《化工原理课程设计》板式精馏塔 设计报告

《化工原理课程设计》报告

4万吨/年 甲醇~水 板式精馏塔设计

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目 录 一、概述 ························································································ 4 1.1 设计依据 ·················································· 错误！未定义书签。 1.2 技术来源 ·················································· 错误！未定义书签。 1.3 设计任务及要求 ··································································· 5 二：计算过程 ·················································································· 6 1. 塔型选择 ·············································································· 7 2. 操作条件的确定 ····································································· 7 2.1 操作压力 ······································································ 7 2.2 进料状态 ······································································ 7 2.3 加热方式 ······································································ 7 2.4 热能利用 ······································································ 7 3. 有关的工艺计算 ····································································· 8 3.1 最小回流比及操作回流比的确定 ·············· 错误！未定义书签。 3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算错误！未定义书签。 3.3 全凝器冷凝介质的消耗量 ··············································· 15 3.4 热能利用 ············································ 错误！未定义书签。 3.5 理论塔板层数的确定 ····················································· 15 3.6 全塔效率的估算 ··································· 错误！未定义书签。 3.7 实际塔板数NP ···································· 错误！未定义书签。 4. 精馏塔主题尺寸的计算 ·································· 错误！未定义书签。 4.1 精馏段与提馏段的体积流量 ···················· 错误！未定义书签。 4.1.1 精馏段 ······························································· 18 4.1.2 提馏段 ······························································· 20 4.2 塔径的计算 ································································· 22 4.3 塔高的计算 ································································· 30 5. 塔板结构尺寸的确定 ····························································· 24 5.1 塔板尺寸 ···································································· 25 5.2 弓形降液管 ········································· 错误！未定义书签。 5.2.1 堰高 ·································································· 26 5.2.2 降液管底隙高度h0 ················································ 27 5.2.3 进口堰高和受液盘 ························ 错误！未定义书签。 5.3 浮阀数目及排列 ··························································· 28

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5.3.1 浮阀数目 ···························································· 28 5.3.2 排列 ·································································· 28 5.3.3 校核 ·································································· 29 6. 流体力学验算 ······································································ 30 6.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)hp ·························· 30 6.1.1 干板阻力hc ························································ 30 6.1.2 板上充气液层阻力h1 ············································ 31 6.1.3 由表面张力引起的阻力h? ······································ 31 6.2 漏液验算 ···································································· 31 6.3 液泛验算 ···································································· 31 6.4 雾沫夹带验算 ······························································ 32 7. 操作性能负荷图 ··································································· 32 7.1 雾沫夹带上限线 ··························································· 32 7.2 液泛线 ······································································· 33 7.3 液体负荷上限线 ··························································· 33 7.4 漏液线 ······································································· 33 7.5 液相负荷下限线 ··························································· 34 7.6 操作性能负荷图 ··························································· 34 8. 各接管尺寸的确定 ································································ 36 8.1 进料管 ······································································· 36 8.2 釜残液出料管 ······························································ 36 8.3 回流液管 ···································································· 37 8.4 塔顶上升蒸汽管 ··························································· 37 8.5 水蒸汽进口管 ······························································ 38 3

一、概述 1.1 设计背景 塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。 精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。 为了加强工业技术的竞争力，长期以来，各国都在加大塔的研究力度。如今在我国常用的板式塔中主要为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔和舌型塔等。填料种类出拉西、环鲍尔环外，阶梯环以及波纹填料、金属丝网填料等规整填料也常采用。更加强了对筛板塔的研究，提出了斜空塔和浮动喷射塔等新塔型。同时我国还进口一些新型塔设备，这些设备的引进也带动了我国自己的塔设备的科研、设计工作，加速了我国塔技术的开发。 国外关于塔的研究如今已经放慢了脚步，是因为已经研究出了塔盘的效率并不取决与塔盘的结构，而是主要取决与物系的性质，如：挥发度、黏度、混合物的组分等。国外已经转向研究“在提高处理能力和简化结构的前提下，保持适当的操作弹性和压力降，并尽量提高塔盘的效率。”在新型填料方面则在努力的研究发展有利于气液分布均匀、高效和制造方便的填料。 经过我国这些年的努力，在塔研究方面与国外先进技术的差距正在不断的减小 4

