化工原理課程設(shè)計(jì)泡罩塔課件

1、苯-甲苯連續(xù)精餾泡罩塔的設(shè)計(jì)目 錄 中文摘要7 英文摘要81 引言9 1.1 二元混合精餾概述9 1.2 泡罩塔簡(jiǎn)介10 1.3 設(shè)計(jì)方案的確定10 1.4 操作流程10 1.5 精餾塔的設(shè)計(jì)步驟11 2 塔的工藝參數(shù)計(jì)算 12 2.1 主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 12 2.1.1苯和甲苯的物理性質(zhì) 122.1.2常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)12 2.1.3飽和蒸汽壓P0 12 2.1.4苯與甲苯的液相密度13 2.1.5液體表面張力13 2.1.6液體黏度13 2.1.7液體氣化熱13 2.2 精餾塔的物料衡算13 2.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率13 2.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)

2、量14 2.2.3物料衡算14 2.3 塔板數(shù)的確定142.3.1理論塔板數(shù)NT的求取14 2.3.1.1 yx圖及txy14 2.3.1.2最小回流比及操作回流比16 2.3.1.3理論板數(shù) NT162.3.2全塔效率ET162.3.3實(shí)際塔板數(shù)N162.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算172.4.1操作壓強(qiáng)Pm172.4.2操作溫度 tm172.4.3平均摩爾質(zhì)量Mm172.4.4平均密度m182.4.4.1氣相平均密度mV182.4.4.2液相平均密度計(jì)算182.4.5液體平均表面張力m192.4.6液體平均黏度Lm202.5氣液負(fù)荷計(jì)算213精餾塔的塔體及塔板工藝尺寸計(jì)算213.

3、1泡罩?jǐn)?shù)計(jì)算223.2塔徑的計(jì)算223.3鼓泡面積22 3.4溢流裝置的計(jì)算233.4.1.堰長233.4.2堰上液層高度233.4.3堰高及等233.5降液管計(jì)算243.6塔盤布置244塔板的流體力學(xué)計(jì)算24 4.1液面落差25 4.2動(dòng)液封hds26 4.3壓降26 4.4霧沫夾帶驗(yàn)算29 4.5排空時(shí)間304.6塔板負(fù)荷性能曲線30 4.6.1霧沫夾帶線30 4.6.2液泛線314.6.3液體負(fù)荷上、下限線32 4.6.4漏液線（氣象脈動(dòng)線）33 4.6.5液相負(fù)荷下限線335塔附件設(shè)計(jì)35 5.1接管35 5.1.1進(jìn)料管的管徑35 5.1.2回流管35 5.1.3塔釜出料管36 5.

4、1.4塔頂蒸汽出料管36 5.1.5塔釜進(jìn)氣管36 5.1.6法蘭36 5.2 筒體封頭37 5.2.1筒體37 5.2.2封頭37 5.3除沫器37 5.4裙座38 5.5吊柱38 5.6人孔396塔總體高度的設(shè)計(jì)39 6.1塔的頂部空間高度39 6.2塔的底部空間高度39 6.3塔立體高度397附屬設(shè)備設(shè)計(jì)40 7.1冷凝器的選擇40 7.1.1熱負(fù)荷QC的計(jì)算40 7.1.2冷卻水用量407.1.3總傳熱系數(shù)40 7.1.4泡點(diǎn)回流時(shí)的平均溫差40 7.1.5換熱面積40 7.2再沸器的選擇407.2.1熱負(fù)荷40 7.2.2 加熱蒸汽用量417.2.3平均溫差41 7.2.4換熱系數(shù)K

5、418風(fēng)載荷和風(fēng)彎矩41 8.1 風(fēng)載荷 41 8.2 風(fēng)彎矩429 地震載荷的計(jì)算44 9.1塔的自震周期44 9.2地震載荷計(jì)算4410設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表45心得體會(huì)48參考文獻(xiàn)49板式精餾塔設(shè)計(jì)摘要：本設(shè)計(jì)采用泡罩精餾塔分離苯-甲苯溶液。通過對(duì)原料產(chǎn)品的要求和物性參數(shù)的確定及對(duì)主要尺寸的計(jì)算，工藝設(shè)計(jì)和附屬設(shè)備結(jié)果選型設(shè)計(jì)，完成對(duì)苯-甲苯精餾工藝流程和主體備設(shè)計(jì)。苯-甲苯溶液為理想物系，利用作圖法求出最小回流比為0.9753，理論板數(shù)為14塊，計(jì)算出全塔效率為52%，實(shí)際板數(shù)為27塊，其中精餾段10塊，提餾段17塊，進(jìn)料位置為第11塊。得到精餾塔的塔徑為2.6米，總高15.748米；精餾段操

