【精品】化工设计08材料

1、题 目系（院）专 业 班 级 学生姓名 学 号 指导教师 职 称化工课程设计分离甲醇一水二元物系浮阀精憾塔工艺设计化学与化工系材料化学2008级本3班李强2008100320岳武讲师二零一一年六月九日目录第一章概述 错误！未定义书签。1. 1精馅操作对塔设备的要求21.2板式塔类型313设计任务及要求4第二章设计方案的确定52. 1操作条件的确定52. 1. 1操作压力52. 1.2进料状态62. 13加热方式62. 1.4冷却剂与岀口温度-6 -2. 1.5回流比的确定72. 1. 6回流的方式方法72. 2精徭的工艺流程图的确定82. 3确定设计方案的原则82. 3. 1满足工艺和操作的要

2、求92.3.2满足经济上的要求92. 3. 3保证安全生产9第三章塔的工艺尺寸的计算103. 1精绸塔的物料衡算103. 1. 1磨尔分率103. 1.2摩尔质量103. 1.3物料衡算103. 2塔板数的确定113.2.1理论板层数n的求取113. 2.1.1物系相平衡数据113. 2.1.2最小回流比及操作回流比计算123.2. 1.3图解法求塔板数133.2.2实际板层数的求取133. 3粘馆塔冇关物性数据的计算133. 3. 1操作压力计算133. 3.2操作温度计算143. 3. 3平均摩尔质量计算153. 3. 3.1精饰段的平均摩尔质量153. 3. 3. 2提留段平均摩尔质量1

3、53.3.4平均密度计算153. 3. 4. 1 精績段153. 3. 4. 2 提镭段163. 3. 5液体平均表面张力计算163. 3. 5. 1粋粥段液体平均表面张力173. 3. 5. 2提懈段精粥段液体平均表而张力173. 3. 6液体粘度173.4粘馆塔的塔体工艺尺寸设计193.4. 1塔径的计算193. 4. 1. 1 精饴段203. 4. 1.2 提饴段213. 5塔板主要工艺尺寸的计算223. 5. 1溢流装置计算223. 5. 1. 1 堰长223. 5. 1.2溢流堰高度223. 5. 1. 3弓形降液管宽度和截面积233. 5. 1. 4降液管底隙高度233. 5. 2

4、塔板布置243. 5. 2. 1塔板的分块243. 5. 2. 2开孔区面积计算243. 5. 2. 3浮阀计算及莫排列243. 5. 2. 3. 1 精镭段253. 5. 2. 3. 2 提馆段253. 6浮阀的流体力学验算263. 6. 1.气相通过浮阀塔板的压强降263. 6. 1. 1 精懾段263. 6. 1. 2 提饰段263. 6.2淹塔错误！未定义书签。3. 6. 2. 1 精 1®段273. 6. 2. 2 提 1®段283. 6. 3雾沫夹带283. 6. 3. 1 精餾段293. 6. 3. 2 提餾段293.7塔板负荷性能图303. 7. 1精锚段3

5、03. 7. 1. 1雾沫夹带线303. 7. 1.2 液泛线303. 7. 1.3液相负荷上限线313. 7. 1.4气体负荷下限线（漏液线）323. 7. 1.5液郴负荷下限线323. 7. 2提饰段333. 7. 2. 1雾沫夹带线333. 7. 2. 2 液泛线343. 7. 2. 3液相负荷上限线353. 7. 2. 4气体负荷下限线（漏液线）353. 7. 2. 5液相负荷下限线36第四章塔附属设计404.1塔附件设计404. 1. 1进料管404. 1.2回流管404. 1.3塔顶蒸气出料管414. 1.4釜液排出管414. 1.5塔底进气管424. 1.6 法兰424.2筒体与

