苯甲苯浮阀塔设计

内蒙古科技大学课程设计说明书

内蒙古科技大学 本科生课程设计说明书

题 目：年产3.0万吨纯度为99.8%的苯浮阀精馏塔 学生姓名： xxxx 学 号： 09xxxxx 专 业：化学工程与工艺 班 级：化工2009-1班 指导教师： 赫文秀

I

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摘要

精馏是分离液体混合物的典型单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。本设计的题目是《年产3.0万吨纯度为99.8%的苯浮阀精馏塔设计》，即需设计一个浮阀精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯。通过精馏塔的工艺计算、塔板设计、管路及附属设备的计算与选型等步骤，根据设计任务数据设计此浮阀精馏塔，并绘制出图。精馏塔的实际板数为32块，实际浮阀数为222，塔板间距400mm，塔径为1600mm，塔底空间为2000mm，塔高16.4m。

本设计采用间接蒸汽加热，常压操作，其进料状态选择泡点进料，在可能的情况下，使生产达到技术上最先进、最经济、最合理的要求。符合优质、高产、安全、低耗的原则。

关键词：精馏塔 、苯甲苯、塔板、浮阀

目录

摘要 ............................................................... II 前言 ............................................................... 1 第一章 物料衡算与操作线方程 ......................................... 3

1.1间接蒸汽加热方式下的物料衡算 .................................. 3 1.2精馏段操作线方程 .............................................. 4

1.2.1最小回流比的确定 ........................................ 4 1.2.2适宜回流比的确定 ........................................ 4 1.2.3操作线方程 .............................................. 5

第二章 理论塔板数的确定 ............................................. 6 第三章 实际板层数的确定 ............................................. 7

3.1 塔板总效率的估计 ............................................. 7 3.2层数的确定 .................................................... 7 第四章 塔和塔板主要的工艺尺寸的设计 ................................. 8 4.1设计中所用参数的确定.......................................... 8

II

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4.1.1定性温度的确定 .......................................... 8

4. 1. 2 压强的确定 .............................................. 9

4.1.3精馏段参数 .............................................. 9 4.1.4提馏段参数的确定 ....................................... 11 4.2初选塔板间距 ................................................. 12 4.3塔径的计算：（以精馏段数据为准） ............................. 13

4.3.1初步计算塔径 ........................................... 13 4.3.2塔径圆整 ............................................... 15 4.4溢流装置与流体流型 ........................................... 15

4.4.1溢流堰（出口堰） ....................................... 15 4.4.2降液管 ................................................. 17 4.5塔板设计 ..................................................... 19

4.5.1塔板布置 ............................................... 19 4.5.2浮阀塔的开孔率及阀孔排列 ................................ 20 4.6浮阀塔板的液体力学验算 ....................................... 22

4.6.1气体通过浮阀塔板时的压强降 .............................. 22 4.6.2液泛 ................................................... 24 4.6.3雾沫夹带 ............................................... 25 4.7塔板负荷性能图 ............................................... 27

4.7.1雾沫夹带上限线 ......................................... 27 4.7.2液泛线.................................................. 27 4.7.3液相负荷上限线 ......................................... 28 4.7.4泄露线—气相负荷下限线 ................................... 28 4.7.5液相负荷下限线 ......................................... 29

4. 7. 6 塔的操作弹性 ............................................29

第五章 塔体结构 .................................................... 29

5.1塔顶空间 ..................................................... 29 5.2塔底空间 ..................................................... 30 5.3人孔 ......................................................... 30 5.4塔高 ......................................................... 30

III

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参考文献 ........................................................... 32 致谢 ............................................................... 33

前言

精馏是分离液体混合物的典型单元操作。它利用各组分挥发度的不同以实现分离目的。这种分离通过通过液相和气相之间的传质实现，而作为其、液两相传质用的塔设备，首先必须要能使气、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。

常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：

一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流 动。

二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。

三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。

IV

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四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。