6、作彈性為2.59，提餾段操作彈性為3.77，通過泡罩塔的流體力學(xué)驗(yàn)算，證明各指標(biāo)數(shù)據(jù)均符合標(biāo)準(zhǔn)。強(qiáng)度校核表明，該精餾塔滿足強(qiáng)度、剛度及穩(wěn)定性等要求。關(guān)鍵詞：苯-甲苯溶液，精餾，泡罩塔設(shè)計(jì)，最小回流比Abstract:Ablister distillation tower is designed to separate Benzene and Toluene. The design includes determination of the distillation process, optimal reflux ratio through economic accounting, calcul

7、ation of the distillation column size and selection of auxiliary equipment. The Benzene-Toluene solution is aideal physical system. The minimum reflux ratio was 0.9753in mapping method. The theoretical plate number was 14, the efficiency of the rectifying section is52%, the actual plate number was 2

8、7, of which the rectifying section 10 and the stripping section 17, the feeding location is the11th plate. The diameter of distillation tower is 2.6 meters, the total height of tower is 15.748 meters; the operating flexibility of the rectifying section is 2.59 and of the stripping section is3.77. Th

9、rough calculating the fluid mechanics of the float valve tower every target and data is up to standard. Strength checking shows that the distillation tower meets the strength, stiffness and stability requirement.Keywords: Benzene and Toluene，distillation，float valve tower， minimum reflux ratio1引言塔設(shè)備

10、是是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可使氣液或液液兩相間進(jìn)行緊密接觸，達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的?？稍谒O(shè)備中完成常見的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、氣體的濕法凈制和干燥以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕、減濕等。在化工、石油化工、煉油廠中，塔設(shè)備的性能對(duì)于整個(gè)裝置的產(chǎn)品質(zhì)量和環(huán)境保護(hù)等各個(gè)方面都有重大影響。塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。根據(jù)板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)，我們選擇用泡罩板精餾塔，運(yùn)用化工設(shè)計(jì)的程序和方法，通過查閱資料、使用手冊(cè)，選用數(shù)據(jù)和公式，合理確定工藝流程，正確進(jìn)行工藝計(jì)算，并且用文字、數(shù)表、圖紙表達(dá)了設(shè)計(jì)成果。具體設(shè)

11、計(jì)內(nèi)容如下：1.1 二元混合精餾概述在化工實(shí)際生產(chǎn)中，精餾是最常用的單元操作，是分離均相液體混合物的最有效方法之一。在化學(xué)工業(yè)中，總能耗的40用于分離過程，而其中的95是精餾過程消耗的，因此有必要開辟多種途徑來降低能耗，實(shí)現(xiàn)精餾節(jié)能。因此，對(duì)二元混合物連續(xù)精餾的研究無論是對(duì)節(jié)省投資，還是降低能耗，都具有非常重要的意義。雙組分混合液的分離是最簡(jiǎn)單的精餾操作。典型的精餾設(shè)備是連續(xù)精餾裝置，包括精餾塔、再沸器、冷凝器等。精餾塔供汽液兩相接觸進(jìn)行相際傳質(zhì)，位于塔頂?shù)睦淠魇拐羝玫讲糠掷淠?，部分凝液作為回流液返回塔頂，其余餾出液是塔頂產(chǎn)品。位于塔底的再沸器使液體部分汽化，蒸汽沿塔上升，余下的液體作為塔

