化工原理課程設(shè)計_分離甲醇—乙醇混合液的浮閥精餾塔

1、四川大學輕紡與食品學院化工原理課程設(shè)計分離甲醇乙醇混合液的浮閥精餾塔 設(shè)計者：姜虹伶 學號： 班級： 食品2班 聯(lián)系方式： 郵箱： 指導(dǎo)教師：蔣煒 設(shè)計時間：2012.5.202012.7.4 四川大學輕紡與食品學院目錄一、設(shè)計任務(wù)- 4 -二、背景介紹- 4 -1 . 精餾原理- 4 -2 . 板式塔作用原理- 4 -3 . 浮閥塔- 5 -三、設(shè)計流程圖- 5 -四、浮閥塔的設(shè)計- 7 -1 . 全塔物料衡算- 7 -（1）原料液、餾出液及殘液的摩爾分數(shù)和均摩爾質(zhì)量的計算- 7 -（2) 原料液、餾出液及殘液的摩爾流率計算- 8 -2 . 加料熱狀態(tài)參數(shù)q值的確定- 8 -（1）進料液、餾

2、出液、殘液的溫度確定- 8 -（2）q值的計算- 9 -（3）q線方程式- 10 -3 . 最小回流比的計算- 10 -（1）相對揮發(fā)度的計算- 10 -（2）平衡方程式- 11 -（3）最小回流比的計算- 11 -（4）實際回流比的計算- 11 -4 . 精餾段和提餾段的氣、液流量- 12 - (1) 精餾段內(nèi)氣、液流量- 12 -（2）提餾段內(nèi)氣、液流量- 13 -5 . 塔板數(shù)的計算- 13 -（1）逐板計算法- 13 -（2）塔效率- 15 -（3）實際塔板數(shù)的計算- 16 -6 . 塔徑的計算- 16 - (1) 精餾段塔徑的計算- 16 -（2）提餾段塔徑的計算- 20 -（3）塔

3、徑的實際值- 23 -7. 塔高的確定- 23 -五、精餾段塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計及力學校核- 24 -1.溢流裝置- 24 -（1) 降液管的寬度和截面面積的確定- 24 -（2) 出口溢流堰與進口溢流堰的確定- 24 -（3) 降液管底隙高度與受液盤的確定- 25 -2.板面布置及主要尺寸- 25 -（1) 板面布置- 25 -（2) 浮閥的數(shù)目與排列- 26 -3.浮閥塔板的流體力學校核- 29 -（1) 塔板壓降的校核- 29 -（2) 液沫夾帶的校核- 29 -（3) 溢流液泛的校核- 30 -（4) 負荷性能圖及操作彈性- 30 -六、提餾段塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計及力學校核- 34 -1 . 溢流裝置

4、- 34 -（1) 降液管的寬度和截面面積的確定- 34 -（2) 出口溢流堰與進口溢流堰的確定- 34 -（3) 降液管底隙高度與受液盤的確定- 35 -2 . 板面布置及主要尺寸- 35 -（1) 塔板布置- 35 - （2) 浮閥的數(shù)目與排列- 36 -（3) 校核：- 38 -（4) 校核塔板開孔率- 38 -3 . 浮閥塔板的流體力學校核- 39 -（1) 塔板壓降的校核- 39 -（2) 液沫夾帶的校核- 40 -（3) 溢流液泛的校核- 40 -（4) 負荷性能圖及操作彈性- 41 -七、塔頂冷凝器的選用- 44 - 1.物料衡算- 44 -2.換熱器選用- 45 -3.驗算壓降

5、- 46 -（1）驗算管程壓降- 46 -（2) 驗算管程壓降- 46 -4. 核算總傳熱系數(shù)- 47 -（1) 管程給熱系數(shù)- 48 -（2) 殼程給熱系數(shù)- 48 -（3) 導(dǎo)熱系數(shù)和傳熱面積- 48 -八、塔接管設(shè)計- 49 -1.塔頂出料管直徑- 49 -2.回流管直徑- 49 -3.進料管直徑- 50 -4.餾出液管直徑- 50 -九、設(shè)計總結(jié)- 51 -十、參考文獻- 51 -1、 設(shè)計任務(wù)設(shè)計題目：分離甲醇乙醇混合液的浮閥精餾塔原料液： 組成甲醇0.6 乙醇0.4 處理量：8800kg/h 溫度：28餾出液： 組成 苯0.96殘 液： 組成 苯0.02（均為摩爾分率）操作壓力：常

