万吨年甲醇水溶液浮阀精馏塔设计化工原理课程设计

1、Good is good, but better carries it.精益求精，善益求善。万吨年甲醇水溶液浮阀精馏塔设计化工原理课程设计中南民族大学中南民族大学化工原理课程设计题目 6万吨/年甲醇-水溶液浮阀精馏塔设计 学院 化学与材料科学学院 专业 化学工程与工艺 学生姓名 李小平 学号2012214946指导教师 金士威 完成日期： 2015年 6 月 14 日2课程设计任务书课程名称化工原理课程设计课程代码01042010设计时间2015.5.302015.6.14指导教师金士威专 业化学工程与工艺班 级1201班一、 课程设计任务（题目）及要求1.设计题目：6万吨/年甲醇-水溶液浮阀

2、精馏塔设计2.设计任务(含实验、分析、计算、绘图、论述等内容)精馏塔的物料衡算塔板数的确定精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算塔体工艺尺寸计算塔板工艺尺寸的计算筛板的流体力学验算关于塔板负荷性能图的计算提馏段塔板负荷性能计算冷凝器的选取再沸器的选取 接管管径的计算与选型塔顶、塔底空间的确定塔顶封头的确定塔底空间裙座的选取人孔的选取泵的选型塔高的计算3.设计所需技术参数原料： 甲醇-水溶液原料温度： 30处理量： 6万吨/年原料组成（甲醇的质量分数）：40%产品要求：塔顶产品中甲醇的质量分数：99%塔釜产品中甲醇残留量（质量分数）2%生产时间： 300天（7200 h）冷却水进口温度：

3、30加热介质： 0.3Mpa(表压)饱和水蒸汽4设计要求（1）学生应在老师指导下独立完成，题目不可更换。（2）查阅相关资料，自学具体课题中涉及到的新知识。（3）最后提交的课程设计成果包括：a)课程设计说明书纸质文件及电子文件。b)课程设计相关设计图纸质文件及电子文件。二、对课程设计成果的要求（包括课程设计说明书、图纸、图表、实物等软硬件要求）1、分析课程设计题目的要求；2、写出详细设计说明；3、写出详细计算过程、经验值的取舍依据；4、设计完成后提交课程设计说明书及相关设计图；5、设计说明书应内容充实、写作规范、项目填写正确完整、书面整洁、版面编排、图表绘制符合要求。6、计算过程使用的符号符合参

4、考资料中的要求，设计内容按参考资料设计示例执行。理论塔板数的求取用逐板计算法。Af和Wd的求取按自己推导的公式进行。三、主要参考资料 1 贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计.天津大学出版社,2002年6月. 2 陈敏恒，潘鹤林.化工原理（少学时）.华东理工大学出版社，2008年8月. 3化工原理·第三版上册·化学工业出版社·20064化工原理·第三版下册·化学工业出版社·2006.5化学化工物性数据手册(有机卷) ·化学工业出版社· 2002.56华东理工大学化工原理教研室编·化工过程设备及设计·

5、华南理工大学出版社·1996.027大连理工大学王国胜主编·化工原理课程设计·大连理工大学出版社·2005.028化学工程师手册·机械工业出版社·2001.19化工工艺制图·周大军、揭嘉·化工工业出版社·200610化工工艺设计手册·中国石化集团上海工程有限公司·化学工业出版社·2003. 8指导教师签字：目 录课程设计任务书1目 录3前 言6第一章 总体操作方案的确定71.1 操作压强的选择：71.2 物料的进料热状态：71.3 回流比的确定：71.4 塔釜加热方式：81.