五：结构简单，造价低，安装检修方便。

六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。 而浮阀塔的优点正是： 而浮阀塔的优点正是：

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。

课程设计是化工原理课程中综合性和实践性较强的一个环节，它是理论联系实际的桥梁是使学生体察工程实际问题的复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，要求学生能综合运用所学课程的基本知识，进行融会贯通、独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，具有初步进行工程设计的能力；达到熟悉工程设计的的基本内容，掌握化工设计的主要程序和方法；提高和进一步培养分析和解决工程实际问题的能力；树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的科学工作精神。

2012年7月2日

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第一章 物料衡算与操作线方程

1.1间接蒸汽加热方式下的物料衡算

总物料衡算 F?D?W 易挥发组分的物料衡算 FxF?DxD?WxW

式中：F，D,W—进料、馏出液和釜残液的流量，kmol/h

xF—进料中易挥发组分的组成，摩尔分率 xD—馏出液中易挥发组分的组成，摩尔分率 xW—釜残液中易挥发组分的组成，摩尔分率

连续精馏时间：一年按300天计算

kmol 苯的摩尔质量为78kg/kmol，甲苯的摩尔质量为92kg/2

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进料组成 xF?35/7835/MA?=0.3884

35/MA?65/MB35/78?65/922/782/MA?0.0235 ?2/MA?98/MB2/78?98/92 釜残液组成 xW? 馏出液组成 xD?99.8/MA99.8/MA?0.2/MB?99.8/78?0.9983

99.8/78?0.2/92 进料液的平均摩尔质量 MF?0.3884?78?92?(1?0.3884)?86.56kg/kmol

3.0?107?99.8% 进料液的流量 F??137.26kmol/h

35%?300?24?MF 全塔物料衡算F?D?W FxF?DxD?WxW

代入相关数据得：D?51.38kmol/h，W?85.88kmol/h

1.2精馏段操作线方程

1.2.1最小回流比的确定

平均相对挥发度：取?=2.46 饱和液体进料时，q=1， 由公Rmin?xq?xF?0.3884

1?xD??1-xD???-?

?-1?xF1-xF? ????1.756 1?0.99832.46?1-0.9883-2.46-1?1-0.3884??0.3884?1.2.2适宜回流比的确定

根据设计经验，一般物系的适宜回流比为 R?(1.1-2.0)Rmin

??xD??1?xw??log??????1?xxD??w????Nmin??1 log?m得Nmin?10.22

3

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图1.1 吉利兰图

由上图得表

表1.1 R与N的关系

1. Rmin R

1.1Rmin 1.2Rmin 1.3Rmin 1.9316

2.1072

2.2828 0.1605 0.48

1.4Rmin 1.5Rmin 1.6Rmin 1.7Rmin 1.8Rmin 1.9Rmin 2Rmin 2.4584 0.2031 0.45

2.634 0.2416 0.42

2.8096 0.2766 0.40

2.9852 0.3084 0.38

3.1608 0.3376 0.36

3.3364 0.3644 0.34

3.512 0.3892 0.33

R-Rmin0.05990 0.1130

R?1N?Nmin0.58 0.51 N?2 N

27.1024 22.9449

21.50588 20.2236 19.0741 18.3717 17.7145 17.0984 16.6712 16.2433

然后由上数据得出图1.2 N-R-图,并由图取适宜回流比，R?1.8Rmin?1.8?1.756?3.1608

. 1.2.3操作线方程

精馏段操作线方程：yn?1?'xRxn?D?0.76xn?0.24 R?1R?1L'Wx'm?'xw 提馏段操作方程：ym?1?'L?WL?WL'?LL,R?, 则 L'?qF+RD?299.66 其中 q?FD4

