化工原理课程设计精馏塔设计说明书.doc

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1、广州大学化学化工学院化工原理课程设计精馏塔设计设计项目：甲醇水混合溶液精馏塔设计姓名：班级：11精工学号：1105200071指导教师：林璟 设计日期：2014年1月6日14日目录前言 5课程设计任务书 6第一章 设计方案的确定 71.1 概述 71.2基本原理71.3设计方案原则71.4 设计步骤71.5设计方案的内容81.6操作压力81.7加热方式81.8进料状态81.9回流比81.10热能利用 8第二章 精馏塔全塔物料衡算 92.1精馏塔全塔物料衡算 92.2塔板数的确定 10第三章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 163.1操作压力的计算 163.2操作温度的计算 163.3平均摩

2、尔质量计算 163.4平均密度计算 173.5液体平均张力计算 193.6液体平均粘度计算 19第四章 精馏塔的塔体工艺尺寸计算204.1 塔径 204.2精馏塔有效高度计算 23第五章 溢流装置的计算245.1 溢流堰 245.2受液盘 255.3 弓形降液管的宽度和横截面积 265.4降液管底隙高度h0 275.5塔板布置及浮阀数目与排列 28第六章 塔板的流体力学计算 326.1 精馏段流体力学验算 326.2提馏段流体力学验算 34第七章 塔板负荷性能图377.1 精馏段塔板负荷性能图377.2 提馏段塔板负荷性能图41第八章 热量衡算 468.1加热介质的选择468.2冷却剂的选择

3、468.3热量衡算 46第九章 精馏塔的结构设计 519.1筒体与封头519.2 裙座539.3人孔559.4吊柱559.5除沫器569.6操作平台与梯子589.7塔板结构589.8接管599.9法兰的选择609.10冷凝器 609.11 塔总体高度设计 61第十章设计结果的讨论和说明73参考文献65结束语65附录66前 言 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔

4、顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。 浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，其中F1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便

5、，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB111881）。一般采用重阀，因其操作稳定性好。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低。 化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。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。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是

6、化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本设计书对甲醇和甲醇的分离设备浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图等。化工原理课程设计任务书班级 11精工 姓名 学号 设计题目：甲醇水连续精馏塔的设计一、设计任务：试设计一连续浮阀精馏塔以分离甲醇-水混合物。具体工艺参数如下：1、原料处理量：年处理80000+60017 吨甲醇-水混合物。2、原料液中含甲醇 （30+0.617）% （质量），其余为水。3、产品要求：馏出液中的甲醇含量为 xD = 97

7、 % （质量）。 釜液中的甲醇含量不高于 xW = 1 % （质量）。 设备的年运行时间平均为300天。二、设计条件：1、加热方式：直接蒸汽加热，蒸汽压力为 3.05.0kg/cm2（绝压）。2、操作压力：常压。3、进料状况： 泡点进料 。4、冷却水进口温度： 25 ，出口温度自定。5、塔板形式：浮阀塔板。三、应完成的工作量：1、确定全套精馏装置的流程，绘制工艺流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置。2、精馏塔的工艺设计，塔的结构尺寸设计。3、辅助装置的设计和选型；估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量。4、编写设计说明书一份。5、绘制精馏塔的装配图一张（一

8、号图纸）。指导老师： 林璟 2014年 1月 6 日第一章 设计方案的确定1.1概述 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相乡液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。精馏在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。1.2基本原理 蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作，它通过加热造成气、液两相物系，利用物系的各组分挥发度不同的特性以实现分离的目的。当混合物中各组分的挥发度相差不大，而又

9、有较高的分离要求时，宜采用精馏。由于甲醇比水在同样的条件下更容易挥发，所以本设计采用精馏，其中甲醇为易挥发组分，水为难挥发组分。13确定设计方案原则 精馏塔是精馏装置的主体核心设备，气、液两相在塔内多级逆向接触进行传质、传热、实现混合物的分离。为保证精馏过程能稳定、高效地操作，适宜的塔型及合理的设计是十分关键的。为使精馏塔具有优良的性能以满足生产的需要，通常考虑以下几个方面因素：（1） 生产能力大：即单位塔截面可通过较大的汽、液相流量，不会产生液泛等不正常流动。（2） 效率高：汽、液两相在塔内流动时能保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或较大的传质速率。（3） 流动阻力小：液体通过塔设备的阻