6、封头424.2.2 封头434. 2.3 裙座434. 2.4 人孔434.3塔总体高度设计434. 3. 1塔的顶部空间高度434.3.2塔的底部空间高度444.3.3塔体高度444.4附属设备设计444.4. 1焙值衡算444. 4.2冷凝器的选择454.4.3再沸器的选择464.4.4泵的选择474. 4. 5预热器的选用47设计小结49附录51参考文献54第一章概述塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，斤 者的代表则为填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量人、重 量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应 用最广泛的是

7、筛板塔和浮阀塔。浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作 成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新 型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。 近儿十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设 计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。本次的课程设计任务是甲醇和水的体系，要想把低纯度的甲醉水溶液提升到高纯 度，更用连续精憾的方法，因为甲醇和水的挥发度相差不大。精憎是多数分离过 程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全 的分离。化工厂屮精憎操作是在直立圆形的精徭塔内进行

8、的，塔内装有若干层塔 板或充填一定高度的填料。为实现精憾分离操作，除精憾塔外，还必须从塔底引 入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精憾塔还不能完成精镭操作，还 必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设 备，才能实现整个操作。浮阀塔是二十壯纪五十年代初开发的一种新塔型。其特点是在筛板塔基础 上，在每个筛孔处安置一个可上下移动的阀片。当筛孔气速髙时，阀片被顶起、 上升，孔速低时，阀片因自重而下降。阀片升降位置随气流量大小作口动调节，从而使进入液层的气速基本稳定。乂因气体在阀片下测水平方向进入液层，既减 少液沫夹带量，乂延长气液接触时间，故收到很好的传质效果。国内

9、常用的浮阀有三种，即图1所示的f1型及图2所示的v-4型与t型。v-4型的特点是阀孔被冲压成向下弯的喷咀形，气体通过阀孔时因流道形状渐变 可减小阻力。t型阀则借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围。三类浮阀中，f1型浮阀最简单，该类型浮阀已被广泛使用。我国已有部颁标准（jb1118-68） o f1型阀又分重阀与轻阀两种，重阀用厚度2nmi的钢板冲成，阀质量约33g,轻阀 用厚度1.5mm的钢板冲成，质量约25g。阀重则阀的惯性大，操作稳定性好，但 气体阻力大。一般采用重罚。只有耍求压降很小的场合，如真空精徭时才使用轻图2浮阀（a） v-4型，（b） t型11精ts操作对塔设备的要求精馆所进行的

10、是气（汽）、液两相之间的传质，而作为气（汽）、液対相传质所 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：（1）气（汽）、液处理量大，即生产能力大时，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（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。（3）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。对于减压精倔操作，过人的压力降还将使整个系统 无法

11、维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。(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。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有耍求，况且上述要求中有些也是互 相孑盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求, 抓住主要矛盾，进行选型。12板式塔类型气一液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精镭操作既可采用板式 塔，也可采用填料塔，填料塔的设计将在其他分册屮作详细介绍，故木书将只介 绍板式塔。板式塔为逐级接触型气一液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气一液接触 元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿

12、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。h前从国内外实际使用情况看，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，但本次只讨论浮阀塔 的设计。浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管 和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调 节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进

13、使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压 降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度人的物料方面, 乂不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馆、吸收以及脱吸等传质过程屮。塔径从 200到6400,使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10/，塔高可达80/, 板数有的多达数百块。浮阀塔的优点有：(1) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040%,而接近于筛板塔。 大得多。(2) 操作弹性大，一般约为59,比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要(3) 塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。(4) 压强小，在常压塔屮每块板的压强降一般为400660应方。(5) 液面梯度小。(6) 使用周期长。粘度稍大

14、以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。(7) 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080%,为筛板塔的120 130%。1.3设计任务及要求原料：甲醇、水处理量：2500kg/h原料组成（甲醇的质量分率）：27%原料液初温：20°c塔顶压力：0. 101325mpa（绝压）回流比、单板压降：白选塔顶甲醇含量不低于95% （质量分率）塔底釜液含甲醇含量不人于0. 1% （质量分率）塔顶采用全凝器，塔釜：q.smpa饱和蒸汽间接加热（表压）塔板形式：浮阀生产时间：300天/年，每天三班8小时连续生产设备形式：浮阀塔厂址：大气压为760mmhg,自来水年平均温度为20°c的滨