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所以 y'm?1?1.4017x'm?0.0094

第二章 理论塔板数的确定

本次设计采用逐板计算法

精馏段： 由y1=xD=0.9983 xn?方程） 计算到xn?xF。

x1=0.9958， y2=0.9968； x2=0.9922， y3=0.9941； x3=0.9856， y4=0.9891； x4=0.9736， y5=0.9799； x5=0.9520， y6=0.9635； x6=0.9148， y7=0.9352； x7=0.8544， y8=0.8893； x8=0.7656， y9=0.8219； x9=0.6523， y10=0.7357； x10=0.5308，y11=0.6434；

x11=0.4231， y12=0.5616； x12=0.3424?xF=0.3824。此处得n=12 第12层为进料板，精馏段11层。

提馏段： 令x1'?x12=0.3425， 由y'm?1?1.4017x'm?0.0094（提馏段方程） ，

yn??(??1)yn ， yn?1?0.76xn?0.24（精馏段

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'ym' 计算直到 x?x?xw。 m'??(??1)ym'm y2'=0.4707， x2'=0.2653； y3'=0.3628， x3'=0.1881； y4'=0.2542， x4'=0.1219； y5'=0.1623，x5'=0.08021；

y6'=0.1016；x6'=0.03969； y7'=0.04607， x7'=0.02013?xw=0.0235 此处得m=7 则提馏段6层 所以共需17层理论板（不包括再沸器），

第三章 实际板层数的确定

3.1 塔板总效率的估计

在求出理论塔板数后，要先确定塔板总效率才可求出实际板数。一般用下面方法确定：

采用“奥康奈尔的蒸馏塔效率关联图”或“奥康奈尔关联式”来估算全塔效率。

ET?0.49(??L)?0.245

式中： ?L??xi?Li

必须注意此关联式的适用范围是： （1）??L?0.1~7.5

（2）液体在板长流程长度<1.0m，超过1m时，实际可达到的全塔效率比由此式解出的值大。

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图3.1 苯—甲苯混合液的t-x-y图

由xw?0.0235，xD?0.9983，从图3.1上查得 TD?79.?5C T顶=80.0?C T底=108.0?C

T顶?T底80.?0108.0??94.?0C tm?22 查《化工原理（上册）》【4】附表的苯和甲苯在94.0?C时粘度分别为0.27mPa?s和

0.29mPa?s

故?L??xi?Li?0.3884?0.27?0.6116?0.29?0.2823N?s/m2 0.1＜??L?2.46?0.2823?0.69372＜0.75，符合要求

则，全塔效率为ET?0.49(??L)?0.245?0.49?(2.46?0.2823)?0.245?0.538?0.54

3.2层数的确定

NT17??31.48（块） ET0.54实际板层数 NP?7

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则实际板层数为32块， 其中NT应为不包含再沸器的理论板层数 实际精馏板层数为

11=20.37（块），即实际进料位置在从塔顶往下的第21层 0.54第四章 塔和塔板主要的工艺尺寸的设计

4.1设计中所用参数的确定

4.1.1定性温度的确定

定性温度分为精馏段温度tm精和提馏段温度tm提，两个参数

由xF?0.3884从图3.1查得T进=95.0?C；

tm精?T顶?T进80.?0?2295.0?87.?5C；

tm提?T进?T底95.?0108.0??101?.C5 ； 228

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4.1.2压强确定

塔顶压强 PD?4+101.33?105.33kPa 塔底压强 P?33W?506+101. 33kP60a7. 精馏段实际板数21层 ，单板压降：?0.7kPa

进料板处压强 PF?21?0.7+105.33?120.03kPa 精馏段平均压强 P?PD+PF2?112.8kPa m精提馏段平均压强 P?PW+PF2?363.68kPa m精4.1.3精馏段参数

精馏端参数以精馏段的定性温度为依据确定

1. 平均组成：据tm精参考平衡数据（一般为t?x?y数据）即图3.1可确定出精 段的平均气、液组成x，y。

查图3.1得87.5?C时x?0.642，y?0.833

2. 精馏段气相体积流率VS及密度?V的确定

Tm精P087.5?273.15101.33VS?(R?1)D?22.4????3.1608?1??51.38?22.4???1.581m3/sT0P273.15?3600112.83?V?PMm RTm精其中 Mm?MA?y?MB?(1?yA)?78?0.833?92??1?0.833??80.34g/mol

?V?112.8?80.34?3.022kg/m3

8.314??87.5?273.15?3. 精馏段液相体积流率LS及密度?L的确定

LS?LMm?L

其中 L?RD?3.1608?51.38?162.40kmol/h

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Mm?MA?xA?MB?(1?xA)?78?0.655?92??1?0.655??82.83g/mol