10、力小，可以节省动力费用，在减压操作时易于达到所要求的真空度、（4） 有一定的操作弹性：当气、液相流量有一定波动时，两相均能维持正常的波动，且不会使效率产生较大的变化。（5） 结构简单、造价低，安装检修方便（6） 能满足物系某些工艺特性，如腐蚀性、热敏性及起泡性等特殊要求。1.4设计步骤板式精馏塔的设计大体按以下步骤进行：(1) 确定设计方案；(2) 平衡级计算和理论塔板的确定；(3) 塔板的选择；(4) 实际板数的确定；(5) 塔体流体力学计算；(6) 管路及附属设备的计算与选型； (7) 撰写设计说明书和绘图。1.5设计方案的内容 设计方案包括精馏流程、设备的结构类型和操作参数等的确定。例如

11、组分的分离顺序（多组分体系）、塔设备的形式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸气的冷凝方式、调节机构和测量控制仪表的设置等。限于篇幅，仅对其中一些内容作些阐述，其他内容可见参考文献。1.6操作压力塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，本设计选择常压操作。1.7加热方式塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。但由于直接蒸汽加入，对釜内溶液起一

12、定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求。间接加热方式的优点是可以提供足够的热量，而且不会稀释釜内溶液的浓度。本次设计采用直接加热。1.8进料状态进料状态有5种，可用进料状态参数q 值来表示。进料为过冷液体：q1；饱和液体（泡点）：q1；气、液混合物：0q1；饱和蒸气（露点）：q0；过热蒸气：q0。泡点进料时的操作比较容易控制，且不受季节气温的影响；此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造时比较方便。本次设计以泡点进料方式进料。1.9回流比先求出最小回流比Rmin，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.12 倍，

13、即R（1.12）Rmin。适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。本设计中，选1.12倍的回流比，分别计算出操作费用和设备费用，选和最小时的回流比。1.10热能利用精馏过程的热效率很低，进入塔的能量的95%以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走，仅约5%的能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸气温度提高，提高了温度的蒸气再用于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸气冷凝。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽，而且还节省了大量的冷却介质。当然，塔顶蒸气可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投资

14、和由此给精馏操作带来的影响。第二章 精馏塔全塔物料衡算2.1精馏塔全塔物料衡算2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数甲醇的摩尔质量. 水的摩尔质量 2.1.2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 2.1.3.物料衡算原料处理量 .总物料衡算.解得：D=163.44kmol/h，W=410.04kmol/h式中F-原料液流量D-塔顶产品量W-塔底产品量表2-1 物料衡算表进出项目数量（kmol/h）项目数量(kmol/h)进料F573.48产品D163.44塔底出量W410.04合计573.48573.482.2塔板数的确定2.2.1.理论塔板数NT的求取所谓理论板就是离开某块塔板的气液两

15、相互成平衡,且塔板上的液相组成也是均匀的。本设计中，甲醇水溶液的物系属理想体系，可采用图解法求理论板层数。 由手册查得甲醇-水物系的气液平衡数据，并根据其平衡数据用CAD画出平衡曲线绘出x-y图，如图2-1图2-12.2.1.1实际回流比的确定1.最小回流比 采用作图法求最小回流比。因为是饱和液体进料，故q=1。q线与平衡线的交点坐标为，故最小回流比为：则最少理论塔板数,即全回流时所需的理论塔板数,由上图可知, (不包括再沸器)2.实际回流比在实际操作中，常取最小回流比的（1.12.0）倍作为实际回流比。通常情况下实际回流比取最小回流比的某个倍数。究竟取多大为宜，主要根据经济核算来决定。精馏塔