目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。 1.2 设计条件 原料：甲醇、水 原料温度：泡点进料 处理量：4万吨/年 原料组成：甲醇的质量分率wf=0.35（质量分数） 产品要求：塔顶甲醇的质量分率wd=0.94（质量分数），塔底甲醇质量分率=0.02（质量分数） 生产时间：300天/年 冷却水进口温度：25℃ 加热剂：0.9MP饱和水蒸汽 单板压降：小于或等于0.7kpa 生产方式：连续操作，泡点回流 全塔效率：Et=50% 1.3 设计要求 1.撰写课程设计说明书一份 2.带控制点的工艺流程图一张 3.塔装备的总装图一张

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1.4 设计说明书的主要内容 1.设计方案的确定 2.带控制点的工艺流程图的确定 3.操作条件的选择（包括操作压强、进料状态、加热剂、冷却剂、回流比） 4.塔的工艺计算 （1）全塔物料衡算 （2）最佳回流比的确定 （3）理论板及实际板的确定 （4）塔径的计算 （5）降液管及溢流堰尺寸的确定 （6）浮阀数及排列方式（筛板孔径及排列方式）的确定 （7）塔板流动性能的校核（液沫夹带校核，塔板阻力校核，降液管液泛校核，液体在降液管内停留时间校核，严重漏液校核） （8）塔板负荷性能图的绘制 （9）塔板设计结果汇总表 5.辅助设备工艺计算 （1）换热器的面积计算及选型 （2）各种接管管径的计算及选型 （3）泵的扬程计算及选型 6.塔设备的结构设计：（包括塔盘、裙座、进出口料管） 二：计算过程 6

1. 塔型选择 根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。 2. 操作条件的确定 2.1 操作压力 压力为P0?1.01325?105（Pa） 2.2 进料状态 虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料（q=1）。 2.3 加热方式 精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇~水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。 2.4 热能利用 精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入

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再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。 3. 物料的工艺计算 由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。 原料液的摩尔组成： 甲醇的摩尔质量为：32 kg/kmol 水的摩尔质量为： 18kg/kmol 0.35/32xF??0.23 0.35/32?0.65/18xD?0.94/32?0.898 0.94/32?（1?0.94）/180.02/32xW??0.01 0.02/32?（1?0.02）/18以年工作日为300天，每天开车24小时计，进料量为： 进料液的平均摩尔数 MF?32?0.23?18?(1?0..23)?21.22kg/kmol m4?107F???261.8kmol/h MF21.22?24?300 根据公式D?F.xF?xW0.23?0.01?261.8? xD?xW0.898?0.01 8

可求出D?64.86kmol/h 由全塔的物料衡算方程可写出：F?D?W 求得W?196.94kmol/h 表1. 原料液、馏出液与釜残液的流量 名称 w(质量分数) x(摩尔分数) 原料液 0.35 0.23 261.8 馏出液 0.94 0.898 64.86 釜残液 0.02 0.01 196.94 流量kmol/h 3.1相对挥发度 可根据平衡线图（图3-1）查得塔顶、塔底温度 1—汽相 2—液相

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图3-1 甲醇-水的等压曲线 或用计算法求得： ①塔顶：y1?0.957，P?101.325kpa o假设t = 83℃,利用安托因方程lgPA?6.03055?1211.033， t?220.79lgPBo?6.07954?1344.8 t?219.48oo计算得出PA?110.70kpa，PB?43.016kpa P?PBoPAoxy?再利用x?o o，PPA?PB求得x1?0.8615,y1?0.9412 oo假设t = 82℃，同理求得PA?107.39kpa，PB?41.58kpa x1'?0.9078,y1'?0.9622 利用比例差值法求出塔顶温度： t?820.957?0.9622?，则t1?82.25℃ 83?820.9412?0.9622当t=82.25℃时，计算得出PAo?108.21kpa，PBo?41.93kpa oPA108.21?2.581 此时的相对挥发度?1?o?PB41.93 ②塔进料处：x2?0.541 10

oo假设t=90℃, 同理求得PA?136.12kpa，PB?54.233kpa x2?0.5751 oo假设t=91℃, 同理求得PA?140.1kpa，PB?56kpa 'x2?0.5389 利用比例差值法求出塔进料处温度： t?900.541?0.5751?，则t2?90.94℃ 91?900.5389?0.5751当t=90.94℃时，计算得出PAo?139.85kpa，PBo?55.89kpa oPA139.85?2.502 此时的相对挥发度?2?o?PB55.89 ③塔底：x3?0.035 oo假设t=108℃, 同理求得PA?222.46kpa，PB?93.98kpa x3?0.0572 oo假设t=109℃, 同理求得PA?228.253kpa，PB?96.723kpa 'x3?0.0350 则得出塔底温度：t3?109℃ 当t=109℃时， oPA228.253????2.360 此时的相对挥发度3oPB96.723