6、壓連續(xù)操作二、背景介紹1 . 精餾原理 精餾過程的基礎(chǔ)依然是混合液組分間揮發(fā)度的差異，而塔內(nèi)的氣、液“回流”則是沿塔高不斷進行氣、液傳質(zhì)實現(xiàn)精餾的必要條件。沿塔流動的氣、液相每經(jīng)過一塊塔板都將發(fā)生一次氣相的部分冷凝和液相的部分氣化，氣、液相組成隨之發(fā)生一次改變，使氣相中輕組分得到一次增濃，液相中重組分得到一次增濃。其結(jié)果最終可在塔頂?shù)玫捷p組分含量很高的蒸氣相（餾出液）產(chǎn)品，而在塔底得到重組分含量很高的釜液產(chǎn)品，從而實現(xiàn)混合液體的高純度分離。2 . 板式塔作用原理板式塔為逐級接觸式氣液傳質(zhì)設(shè)備，塔內(nèi)沿塔高裝有若干層塔板，液體靠重力作用由頂部逐板流向塔底，并在各塊板面上形成流動的液層；氣體則靠壓強

7、差推動，由塔底向上依次穿過各塔板上的液層而流向塔頂。氣、液兩相在塔內(nèi)進行逐級接觸，兩相的組成沿塔高呈階梯式變化。與填料塔相比，板式塔具有壓降較大；空塔氣速較大；較穩(wěn)定，效率較高；持液量較大；液氣比適應(yīng)范圍較大；安裝檢修較容易；大直徑時造價較低等優(yōu)點。3 . 浮閥塔浮閥塔是板式塔的一種，是在泡罩塔和篩孔塔的基礎(chǔ)上發(fā)展形成的。自20世紀50年代問世后，迅速在石油化工行業(yè)得到推廣，至今仍為應(yīng)用最廣的塔板結(jié)構(gòu)。在塔板上按一定方式開有若干個閥孔，將浮閥本身帶有的幾根閥腿插入閥孔后，再將閥腿的底腳旋轉(zhuǎn)90，用以限制浮閥開度同時防止閥片被氣體吹走。閥片周邊有幾個沖出的略向下彎的定距片，靜止時，浮閥靠定距片與

8、塔板點接觸坐落在閥孔上，可避免停工后閥片與板面間的粘連。操作時，由閥孔上升的氣流經(jīng)閥片與塔板間隙沿水平方向進入液層，可增加氣液兩相的接觸時間；浮閥的開度隨氣量變化，在低氣量時，開度較小，氣體仍能以足夠的氣速通過縫隙，可避免漏液現(xiàn)象的發(fā)生；在高氣量時，閥片自動浮動，開度較大，使氣速不致過大，從而可避免過量液沫夾帶現(xiàn)象的發(fā)生。因此，浮閥塔具有性能穩(wěn)定、操作彈性大、塔板效率高的優(yōu)點。三、設(shè)計流程圖四、浮閥塔的設(shè)計1 . 全塔物料衡算（1）原料液、餾出液及殘液的摩爾分數(shù)和均摩爾質(zhì)量的計算甲醇的摩爾質(zhì)量：=78.11 乙醇的摩爾質(zhì)量：=46則原料液的摩爾分數(shù)： 均摩爾質(zhì)量： 餾出液的摩爾分數(shù)： 均摩爾質(zhì)

9、量： 殘液的摩爾分數(shù)： 均摩爾質(zhì)量：計算得到： （2) 原料液、餾出液及殘液的摩爾流率計算 (1) (2)(1) 、（2）聯(lián)立，解出D=35.9kmol /h W=103.1kmol/h2 . 加料熱狀態(tài)參數(shù)q值的確定（1）進料液、餾出液、殘液的溫度確定因為是冷液進料，所以塔頂溫度即為塔頂組成的泡點溫度，塔底溫度即為塔底組成的露點溫度。查得甲醇水溶液（101.3kPa）的t-x-y關(guān)系表如下表：t/C10096.493.591.289.387.784.481.7摩爾分數(shù)x00.020.040.060.080.100.150.20摩爾分數(shù)y00.1340.230.3040.3650.4180.5