16、的经济指标主要有两项：一是设备费；二是操作费。二者费用之和称总费用。设备费主要取决于设备的大小，如塔高和塔径等。操作费主要取决于加热蒸汽和冷却水的耗用量，而这些又取决于上升蒸气的量。上升蒸气量V=L+D=（R+1）D。由此可见，操作费与（R+1）成正比，由此可见，操作费随回流比的加大而上升。回流比对设备费（包括材料、加工、仪表、安装等费用）的影响比较复杂。当回流比接近最小回流比Rmin时，随着R的增大，因所需的塔板数急剧下降，设备费急剧下降，当R增大到一定值后，再增大R值，则塔板数下降不多，但加热和冷凝设备却要增大，设备费反而上升。所以设备费和回流比之间有一设备费最低的最适宜回流比R适宜。所以

17、在本次设计中，回流比的确定是一个非常重要的环节，故采取下述方法来确定回流比。令R/=，其中称为回流剩余系数。给定不同的回流剩余系数，从而求出相应的回流比。然后求出（R - ）与（R +1）的比值，即得到吉利兰关联图的横坐标X，然后用图解法算出最小理论板数为6块，因为是直接蒸汽加热，所有省掉了再沸器。此时即可用吉利兰图李德将原始数据回归后得到的方程化工原理P34求出理论板数N，并计算N（R+1）。在本设计系统中， 设R=,取=（1.12.0）,对设备费用和操作费用进行计算结果如表1-4、表2-2 实际回流比-费用数据R/Rmin1.11.21.31.41.51.6171.81.92.0R0.90

18、990.99261.07541.15811.24081.32351.40621.48901.57171.6544N17.0515.0212.0013.0912.5512.0411.5611.3310.9010.70N(R+1)32.5629.9329.0528.2528.1227.1227.8228.2028.0828.40 由表1可知，当R/=1.7时，设备费用和操作费用的和最小，故本课程设计中取R/=1.7。2.2.1.2精馏塔的气、液相负荷 由于进料方式为泡点进料，故： （1）精馏段操作线方程为（2）提馏段操作线方程为(用CAD作图，查询点坐标求出方程图2-2图解法求理论板层数图2-3

19、图解法求理论板层数（提馏段放大图）如图2-2、2-3所示。求解结果为：总理论板层数 NT=10精馏段理论板层数 NT精=5提馏段理论板层数 NT提=5（包括进料板）进料板位置 NF=62.2.2.实际塔板数的求取2.2.21操作温度的计算塔底组成 塔顶组成 图2-4根据附录2甲醇水汽液平衡数据用CAD做出上图，得知：塔底温度 ；塔顶温度 平均温度 2.2.2.2粘度的计算在tm=82.017时，查附录6得，则2.2.2.3相对挥发度计算由Antoine方程（）求算甲醇、水的饱和蒸汽压其中，甲醇、水的Antoine常数见表3-2表2.3甲醇、水的Antoine常数组分ABC适用温度/K甲醇7.0

20、94981521.23-39.18338487水7.0740561657.459 -46.13280441结果汇总于表24挥发度相关数据数据中。表2-4 挥发度相关数据数据记录项目塔顶塔底轻组分的摩尔分数0.94790.0056物系温度t/65.042098.9920甲醇的饱和蒸汽压P0A101.74193343490水的饱和蒸汽压P0B24.894397.2076平均相对挥发度4.08703.4395塔顶相对挥发度 塔底相对挥发度 所以，全塔平均相对挥发度为故根据知Oconnell公式2得全塔效率: 注：由于Oconnell公式适用于较老式的工业塔及试验塔的总效率关联，所以对于新型高效的精馏

21、塔来说，总效率要适当提高。因此本设计总效率设为ET =47% 2.2.2.4实际塔板数NP的确定精馏段实际板层数 N精=5/0.47=10.6411， 提馏段实际板层数 N提=5/0.47=10.6411总实际板数 NP=N精+N提=11+9=22实际进料板为第12块板。第三章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1 操作压力的计算塔顶操作压力 (常压)每层塔板压降 进料板压力 塔底压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力 3.2 操作温度的计算依据操作压力，根据甲醇-水温度组成（t-x-y）查得下列温度 进料板温度：=78.9472 塔顶温度： =65.0420 塔釜温度： =98.9920