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全塔的相对挥发度?? 3.2回流比R的确定 ?1?2?3?2.581?2.502?2.360?2.479 由于是泡点进料（q=1），xq?xF?0.541 相平衡方程 y??x 1?(??1)x当x?xF,求出夹紧点xP?0.541，yP?0.745，因此： Rmin?xD?yP0.957?0.745??1.039 yP?xP0.745?0.541操作回流比R?(1.1?2)Rmin 最少理论板数Nmin的确定：利用芬斯克方程 ??xD??1?xWlg????1?x?D??xW??lg?????0.541??1?0.035????lg?????????1?0.541??0.035?????7.07 lg2.479Nmin由于设备的综合费用与N(R+1)有直接的关系，因此绘制N(R+1)~R图就可以求当R值时N(R+1)最小的为实际R 令??R，由不同β得到R值 Rmin利用吉利兰图

N?NminR?Rmin~求出N值，进而能得到N(R+1) N?1R?112

吉利兰图 分别取β=1.1、1.2、1.3、1.4、1.45、1.5、1.55、1.6、2，将查上图或计算出相应的值，见下表： β R R?Rmin R?1N?Nmin N?11.1 1.143 0.049 0.59 1.2 1.247 0.093 0.52 1.3 1.351 0.133 0.51 1.4 1.4546 0.169 0.495 1.45 1.507 0.187 0.49 13

N N(R+1) β R 18.7 40.0 1.5 1.56 0.203 0.46 13.9 35.7 15.8 35.5 1.55 1.61 0.219 0.465 14.08 36.76 15.47 36.37 1.6 1.6624 0.234 0.46 13.94 37.13 14.98 36.77 2 2.078 0.338 0.37 11.8 36.32 14.82 37.16 R?Rmin R?1N?Nmin N?1N N(R+1) 验算：若lgR?Rmin?0.17时，可以用下公式： R?1???0.17 ?N?Nmin?R?Rmin??0.9?N?1?R?1①若R=1.2，则Rmin?1.039,利用公式 lgN?Nmin?R?Rmin??0.9?N?1?R?1N?Nmin??0.17?0.581，则N?18.26，求得求出?N?1?N?R?1??40.172。 ②若R=1.3，利用公式lgN?Nmin?R?Rmin??0.9?N?1?R?1???0.17求出?N?Nmin?0.5344，则N?16.33，求得N?R?1??37.559 N?1③若R=1.4，利用公式lgN?Nmin?R?Rmin??0.9?N?1?R?1N?Nmin??0.17?0.495，求出?N?1?则N?14.98，求得N?R?1??35.95。 14

计算结果表明在R=（1.15~1.35）范围内R?Rmin?0.17，但N?R?1?值确随RR?1值增大而减小，无最小值，所以根据作图找到最适回流比R=(1.56~1.61). 取R=1.57 3.3 物料平衡 ①精馏段操作方程： y?xR1.570.957x?D?x??0.611x?0.372 R?1R?12.572.57精馏段液体的摩尔流量：L?RD?1.57?45.142?70.873kmol/h 气体的摩尔流量：V??R?1?D?2.57?45.142?116.015kmol/h ②提馏段操作方程： 液体的摩尔流量：L'?L?qF?70.873?82.255?153.128kmol/h 气体的摩尔流量：V'?V??q?1?F?116.015?0?116.015kmol/h WxL'153.12837.613?0.035y?'x?W?x??1.32x?0.011 'VV116.015116.015q线方程：x?0.541 15

3.5 理论塔板层数的确定 精馏段操作线方程： y?0.611x?0.372 提馏段操作线方程： y?1.32x?0.011 q线方程：xf?xF?0.541 相平衡方程：y??x2.479x? 1????1?x1?1.479x利用逐板法计算理论塔板层数： 相平衡方程y1?xD?0.957?????x1?0.900 y2?0.922???x1?0.827 y3?0.877???x3?0.742 y4?0.825???x4?0.655 y5?0.772???x5?0.577 y6?0.725???x6?515?xF?0.541（进料板） y7?0.669???x7?0.449 y8?0.582???x8?0.360 y9?0.464???x9?0.259 y10?0.331???x10?0.166