10、170.579t/C7875.373.171.269.367.66664.5摩爾分數(shù)x0.300.400.500.600.700.800.901.00摩爾分數(shù)y0.6650.7290.7790.8250.870.9150.9581.00做出圖象如下圖： 甲醇水體系相圖由甲醇水體系相圖可查得： 原料液組成時，其泡點溫度； 餾出液組成 時，其泡點溫度； 殘液組成時，其露點溫度。 （2）q值的計算在平均溫度下，由化工原理（上冊）附錄12查得甲醇、水的摩爾比熱容，由附錄13查得甲醇、水的摩爾氣化潛熱，其相關(guān)物性數(shù)據(jù)如下： 甲醇的摩爾比熱容 甲醇的摩爾氣化潛熱 水的摩爾比熱容 水的摩爾氣化潛熱可見甲醇和

11、水的氣化潛熱值很接近，該體系滿足恒摩爾流假設(shè)。原料液的平均摩爾比熱容平均氣化潛熱（3）q線方程式q線方程：3 . 最小回流比的計算（1）相對揮發(fā)度的計算 查得甲醇和水在某溫度下的飽和蒸汽壓經(jīng)驗公式如下： 甲醇： 水：當時，甲醇的飽和蒸汽壓 水的飽和蒸汽壓 此溫度下相對揮發(fā)度當時，甲醇的飽和蒸汽壓 水的飽和蒸汽壓 此溫度下相對揮發(fā)度：當時，甲醇的飽和蒸汽壓 水的飽和蒸汽壓 此溫度下相對揮發(fā)度：平均揮發(fā)度（2）平衡方程式相平衡方程：（3）最小回流比的計算q線方程與相平衡方程聯(lián)立，解得 最小回流比（4）實際回流比的計算全回流的最少理論板數(shù)：根據(jù)實驗和生產(chǎn)數(shù)據(jù)統(tǒng)計，一般最適宜回流比的范圍為。 取最小回

12、流比的1.2 、1.3、1.4、1.5、1.6、1.7、1.8、1.9、2.0倍，得到相應(yīng)的R值，列于表中，查化工原理（上冊）P95頁吉利蘭圖，得到相應(yīng)的A值，如下表：1.3921.160.50.556.5413.1.5081.160.0.516.5412.1.6241.160.0.466.5411.1.741.160.0.436.5410.1.8561.160.0.416.5410.1.9721.160.0.396.5410.2.0881.160.0.376.549.2.2041.160.0.356.549.2.321.160.0.346.549.做出圖象，如下圖所示：取4 . 精餾段和提餾

13、段的氣、液流量(1) 精餾段內(nèi)氣、液流量精餾段內(nèi)氣、液的摩爾流率：（2）提餾段內(nèi)氣、液流量故提餾段內(nèi)氣、液的摩爾流率：5 . 塔板數(shù)的計算（1）逐板計算法相平衡方程： 即 （1）精餾段操作線方程： 即 （2）提餾段操作線方程： 即 （3）由式（2）與式（3）聯(lián)立求解得兩操作線交點坐標 下面由式（1）與式（2）交替使用確定精餾段理論板數(shù)。計算過程如下：第1塊板上升的蒸氣組成 第1塊板下降的液體組成由式（1）計算 第2塊板上升的氣相組成由式（2）計算 第2塊板下降的液體組成 第3塊板上升的氣相組成 第3塊板下降的液體組成 第4塊板上升的氣相組成 第4塊板下降的液體組成 第5塊板上升的氣相組成 第5