?L??A??A?B1 1??A ?A为苯的质量分数，根据摩尔分数与质量分数的关系

m?A?AMAMAxA???=0.642

mAmBm?Am?1??A??A?1??A????MAMBMAMBMAMBmAMA解得?A?0.6031

根据《化工原理课程设计书》【5】查得80?C时苯和甲苯的密度分别是815kg/m3和

810kg/m3 ，90?C时苯和甲苯的密度分别是803.9kg/m3和800.2kg/m3 ，用内插法求得87.5?C时苯和甲苯的密度分别是802.3kg/m3和806.28kg/m3，因此

?L?11??813.0kg/m3

?A1??A0.60311?0.6031???A?B802.3806.28LS?LMm?L?162.4?83.01?16.58m3/h?0.004606m3/s

813.04. 精馏段液体表面张力的确定

?L??xi?i

通过《化工原理课（上册）》内插法得TD?79.?5C时?苯?21.2mN/m，

?甲苯?21.9mN/m

塔顶液相表面张力 ?mD?0.998?32?1.20.?001?7 121.mN9m2同样可得TF?95.0?C时?苯?19.4mN/m，?甲苯?20.2mN/m 进料板液相表面张力 ?mF?0.388?41?9.4则精馏段液相平均表面张力 ?Lm?21.2?020.?611?620.mN2m1 919.89?20.5mN5m/

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4.1.4提馏段参数的确定

提馏端参数以提馏段的定性温度为依据确定

1. 平均组成：据tm馏参考平衡数据（一般为t?x?y数据）可确定出精馏段平均液、气组成x，y。

查图3.1得102.8?C时x?0.210，y?0.412

'2.提馏段气相体积流率VS'及密度?V的确定

VS'?(R?1)D?22.4?'?V?Tm馏P0101.5?273.15101.33???3.1608?1??51.38?22.4???0.5083m3/sT0P273.15?3600363.68PMm RTm馏其中 Mm?MA?y?MB?(1?y)?78?0.412?92??1?0.412??86.23g/mol

'?V?363.68?86.23?10.07kg/m3

8.314??101.5?273.15?'3.提馏段液相体积流率L'S及密度?L的确定 'LMmL?'S?L 其中

ol2k9m9.66hL'?L?qF?RD?q3.F?1608?51.3?8?1137?026 Mm?MA?xA?MB(?1??78?0.210??9?2Ax)'? ?L/ 9.?1?0.21?0g8mo0l6/?A??A?B1 1??A?A为质量分数，根据摩尔分数与质量分数的关系

m?A?AMAMAxA???

mAmBm1??1??m?A?A??A??A???MAMBMAMBMAMBmAMA11

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解得

?A?0.1839

根据《化工原理课程设计书》查得100?C时苯和甲苯的密度分别是792.5kg/m3和

790.3kg/m3 ，110?C时苯和甲苯的密度分别是780.3kg/m3和780.3kg/m3 ，用内插法求得101.5?C时苯和甲苯的密度分别是787.7kg/m3和789.4kg/m3，因此

?'L?11??790.5kg/m3

?A1??A0.18391?0.1839???A?B787.7789.4'LMmLS?'?'L?299.66?89.06?33.76m3/h?0.009378m3/s

790.54.提馏段液体表面张力的确定

?L??xi?i

通过《化工原理课（上册）》附表查得Tw?108?C时?苯?18.5mN/m，

?甲苯?19.2mN/m

塔底液相表面张力 ?mw?0.023?51?8.5进料板液相表面张力 ?mF?19.8mN9m/ 提馏段液相平均表面张力 ?Lm?19.8?9219.18?19.5mN4m/

90.?976?519.mN2m14.2初选塔板间距

塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性以及塔的安装、检修等都有关，可参照下表所示经验关系选取。

表4.1 板间距与塔径关系

塔径DT，m 0.3-0.5 0.5-0.8 0.8-1.6 1.6-2.4 2.4-4.0 12

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板间距HT，mm 200-300 250-350 300-450 450-600 400-600 选定板间距时，应考虑各种不同的实际请况。塔板层数很多时，可选用较小的板间距，适当加大塔径以降低塔的高度.