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y11?0.208???x11?0.096 y12?0.116???x12?0.050 y13?0.055???x13?0.023?xW?0.003 从上计算中可以得出理论塔板层数N理?13块（含塔釜） 其中，第6块为进料板。 N理?52% 由条件知全塔效率Et?N实N理13??25（含塔釜） 则可计算出实际塔板层数N实?Et0.52 4. 基本物性数据计算 根据苯~甲苯系的相平衡数据可以查得： y1?xD?0.957 x1?0.902(塔顶第一块板) yF?0.719 xF?0.541(加料板) xw?0.035 yw?0.032(塔釜) 全塔的相对平均挥发度： ???1?2?3?2.581?2.502?2.360?2.479 全塔的平均温度： tm?tD?tF?tW82.25?90.94?109??91.115oC 33 17

4.1 精馏段 整理精馏段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可知： 表3 精馏段的已知数据 位置 进料板 'xF?0.5 塔顶(第一块板) y1'?xD'?0.95 x1'?0.884 y1?xD?0.957 x1?0.9 ML1?79.4 MV1?78.602 82.25 质量分数 'yF?0.684 xF?0.541 摩尔分数 yF?0.719 MLF?84.426 摩尔质量/kg/kmol MVF?81.934 温度/℃ 90.94 ①液相平均摩尔质量： MLF?ML184.426?79.4??81.913kg/kmol 22t?t90.94?82.25?86.6oC 平均温度：tm?FD?22M?在平均温度下查得?苯?807kg/m3,?甲苯?803.4kg/m3 液相平均密度为： 1?Lm?'xLm?苯?'1?xLm?甲苯 18

其中，平均质量分数x'Lm'xF?x1'0.5?0.884???0.692 22所以，?Lm?805.9kg/m3 精馏段的液相负荷L?70.873kmol/h Ln?LM?Lm?70.873?81.913?7.204m3/h 805.9② 汽相平均摩尔质量： M?MVF?MV181.934?78.602??80.268kg/kmol 22压强PN?101.325?N?0.65kpa 汽相平均密度为： ?Vm?PM RT其中，平均压强 P?P101.325?0.65?101.325?6?0.651?PF??103.6kpa 22所以，?Vm?2.78kg/m3 精馏段的汽相负荷V?116.015kmol/h Vn? 精馏段的负荷列于表4。 表4 精馏段的汽液相负荷 名称 液相 汽相 VM?Vm?116.015?80.268?3349.7m3/h 2.78 19

平均摩尔质量/kg/kmol 平均密度/kg/m 体积流量/m/h 3381.913 805.9 7.204(0.002m/s) 380.268 2.78 3349.7(0.93047m/s) 34.2 提馏段 整理提馏段的已知数据列于表5，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表6。 表5 提馏段的已知数据 位置 塔釜 'x2?0.03 进料板 'xF?0.5 'yF?0.684 质量分数 'y2?0.047 x2?0.035 摩尔分数 xF?0.541 yF?0.719 y2?0.055 ML2?91.51 摩尔质量/kg/kmol MLF?84.426 MVF?81.934 90.94 MV2?91.23 温度/℃ 109 ①液相平均摩尔质量： MLF?ML284.426?91.51??87.968kg/kmol 22t?t90.94?109?95.63oC 平均温度：tm?FD?22M? 20

在平均温度下查得?苯?797kg/m3,?甲苯?794.4kg/m3 液相平均密度为： 1?Lm?'xLm?苯?'1?xLm?甲苯 ''xF?x20.5?0.03???0.457 22其中，平均质量分数x所以，?Lm''Lm?795.6kg/m3 提馏段的液相负荷L'?153.128kmol/h Ln?''LM?Lm?153.128?87.968?16.931m3/h 795.6② 汽相平均摩尔质量： M?MVF?MV281.934?91.23??86.582kg/kmol 22PM RT汽相平均密度为： ?Vm?平均压强 P?P2?PF101.325?13?0.65?101.325?6?0.65??107.5kpa 22Vm'3??3.036kg/m所以， 提馏段的汽相负荷V'?116.015kmol/h Vn?'V'M?Vm?116.015?86.582?3308.6m3/h 3.036表6 提馏段的汽液相负荷 名称