14、塊板下降的液體組成 因，所以第5塊板為加料板，第5塊板之前為精餾段，之后為提餾段。下面由式（1）與式（3）交替使用確定提餾段理論板數(shù)。計算過程如下：第6塊板上升的氣相組成由式（3）計算 第6塊板下降的液體組成由式（1）計算 第7塊板上升的氣相組成 第7塊板下降的液體組成 第8塊板上升的氣相組成 第8塊板下降的液體組成 第9塊板上升的氣相組成 第9塊板下降的液體組成 第10塊板上升的氣相組成 第10塊板下降的液體組成 第11塊板上升的氣相組成 第11塊板下降的液體組成 第12塊板上升的氣相組成 第12塊板下降的液體組成 因，故總理論板數(shù)為12塊，精餾段4塊板，第5塊板為進料板。每塊塔板上氣、液相

15、組成列入下表：塔板序號氣相組成y液相組成x10.9740.90820.9310.7830.8450.58940.7180.40150.5920.27660.5030.2170.3820.1480.2530.08290.1460.043100.0740.021110.0340.009120.0120.003（2）塔效率奧康奈爾關(guān)聯(lián)法，對精餾塔，采用揮發(fā)度與液相粘度的乘積為參數(shù)來表示全塔效率。 奧康奈爾關(guān)聯(lián)式：式中：塔內(nèi)液體在塔底和塔頂平均溫度下的揮發(fā)度 塔內(nèi)液體在塔底和塔頂平均溫度下的粘度 （其中為加料中i組分的摩爾分數(shù)，為液相中i組分的粘度）由于塔頂溫度 塔底溫度則塔底和塔頂?shù)钠骄鶞囟扔苫ぴ?/p>

16、理（上冊）附錄9查得甲醇的粘度 水的粘度當時，甲醇的飽和蒸汽壓 水的飽和蒸汽壓 此平均溫度下相對揮發(fā)度（3）實際塔板數(shù)的計算 實際塔板數(shù)為24（含再沸器）精餾段 實際精餾段塔板數(shù)為9塊，第10塊為進料板，提餾段塔板數(shù)為14塊。6 . 塔徑的計算(1) 精餾段塔徑的計算 A . 精餾段氣、液相平均摩爾質(zhì)量和質(zhì)量分數(shù)的計算塔頂溫度 加料板溫度則精餾段塔頂與加料板的平均溫度為塔頂組成 塔頂氣相平均摩爾質(zhì)量塔頂液相平均摩爾質(zhì)量液相中甲醇組分的質(zhì)量分數(shù)進料板組成 加料板氣相的平均摩爾質(zhì)量加料板液相的平均摩爾質(zhì)量液相中甲醇組分的質(zhì)量分數(shù)精餾段氣相的平均摩爾質(zhì)量精餾段液相的平均摩爾質(zhì)量 B . 平均密度的計

17、算a . 液相平均密度的計算由化工原理（上冊）附錄5 查得， 時， 水的密度 時， 水的密度由附錄8查得，時，甲醇的密度 時，甲醇的密度混合液體的密度計算公式時，液相密度時，液相密度所以液體的密度 b . 氣相平均密度的計算氣體的密度 C . 精餾段內(nèi)氣、液相的體積流量蒸餾段內(nèi)氣、液的摩爾流率： 精餾段內(nèi)氣、液兩相的體積流量根據(jù)化工原理（下冊）P139頁表11.2，估取板間距為，由于一般常壓塔取，取板上清液層高度，則。由 和 的值，在化工原理（下冊）P142頁，史密斯關(guān)聯(lián)圖上查得 D . 氣體流通截面積的計算液相表面張力的計算查得甲醇的表面張力 其中時，甲醇的表面張力 時，甲醇的表面張力 化工

18、原理（下冊）附錄5，查得時，水的表面張力 時，水的表面張力則塔頂組成的表面張力：則進料板組成的表面張力：則液泛氣速：氣體流通截面上的適宜氣速取氣體流通截面積 E . 降液管所占塔板面積與截面面積之比的計算此精餾塔的溢流形式選擇單流型，一般單流型可取，估取，由弓形降液管的參數(shù)圖查得。因為，所以得到 F . 塔徑的計算塔徑 （2）提餾段塔徑的計算 A . 提留段氣液相平均摩爾質(zhì)量和質(zhì)量分數(shù)塔底溫度 加料板溫度則提餾段塔頂與加料板的平均溫度為塔底組成 塔底氣相平均摩爾質(zhì)量塔底液相平均摩爾質(zhì)量液相中甲醇組分的質(zhì)量分數(shù)進料板組成 加料板氣相平均摩爾質(zhì)量加料板液相平均摩爾質(zhì)量液相中甲醇組分的質(zhì)量分數(shù)提餾段