15、州市。第二章设计方案的确定木设计任务为甲醇一水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馆流 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镭塔内。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，最小回流比校小，故操作回流 比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.1操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精懾装置的流程、各种设备的结构型式和某些操 作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸 汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。

16、2.1.1操作压力精憎可以常压，加压或减压条件下进行。确定操作压力时主要是根据处理物 料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压条件卜进行操作。在相同条件卜适 当提高操作压力可以提高塔的处理能力，但是增加了塔压，也提高了再沸器的温 度，并且相对挥发度液会下降。对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸镭。降低 操作压力，组分的相对挥发度增加，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这 样可以使用较低位的加热剂。但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温 度的降低，而且必须使用抽真空设备，增加了和应的设备和操作费用。本次任务是甲醇和水体系，甲醇-水这一类的溶

17、液不是热敏性物料，且沸点乂不 高，所以不需采用减压蒸馆。这类溶液在常压下乂是液态，塔顶蒸气乂可以用普 通冷却水冷凝，因而也不需采用加压蒸憾。所以为了有效降低设备造价和操作费 用对这类溶液可采用常压蒸憾。2.1.2进料状态进料热状态有五种。原则上，在供热一定的情况下，热量应尽可能由塔底输 入，使产生的气相冋流在全塔发挥作用，即宜冷也进料。但为使塔的操作稳定， 免受季节气温的影响，常采用泡点进料。这样，塔内精憎段和提留段上升的气体 量变化较小，可采用相同的塔径，便于设计和制造。但将原料预热到泡点，就需 更增设一个预热器，使设备费用增加。综合考虑各方面因素，决定采用泡点进料, 即q=l2.1.3加热

18、方式塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利用 压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直 接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常 情况下，多采用间接蒸汽加热。2.1.4冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水 或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以 减少，但同时温度差较小，传热面枳将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资 源确定，但一般不宜超过sor,否则溶于水中的无机

19、盐将析出，生成水垢附着 在换热器的表面而影响传热。2.1.5回流比的确定：对于一定的分离任务，采用较大的回 流比时，操作线的位置远离平衡线向下向对 角线靠拢，在平衡线和操作线z间的直角阶 梯的跨度增人，每层塔板的分离效率提高 了，所以增大冋流比所需的理论塔板数减少，反z理论塔板数增加。但是随着冋 流比的增加，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加，操作费用 增加，所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的冋流比为最佳冋流比。本次 设计任务屮，综合考虑各个因素，采用回流比为最小回流比的16倍。即:r二 1. 6 rmin2.1.6回流的方式方法：液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回

20、流。采用重力回流可节省一台冋流泵，节省设备费用，但用泵强制冋流，便于控制冋流比。考虑各方面综合因素，采用重力冋流。2.2精憎的工艺流程图的确定甲醇一水溶液经预热至泡点后，用泵送入精憾塔。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。如下图所示：2. 3确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成 就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、 低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下儿点：2. 3. 1满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先

21、必须保证产品达到任务规定的要求，而且质 量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而 需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需耍有一定的操作弹性，各处流量应 能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上 要装置调节阀门，在管路屮安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也 应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表（如温度计、压强 计，流量计等）及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常, 从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2. 3. 2满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述

22、在蒸馆过程屮如 能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能 消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到 所需传热面枳的人小，即对操作费和设备费都有影响。同样，冋流比的大小对操 作费和设备费也有很大影响。2. 3. 3保证安全生产例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的 设备。乂如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都 会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产屮都是同样重耍的。但在化t原理课程设计中，对第一 个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求 作