6、5 回流的方式方法:8第二章 精馏的工艺流程图的确定9第三章 理论板数的确定103.1精馏塔全塔物料衡算103.2物系相平衡数据103.3确定回流比113.4理论板数NT的计算以及实际板数的确定113.4.1塔的汽、液相负荷113.4.2求操作线方程113.4.3逐板计算法求理论板层数123.5 实际板数的确定123.5.1总板效率ET的计算133.5.2实际塔板层数13第四章 塔体主要工艺尺寸的确定144.1列出各设计参数144.1.1操作压力144.1.2温度tm144.1.3平均摩尔质量计算144.1.4汽相密度:154.1.5液相密度154.1.6液体表面张力164.1.7液体粘度L,

7、m174.2 精馏段塔径塔板的实际计算194.2.1 精馏段汽、液相体积流率为：194.2.2 塔径塔板的计算194.2.3 塔板流体力学的验算234.2.4 塔板负荷性能图及操作弹性254.3提馏段塔径塔板的实际计算294.3.1 提馏段汽、液相体积流率为：294.3.2 塔径塔板的计算294.3.3 塔板流体力学的验算324.3.4 塔板负荷性能图及操作弹性34第五章 浮阀塔板工艺设计计算结果38第六章 辅助设备及零件设计396.1 附属设备设计396.1.1冷凝器的选择396.1.2 再沸器的选择406.2 塔附件设计416.2.1 接管416.2.2 泵436.2.3 预热器456.2

8、.4 法兰456.2.5 筒体与封头466.2.6 除沫器466.2.8 吊柱476.2.9 人孔486.3塔总体高度的设计486.3.1 塔的顶部空间高度486.3.2 塔的底部空间高度486.3.3 塔体高度48收获和体会50致谢51参考文献52成绩评定表53 6万吨/年甲醇-水溶液浮阀精馏塔设计 摘要 在化工、石油、医药、食品等生产中，常需将液体混合物分离以达到提纯或回收有用组分的目的，而蒸馏就是其中一种方法。随着化学工业的发展，蒸馏技术、设备及理论也有了很大的发展。蒸馏馏操作的理论依据是借混合液中各组分挥发性的差异而达到分离的目的。在操作中进行多次的气体部分冷凝或液体部分气化称为精馏。

9、习惯上，混合物中的易挥发组分称为轻组分，难挥发组分成为中组分。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。 关键词：精馏；甲醇-水体系；浮阀塔 60000 tons/year methanol aqueous solution - float valve column design Abstract In the chemical,petroleum,pharmaceutical,food and other production,often need a 

10、liquid mixture separation to achieve purification or recycled useful components purpose,and the distillation is one of the methods.Along with the development of chemical industry,distil

11、lation technology,equipment and theory also the distillation operation was borrowed between each composition of volatile differences and to achieve the purpose of separation.In the operation of g

12、as part of multiple condensing or liquid part gasification called distillation.Therefore,grasps the gas-liquid balance relationship,familiar with all kinds of tower operation characteristics 

13、;of selection,design and analysis of various parameters separation process is very important. Keywords ：distillation；The methanol - water system；Float valve tower 前 言化学工业中塔设备是化工单元操作中重要的设备之一，化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取、增湿、减湿等单元操作中，精馏操作是最基本的单元操作之一，它是根

14、据混合液中各组分的挥发能力的差异进行分离的。 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，后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、处理量大、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筛板塔和浮阀塔。浮阀塔的特点：1生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%40%，与筛板塔接近。 2操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带

15、量小，塔板效率高。 4气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%80%，但是比筛板塔高 20%30。 但是，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。 近几十年来，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。本次设计就是针对甲醇水体系，而进行的常压浮阀精馏塔的设计及其辅助设备的选型。

16、由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指出，以便订正。 2015年5月第一章 总体操作方案的确定1.1 操作压强的选择：精馏可以常压，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下进行操作。在相同条件下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馏。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

17、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，增加了相应的设备和操作费用。本次任务是甲醇和水体系，甲醇-水这一类的溶液不是热敏性物料，且沸点又不高，所以不需采用减压蒸馏。这类溶液在常压下又是液态，塔顶蒸气又可以用普通冷却水冷凝，因而也不需采用加压蒸馏。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馏。 操作压强:P=1atm=0.1MPa=1.013×103KPa。1.2 物料的进料热状态：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，使产生的气相回流在全塔发挥作用，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，

18、塔内精馏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，就需要增设一个预热器，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=1 。1.3 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，在平衡线和操作线之间的直角阶梯的跨度增大,每层塔板的分离效率提高了，所以增大回流比所需的理论塔板数减少，反之理论塔板数增加。但是随着回流比的增加，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回流比为最佳回流比。本次设计任务中，综合考虑各个因素，采用回流比