19、氣相的平均摩爾質(zhì)量提餾段液相的平均摩爾質(zhì)量 B . 平均密度的計算a . 液相平均密度的計算由由化工原理（上冊）附錄5 查得：時， 水的密度時， 水的密度由附錄8查得，時，甲醇的密度 時，甲醇的密度混合液體的密度計算公式時，液相密度時，液相密度所以液體的密度b . 氣相平均密度的計算氣體的密度提餾段內(nèi)氣、液的摩爾流率： C . 提餾段內(nèi)氣、液兩相的體積流量根據(jù)化工原理（下冊）P139頁表11.2，估取板間距為，由于一般常壓塔取，取板上清液層高度，則。由 和 的值，在化工原理（下冊）P142頁，史密斯關(guān)聯(lián)圖上查得 D . 氣體流通截面積的計算液相表面張力的計算查得甲醇的表面張力 其中時，甲醇的表

20、面張力 時，甲醇的表面張力 由化工原理（下冊）附錄5，查得時，水的表面張力 時，水的表面張力則塔底組成的表面張力：則進料板組成的表面張力：則液泛氣速氣體流通截面上的適宜氣速取氣體流通截面積 E . 降液管所占塔板面積與截面面積之比的計算此提餾塔的溢流形式選擇單流型，一般單流型可取，估取，由弓形降液管的參數(shù)圖查得。因為，所以得到 F . 塔徑塔徑（3）塔徑的實際值 綜合蒸餾段和提餾段的塔徑，并進行圓整后，取7. 塔高的確定其中為最上面一塊塔板距塔頂?shù)母叨?為最下面一塊塔板距塔底的高度取 五、精餾段塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計及力學校核1.溢流裝置 （1) 降液管的寬度和截面面積的確定 由查化工原理（下冊）P14

21、3頁弓形降液管的參數(shù)圖可得： 則 液體在降液管中的停留時間為降低氣泡夾帶，液體在降液管內(nèi)應(yīng)有足夠的停留時間以使氣體從液相中分離出。一般要求不應(yīng)小于3-5秒，滿足要求。（2) 出口溢流堰與進口溢流堰的確定對于單溢流的出口堰長可取估取E為液流收縮系數(shù)，由查化工原理（下冊）P145頁液流收縮系數(shù)計算圖，得堰上液層高度對一般常壓塔板上液層高度取0.050.1m，此處取。則出口堰高 （3) 降液管底隙高度與受液盤的確定液體流過降液管底端出口處的流速，根據(jù)經(jīng)驗一般取，估取降液管底隙高度在設(shè)計中，塔徑較小時可取為2530mm，塔徑較大時取約為40mm，最大時可達150mm，滿足要求。2.板面布置及主要尺寸

22、（1) 板面布置在塔板的受液盤與鼓泡區(qū)之間設(shè)一安定區(qū)，以保證進塔板的液體平穩(wěn)均勻分布，同時也可防止氣體串入降液管，安定區(qū)的寬度取值通常為50-100mm，估取。在鼓泡區(qū)與溢流堰之間設(shè)一安定區(qū)，其目的是為液體提供一個脫氣的區(qū)域，以避免夾帶大量氣泡的液體進入降液管，通常其寬度為70-100mm，估取。邊緣區(qū)是塔板靠近塔壁的邊緣留出的邊寬，以供支持塔板和塔板緊固件夾緊。對直徑在2.5m以下的塔一般邊寬取為50mm，對直徑在2.5m以上的塔一般邊寬可取為60mm或更大些。估取。因為 所以 （2) 浮閥的數(shù)目與排列選定型浮閥，其閥孔直徑。閥孔氣速可根據(jù)由實驗結(jié)果綜合的閥孔動能因子確定，其定義式為 根據(jù)工