此外，考虑安装检修的需要，在塔体人孔处的板间距不应小于600-700mm，以便有足够的工作空间，对只需开手孔的小型塔，开手孔处的板间距可取为450mm以下。

塔板间距初步选定之后，才能进行后续的计算空塔气速，估算塔径等工作。对于所选板间距尺寸是否合理，还需在对塔板布置进行设计后，进行流体力学验算。如不能满足流体力学要求，则还需适当地调整板间距或塔径，至满足为止。

本次设计板间距HT?400mm。

4.3塔径的计算：（以精馏段数据为准）

4.3.1初步计算塔径

根据流量公式有：D?4VS ?u式中：Vs—塔内的气相流量，m3/s u—空塔气速，m/s

一般适宜的空塔气速u为极限空塔气速umax的0.6~0.8倍，即u?(0.6~0.8)umax 而umax?C?L??V （4-7） ?V式中：umax—极限空塔气速，m/s

?L、?V—分别为液相和气相的密度，kg/m3 C—负荷系数，m/s

【2】

负荷系数C可由Smith关联图查得《化工原理课（下册）》，即图4.2

横坐标

Lh??L???是量纲为1的比值，称为液气动能参数，它反映液、气两相的流量Vh??V?12与密度的影响，而HT?hL反映液滴沉降空间的高度对负荷参数的影响。

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板上液层高度hL应由设计者首先选定。对于常压塔一般取为0.05~0.1m（通常取0.05~0.08m）；对于减压塔应取低些，可低至0.025~0.03m。由于本次设计是在常压下操作，故取 hL=0.07m。

图4.1 史密斯关联图

Smith关联图是按液体表面张力??20mN/m的物系绘制的，若所处理的物系表面张力为其他值，则须按下式校正查出的负荷系数，即

C?C20(?L20)0.2

式中：?操作物系的液体表面张力，mN/m； C操作物系的负荷系数，m/s。

Lh??L?0.004606?813.0???????0.048，HT?hL?0.40?0.07?0.33m Vh??V?1.581?3.022?查图4.2得 C20?0.075

1212C?C20(?20)0.2?20.1423??0.087????20?0.2?0.0871

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极限空塔气速 umax?C?L??V813.?03.022 ?0.07?5?1.m22s8?V3.022 s240.m98/空塔气速 u?0.8u81.2?28max?0.?初算塔径为 D?/4VS4?1.581??1.43m1 ?u??1.2284.3.2塔径圆整

初步算出塔径D后，应按化工机械标准圆整并核算实际气速。一般塔径在1m以内时，按100mm增值圆整。塔径超过1m时，按200mm增值圆整。常用的标准塔径为400、500、600、700、800、1000、1200、1400、1600、2000、2200mm等。

塔径圆整后，D?1600mm， 计算圆整塔径D下的空塔气速，即u?校核安全系数

uumax?4VS4?1.581??0.7863m/s ?D2?1.620.7863?0.64 ，在0.6~0.8的范围以内。 1.2284.4溢流装置与流体流型

板式塔的溢流装置包括溢流堰、降液管及受液管。溢流装置的布置应考虑液流在塔板上的途径。一般根据塔径与液体流量，本设计采用单流型，液体流径长、板面利用好，塔板结构简单，直径2.2mm以下的塔普遍采用此型。

一般可根据初估塔径和液体流量，选塔板的液流型式。降液管有圆形与弓形两类。本设计采用内弓形降液管，其在直径较小的塔板中均适用。 4.4.1溢流堰（出口堰）

为维持塔板上一定高度的均匀流动的液层，一般采用平直溢流堰（出口堰）。 1. 堰长lW

依据溢流型式及液体负荷决定堰长。单溢流型塔板堰长lW一般为?0.6~0.8?D；双溢流型塔板，两侧堰长取为?0.5~0.7?D，其中D为塔径。

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堰长也可以由溢流强度计算。溢流强度即通过单位堰长的液体流量，一般筛板及浮阀塔的堰长溢流强度应为：

