = 0.94086（塔顶第一块板） y = 0.86941 x = 0.79489 (加料板) yW = 0.10289 xW = 0.062584（塔釜） 平均= 3123=1.7179根据公式 lgLm = xilgi，得 D = 0.330289 W = 0.42364塔顶和塔釜的算术平均值： L = 0.330289+0.423642 = 0.3732由奥康奈尔关联式：ET = 0.49(L)-0.245 = 0.49(1.71790.3732)-0.245 = 54.504%求解实际塔板数 N = NT-1ET = 16-154.504% = 27.5 28第四章 精馏塔的结构设计4.1 塔的结构设计4.1.1精馏塔塔径的计算1.查得有关甲醇与乙醇的安托因方程：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 将PAs，PBs代入PAsxA+PBsxB= P进行试差,求塔顶、进料板、及塔釜的压力和温度：1)塔顶：P1 = 101.3 + 0.7 = 102kPa, xA = x1 = 0.9647, 试差得 t1 = 65.62)进料板位置：6精馏段实际板层数：N精 = 5 / 54.504% = 9.17 9每层塔板压降：P = 0.7kPa 进料板压力：PF = 101.3+0.79=107.6kPa，xA =xF =0.79489, 试差得 tF = 68.73）提馏段实际板层数：N提 = (11-4) / 54.504% = 18.35 19 塔釜压力：PW = 101.3+0.729 = 121.6kPa 塔釜：xA=xW = 0.062584，PW = 121.6kPa， 试差得tW = 82.7求得精馏段及提馏段的平均压力及温度：精馏段： tm = t1+tF 2 = 65.6+68.72 = 67.15 Pm = P1+PF 2 = 102+107.62 = 104.8kPa提馏段：tm, = tW+tF 2 = 82.72+68.72 = 75.71 Pm,= PW+PF 2 = 121.6+107.62 = 114.6kPa2.平均摩尔质量的计算： 塔顶：MVDm= 0.963434+(1-0.96347) 46.07=34.4261kg/kmol MLDm= 0.986734+(1-0.9867) 46.07=34.1608 kg/kmol进料板：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精馏段平均摩尔质量:MVm=MVDm+MVFm2 = 34.1608+45.57622 = 34.8685 kg/kmol MLm=MLDm+MLFm2 =34.4261+36.47562= 35.4509kg/kmol提馏段平均摩尔质量：MVm,=MVFm+MVWm2=35.5762+45.51062 = 40.5434 kg/kmol MLm,=MLFm+MLWm2=36.4756+45.22032 =40.84795 kg/kmol表41 平均摩尔质量的计算塔顶34.4261kg/kmol精馏段平均摩尔质量34.8685kg/kmol34.1608kg/kmol35.4509kg/kmol进料板35.5762kg/kmol提馏段平均摩尔质量40.5434kg/kmol36.4756kg/kmol40.84795kg/kmol塔釜45.5106 kg/kmol45.2203 kg/kmol3.平均密度的计算：1)汽相平均密度计算：Vm= PMRT精馏段汽相平均密度：Vm= PmMVmRT = 104.834.86858.314(273.15+67.15) = 1.2916kg/m3提馏段汽相平均密度：Vm,= Pm,MVm,RT, = 114.640.54348.314(273.15+75.71) = 1.6019 kg/m32)液相平均密度计算：1L = wii塔顶：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进料板：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精馏段液相平均密度：Lm= 749.3+746.72 = 746 kg/m3提馏段液相平均密度：Lm,= 746.7+734.952 = 740.825 kg/m3表42 液相平均密度的计算塔顶749.25 kg/m3塔釜733.5 kg/m3750.11 kg/m3735.04 kg/m30.95280.05293749.3 kg/m3LWm734.95 kg/m3进料板746.4 kg/m3精馏段液相平均密度746 kg/m3747.4 kg/m3Vm1.2916 kg/m30.74094提馏段液相平均密度740.825 kg/m3LFm747.4 kg/m3Vm,1.6019 kg/m34.液体平均表面张力计算液体平均表面张力按下式计算：塔顶：t1= 65.6，由化工原理（第三版，化学工业出版社，陈敏恒）附录A= 18.35mN/m， B= 18.40mN/m得：LDm= x1A+(1-x1) B=0.9408618.35+(1-0.94086) 18.40 = 18.353进料板：tF= 68.7，查手册：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，查附录：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精馏段液体表面平均张力：Lm= LDm+LFm2 = 18.353+17.88872= 18.12085 mN/m提馏段液体表面平均张力：Lm,= LWm+LFm2 = 17.1532+17.88872=17.52246 mN/m表43 液体平均表面张力计算塔顶65.50塔釜82.718.35 mN/m16.8 mN/m18.40 mN/m17.18 mN/m18.35 mN/m17.16 mN/m进料板68.70精馏段液体表面平均张力Lm18.12 mN/m17.86 mN/m18.00 mN/m提馏段液体表面平均张力Lm,17.52 mN/m17.89 mN/m5.