23、業(yè)設(shè)備數(shù)據(jù)，對重型浮閥，當板上浮閥剛?cè)_時，在8-12之間，在此范圍內(nèi)選擇8、8.5、9、9.5、10、10.5、11、11.5、12各值時，其相應(yīng)的數(shù)據(jù)如下表 81.027.0.0393058.0589.8.51.028.0.0393058.0584.91.028.0.0393058.0579.9.51.029.0.0393058.0575.101.029.0.0393058.0571.10.51.0210.0.0393058.0568.111.0210.0.0393058.0565.11.51.0211.0.0393058.0562.121.0211.0.0393058.0559.做出圖象

24、，如下所示：因此選則浮閥數(shù) 圓整為個單溢流塔板等腰三角形排列時，一個閥孔的鼓泡面積約為，估實際取值根據(jù)上述已確定的孔距，按等腰三角形叉排方式作圖，得到在鼓泡區(qū)內(nèi)可以布置的浮閥總數(shù)為65，其排列方式如下圖所示：（3) 校核：在8-12范圍內(nèi)，此浮閥數(shù)能滿足要求。 （4) 校核塔板開孔率：校核塔板開孔率一般對常壓塔，則滿足要求。3.浮閥塔板的流體力學校核（1)塔板壓降的校核塔板壓降等于干板壓降和液層壓降之和，即閥全開前 閥全開后 其中閥孔臨界氣速 求得閥全開后 式中：為充氣系數(shù)，反映板上液層充氣程度，無量綱，此處氣體進、出一塊塔板的壓強降（2) 液沫夾帶的校核泛點率在塔板結(jié)構(gòu)一定的情況下，兩相流量

25、最大，液沫夾帶量最大，因此，液沫夾帶校核應(yīng)取氣、液流量最大的釜上側(cè)塔板。取提餾段數(shù)據(jù)進行校核： 由化工原理（下冊）P150頁，查表11.4查得物性系數(shù)由圖11.22 泛點負荷因子 查得一般對直徑小于900mm的常壓塔，泛點率，因此滿足泛點率要求，不會發(fā)生過量液沫夾帶。（3) 溢流液泛的校核泡沫液層的高度式中：為泡沫液層相對密度，取與降液管中泡沫液層高度相當?shù)那逡簩?式中 ：液面落差相對較小，一般可忽略不計 液體經(jīng)過降液管的阻力損失可見，不會發(fā)生液泛。（4) 負荷性能圖及操作彈性A.漏液線（氣相負荷下限線）對F1型重閥取閥孔動能因子時的氣體負荷為操作的下限值。（ ）在負荷性能圖上為1線。B. 過

26、量液沫夾帶線（氣相負荷上限線）（ ）由表11.4查得物性系數(shù)由圖11.22 泛點負荷因子 查得式中：對一般常壓塔，如直徑大于0.8m的大塔，取，現(xiàn)取。代入數(shù)據(jù)得在負荷性能圖上為2線。C . 液相負荷下限線對于平頂直堰，取平堰上液層高度作為液相負荷下限的標準（ ）代入數(shù)據(jù)得在負荷性能圖上為3線。D . 液相負荷上限線液體在降液管中最短停留時間以3s計算，（）在負荷性能圖上為4線。E . 溢流液泛線已知堰高式中：（）將上述各項代入式中，得整理得任取幾個，求出相應(yīng)的，列表如下：0.00750.0080.00860.00920.00951.1651.0410.8580.6060.419在負荷性能圖上做

27、出圖象為5線。F. 負荷性能圖將上述五條線在負荷性能圖中畫出，如下圖：G. 操作彈性塔精餾段的設(shè)計點位于圖中心偏左，且由圖可知塔的操作負荷上限受霧沫夾帶限制，下限低液層控制。六、提餾段塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計及力學校核1 . 溢流裝置（1) 降液管的寬度和截面面積的確定 由查化工原理（下冊）P143頁弓形降液管的參數(shù)圖可得： 則 液體在降液管中的停留時間為降低氣泡夾帶，液體在降液管內(nèi)應(yīng)有足夠的停留時間以使氣體從液相中分離出。一般要求不應(yīng)小于3-5秒，滿足要求。（2) 出口溢流堰與進口溢流堰的確定對于單溢流的出口堰長可取估取E為液流收縮系數(shù)，由查化工原理（下冊）P145頁液流收縮系數(shù)計算圖，得堰上液層高度對