液相 21

汽相

平均摩尔质量/kg/kmol 平均密度/kg/m 体积流量/m/h 3387.968 795.6 16.931(0.004703m/s) 386.582 3.036 3308.6(0.9190m/s 34.3 全塔的流量 由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。有以上的计算结果可以知道： 汽塔的平均蒸汽流量： (Vn?Vn')3349.7?3308.6VS???3329.15m3/h?0.92476m3/s 22汽塔的平均液相流量： (Ln?L'n)7.204?16.931LS???12.068m3/h?0.00335m3/s 22汽塔的汽相平均密度： ?V??Vm??'2Vm?2.78?3.036?2.908kg/m3 2汽塔的液相平均密度： ?L? ?Lm??'2Lm?805.9?795.6?800.75kg/m3 25. 塔径的计算 塔径可以由下面的公式给出： 22

D?4VS ?u由于适宜的空塔气速u?(0.6~0.8)umax，因此，需先计算出最大允许气速umax。 umax?C?L??V ?V初步设定板间距HT?0.45m L?12.068800.75功能参数：FLV?()L??0.06 V?V3329.152.908 从史密斯关联图查得：C20?0.081，由于C?C20(?20t?t?t82.25?90.94?109?91.115oC 全塔的平均温度：tm?DFW?33)0.2，需先求平均表面张力： 23

在此温度下，平均摩尔分数为81.913?87.968?89.968 2查《化工原理》书379页液体表面张力共线图并计算出液体表面张力 ??20.4mN/m2 史密斯关联图是按液体表面张力??20mN/m2的物系绘制的，若所处物系的表面张力为其他值，则需按式C?C20( C?0.081?(20.40.2)?0.0813 20?20)0.2校正查出的负荷系数，即： umax?C?L??V800.75?2.908?0.0813??1.347m/s ?V2.908u =（0.6~0.8）umax=（0.808~1.077）m/s 则取适宜的空塔气速u?0.85m/s 塔径的确定： ①精馏段：气相流量Vn?3349.7m3/h?0.93047m3/s 塔径D?4Vn4?0.93??1.181m ?u??0.85②提馏段：气相流量Vn'?3308.6m3/h?0.9190m3/s 塔径D'? 根据塔径系列尺寸圆整为D?1200mm 6. 塔板结构尺寸的确定 4Vn'?u?4?0.919?1.173m ??0.85 24

6.1 确定塔板的流型 由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。 6.2 塔板尺寸 选取lW，而lW/D?（0.6~0.8） 所以lW?（0.72~0.96），取lW?0.8m 即lW/D?0.667 然后根据上表弓形降液管的宽度与面积即可查出 AWd?0.13，f?0.07 DAT从而计算出： 25

塔板总面积AT??4D2?1.1304m2 弓形溢流管宽度Wd?156mm 弓形降液管面积Af?0.079m2 验算： 液体在精馏段降液管内的停留时间 ??AfHTLn?0.079?0.45?17.775s?5s 0.002液体在精馏段降液管内的停留时间 ??'AfHTL'n?0.079?0.45?7.56s?5s 0.04703 6.3 弓形降液管 6.3.1 堰上液流高度how 本设计采用平堰，则堰上液头高how应在（6~60mm之间）。 对于平堰，则堰上液头高how可用佛兰西斯公式计算： ?Lh?how?2.84?10E???lW??323 对于式中液流收缩系数E可用下表差得E?1.05 26

则计算how?2.84?10?1.05??3?12.068???18.2mm?6mm 0.8??23当平堰上液头高how?6mm时，堰上溢流会不稳定，需改为齿形堰。 6.3.2 堰高 采用平直堰，一般应使塔板上得清夜层高度hL?50~100mm，而清夜层高度hL?hW?hOW，因此有：50?hOW?hW?100?hOW 取hW?50mm，则hL?50?18.2?68.2mm 6.3.3 溢流管底与塔盘间距离h0 因hW?h0?6mm，而hW?50mm 若取精馏段取h0?30mm，那么液体通过降液管底隙时的流速为 u0?