Lh/lW?100~130m3/?m?h? 式中： lW—溢流堰长，m Lh—液体流量，m3/h

对于少数液气比较大的过程堰上溢流强度可允许超过此范围，有时为增加堰长也可增设辅助堰，

由于此设计选用单溢流型塔板，故选取lW?0.7D?0.7?1.6?1.12m

Lh/lW?16.58/1.12?14.80?100~130m3/?m?h?，符合要求。 2. 堰高hW

堰高与板上液层高度及堰上液层高度的关系如下

hl?hW?hOW

式中：hl—板上液层高度，m hOW—堰上液层高度，m

hl取0.07m ，hW=hl-how==0.07?0.0171=0.0529m 3. 堰上液层高度hOW

堰上液层高度应适宜，太小则堰上的液体均布差，太大则塔板压降增大，雾沫夹带增加。对平直堰，设计时hOW一般应大于0.006m，若低于此值或液流强度

Lh/lW?3m3/?m?h?时，应改用齿形堰。hOW也不宜超过0.06~0.07m，否则可改用双溢流型塔板。

平直堰hOW按下式计算：

hOW式中：lW—堰长，m

2.84?Lh??E?? 1000?lW?2316

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Lh—塔内液体流量，m3/h

E—液流收缩系数，可根据4.3图查取，取E=1.0

图4.2 液流收缩系数计算图

因此 hOW?2.84?16.58??1.0????0.0171m 10001.12??23一般筛板、浮阀塔板的板上液层高度在0.05~0.1m范围内选取。故依以上关系计算堰上液层高度hOW后，可依下式决定堰高hW，即0.05?hOW?hW?0.10?hOW。

将hOW值代入上式得， 0.0329?hW?0.0829，hW?0.0529m，满足要求

.4.4.2降液管

1.降液管的宽度Wd与截面积Af

弓形降液管的宽度与截面积可根据堰长与塔径的比值?lW/D?，由图4.4【1】查取。

lW/D?0.7，查图4.4 得

WAf?0.09，d?0.15

DAT查《化工原理课（下册）》塔板结构系数系列化标准（单溢流型）得塔径为1600mm时，塔截面积 AT?2.011m2，因此 Af?0.181m2，Wd?0.24m

降液管的截面积应保证溢流液中夹带的气泡得以分离，液体在降液管内的停留时间一般等于或大于3-5秒，对低发泡系统可取低值，对高发泡系统及高压操作的塔，停留时间应加长些。

故在求得降液管的截面积之后，应按下式验算在液体降液管内的停留时间，即：

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? =AfHT0.181?0.40==15.72s> 5s 0.004606LS式中：?—液体在降液管中的停留时间，m Af—降液管的截面积，m3

图4.3 弓形降液管的宽度和面积

2. 降液管底隙高度hO

降液管底隙高度即降液管下端与塔板间的距离，以hO表示。为保证良好的液封，又不一致使液流阻力太大，一般取为：ho?hW??0.006~0.012?m

ho也可按下式计算：

hO?Ls 'lW?u0''式中：u0一液体通过降液管底隙hO的流速，一般u0??0.07~0.25?m/s，不宜超过

0.4m/s。hO也不宜小于0.02~0.025m，以免引起堵塞。

'取u0?0.1m/s，hO?Ls0.004606??0.04113m 'lW?u01.12?0.118

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hw?ho?0.0529?0.04113?0.01177?0.006 符合要求。 3.受液盘及进口堰

一般情况多采用平行受液盘，有时为使液体进入塔板时平稳并防止塔板液流进口处头几排阀孔因冲击而漏液，对直径为800mm以上的塔板，也推荐使用凹形受液盘，此种结构也便于液体侧线抽出，但不宜用于易聚合或有悬浮物的料液。

当大塔采用平形受液盘时，为保证降液管的液封并均布进入塔板的液流，也可设进口堰。

4.5塔板设计

4.5.1塔板布置

塔板的板面一般分为四部分即： 1. 开孔区

为布置筛孔、浮阀等部件的有效传质区，亦称鼓泡区。其面积Aa可以在布置板面上的开孔后求得，也可直接计算。对垂直弓形降液管的单流型塔板可按下式计算，即：

?2x??Aa?2?xR2?x2?Rarcsin?