液体平均黏度计算： 液体平均黏度按下式计算：lgLm = xilgi塔顶：t1= 65.50查由化工原理（第三版，化学工业出版社，陈敏恒）附录A= 0.315 mPas， B= 0.520 mPas 得：LDm= 10xilgi= 0.32448mPas进料板：tF= 68.70，查附录：A= 0.305 mPas, B= 0.485 mPas 得：LFm= 10xilgi= 0.33544mPas塔釜：tW= 82.7，查附录：A= 0.256 mPas, B= 0.394 mPas 得：LWm= 10xilgi= 0.3835mPas精馏段液体平均黏度：Lm= 0.32448+0.335442 = 0.35399 mPas提馏段液体平均黏度：Lm,= 0.3835+0.335442 = 0.35948 mPas表44 液体平均黏度计算塔顶65.6塔釜82.70.315 mPas0.256 mPas0.520 mPas0.3921 mPas0.32448 mPas0.3835 mPas进料板68.7精馏段液体平均黏度0.35399 mPas0.305 mPas0.485 mPas提馏段液体平均黏度0.35948 mPas0.33544 mPas6.气液相体积流率计算 精馏段汽相体积流率：Vs = VMVm3600Vm = 442.7134.868536001.2916 = 3.319m3/s液相体积流率：Ls = LMLm3600Lm = 289.4435.45093600746.00 = 0.00382m3/s提馏段汽相体积流率：Vs, = V,MVm3600Vm, = 423.4240.543436001.6019 = 2.97185m3/s液相体积流率：Ls, = L,MLm3600Lm, = 615.4340.847953600740.895 = 0.008936m3/s表45 气液相体积流率计算3.319m3/s2.97185m3/s0.00382m3/s0.008936m3/s7.塔径的确定 塔径的确定，需求max= CLm-VmVm，C由下式计算：由Smith图查取。取板间距，板上液层高度，则（1） 精馏段塔径的确定图的横坐标为LsVs(LV)1/2 = 0.003823.319(7461.2916)1/2 = 0.02767，查smith图：Smith图得C20 = 0.086 ,C = 0.0843 umax= 0.0843746-1.29161.2916 = 2.024m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为：u = 0.72.024 = 1.4168m/s则精馏塔塔径D = 4Vsu =43.3191.4168 = 1.7275m（2）提馏段塔径的确定：图的横坐标为：Ls,Vs,(L,V,)1/2 = 0.0089362.91185(740.8251.6019)1/2 = 0.06466，查smith图，得C20, = 0.082，C, = 0.082(17.5224620)0.2 = 0.079860 umax,= 0.07986740.825-1.60191.6019 = 1.71553m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u, = 0.71.71553 = 1.200871m/s则精馏塔塔径D, = 4Vs,u, =42.91851.200871 = 1.75911m（3）按标准塔径圆整后，D = 1.8m塔截面积：AT = 4D2 = 4 1.82 = 2.5434m2精馏段实际空塔气速为：u = VsAT = 3.3192.5434 = 1.3049m/s提馏段实际空塔气速为：u,= Vs,AT = 2.971852.5434 = 1.1685m/s4.1.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度的计算：Z精 = (N精-1)0.45 = (8-1)0.45 =3.15m提馏段有效高度的计算：Z提 = (N提-1)0.45 = (19-1)0.45 = 8.1m每隔5层塔板开一人孔，人孔高度为0.5m人孔直径为0.5m人孔数：NP = (28/5)-1 = 4.6 5塔顶空间高度：取HD=1m , 塔底空间高度：HB=2m，进料板处板间距：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 塔板主要工艺尺寸的计算4.2.1溢流装置计算 因塔径D = 1.8m，可选用单溢流弓形降液管1. 堰长lW单溢流： ，取 lW = 0.61.8 = 1.08m2.溢流堰高度hW因为选用平直堰，堰上液层高度how可用Francis计算， 即精馏段：lL = 0.003823600 = 13.752m3/h液体收缩系数计算图 lLlW = 13.7521.082.5 = 11.345, lWD = 1.081.8 = 0.6查上图得E=1.025, 则hOW=(2.84/1000)1.025(13.725/1.08)2/3= 0.0158526m取板上清夜层高度 ，故hW = 0.05-0.0158526 = 0.034147m 提馏段：lh, = 0.0089363600 = 32.1696m3/h 查得E = 1.042，则hOW,= (2.84/1000)1.042(32.1696/1.08)2/3= 0.02844m取板上清夜层高度 , 故hW,= 0.05-0.02844 = 0.02156m4.2.2降液管 1.降液管高度和截面积因为 ，查下图（弓形降液管参数图）得： , 所以Af = 0.0552.5434 = 0.139887m2，wd = 0.1151.8 = 0.207m弓形降液管参数图依下式验算液体在降液管中的停留时间：精馏段： = 36000.1398870.3513.752 = 12.83s5s提馏段：=36000.1398870.3532.1696= 5.48 s5 s故降液管设计合理。2.降液管底隙高度降液管底隙高度依下式计算： 取0,=0.41m/s则 精馏段：ho= 13.75236001.080.41 = 8.9mm 0 .034147mm = hw提馏段：ho= 32.169636001.080.41 = 20.2mm 0.02156mm = hw故降液管底隙高度设计合理。