LS0.00335??0.14m/s?0.1m/s（舍弃） lWh00.7?0.0327

若取精馏段取h0?42mm，那么液体通过降液管底隙时的流速为 u0?LS0.00335??0.0997m/s?0.1m/s lWh00.7?0.042u0的一般经验数值为0.07~0.25m/s 所以取h0?42mm 6.4 浮阀数目及排列 采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm。 6.4.1 浮阀数目 阀孔数n取决于操作时的阀孔气速u0，而u0由阀孔动能因数F0决定。 浮阀数目n?4VS ?d02u0气体通过阀孔时的速度u0?F0?v 一般F0?8~11，对于不同工艺条件，也可以适当调整。 取动能因数F?11，那么u0n?11?6.451m/s，因此 2.9083329.15?4?120个 ??0.0392?6.4516.4.2 排列 阀孔的排列方式有正三角形排列和等腰三角形排列。

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若按等边三角形排列：孔心距t?d0150mm） 0.907（常用有：75mm，100mm，125mm，A0/APn?d02120?3.1415?0.0392??0.143m2 阀孔面积：A0?44??x??开孔鼓泡区面积：AP?2?xr2?x2?r2sin?1??? ?r???D??Wd?Ws??0.6??0.156?0.05??0.394m 2Dr??Wc?0.6?0.025?0.575m 2x???0.394??则计算可得到AP?2?0.394?0.5752?0.3942?0.5752sin?1???? ?0.575???取t'?80mm时画出的阀孔数目只有60个，不能满足要求，取t'?65mm画出阀孔的排布图如图1所示，其中t?75mm,t'?65mm 图中，通道板上可排阀孔41个，弓形板可排阀孔24个，所以总阀孔数目为N?41?24?2?89个 6.4.3 校核 4VS?10.38m/s 2?d0N气体通过阀孔时的实际速度：u0?实际动能因数：F0?10.38?1.0335?10.55(在9~12之间) 开孔率： ?d02N阀孔面积??(0.039)2?89?100%??100%??13.5% 塔截面积4AT4?0.7854

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开孔率在10%~14之间，满足要求。 4.3 塔高的计算 塔的高度可以由下式计算： Z?HP?(N?2?S)HT?SHT?HF?HW 已知实际塔板数为N?40块，板间距HT?0.4m由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目S为： S?40?1?4个 8取人孔两板之间的间距HT?0.6m，则塔顶空间HD?1.2m，塔底空间HW?2.5m，进料板空间高度HF?0.5m，那么，全塔高度： Z?1.2?(40?2?4)?0.4?4?0.6?0.5?2.5?20.2m 6. 流体力学验算 6.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)hp 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)hp?hc?h1?h? 6.1.1 干板阻力hc 浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为uoc： uoc?1.82573.1/?V1.82573.1/1.0335?10.32m/s

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因为uoc?uo?10.38m/s 2?Vu01.0335?10.382所以hc?5.34?5.34??0.0367m 2?Lg2?863?9.816.1.2 板上充气液层阻力h1 取板上液层充气程度因数??0.5，那么： h1??hL?0.5?0.06?0.03m 6.1.3 由表面张力引起的阻力h? 由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略，所以： hp?0.0367?0.03?0.667m?0.667?863?9.81?564.7Pa 6.2 漏液验算 动能因数F0?5，相应的气相最小负荷VSmin为： VSmin??4d02Nu0min 其中u0min?F所以VSmin??V?5/1.0335?4.92m/s 2?0.0390?89?4.92?0.523m3/s?1.103m3/s ?4可见不会产生过量漏液。 6.3 液泛验算 溢流管内的清液层高度Hd?hp?hd?hL?h?

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其中，hp?0.0667m,hL?0.06m 所以，Hd?0.667?0.06?0.003?0.1297m 为防止液泛，通常Hd??(HT?hw)，取校正系数??0.5，则有：?(HT?hw)?0.5?(0.4?0.05)?0.225m 可见，Hd??(HT?hw)，即不会产生液泛。 6.4 雾沫夹带验算 VS?V?L??V?1.36LSZL泛点率=KCFAb 查得物性系数K?1.0，泛点负荷系数CF?0.097 ZL?D?2Wd?1?2?0.146?0.708m Ab?AT?2Af?0.7854?2?0.0706?0.6442m2 所以， 1.103?1.0335?1.36?0.00146?0.708863?1.0335?63.4%?80% 1?0.097?0.6442泛点率=可见，雾沫夹带在允许的范围之内 7. 操作性能负荷图 7.1 雾沫夹带上限线 32