19、为最小回流比的1.6倍。即：R=1.6 Rmin1.4 塔釜加热方式：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。1.5 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流。采用重力回流可节省一台回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制回流比。考虑各方面综合因素，采用重力回流。第二章 精馏的工艺流程图的确定甲醇水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作

20、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。第三章 理论板数的确定3.1精馏塔全塔物料衡算 F:原料液流量（kmol/h) 382 Xf:原料组成（mol%) 27.27% D:塔顶产品流量（kmol/h) 102.88 XD:塔顶组成（mol%) 98.24% W:塔底残夜流量（kmol/h) 279.12 Xw :塔底组成（mol%) 1.13%原料甲醇组成：Xf =27.27%塔顶组成：XD =98.24%塔底组成：Xw =1.13%原料进料量：F=6万吨/年=382 mol/h物料衡算式：F=D+W FXf=DXD+WXw联立代入求解：D=1

21、02.88 kmol/h W=279.12 kmol/h3.2物系相平衡数据 1.常压下甲醇和水的气液平衡表(t-x-y)tXytxy1000077.829.0968.0192.95.3128.3476.733.3369.1890.37.6740.0176.235.1369.1888.99.2643.5373.846.2077.5686.612.5748.3172.752.9279.7185.013.1554.5571.359.3781.8383.216.7455.8570.068.4984.9282.318.1857.7568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.

22、4191.9480.223.1964.8564.710010078.028.1867.75组分分子式分子量沸点熔点水H2O18.015373.15K273.15K甲醇CH3OH32.040337.85K176.15K2. 基本物性数据3.3确定回流比 根据甲醇水气液平衡组成表和相对挥发度公式 ， 求得：相对挥发度=4.57平衡线方程为：y=4.57x/(1+3.57x)因为泡点进料，所以 xe = Xf=0.2727代入上式得 ye =0.0.6315 Rmin = =(0.9824-0.6315)/(0.6315-0.2727)=0.9780 R=1.6 Rmin =1.6*0.9780=1

23、.56453.4理论板数NT的计算以及实际板数的确定3.4.1塔的汽、液相负荷L=RD=1.5645×102.88=160.96 kmol/hV=(R+1)D=(1.5645+1) ×102.88=263.84 kmol/hV=V=263.84 kmol/hL=L+F=160.96 kmol/h+382 kmol/h=542.96 kmol/h3.4.2求操作线方程精馏段操作线方程： y=x + =0.6101x+0.3831提馏段操作线方程为: =2.0579x-0.01213.4.3逐板计算法求理论板层数 精馏段理论板数： 平衡线方程为：y=4.57x/(1+3.57x

24、) 精馏段操作方程：y=x + =0.6101x+0.3831 由上而下逐板计算，自X0=0.9824开始到Xi首次超过Xq =0.2727时止 操作线上的点 平衡线上的点 （X0=0.9824,Y1=0.9825） (X1=0.9247, Y1=0.9825) （X1=0.9247,Y2=0.9473） （X2=0.7973,Y2=0.9473） （X2=0.7973,Y3=0.8695） （X3=0.5932,Y1=0.8695） （X3=0.5932,Y4=0.7450） （X4=0.3900,Y4=0.7450） （X4=0.3900,Y5=0.6210） （X5=0.2639,Y5=

25、0.6210） 因为X5时首次出现 Xi <Xq 故第5块理论版为加料版，精馏段共有4块理论板。提馏段理论板数提馏段操作线方程：y=2.0579x-0.0121已知X5=0.2639, 由上而下计算，直到Xi 首次越过Xw=0.0113时为止。 操作线上的点 平衡线上的点（X5=0.2639,Y6=0.5310） （X6=0.1986,Y6=0.5310）（X6=0.1986,Y7=0.3966） （X7=0.1257,Y7=0.3966）（X7=0.1257,Y8=0.2466） （X8=0.0668,Y8=0.2466）（X8=0.0668,Y9=0.1254） （X9=0.0304