28、一般常壓塔板上液層高度取0.050.1m，此處取。則出口堰高（3) 降液管底隙高度與受液盤的確定液體流過降液管底端出口處的流速，根據(jù)經(jīng)驗一般取，估取降液管底隙高度在設(shè)計中，塔徑較小時可取為2530mm，塔徑較大時取約為40mm，最大時可達150mm，滿足要求。2 . 板面布置及主要尺寸（1) 塔板布置在塔板的受液盤與鼓泡區(qū)之間設(shè)一安定區(qū)，以保證進塔板的液體平穩(wěn)均勻分布，同時也可防止氣體串入降液管，安定區(qū)的寬度取值通常為50-100mm，估取。在鼓泡區(qū)與溢流堰之間設(shè)一安定區(qū)，其目的是為液體提供一個脫氣的區(qū)域，以避免夾帶大量氣泡的液體進入降液管，通常其寬度為70-100mm，估取。邊緣區(qū)是塔板靠近

29、塔壁的邊緣留出的邊寬，以供支持塔板和塔板緊固件夾緊。對直徑在2.5m以下的塔一般邊寬取為50mm，對直徑在2.5m以上的塔一般邊寬可取為60mm或更大些。估取。因為 所以 （2) 浮閥的數(shù)目與排列選定型浮閥，其閥孔直徑。閥孔氣速可根據(jù)由實驗結(jié)果綜合的閥孔動能因子確定，其定義式為 根據(jù)工業(yè)設(shè)備數(shù)據(jù)，對重型浮閥，當板上浮閥剛?cè)_時，在8-12之間，在此范圍內(nèi)選擇8、8.5、9、9.5、10、10.5、11、11.5、12各值時，其相應(yīng)的數(shù)據(jù)如下表 80.759.0.0393645.1491.8.50.759.0.0393645.1486.90.7510.0.0393645.1481.9.50.75

30、10.0.0393645.1477.100.7511.0.0393645.1473.10.50.7512.0.0393645.1469.110.7512.0.0393645.1466.11.50.7513.0.0393645.1463.120.7513.0.0393645.1461.做出圖象，如下所示：因此選則浮閥數(shù) 圓整為個單溢流塔板等腰三角形排列時，一個閥孔的鼓泡面積約為，估實際取值根據(jù)上述已確定的孔距，按等腰三角形叉排方式作圖，得到在鼓泡區(qū)內(nèi)可以布置的浮閥總數(shù)為65，其排列方式如下圖所示：（3) 校核：在8-12范圍內(nèi)，此浮閥數(shù)能滿足要求。（4)校核塔板開孔率校核塔板開孔率:一般對常壓塔

31、，則滿足要求。3 . 浮閥塔板的流體力學校核（1) 塔板壓降的校核塔板壓降等于干板壓降和液層壓降之和，即閥全開前 閥全開后 其中閥孔臨界氣速 求得閥全開后 式中：為充氣系數(shù)，反映板上液層充氣程度，無量綱，此處氣體進、出一塊塔板的壓強降（2) 液沫夾帶的校核泛點率在塔板結(jié)構(gòu)一定的情況下，兩相流量最大，液沫夾帶量最大，因此，液沫夾帶校核應(yīng)取氣、液流量最大的釜上側(cè)塔板。取提餾段數(shù)據(jù)進行校核： 由化工原理（下冊）P150頁，查表11.4查得物性系數(shù)由圖11.22 泛點負荷因子 查得一般對直徑小于900mm的常壓塔，泛點率，因此滿足泛點率要求，不會發(fā)生過量液沫夾帶。（3) 溢流液泛的校核泡沫液層的高度式