22、精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 全塔平均温度： 3.3 平均摩尔质量计算用CAD查询点坐标功能查出：塔顶的液相组成 塔顶的气相组成 则 进料板液相组成 进料板气相组成 则 塔底液相组成塔底气相组成精馏段的平均摩尔质量提馏段的平均摩尔质量 34平均密度m3.4.1精馏段平均密度3.4.1.1.气相平均密度由理想气体状态方程计算，即3.4.1.2.液相平均密度查附录4，回归为公式 求得各温度下水和甲醇的密度液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度。由按上式计算， 进料板平均密度。由，求得，进料板液相质量分数 精馏段平均密度3.4.2提馏段的平均密度3.4.2.1.气相平均密度由理想气体状态

23、方程计算，即3.4.2.2.液相平均密度进料板平均密度进料板平均密度由，求得，进料板液相质量分数。 塔底液相平均密度。由，求得，。 提馏段平均密度3.5液体平均表面张力查附录5，液体表面的张力液相平均表面张力计算公式 3.5.1塔顶液相平均表面张力由，查得，3.5.2进料板液相平均表面张力，查得，3.5.3塔底液相平均表面张力 ，查得，3.5.4精馏段平均表面张力：3.5.5提馏段平均表面张力：3.6液体平均黏度计算查附录6，液相平均黏度依下式计算，即：塔顶液相平均黏度的计算：由，查得： 塔顶 塔底液相平均黏度的计算：由，查得： 塔底 进料板液相平均黏度的计算：由，查得： 精馏段液相平均黏度为

24、：提馏段液相平均黏度为：第四章 精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.1 塔径计算可依据流量公式： 式中 塔径，m 气体体积流量，m3/s 空塔气速，m/s。表观空塔气相速度（按全塔截面计）按下式进行计算： 安全系数（0.60.8）。安全系数的选取与分离物系的发泡程度密切相关。对于不发泡的物系，可取较高的安全系数，对于直径较小及减压操作的以及严重起泡的物系，应取较低的安全系数。本设计中取安全系数为0.7。其中， 其中（为液相密度，为气相密度，kg/m3 C为负荷因子，为极限空塔气速，m/s）。C值可由Smith关联图查得：在关联图中，横坐标为；参数反映了液滴沉降空间高度对负荷因子的影响（为板间距，为板上

25、液层高度） 图-Smith关联图设计中，板上液层高度由设计者选定，对常压塔一般取为0.050.08m，对减压塔一般取为0.0250.03m。本设计取0.05m。本设计根据标准，HT取0.45m，取0.05m。表1-6 板间距的确定8塔径D，m0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.42.4板间距，mm2003003003503504504506005008008004.1.1精馏段精馏段的气、液相体积流率为：= =0.45-0.05=0.4m查图得：=0.083对作修正：则 取安全系数为0.7，则空气空速为：为了与提馏段塔径相同，经过圆整，=1600mm 由附录8可知，当塔径

26、为1.6m时板间距可取0.45m,符合假设。塔截面积 实际的空塔气速 4.1.2提馏段提馏段的气、液相体积流率为：= =0.45-0.05=0.4m查图得：=0.086对作修正：则 取安全系数为0.7，则空气空速为经过圆整，=1600mm由表1-6可知，当塔径为1.6m时，板间距可取0.45m,符合假设。塔截面积 实际的空塔气速 4.2精馏塔有效高度计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开1个人孔，在精馏段开1个人孔，在提馏段开1个人孔，其高度均为0.8m。故精馏塔有效高度为第五章 溢流装置的计算溢流装置包括降液管、溢流堰、受液盘等几个部分，它们都是液体的通道，其结构和尺寸对塔的性能

27、有着非常重要的影响，因此它的设计就显得极为重要。5.1 溢流堰溢流堰（外堰）又称出口堰，它设置在塔板上的液体出口处，为了保证塔板上有一定高度的液层并使液流在板上能均匀流动，降液管上端必须超出塔板板面一定高度，这一高度称为堰高，以表示。弓形降液管的弦长称为堰长，以表示。为使上一层板流入的液体能在板上均匀分布，并减少进入处液体水平冲击，常在液体的进入口处设置内堰，当降液管为圆形时，应有内堰，当采用弓形降液管时可不必设置内堰。堰长根据液体负荷和溢流型式而定。对单溢流，一般取为（0.60.8）D,其中D为塔径。板上液层高度为堰高与堰上液层高度之和，即： =+式中板上液层高度，m堰高，m堰上液层高度，m