26、,Y9=0.1254）（X9=0.0304,Y10=0.0505） （X10=0.0115,Y10=0.0505） （X10=0.0115,Y11=0.0116） （X11=0.0026,Y11=0.0116）由于到X11首次出现Xi < X w ，故总理论板数不足11块总的理论板数NT=10+（X10-Xw）/（X10-X11）=10.022( 包括再沸器)3.5 实际板数的确定 实际塔板数Np=NT/ ET3.5.1总板效率ET的计算根据汽液平衡表,由内插法求得塔顶温度tD,塔釜温度tw,（64.7-66.9)/(100-87.41)=(tD-64.7)/(100-98.24)tD=

27、64.39 (100-92.9)/(0-5.31)=(tw-100)/(1.13-0)tw=98.49 (78.0-80.2)/(28.18-23.19)=(tf-78.0)/(27.27-28.18)tf=78.39平均温度=(tD+tw)/2=(64.39+98.49)/2=81.44又由奥克梅尔公式：ET=0.49(L)-0.245其中=6.36,L=0.3565mPa·s,代入上式得:ET=0.40103.5.2实际塔板层数算得ET=0.4010 实际塔板数Np=NT/ET=10.022/0.4010=24.99块=25块其中： 精馏段：4/0.4010=9.9810块 提馏

28、段: 6.022/0.4010=15.0215块 提馏段不算塔釜：15-1=14块第四章 塔体主要工艺尺寸的确定4.1列出各设计参数4.1.1操作压力 1）精馏段：塔顶压力PD=1atm=101.33kPa, p0.64kPa 取每层踏板压强p=0.64进料板压力=PD+0.64 ×10=107.73kPa精馏段平均操作压力Pm=(101.33+109.65)/2=104.53kPa2）提馏段: 塔釜压力PW=PD+14×0.64=110.29kPa提馏段平均操作压力Pm=(110.29+107.73)/2=109.01kPa4.1.2温度tm根据汽液平衡表,由内插法求得塔

29、顶温度tD,塔釜温度tw,进料温度tf。（64.7-66.9)/(100-87.41)=(tD-64.7)/(100-98.24)tD=64.39 (100-92.9)/(0-5.31)=(tw-100)/(1.13-0)tw=98.49 (78.0-80.2)/(28.18-23.19)=(tf-78.0)/(27.27-28.18)tf=78.391）精馏段：塔顶温度tD=64.39, tf=78.39, t精=(tD+tf)/2=71.392）提馏段: t提=(tw+tf)/2 =(78.39+98.49)/2=88.443) 平均温度=(tD+tw)/2=(64.39+98.49)/2

30、=81.444.1.3平均摩尔质量计算1）精馏塔的汽、液相负荷:L=RD=1.5645×102.88=160.96 kmol/hV=(R+1)D=(1.5645+1) ×102.88=263.84 kmol/hV=V=263.84 kmol/hL=L+F=160.96 kmol/h+382 kmol/h=542.96kmol/h2）塔顶平均分子量: X1=0.9824, Y1=0.9961MVDM=0.9961×32+(1-0.9961)×18=32.58g/molMLDM=0.9824×32+(1-0.9824)×18=31.75g

31、/mol3) 加料板上一块塔板平均摩尔质量：X5=0.3900, Y5=0.7450MVFM=0.7450×32+(1-0.7450) ×18=28.43 g/molMLFM =0.3900×32+(1-0.3900) ×18=23.46 g/mol4） 加料板平均分子量：Xf=0.2639 , yf=0.6210MVFM=0.6210×32+(1-0.6210)×18=26.69 g/molMLFM=0.2639×32+(1-0.2639)×18=21.69 g/mol5）塔底平均分子量：xw=0.0113, y

32、w=0.01127MVWM=0.01127×32+(1-0.01127)×18=18.16g/molMLWM=0.0113×32+(1-0.0113)×18=18.13g/mol精馏段平均摩尔质量：MVm=(MVDm+MVFm)/2=(32.58+28.43)/2=30.51kg/kmolMLm=(MLDm+MLFm)/2 =(31.75+23.46)/2= 27.61kg/kmol提馏段平均摩尔质量：MVm=(MVDm+MVFm)/2=(26.69+18.16)/2=22.43kg/kmolMLm=(MLDm+MLFm)/2 =(21.69+18.13