180R??式中：Aa—开孔区面积，m2

D?(Wd?Ws)，m 2D R??Wc，m

21.6?(0.24?0.08)?0.48m 参数计算：x?21.6R??0.05?0.75m

2 x??0.48??2 开孔区面积：Aa?2??0.48?0.752?0.482? 0.752arcsin?1.3345m?1800.75?? 2 .溢流区

溢流区面积Af为降液管面积，Af?0.181m2 3 .安定区

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开孔区与溢流区之间的不开孔区域为安定区（破沫区），其作用为使自降液管流出液体在塔板上均布并防止液体夹带大量泡沫进入降液管。其宽度Ws可参考下列经验值选定：

D?1.5m时 Ws?60~7m 5mD?1.5m时 Ws?80~11 m0m 直径小于1m的塔Ws可适当减小。 在设计中D?1.6m，故选Ws?80mm 4 .无效区

在靠近塔壁的塔板部分需留出一圈边缘区域供支撑塔板的边梁之用，称为无效区。其宽度视需要选定，小塔为30~50mm，大塔可达50~75mm。为防止液体经边缘区流过而产生“短路”现象，可在塔板上沿塔壁设置旁流挡板。

设计中选定Wc?50mm 4.5.2浮阀塔的开孔率及阀孔排列 1.阀孔孔径d0

【7】孔径由所选定浮阀的型号决定。F1型（即V-1型）浮阀使用得很普遍，已定为部

颁标准。F1型浮阀的孔径为39mm，故d0?0.039m 2.浮阀数目的确定

为确定浮阀数n，先要求操作时阀孔气速u0。

对塔板效率、塔板压降及生产能力作综合考虑后，一般希望浮阀在刚刚全开时操作。浮阀全开时的阀孔气速称为阀孔临界气速?u0?c。工业试验结果表明：浮阀临界动能因数一般为：

?F0?c??u0?c??v?9~12 由此关系可决定?u0?c。

式中：?v—气相密度，kg/m3

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取?F0?c?12，得?u0?c?12?v?12?6.903m/s， 3.022通常，阀孔临界气速是操作中最适宜的阀孔速度。但在实际操作中，则视具体情况，可在等于、小于或大于阀孔临界气速下进行操作。如常压和加压操作时，取u0??u0?c；负压操作时，取u0?0.8~0.85?u0?c，在特殊情况下（如气体或蒸汽密度很小），u0可取得更低一些，以满足塔板压强降严格限制的要求。

因为本次设计是在常压下操作，所以u0??u0?c?7.285m/s 浮阀数n可根据上升蒸汽量VS，阀孔气速u0和孔径d0用下式算出：

n??4VSd02u0?1.581?4?191(块)

?0.0392?609033. 浮阀塔板的开孔率

浮阀塔板的开孔率?是指阀孔面积与板截面积之比，即：

Au?d???0?n?0??

APu0?D?2式中：AP— 塔板面积，m2 A0— 阀孔总面积，m2

u— 适宜的空塔气速，m/s，其余符号同前。

在常压塔、减压塔中开孔率为10~14%；在加压塔中，开孔率小于10%，常见的为

6~9%；在小直径塔中开孔率较低；一般为6~10%。

?d??0.039?开孔率的计算： ??n?0??191????11.34% 在10~14%内，满足要求。

D1.6????为了适应塔中的各板或各段汽（气）相负荷的不同要求，设计时往往改变各板或各段塔板的开孔率。

4 .阀孔的排列

阀孔的排列应使绝大部分液体内部有汽（气）泡透过，一般按三角形排列。在三角形排列中又有顺排和叉排两种方式，采用叉排时，相邻阀孔中吹出的气流搅动液层的作用较顺排显著，鼓泡均匀，故一般采用叉排并且本设计中采用叉排。

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