32、中：為泡沫液層相對密度，取與降液管中泡沫液層高度相當?shù)那逡簩?式中 ：液面落差相對較小，一般可忽略不計 液體經(jīng)過降液管的阻力損失可見，不會發(fā)生液泛。（4) 負荷性能圖及操作彈性A. 漏液線（氣相負荷下限線）對F1型重閥取閥孔動能因子時的氣體負荷為操作的下限值。（ ）在負荷性能圖上表示為1線。B. 過量液沫夾帶線（氣相負荷上限線）（ ）由表11.4查得物性系數(shù)由圖11.22 泛點負荷因子 查得式中：對一般常壓塔，如直徑大于0.8m的大塔，取，現(xiàn)取。代入數(shù)據(jù)得在負荷性能圖上表示為2線。C . 液相負荷下限線對于平頂直堰，取平堰上液層高度作為液相負荷下限的標準（ ）代入數(shù)據(jù)得在負荷性能圖上表示為3線

33、。D . 液相負荷上限線液體在降液管中最短停留時間以3s計算，（）在負荷性能圖上表示為4線。E . 溢流液泛線已知堰高式中：（）將上述各項代入式中，得整理得任取幾個，求出相應(yīng)的，列表如下：0.0090.010.0110.0121.8011.7081.6051.488在負荷性能圖上做出圖象為5線。F . 負荷性能圖將上述五條線在負荷性能圖中畫出，如下圖：G . 操作彈性塔精餾段的設(shè)計點位于圖中心偏左，且由圖可知塔的操作負荷上限受霧沫夾帶限制，下限漏液控制。七、塔頂冷凝器的選用1.物料衡算用水進行冷卻，設(shè)水進口溫度，出口溫度塔頂冷凝液溫度取塔頂產(chǎn)品組分下的泡點溫度 由化工原理（上冊）附錄13查得：

34、時 甲醇的潛熱量為 水的潛熱量為冷凝量：冷卻劑水的平均溫度，查附錄5得 水的比定壓熱容 密度 粘度 導(dǎo)熱系數(shù)則水用量為冷卻水走管程，甲醇-水走殼程，選擇普通無縫鋼管。對數(shù)平均溫度由列管式換熱器總傳熱系數(shù)K的經(jīng)驗數(shù)據(jù)表查得甲醇-水體系的總傳熱系數(shù)，取總傳熱系數(shù)。則換熱面積2.換熱器選用由于是蒸汽冷凝，故沒有并流、逆流之分，溫度修正系數(shù)，又由于，故不考慮熱補償，現(xiàn)選用兩臺臺單殼程的浮頭式換熱器，于化工原理（上冊）附錄25 II中初選，其參數(shù)如下所示：_ 外殼直徑/mm 500 公稱壓力/MPa 4.0 公稱面積/ 65 管子排列方式 正方形 管長/m 6 管子外徑/mm 5 管子總數(shù) 124 管程

35、數(shù) 2 殼程數(shù) 1 管程流通截面積/ 0.01948 折流板間距/mm 200 殼程流通截面積/ 0.0358 折流板切去的弓形缺口高度/mm 113.5_ 換熱器實際換熱面積若采用此傳熱面積，則要求的總傳熱系數(shù)為3.驗算壓降（1） 驗算管程壓降管程壓降為式中：管程數(shù) 串聯(lián)的殼程數(shù) 對的管子，結(jié)垢修正系數(shù)管程流體流速為取，則，查摩擦系數(shù)與雷諾數(shù)及相對粗糙度的關(guān)系圖得摩擦系數(shù)流體流經(jīng)直管的壓降流體流經(jīng)回彎管的壓降則得管程總流動阻力 （2) 驗算管程壓降 殼程壓降為式中：對于氣體或可凝蒸氣，殼程壓降的結(jié)垢修正系數(shù)流體通過管束的壓降為式中：殼程流體流速由化工原理（上冊）附錄9查得，在時，甲醇的粘度為 水的粘度為則甲醇水的粘度為殼程流體的摩擦系數(shù)對正方形斜轉(zhuǎn)45，橫過管束中心線的管子數(shù)折流擋板數(shù)計算表明，管程和殼程壓降均滿足工藝要求。4. 核算總傳熱系數(shù)（1) 管程給熱系數(shù)（2)殼程給熱系數(shù)查附錄12得，時，甲醇的比熱容為 水的比熱容為近視取殼程的導(dǎo)熱系數(shù)為甲醇的導(dǎo)熱系數(shù) （3)導(dǎo)熱系數(shù)和傳熱面積污垢熱阻，導(dǎo)熱系數(shù)估計的傳熱面積與