33、)/2=19.91kg/kmol4.1.4汽相密度:精馏段：V,M=P×MVM/RT精=104.53×30.5/8.314×(273.15+71.39)=1.1113kg/m3提馏段：V,M=P×MVM/RT提=109.01×22.43/8.314×(273.15+88.44)=0.8133kg/m34.1.5液相密度 表1 甲醇和水不同温度下的密度温度/60708090100（甲醇）751743734725716 （水）983.2977.8971.8965.3958.4已知： 混合液密度: 甲醇与水在对应温度下的密度：温度64.39

34、78.3998.49甲醇 747.49735.45717.36水 980.83972.77959.44 1精馏段塔顶：tD=64.39 XD=0.9824 1/LD,M=WA/LA+WB/LB 其中WAD=0.99, WBD=0.01,LA=747.49kg/m3,LB=980.83kg/m3LD,M=749.27kg/m3进料板上：tf=78.39,Xf=0.2727,LA=735.45kg/m3, LB=972.77kg/m3WAf=0.4又 1/LF,M=0.4/735.45+(1-0.4)/ 972.77LF,M=861.56kg/m3精馏段平均液相密度：L,M精=(749.27+86

35、1.56)/2=805.42kg/m32提馏段：塔底：tw=98.49，Xw=0.0113,1/LW,M=WA/LA+WB/LB 其中WAW=0.02 ,WBW=0.98LA=717.36kg/m3 LB=959.44kg/m3LW,M=953.01kg/m3提馏段平均液相密度L,M =(953.01+861.56)/2=907.29kg/m34.1.6液体表面张力 表2 甲醇和水不同温度下的表面张力温度/60708090100（甲醇）18.7617.8216.9115.8214.89 （水）66.264.362.660.758.8m=xii，故甲醇与水在对应温度下的表面张力：温度64.397

36、8.3998.49甲醇mN/m18.3517.0615.03水mN/m65.3762.8759.091精馏段塔顶：tD=64.39 xD=0.9824水=65.37mN/m, 甲醇=18.35mN/mm,D=0.9824×65.37+(1-0.9824) ×18.35=64.54mN/m进料板上：tf=78.39,Xf=0.2727,水=62.87mN/m, 甲醇=17.06mN/mm,F=0.2727×62.87+0.7673×17.06=30.23mN/mm,精=(64.54+30.23)/2=47.385mN/m2提馏段塔底： tw=98.49,

37、Xw=0.0113水=59.09mN/m, 甲醇=15.03mN/mm,W=0.0113×59.09+0.9887×15.03=15.53mN/mm,提=(30.23+15.53)/2=22.915mN/m4.1.7液体粘度L,m 表3 甲醇和水不同温度下的粘度温度/60708090100（甲醇）0.3500.3060.2770.2510.225 （水）0.4790.4140.3620.3210.288采用插值法，故甲醇与水在对应温度下的粘度为：温度64.3978.3998.49甲醇mPa·s0.33070.27230.2289水mPa·s0.45050

38、.37040.29301精馏段查表得：64.39时,水=0.4505mPa·s , 甲醇=0.3307mPa·sL,D=0.9824×0.3307+0.0176×0.4505=0.3328mPa·s78.39时,水=0.3704mPa·s , 甲醇=0.2723mPa·sL,F=0.2727×0.2723+(1-0.2727)×0.3704=0.3436mPa·sL,m精=(0.3328+0.3436)/2=0.3382mPa·s2提馏段塔底： Xw=0.011398.49时,水=0.

39、2930mPa·s , 甲醇=0.2289mPa·sL,W=0.0113×0.2930+(1-0.0113)×0.2289=0.2296mPa·sL,m提=(0.3436+0.2296)/2=0.2866mPa·s3.塔的汽、液相负荷L=RD=1.5645×102.88=160.96 kmol/hV=(R+1)D=(1.5645+1) ×102.88=263.84 kmol/hV=V=263.84 kmol/hL=L+F=160.96 kmol/h+382 kmol/h=542.96kmol/hVS=VMVM/(3

40、600VM)=(263.84 ×30.51)/(3600×1.1113)=2.0121m3/SLS=LMLM/(3600LM)=(160.96×27.61)/(3600×805.42)=0.001533m3/SVS=VMVM/(3600VM)=(263.84×22.43)/(3600×0.8133)=2.0212m3/S LS=LMLM/(3600LM)=(542.96×19.91)/(3600×907.29)=0.00331m3/S4.2 精馏段塔径塔板的实际计算4.2.1 精馏段汽、液相体积流率为：LS =0.