23、一般的考虑。第三章塔的工艺尺寸的计算3. 1精憎塔的物料衡算3.1. 1摩尔分率取塔顶甲醇含量99%甲醇的摩尔质量ma =32kg/kmol水的摩尔质量mb=18kg/kmol原料液a* 27磅贈 3/18= 0.778990/46塔顶 ® - 90/46 + 10/18塔底产品心1/321/32 + 99/18=0.00563.1.2摩尔质量原料液mlfm =0.1722x32 + (1-0.1 722)xl8 = 20.4kg /kmol塔顶 mvdm =0.9144x32 + (1-0.9144)x18 = 32.3424焙 / kmol塔底产品 mlwm = 0.0056x3

24、2 + (1 -0.0056)xl8 = l8.0784 /kmol3.1.3物料衡算进料流量f=2500 =122.48/? 20.4108全塔物料衡算轻组分憾出液流量釜液流量fxf = dxd + wxwd = 2 .3526kmol / hw =0a214kmol/h3. 2塔板数的确定3.2.1理论板层数n的求取3.2.1. 1物系相平衡数据a.基木物性数据组分分子式分子量沸点熔点水h2018.015373. 15k273. 15k甲醇ch3oh32. 040337. 85k176. 15kb.常压下甲醇利水的气液平衡表(txy)txytxy1000077.829. 0968.0192

25、.95.3128.3476. 733.3369. 1890. 37.6740.0176.235. 1369. 188& 99. 2643. 5373.846. 2077. 5686. 612. 574& 3172. 752.9279. 7185. 013. 1554. 5571.359. 3781.8383. 216. 7455.8570.068. 4984.9282. 318. 1857. 7568.085.6289.6281.620. 8362. 7366.987.4191.9480.223. 1964.8564. 71001007& 028. 1867. 753.

26、 2. 1.2最小回流比及操作回流比计算选择泡点进料故q二1y1 -上 根据甲醇一水气液平衡组成表和相对挥发度公式edm =如 al*d2*a3 cm 求得：算得相对挥发度a =4.8259a x平衡线方程为：z n m. 8259x/(l+3. 83x)1+( a t)x因为泡点进料所以xe= x尸0.27代入上式得ye= 0. 5463 r.in= %1 厂 * 二(0. 99-0. 5463)/(0. 5463-0. 2)=1. 253 ye - x。 r=l. 6 陰 二1 6*1. 2753=2. 0048=2r+i y 育rx得到精徭段操作线方程y= x + 話 =0. 667x+

27、0. 30483.2.1.3图解法求塔板数48 (包含再沸器)精懈段理论板数为4块,其中第5块板为加料板。提馆段理论板数为4块,3.2.2实际板层数的求取取全塔效率坊=0.5，则有3. 3精帼塔有关物性数据的计算3. 3. 1操作压力计算塔顶表压为okpao塔顶操作圧力匕=101.325kpa每层塔板压降ap = 0.6kpa塔釜压力pw = 101.325 + 0.6x 15 = 1 lo325kpa进料操作压力/> =101.325 + 0.6x8 = 106j25kpa精憎段平均压力 p= (hml0g5125) /2 103.725 kpa提憎段平均压力 p沪(h)6).325

28、110.325 7 2=108.325 kpa3. 3. 2操作温度计算利用水甲醇t-x (y)相图可求得4、町、进料口。二83. 84°c塔顶td：二65 °c塔釜 tw：如二98.46°c 精憾段平均温度t十上护=74.42提憾段平均温度址=3. 3. 3平均摩尔质量计算3. 3. 3. 1精f留段的平均摩尔质量精馆段平均温度/l74.42c31.538+25. 7m州=2s.62kg / kmol2=256 lkg/two/_(qw.4®5s18) + (0. 1722*32+ 0.8278*18)m =；3. 3. 3. 2提f留段平均摩尔质量提

29、憎段平均温度b二91. 15°c20.4108+18.07042=10.2054kg/如曲= 22. 2kg/kmol_(阳5/换 18) + (0 05*32+0. 95*18)mv =n3.3.4平均密度计算求得在"与;2下乙醇与水的密度。不同温度下乙醇和水的密度见表5-2。表5-2不同温度下甲醇和水的密度温度°c64.923981.8299.666y 3 甲醇/ m755.2652735.0886712.4242y 3 水/ m980. 63970. 672958.616表5-23.3.4. 1精f留段平均温度"二81.955 °c塔顶1