精馏段提馏段4.2.3塔板布置1塔板的分块因为D=1800mm,故塔板采用分块式，查表得，塔板分为5块。表46 塔板分块数塔径/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数34562边缘区宽度确定溢流堰前的安定区宽度：WS=0.07m 边缘区宽度：WC=0.035m3开孔区面积计算开孔区面积按下式计算： 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浮阀塔计算及其排列采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm1)浮法数目 浮法数目按下式计算： 气体通过阀孔的速度： 取动能因数F=11 则精段：uo=111.2916=9.67896 m/sN=43.3190.03929.67896=287.05个 取288个提馏段uo=111.6019=8.6911 m/sN=42.971850.03928.6911=286.4个取287个2)排列由于采用分块式塔板，故采用等边三角形叉排。设相近的阀孔中心距t=88mm，画出阀孔排列图（如下图）：通道板上可排阀孔60个.弓形板可排阀孔56个，所以总阀孔数目为N=562+603=292个.3)校核a)精馏段 气体通过阀孔的实际速度：uo=4Vsdo2N=43.3190.0392292=9.515 m/s 实际动能因素：Fo=uov=9.5151.2916=10.81b)提馏段： 气体通过阀孔的实际速度：uo=4Vsdo2N=42.971850.0392292=8.52 m/s 实际动能因素：Fo=uov=8.521.6019=1078开孔率：开孔率在10%14%之间，且实际动能因数F0在912间，满足要求。4.3 流体力学验算4.3.1气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降） 单板压降：hP=hc+hl+h阀片全开前：hc =19.9=19.9=0.0389hc,=19.9=19.9=0.039 阀片全开后: hc=5.34=5.34=0.0425hc,=5.34=5.34=0.0427取板上液层充气因数0=0.5，那么hl=(hw+how)=0hl=0.50.05= 0.025m 气体克服液体表面张力所造成的阻力可由下式计算： h = 2hLg但由于气体克服液体表面张力所造成的阻力通常很小，可忽略不计。(1) 精馏段： hP=hc+hl+h=0.03896+0.025=0.0639(2) 提馏段：hP,=hc,+hl+,h,=0.0644.3.2漏液验算1精馏段： 气体通过阀孔时的速度： 2提馏段 气体通过阀孔时的速度： 4.3.3液泛验算降液管内泡沫液层高度可按下式计算：Hd=hp+hw+how+hd=hp+hL +hd（HT+hw）浮法塔的页面落差一般不大，常可忽略不计1 精馏段 hp =0.064m , hL =0.05m塔板上不设进口堰时： Hd=0.062+0.05+0.00005=0.11205m取=0.5 ，（HT+）=0.45（0.35+0.034147）=0.24207m，Hd（HT+hw2 提馏段 , 塔板上不设进口堰时： 取=0.5 ，（HT+）=0.5（0.45+0.01591）=0.11475m，Hd（HT+ hW）4.3.4雾沫夹带验算泛点百分率可取下列两式计算，取计算结果中较大的数值： , ZL=D-2Wd ， Ab=AT-2Af1 精馏段： 2提馏段： 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提馏段： =0.14HTLS=0.140.450.008936=7.05 3 s4.4 操作性能负荷图4.4.1气相负荷下限线1精馏段：VS=4do2N5V=40.039229251.2916=1.5346 m3/s2提馏段：VS=4do2N5V=40.039229251.6019=1.3780 m3/s4.4.2过量雾沫夹带线1精馏段：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提馏段：0.1=0.005718.12085Vs1.95100.45-2.5(0.02156+0.618Ls23)3.2得：Vs=4.6288-18.0550Ls234.4.3液相负荷下限线1 how= 0.006m，并设修正系数为E=1.02，则得：(LhLw)23=how0.00284E=0.00610002.841.02=2.07m3/s Lh=2.073/21.08=3.216m3/h2同理得，提馏段： Lh=3.216m3/h4.4.4液泛负荷上限线 Lh=AfHT36005=0.1398870.4536005= 45.323 m3/s4.4.5液泛线泛液线方程：1精馏段：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提馏段：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操作性能负荷图由图可知，该塔的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由图可读得：(Ls)max=16.3m3/h , (LS)min=6.5m3/h所以，塔的操作弹性为 由图可知，该塔的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图可读得：(Ls)max=39.3m3/h , (LS)min=14.8m3/h所以，塔的操作弹性为 第五章 各接管的设计5.1进料管查得66.9时，A=747.9 Kg/m3 ，B=748.9 Kg/m3 ，故f=10.75147.9+(1-0.75)/748.9= 748.9Kg/m3进料体积流量;Vsf=FMff =160.761945.5106747.43600= 0.002719 m3/s取适宜的输送速度uf=2.0m/s, 故d计 =24Vsfu=40.0