41、001533 m3/sVS=2.0121m3/s4.2.2 塔径塔板的计算4.2.2.1塔径的计算欲求塔径应先求出u，而u安全系数×umax 式中： 横坐标的数值为：(Ls/Vs)(L/v)0.5=0.0205参考有关资料，根据塔板间距与塔径的关系塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距/HT，mm200300250350300450350600400600初选板间距=0.4m, 取板上液层高度h1=0.06m，故分离空间HT-h1=0.4-0.06=0.34m根据以上数值，由史密斯关联图查得，C20=0.0716由公式C=

42、校正得 C=0.0851Umax=C=0.0851×(805.42-1.1113)/1.11130.5=2.2894m/s取安全系数0.70，则u=0.70=1.6026m/s故 D=(4×2.0121)/(3.14×1.6026)0.5=1.2647m所以圆整取D=1.3m塔截面积： AT=1.3266 m2空塔气速u= VS / AT = 1.5167 m/s 4.2.2.2溢流装置的确定单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，流体流径较大，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

43、虑各方面因素，本设计体系采用单溢流、弓形降液管。溢流堰长lw=0.7D=0.91m出口堰高 hw Ls/lW 2.5 =0.001533×3600/0.912.5= 6.986 lW /D=0.7查流体收缩系数图得：E=1.025,选用平直堰，堰上液层高度hOW由下式计算则how=9.681mm, 又h1 =0.06mh w = h1- how=0.06-0.009681=0.05032m=50.32mm降液管的宽度Wd与降液管的面积AflW / D=0.7 ,查得 =0.14,=0.088Wd=0.14×1.3=0.182m, Af=0.088×1.3266=0

44、.1167m2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hO表示。降液管底隙高度应低于出口堰高度hW，(hw-ho)不应低于6mm才能保证降液管底端有良好的液封. 工程上ho一般取20-25mm。本次设计中取22mm。hw-ho=50.32- 22 =28.328 mm> 6 mm 故降液管底隙高度设计合理。4.2.2.3安定区与边缘区的确定取安定区宽度WS=0.07m，边缘区宽度取WC=0.04m 弓形降液管宽度 Wd=0.182m4.2.2.4鼓泡区间阀孔数的确定以及排列采用F1型重阀，孔径为39mm。取阀孔动能因子 FO=11孔速 uo=11/(1.1113)0.

45、5=10.4346m/s 浮阀数：n=2.0121/（1/4×3.14159×0.0392×10.4346）=162(个)有效传质区：根据公式：其中：R=0.61mx=0.398m =0.8967m2 塔板的布置因 D>800mm 故塔板采用分块式，查表的塔块分为3块。浮阀塔筛孔直径取 d=39mm,阀孔按等腰三角形排列。 阀孔的排列：采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm则排间距：t=0.0738 m=74.8 mm考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排间距不宜采用74.8 mm，而应小些，

46、故取t=65mm=0.065mm,按t=75mm，t=65mm，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数151个。按N=151重新核算孔速及阀孔动能因数：孔速u0= VS/（× 1/4 ×d2× N）=11.15 m/sF0=uo×(V,M) 0.5=11.76阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。开孔率空塔气速u= VS / AT = 1.5167 m/s =u / uo =1.5167/ 11.15=13.60 %5%<13.60 %<15%, 符合要求故：t=75mm , t=65mm, 阀孔数N实际=151个则每层板上的开孔面积AO =A

47、 a × = 0.8967×13.60 %=0.122m24.2.3 塔板流体力学的验算4.2.3.1塔板压降气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)干板阻力 : 浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为U0,cU0,c=（73.1/V,M）（1/1.825）=9.913m/s<11.15m/s =5.34×1.1113×11.152/（2×805.42×9.8）=0.0467m液柱液层阻力充气系数 =0.5,有:h1=×h1=0.5×0.06=0.03m液柱液体表面张力所造成阻力, 此项可以忽略不计。故气体流经