30、0.95 , 0.05=十pepd m lbp燼佃=75& 92同理p唸粧玮9037所以p昭生礙烈空卫225.61*103.7258.314*347.573. 3. 4. 2提f留段平均温度力二91. 15°cplm pia plb由公式得 p?篇弓6kg/m3所以p沪髄磴9037:宀如宀宀妞妝r22.2*108.225飞相岀度几2： p畝希嶠 8.314*371.613.3.5液体平均表面张力计算表5-3甲醇和水不同温度下的表面张力. 6 m二工xi 6 i温度°c64. 923981.8299. 666甲醇mn/m16. 76614.83612.837水 mn/

31、m65. 22862.344258.9733. 3. 5.1精憎段液体平均表面张力精粥段平均温度和二74.42°c叼 18*10 f切44 +65.34*10 *0.0856=22.03*10 n/m 吋 16.5*10 "（7.1722 +62.09*10 *0.8278=53.88*10 n/m 所以平均张力o希蚀龙3* 22.03 10 -仝刃955*10n/m23. 3. 5. 2提f留段精f留段液体平均表面张力提憎段平均温度；2二91.15c0=14.8*10 一*0预）56 +59.3*10 *0.9944=58.98*10 n/m 所以平均张力。提'絆

32、警昱一出马6刼*103. 3. 6液体粘度m l,m温度°c64.923981.8299. 666甲醇0. 32250. 27250. 2288mpa s水 pa s0. 43600. 34860. 2848查表得:64. 9239°c时，u 水二0. 000440pa s , u 甲醉二0. 000143pa s ul,d=0.99x0. 000143+0. 01 x 0. 000440=0. 000146pa s81. 8192 °c 时，p 水二0. 000394pa s , u 甲萨0 pa s ul.f=0. 17x0 +(1-0. 17) x0. 00

33、0349=0. 000290pa s p "萨(0. 000146+0. 000290)/2=0. 0002178pa s2) 提憎段塔底:x =0. 002599. 666°c 时，u 水二0. 2848mpa s , u 甲萨0. 2288mpa s u l,w=o 0025x0. 2848+(1-0. 0025) x0. 2288=0. 22894mpa - s u l,m提=(o. 000282+0. 000290)/2=0. 0002860pa s3) 塔的汽、液相负荷l二rd二2x42二84 kmol/hv二(r+1)d二(2+1) x42=126 kmol/h

34、l'二l+f二84 kmol/h+210 kmol/h=294kmol/hv' =v=126kmol/hvs=vmvm/ (3600 p vu) = (126 x 29. 2)/(3600x 1. 0691)=0. 9531m7sls=lmlm/ (3600 p g二(84 x 26. 666) / (3600 x 824. 111)=0. 000768m7svs'二v' m/(3600 pv/ )= (126x21.93)/(3600x0. 836) =0. 9257mvs* =lf /(3600pl/ )=(294x 19.418)/(3600x920. 3

35、07)=0. 001716m7s3. 4精憎塔的塔体工艺尺寸设计3.4.1塔径的计算欲求塔径应先求岀u,而口 =安全系数xlux,_i帯端 pvm饥 max 精j -vpvn 曲pl-液相密度，kg/m3;久一气相密度，kg/m3; 式中：c-负荷因子，m/s;横坐标的数值为:(ls/vs) (pl/p v)0>5=0. 0221塔板间距与塔径的关系塔径/d, id0. 30.5 0.80. 81.616242. 44.00.5板间距/ht, mm200300250350300450350600400600功能参数:令（盏）史密斯关联图3.4.1. 1精f留段v= (r+1)d=3*21