28、。堰高则由板上液层高度及堰上液层高度而定。溢流堰的高度直接影响塔板上的液层厚度。过小，液层过低使相际传质面积过小不利于传质；但过大，液层过高将使液体夹带量增多而降低塔板效率，且塔板阻力也增大。根据经验，对常压和加压塔，一般采取=5080mm。对减压塔或要求塔板阻力很小的情况，可取为25mm左右。堰长的大小对溢流堰上方的液头高度有影响，从而对塔板上液层高度也有明显影响。对于塔径大于800mm的大塔，常采用倾斜的降液管及凹形受液盘结构，但不适宜用于易聚合及有悬浮固体的情况，此时比较适宜用平直堰结构。 因此，在本设计中选择了平直堰结构。其堰上方液头高度可由用弗兰西斯（Francis）式计算： （m）

29、 （1.8）式中，为液体流量，m3/h；为堰长，m；E为液流收缩系数。E体现塔壁对液流收缩的影响，若不是过大，一般可近似取E=1，所引起的误差不大。取堰长=0.65D=0.651.6=1.04m对于精馏段，近似取E=1，取板上清液层高度对于提馏段，近似取E=1，取板上清液层高度5.2受液盘塔板上接受降液管流下液体的那部分区域称为受液盘。它有平形和凹形两种形式，前者结构简单，最为常用。为使液体更均匀地横过塔板流动，也可考虑在其外侧加设进口堰。凹形受液盘易形成良好的液封，也可改变液体流向，起到缓冲和均匀分布液体的作用，但结构稍复杂，多用于直径较大的塔，特别是液体流率较小的场合，它不适用于易聚合或含

30、有固体杂质的物系，容易造成死角而堵塞。对于600mm以上的塔，多采用凹形受液盘，其深度一般在50mm以上。本课程设计中，选取凹形受液盘。5.3 弓形降液管的宽度和横截面积 弓形降液管的宽度及截面积可根据堰长与塔径之比查图来求算。实际上，在塔径D和板间距一定的条件下，确定了溢流堰长，就已固定了弓形降液管的尺寸。降液管的截面积应保证液体在降液管内有足够的停留时间，使溢流液体中夹带的气泡能来得及分离。为此液体在降液管内的停留时间不应小于35s，对于高压下操作的塔及易起泡沫的系统，停留时间应更长些。 因此，在求得降液管截面积之后，应按下式验算降液管内液体的停留时间，即：根据单溢流型的塔板结构参数系列化

31、标准当时,查得：,则降液管宽度，降液管的横截面积 ；验算降液管内液体停留时间：精馏段：提馏段：停留时间5，故降液管可用。5.4降液管底隙高度h0降液管下端与受液盘之间的距离称为底隙，以表示。降液管中的液体是经底隙和堰长构成的长方形截面流至下块塔板的，为减小液体阻力和考虑到固体杂质可能在底隙处沉积，所以不可过小。但若过大，气体又可能通过底隙窜入降液管，故一般底隙应小于溢流堰高，以保证形成一定的液封，一般不应低于6mm，即。按下式计算： （1.9）式中，液体通过降液管底隙时的流速，m/s。根据经验，一般取。降液管底隙高度一般不宜小于2025mm。为简便起见，有时运用式子= -0.006 来确定对于

32、精馏段，取，降液管底隙高度，因为，且，所以满足要求。对于提馏段，取，降液管底隙高度 ，因为，且，所以满足要求。故降液管底隙高度设计合理。5.5塔板布置及浮阀数目与排列5.5.1.精馏段5.5.1.1 阀孔数工业实验结果表明：阀孔临界动能因数一般为。取，阀孔气速为：精馏段 根据式（为阀孔直径，F1型浮阀的阀孔直径，求每层塔板上的浮阀数，即55.1.2 塔板布置由上知选取边缘区宽度，破沫区宽度计算鼓泡区有效面积，即浮阀阀孔的排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取。则可按下式估算间距t。考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用97m