48、一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：hp=0.03+0.0467=0.0767m常板压降=0.0767×805.42×9.81=606.02Pa <640Pa,符合设计要求。4.2.3.2液泛的校核为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。即：Hd（HT+hW），Hd=hw+how+hd+hp+ hd=0.2(LS/(lwho)2 甲醇-水属于一般物系，取0.5 对于浮阀塔0则Hd=hw+how+hd+hp+=0.05032+0.009681+0.2(0.001533/(0.91×0.022)2+0.0767=0.1379m（HT+hW）=0.5

49、(0.4+0.05032)=0.2252m因0.1379m<0.226m， 故本设计中不会出现液泛4.2.3.3降液管停留时间为使液体夹带的气泡得以分离，液体在降液管内应有足够的停留时间。由实际经验可知，液体在降液管内停留的时间不应小于35s。lW / D=0.7 ,查得 =0.14,=0.088Wd=0.14×1.3=0.182m, Af=0.088×1.3266=0.1167m2停留时间=AfHT/LS=0.1167×0.4/0.001533=30.45s>5s 符合要求4.2.3.4雾沫夹带泛点率=100%lL=D-2Wd=1.3-20.182=

50、0.936Ab=AT-2Af=1.3266-20.1167=1.0932式中: lL板上液体流经长度，m; Ab板上液流面积，m2 ； CF泛点负荷系数，由图查得泛点负荷系数取0.09 K特性系数，查下表，取1.0.物性系数K系统物性系数K无泡沫，正常系统氟化物（如BF3，氟里昂）中等发泡系统（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔）多泡沫系统（如胺及乙二胺吸收塔）严重发泡系统（如甲乙酮装置）形成稳定泡沫的系统（如碱再生塔）1.00.90.850.730.600.30由上代入数据得：泛点率=78.0% 对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。计算出的泛点率在80%以下，故可知雾沫夹带量能

51、够满足ev<0.1kg液/kg(干气)的要求。4.2.3.5漏液验算 0.855 m3/s<Vs=2.0121 m3/s,可见不会产生过量漏液。4.2.4 塔板负荷性能图及操作弹性4.2.4.1液相下限线因堰上液层厚度how为最小值时，对应的液相流量为最小。设how,小=0.006m LW=0.91, 推出 LS=0.0009166 m3/s4.2.4.2液相上限线当停留时间取最小时，LS为最大，求出上限液体流量LS值（常数），在VSLS图上，液相负荷上限线为与气体流量VS无关的竖直线。以作为液体在降液管中停留时间的下限，因Af=0.1167m2 ， HT=0.4 又因=AfHT/

52、LS ,则LS,大=0.1167×0.4 / 5=0.009336m3/s4.2.4.3漏液线 据此可作出与液体流量无关的水平漏液线。4.2.4.4雾沫夹带线 根据经验值，因该塔径1.3m 控制其泛点率为80%代入上式lL=D-2Wd=1.3-20.182=0.936 Ab=AT-2Af=1.3266-20.1167=1.0932K物性系数查表得K=1, CF泛点负荷因素，查表得CF=0.09代入计算式，整理可得：0.03717VS+1.2730LS=0.07674由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值，依式算出相应的VS值列于下表中。 LS'0.00010.

53、00050.0010.0020.0030.0050.00550.006VS'2.06112.04742.03031.96011.98581.89331.87621.87284.2.4.5液泛线为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。联立以下三式：由上式确定液泛线。忽略式中项，将以下五式代入上式，得到：因物系一定，塔板结构尺寸一定，则、及等均为定值，而与VS又有如下关系，即：整理得： LS0.0010.0020.0030.0040.0050.0060.007VS3.461353.365433.270293.169773.060652.940502.806924.2.4.6操作负荷线由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P(0.001533，2.0121)在正常的操作范围内。过圆点连接OP作出操作线.由塔板负荷性能图可以看出：（1）在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。（2）塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。（3）操作弹性Vmax=3.46135, Vmin=0.855操作弹性=Vmax/ Vmin =3.46135/0.855=4.048>3此设计符合要求。4.3提馏段塔径塔板