36、. 3526=64. 06kmol/hl二rd二2*21. 3526=42. 71kmoi/h 精锚段的气、液相体积流率为v r = vm =0.5542m7 s带3600p惱r _ lm 梢廿 3600%=0.0003684m3/ s"max式中c由式c = c20（）0-2计算，其中的c2（）曲史密斯关联图查取，图的横坐标 20为（弘精（护 * ls 二 824.65 05 0.0003684q1972pqrpl9 匕一 0.5542取板间距ht = 0.35m ,板上液层高度h0.05m,贝uht /?l=0.3m查图 c2)= 0.05837 955= 0.058*()0.0

37、659由"仔g輕需耳"取安全系数0.8,则空塔气速为u=0.8umax =0.8 * 1.973=1.578m/s=0.668m4v _ 4x03237tu y xl.5783. 4.1.2提f留段ls =l+qf= 122.48+42.71=165.19kmol/h ； v； =v+(q-1 )f=64.06kmol/h提憾段的气、液相体积流率为叮6406x2223600x0.778= 0.507加'/ s165.19x10.20543600x923.06=0.000507；7?3/5查图 c2()= 0.058式中c由式c = c20()02计算，其中的c2。由

38、史密斯关联图查取，图的横坐标 20为(独05*乩_ 923x)6 0.5,0.000507 _qo341pq*778 v； 0.507取板间距ht = 035m ,板上液层咼度h l 0.05m ,则ht =0.3m= 0.062*(=0.0763由 , = c 丛二星=0.0763j92306077、2.2627m/s n,ax y pvv 0.778取安全系数0.8,则空塔气速为u=0.8unnv =0.8 * 2.2627=2.102m/s按标准塔径圆整后为"0. 7m按标准塔径圆整后为dr = 0.7m塔截面积为 at = d2 = x0.72 = 0.385/2?21440

39、 5542实际空塔气速为u = 1.439m / s0.38563.5塔板主要工艺尺寸的计算3. 5. 1溢流装置计算溢流装置的确泄单溢流乂称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，流休流径较人，塔 板效率高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2. 2m的塔中广泛使用。工业中 应用最广的降液管是弓形降液管。综合考虑各方面因素，本设计体系采用单溢流、弓形降液管。厶/（心“'3. 5. 1. 1 堰长取 /n = 0.6d = 0.6 x 0.7 = 0.42m3. 5.1.2溢流堰高度由 hw = hl - how选用平直垠，堰上液层高度：x鬻吟）3,近似取e空£小（空22空池）

40、1丸.00602加 °” 1000 0.42同理，提懾段的为hj = 0.0075m 取板上清液层高度hl = 50mm故 hw = 0.05 一 0.00602 0.04398m同理，提憎段的为九 =0.0425m3. 5.1.3弓形降液管宽度和截面积由=0.6da由弓形降液管的参数图查得丄= 0.05 ,4忙0.1dat=z）2 =o.385/n2故 af =0.05x0.385 = 0.01925m2肥=0q = 0x0.7 = 0.07/n验算液体在降液管中停留时间为:afh&精=-t0.01925x0.350.0003684=18.28$ > 5s弓形降液着的

41、参数提馆段的为0.01925x0.350.000507=13.285 > 5$故降液管设计合理3. 5.1.4降液管底隙高度降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以九表示。降液管底隙高度应低于岀口堰高度歸,（h厂h。）不应低于6mm才能保证降液管底端有良好的液 封t程上h°般取20-25mmo本次设计屮取22mm。hw-h0=52. 71 22 =30. 708 mm> 6 mm故降液管底隙高度设计合理。 安定区与边缘区的确定 取安定区宽度叱二0. 06m, 边缘区宽度取必二0. 06m 弓形降液管宽度壮二0.03m3.5.2塔板布置3. 5. 2. 1塔板的分块因