取泛点率为80%代入泛点率计算式，有： VS0.8??V?L??V?1.36LSZL?VSKCFAb1.0335?1.36?0.708LS863?1.0335 0.097?0.6442整理可得雾沫夹带上限方程为： VS?1.444?27.8LS 7.2 液泛线 2/3液泛线方程为aVS2?b?cL2S?dLS 其中，a?1.91?105?V?LN2?1.91?105?1.0335?0.0309 863?86b??HT?(??1??0)?0.5?0.4?(0.5?1?0.5)?0.05?0.15 c?0.1530.153??192.4 22lwh00.7052?0.015212/3lwd?(1??0)E(0.667)?(1?0.5)?1.02?0.667?1?3.553 20.7052/3?114.9L代入上式化简后可得：VS2?4.85?6.217L2SS 7.3 液体负荷上限线 取??5s，那么 LSmax?AfHT5?0.0706?0.4?0.00565m3/s 57.4 漏液线

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取动能因数F0?5，以限定气体的最小负荷： VSmin??42d0N5?V?0.523m3/s 7.5 液相负荷下限线 L2.84?1.02?[Smin]2/3?0.006 1000lw取how?0.006m代入how的计算式：整理可得：LSmin?2.1m3/h?0.000584m3/s 7.6 操作性能负荷图 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(0.00146，1.103)在正常的操作范围内。连接OP作出操作线，由图可知，该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏液所控制。由图可读得： (VS)max?1.65m3/s,(VS)min?0.57m3/s 所以，塔的操作弹性为1.65/0.57?2.89 有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总于表7

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表7 浮阀塔工艺设计计算结果 项目 塔径D,m 板间距HT,m 塔板型式 空塔气速u,m/s 溢流堰长度lW,m 溢流堰高度hW,m 板上液层高度hL,m 降液管底隙高度h0,m 浮阀数N,个 阀孔气速u0,m/s 阀孔动能因数F0 临界阀孔气速u0c,m/s 孔心距t,m 排间距t',m 单板压降?p,Pa 液体在降液管内的停留时间?,s 数值与说明 1.0 0.4 单溢流弓形降液管 1.476 0.705 0.05 0.01 0.025 89 10.38 5 10.32 0.075 0.065 564.7 41.8 12.6 备注 分块式塔板 等腰三角形叉排 同一横排的孔心距 相临二横排的中心线距离 精馏段 提馏段 35

降液管内的清液高度Hd,m 泛点率，% 气相负荷上限(VS)max 气相负荷下限(VS)min 开孔率，% 操作弹性 0.1297 63.4 1.65 0.57 13.5 2.89 雾沫夹带控制 漏夜控制 8. 各接管尺寸的确定 8.1 进料管 进料体积流量VSf?FMf?f?299?22.3?7.32m3/h?0.00203m3/s 911.3取适宜的输送速度uf?2.0m/s，故 dif?4VSf?u?4?0.00203?0.036m 2?经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：?45?3mm 实际管内流速：uf?8.2 釜残液出料管 釜残液的体积流量： VSW?WMw4?0.00203?1.7m/s ??0.0392?w?364.85?18.1?6.89m3/h?0.00191m3/s 958.4取适宜的输送速度uW?1.5m/s，则

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d计?4?0.00191?0.04m 1.5?经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：?45?3mm 实际管内流速：uW?8.3 回流液管 回流液体积流量 VSL?LML4?0.00194?1.6m/s 2??0.039?L?66.85?39.81?3.51m3/h?0.000975m3/s 747利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度uL?0.5m/s，那么 d计?4?0.000975?0.05m 0.5?经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：?57?3.5mm 实际管内流速：uW?8.4 塔顶上升蒸汽管 塔顶上升蒸汽的体积流量： VSV?4?0.00194?1.6m/s ??0.0392(1?1)?65.85?39.81?3750m3/h?1.042m3/s 1.398取适宜速度uV?2.0m/s，那么 d计?4?1.042?0.258m 20?经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：?273?5mm

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实际管内流速：uSV?8.5 水蒸汽进口管 4?1.042?19.2m/s ??0.2632通入塔的水蒸气体积流量： VSO?131.7?18?3971m3/h?1.103m3/s 0.597取适宜速度u0?2.5m/s，那么 d计?4?1.103?0.237m 25?经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：?245?5mm 实际管内流速：u0? 参考资料： [1] 华东理工大学化工原理教研室编. 化工过程设备及设计. 广州：华南理工大学出版社. 1996.02 [2] 天津大学化工原理教研室编. 化工原理(下). 天津：天津大学出版社. 1999.04 4?1.103?25.43m/s ??0.2352 38

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