33、m，而应小于此值，故取。按，以等腰三角形叉排方式作图（见图5-3），分成4块，共安排浮阀个数。因此，实际中阀孔气体速度为由于阀孔实际排列的个数不等于理论计算个数，因此须重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因素变化不大，仍在912范围内。因此阀孔数适宜。塔板开孔率=通常，常压操作的塔开孔率在10%-14%之间，因此该设计符合要求。5.5.2提馏段塔板布置及浮阀数目与排列5.5.2.1. 阀孔数工业实验结果表明：阀孔临界动能因数一般为。取，阀孔气速为：提馏段 根据式（为阀孔直径，F1型浮阀的阀孔直径，求每层塔板上的浮阀数，即5.5.2.2. 塔板布置由上知选取边缘区宽度，破沫区宽度计算鼓泡区有效面

34、积与精馏段相同，即浮阀阀孔的排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取。则可按下式估算间距t。考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用111mm，而应小于此值，故取。按，以等腰三角形叉排方式作图（见图5-4），分成5块，共安排浮阀个数。因此，实际中阀孔气体速度为由于阀孔实际排列的个数不等于理论计算个数，因此须重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因素变化不大，仍在912范围内。因此阀孔数适宜。塔板开孔率=通常，常压操作的塔开孔率在10%-14%之间，因此该设计符合要求。第六章 塔板流体力学验算6.1 精馏段流体力学验算6.1.1 气

35、相通过浮阀塔的压降气体通过塔压降可根据下式计算：1、干板阻力计算：因为，故按下式计算，即2、湿板阻力计算：液柱液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压强降相当的液柱高度为：因此，单板压降为：故满足要求。6.1.2 淹塔校核为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度层。可用下式计算，即1、与气体通过塔板的压降相当的液柱高度。2、液体通过降液管的压头损失 因不设进口堰，故可按下式计算，即3、板上液层高度 取，则取，前已选定及求得，因此计算结果表明：设计的塔板结构在给定的操作条件下，降液管不会发生液泛，即符合防止淹塔的要求。6.1.3 雾沫夹带校核1、计算泛点百

36、分率校核雾沫夹带 按下式计算泛点率或板上液流径长度 板上流液面积 苯和甲苯为正常系统，可按表6-1，查取物性系数K0=1，又由图6-1查得泛点负荷系数0.121。将以上数值代入上式得：计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。表6-1 物性系数表系统物性系数K0系统物性系数K0无泡沫，正常系统1.0多泡沫系统0.73氟化物0.9严重发泡系统0.60中等发泡系统0.85形成温度泡沫的系统0.30图6-1 泛点负荷系数图6.2提馏段流体力学验算6.1.1气相通过浮阀塔的压降气体通过塔压降可根据下式计算：1、干板阻力计算：因为，故按下式计算，即2、湿板阻力计算：液体表面张力所造成

37、的阻力很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为：因此，单板压降为：故满足要求。6.1.2 淹塔校核为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度层。可用下式计算，即1、与气体通过塔板的压降相当的液柱高度。2、液体通过降液管的压头损失 因不设进口堰，故可按下式计算，即3、板上液层高度 取，则取，前已选定及求得因此计算结果表明：设计的塔板结构在给定的操作条件下，降液管不会发生液泛，即符合防止淹塔的要求。6.1.3 雾沫夹带校核1、计算泛点百分率校核雾沫夹带 按下式计算泛点率或 板上液流径长度 板上流液面积 苯和甲苯为正常系统，可按表6-1，查取物性系数K0=1，又由

38、（图6-1）查得泛点负荷系数0.138。将以上数值代入上式得：计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。第七章 塔板负荷性能图7.1 精馏段塔板负荷性能图7.1.1雾沫夹带线对于一定物系及一定的塔板结构，式中均为已知值，相应于的泛点率上限值亦可确定，将各数据代入上式，便得出，可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下：整理得： 或 由上式可知：雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任选两个值，代入上式算出相应的值，并列于下表表7-1 雾沫夹带线数据0.000.0154.5673.9057.1.2 液泛线由确定液泛线。忽略式中的项，代入数据得： 因物系一定，塔板尺寸一定，则等均为定值，而又有如下关系，即式中阀孔数亦为定