42、d 5 soomm ,故塔板采用整板式。3. 5. 2. 2开孔区面积计算开孔区面积：4严2x (兀x厶2 一 $2 +竺亡si兰)"180 r其屮x = -(wdws) = -(0.01 + 0.06) = 0.22m2 2r = -w =-0.03 = 0.32m2 c 2故 a =2x(xx>jr2 -s2 +7rxr sin1 ) =0. 257m2 a18() r3. 5. 2. 3浮阀计算及其排列采用重阀厚度2mm的薄板冲制，每阀质量约为33g,片型重阀。3. 5. 2. 3. 1 精f留段取片）=1（）pr.919 kg m3 所以 w0=10.48m/svpvn

43、= 宀 _°5542*4_一心3.14d02w0 3.14*0.0392*10.48浮阀采用正三角形排列, 削；7_0 081m占 1.578开孔率二顽m检诡方向<b>ffi 7-26 筛孔与阀孔的排列方式3. 5. 2. 3. 2 提f留段取厲=10p亍0.778炯 m3f u0=r=11.33m/s y/pv得一亠厂=4x0.5?希8个3.14d（魚（）3.14x0.0392xll.3r=0.088m2 102 开孔率二竺£二08511.333. 6浮阀的流体力学验算3.6.1. 气相通过浮阀塔板的压强降3.6.1.1精f留段pp = pc（1）干板阻力u=

44、1.825 73a=llm/s ；如v uocv pvu 0175屯=19.9 =0.036m（pl（2）气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力：h, = sjzl = 0.45x0.05 = 0.0225/n（3）液体表面张力计算液体表面张力所产生的阻力可忽略，故气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即hp = hc + 片 + hah=0.0225 + 0.036 = 0.0585m气体通过每层塔板的压降为pp =hpplxg = 0.0585 x 824.65 x 9.8 l = 473p6i<0.63. 6.1.2提f留段pp=pc+pl+pe(1) 干板阻力,.，73 |(

45、)woc=l 25j=8<29m/s;uoe< u0v pv力=5.34 巴丄=0.029m' 2pl<g（2）气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力：h, = hl = 0.45x0.05 = 0.0225/n（3）液体表面张力计算液体表面张力所产生的阻力可忽略，故气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即勺，=0.029 + （）.0225 = （）.0515加气体通过每层塔板的压降为 pp = hppug = 0.0515 x923.06x9.81 = 466pa < 0.6kpa3. 6. 2淹塔3.6. 2. 1精f留段hd=hp+©+h（

46、1）与气体通过塔板的压强降相当的液柱高度/ip=0.0585m（2）液体通过降液管的圧头损失hd =0.153（i）2 = 0.0015m（3）板上液层高度心=0.05m巧二+紡刑.11 m取0 = 0.5, 乂以选定 ht = 0.35m ,则（ht+=0. 15m可见hd符合淹塔的要求。3.6. 2. 2提f留段（1）与气体通过塔板的压强降相当的液柱高度/? =0.0515m（2）液体通过降液管的压头损失hd =0.153（严尸=0.0015 加（3）板上液层高度人=0.（）5mq产h,汁紡弓0103m取 0 = 0.5,又以选定 ht = 0.35/7?, /?u. =0.051m则 d

47、>（ht+ hj =0. 157m可见£<0（%+饥），符合淹塔的要求。3. 6. 3雾沬夹带物性系数k系统物性系数k无泡沫，正常系统1.0氟化物（如bf3,氟里昂）0.9中等发泡系统（如油吸收塔、胺及乙二醇再生0. 85塔）0. 73多泡沫系统（如胺及乙二胺吸收塔）0. 60严重发泡系统（如甲乙酮装置）0. 30形成稳定泡沫的系统（如碱再生塔）0.0：|*1 k«/rn*泛点眞荷峯旣3. 6. 3. 1精f留段对于塔设备，应控制返点率不超过0.7。v /学一+1. 36l5zz泛点率二=0. 6025<0. 7kcm,所以可知雾沫夹带量能够满足ev<

48、;o.lkg/kg（液/气）的要求。3. 6. 3. 2提憎段对于塔设备，应控制返点率不超过0. 7ovj+1.36l5zl泛点率二=0. 525<0, 7kc”短所以可知雾沐夹带量能够满足® <0.1仪/如液/气）的要求。3. 7塔板负荷性能3. 7.1 精tg段3.7.1. 1雾沫夹带线对于水-屮醇物系和己设计岀塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值q, =0.1畑（液）/kg（干气）所对应的泛点率片（亦为上限值），利用式v+136厶乙匕f. =xl（）0% 和 £ = plpv xl00% 便可作出此线。kc,apqjskcfat由于塔径较小，所以収

49、泛点率f = 70%，依上式有0.919824.65-0.919+ 1. 36%*0.560.09*0.3465整理后得，即为负荷性能图中的线（1）此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个厶 值便可依式=0.65-22. 82ls算出相应的匕。利用两点确定一条直线，便可在负 荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。ls / m 7.1.2液泛线由式 £ s 0（坷 + 力 j，兀=仰 + hw + hd + a/i + how, hf = hc +/2/ +ha联立。即0（上/丁 + hw） = hf + hw + hd + a/? + h（）w = hc + h

50、 + ha + hw + hd + a/? + how / s0.001350.000358vs /7773 is0. 6190.6418式中，干板静压板径可用丸.=5.34£如，板上液层静压头降h严讥2plg从式hl液九，+几知，饥表示板上液层高度,howhi = % = 6(饥 + hoj = % 九.+ woo2.84所以板上液体表面张力所造成的静压头ha和液面落丼h可忽略液体经过降液管的静压头降可用式馆=02 厶 ma）丿3+(12.84 ( 3600厶 )则 ©（/丁 + hw） = hc + shf + hl+hd = hc+hd + （1 + 匂）hl(p(h

51、t + /? j = 5.34 + 053 2仇g式屮阀孔气速u°与体积流量有如下关系式中各参数已或已计算出代入上式。整理后便可得匕与厶的关系，bp 0.09383=0. 105v-+1200ls2 1.72l/此式即为液泛线的方程表达式。在操作范圉内任取若干厶值，依20.09383=0. 105叶 hh200厶 $ 1.72 厶亍厶/ m 7.1.3液相负荷上限线为了使降液管屮液体所夹带的气泡有足够时间分离岀，液体在降液管屮停留时间 不应小于35s。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上 / s0.0003580.00050.00135v/m3/s0. 890. 0

52、. 8730.706用上述坐标点便可在厶 匕负荷性能图中绘出液泛线，图中的（2）。述条件。a x h由式2 a35秒可知，液体在降液管内最短停留时间为35秒。取r = 为液体在降液管屮停留时间的下限,所对应的则为液体的最大流量, 即液相负荷上限，于是可得(厶)maxa,hr50.01925*0.35=0.00135m3/5所得到的液相上限线是 一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的 线。3. 7.1.4气体负荷下限线(漏液线)对于f1型重阀，因坨v5时，会发生严重漏液，故取花=5计算相应的气相流量(%x0.0392 x45x .= 0.28m3 /sv0.9192.843600(厶忘

53、1000= 0.06取e = 1.0、代入：的值则可求出(厶)丽为(l$)min =().006 *100()2.84e-掃評.。358川按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线(5).系列1系歹!j2系列3系列4系列5一系列6精憾段塔板性能负荷图曲塔板性能负荷图可以看出：（1）在任务规定的汽液负荷下的操作点处在适宜操作区内。（2）塔板的气相负荷上限曲雾沫夹带和液泛共同控制，操作下限曲漏液控制。（3）按固定的气液比，塔板的气相负荷上限为0. 65,气相负荷卜-限为0. 28,所以:操作弹性二牆心23.7.2 提 tg 段3.7.2. 1雾沫夹带线对于水-乙醇物系和己设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值q, =0.1畑（液）/kg（干气）所对应的泛点率片（亦为上限值），利用式j+1 %厶乙匕f. =xloo% 和 £ = pl pv xl0q% 便可作出此线。kc,apqjskcfat由于塔径较大，所以収泛点率f = 70%，依上式