12、底產(chǎn)品。進(jìn)料加在塔的中部，進(jìn)料中的液體和上塔段來的液體一起沿塔下降，進(jìn)料中的蒸汽和下塔段來的蒸汽一起沿塔上升。在整個(gè)精餾塔中，汽液兩相逆流接觸，進(jìn)行相際傳質(zhì)。液相中的易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相，汽相中的難揮發(fā)組分轉(zhuǎn)入液相。對(duì)不形成恒沸物的物系，只要設(shè)計(jì)和操作得當(dāng)，餾出液將是高純度的易揮發(fā)組分，塔底產(chǎn)物將是高純度的難揮發(fā)組分。進(jìn)料口以上的塔段，把上升蒸汽中易揮發(fā)組分進(jìn)一步提濃，稱為精餾段；進(jìn)料口以下的塔段，從下降液體中提取易揮發(fā)組分，稱為提餾段。兩段操作的結(jié)合，使液體混合物中的兩個(gè)組分較完全地分離，生產(chǎn)出所需純度的兩種產(chǎn)品。當(dāng)使n組分混合液較完全地分離而取得n個(gè)高純度單組分產(chǎn)品時(shí)，須有n-1個(gè)塔。近年來

13、人們逐漸重視對(duì)于將化學(xué)反應(yīng)和精餾過程結(jié)合起來的研究。這種伴有化學(xué)反應(yīng)的精餾過程稱為反應(yīng)精餾。按照反應(yīng)中是否使用催化劑可將反應(yīng)精餾分為催化反應(yīng)精餾過程和無催化劑的反應(yīng)精餾過程。催化反應(yīng)精餾過程按所用催化劑的相態(tài)又可分為均相催化反應(yīng)精餾和非均相催化精餾過程，非均相催化精餾過程即為通常所講的催化精餾。這種非均相催化精餾過程能避免均相反應(yīng)精餾中存在的催化劑回收困難，以及隨之帶來的腐蝕、污染等一系列問題。1.2泡罩塔簡(jiǎn)介板式精餾塔中溶液經(jīng)過一塊塔板即相當(dāng)于一次相平衡，塔板的數(shù)目越多則分離效果越明顯，但同時(shí)塔板費(fèi)用也越高，故需要根據(jù)實(shí)際的費(fèi)用及操作要求來確定塔板的數(shù)目。塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯(cuò)流式塔

14、板和逆流式塔板兩類，工業(yè)中以錯(cuò)流式為主，常用的錯(cuò)流式塔板有：泡罩塔板，篩孔塔板，浮閥塔板。泡罩塔是典型的板式塔，長期以來在蒸餾、吸收等單元操作所使用的塔設(shè)備中曾占有主要地位，近幾十年來由于塔設(shè)備有很大進(jìn)展，出現(xiàn)了許多性能良好的新塔型，才使泡罩塔的應(yīng)用范圍和在塔設(shè)備中所占的比重都有所減少。但泡罩塔并不因此失去重要性，因?yàn)槠渚哂幸韵聝?yōu)點(diǎn)：（1）塔板效率較高（2）操作彈性較大，在負(fù)荷變動(dòng)范圍較大時(shí)仍能保持較高的效率。（3）生產(chǎn)能力較大。（4）液氣比的范圍大。（5）不易堵塞，能適應(yīng)多種介質(zhì)。（6）操作穩(wěn)定可靠。泡罩塔的不足之處在于結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價(jià)高、安裝維修麻煩以及氣相壓力降較大。然而泡罩塔經(jīng)過長期的實(shí)

15、踐，積累的經(jīng)驗(yàn)比其他任何塔型都豐富。常用的泡罩已經(jīng)標(biāo)準(zhǔn)化。1.3設(shè)計(jì)方案的確定設(shè)計(jì)方案選定是指確定整個(gè)精餾裝置的流程、主要設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和主要操作條件。所選方案必須：能滿足工藝要求，達(dá)到指定的產(chǎn)量和質(zhì)量；操作平穩(wěn)，易于調(diào)節(jié)；經(jīng)濟(jì)合理；生產(chǎn)安全。在實(shí)際的設(shè)計(jì)問題中，上述四項(xiàng)都必須兼顧考慮。課程設(shè)計(jì)方案選定所涉及的主要內(nèi)容有：操作壓力，進(jìn)料狀況，加熱方式及其熱能的利用。本設(shè)計(jì)選用泡罩塔，采用泡點(diǎn)進(jìn)料，采用間接加熱塔釜加熱蒸汽壓力為0.2MPa（表壓）。1.4操作流程精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾

16、分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。苯-甲苯混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點(diǎn)溫度后送入精餾塔進(jìn)料板，在進(jìn)料板上與自塔上部下降的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程。操作時(shí)，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品，部分液體氣化，產(chǎn)生上升蒸汽，一起通過各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中被冷凝，并將部分冷凝液送回塔頂作為回流液，其余部分經(jīng)冷凝器冷凝后送出作為塔頂產(chǎn)品，經(jīng)冷凝器冷卻后送入貯槽。塔釜采用再沸器加熱。塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。1.5精餾塔的設(shè)計(jì)步驟本設(shè)計(jì)按以下幾個(gè)階段進(jìn)行： (1)設(shè)計(jì)方案確定和說明。根據(jù)給定任務(wù)，對(duì)精餾裝置

17、的流程、操作條件、主要設(shè)備型式及其材質(zhì)的選取等進(jìn)行論述。 (2)蒸餾塔的工藝計(jì)算，確定塔高和塔徑。 (3)塔板設(shè)計(jì)：計(jì)算塔板各主要工藝尺寸，進(jìn)行流體力學(xué)校核計(jì)算。接管尺寸、泵等，并畫出塔的操作性能圖。 (4)管路及附屬設(shè)備的計(jì)算與選型，如再沸器、冷凝器。 (5)精餾塔主體設(shè)備的機(jī)械設(shè)計(jì)。(6)繪制精餾裝置工藝流程圖和精餾塔的設(shè)備圖。(7)編寫設(shè)計(jì)說明書。2 塔的工藝參數(shù)計(jì)算2.1主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)2.1.1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量M沸點(diǎn)（）臨界溫度tC（）臨界壓強(qiáng)PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107

18、.72.1.2常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.

19、3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02.1.3飽和蒸汽壓P0苯、甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程求算，即式中 t物系溫度，；P0飽和蒸汽壓，kPa； A、B、CAntoine常數(shù)，其值見下表：組分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.582.1.4苯與甲苯的液相密度溫度()8090100110120苯,kg/815803.9792.5780.3768.9甲苯,kg/810800.2790.3780.3770.02.1.5液體表面

20、張力溫度()8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，Mn/m21.6920.5919.9418.4117.312.1.6液體黏度溫度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.2282.1.7液體氣化熱溫度8090100110120苯，kJ/kg394.1386.9379.3371.5363.2甲苯，kJ/kg379.9373.8367.6361.2354.62.2 精餾塔的物料衡算2.2.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的

21、摩爾質(zhì)量甲苯的摩爾質(zhì)量2.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 2.2.3物料衡算 原料處理量總物料衡算苯物料衡算聯(lián)立解得式中 F-原料液流量 D-塔頂產(chǎn)品量 W-塔底產(chǎn)品量2.3塔板數(shù)的確定2.3.1 理論塔板數(shù)NT的求取 苯一甲苯屬理想物系，可采M.T.圖解法求理論塔板數(shù)NT。2.3.1.1根據(jù)苯、甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)作yx圖及txy，參見圖1及圖2圖1苯、甲苯的yx圖及圖解理論版圖2苯、甲苯的t-x-y圖2.3.1.2求最小回流比及操作回流比。 因泡點(diǎn)進(jìn)料，在圖2中作進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為yq=0.7475，xq=0.5412，此即最小回流比時(shí)操作線與平衡線的交點(diǎn)坐

22、標(biāo)。依最小回流比計(jì)算式：取回流比2.3.1.3求理論板數(shù)NT精餾段操作線如圖2所示，按常規(guī)M.T.作圖法解得：NT=14.5-1層（不包括釜）。其中精餾段理論板數(shù)為5層，提餾段為8.5層（不包括釜）。2.3.2全塔效率ET根據(jù)塔頂、塔底液相組成查圖3，求得塔平均溫度為95.43，該溫度下進(jìn)料液相黏度為：故2.3.3實(shí)際塔板數(shù)N精餾段提餾段2.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算2.4.1操作壓強(qiáng)Pm塔頂操作壓力PD101.3 kPa每層塔板壓降 P0.7 kPa進(jìn)料板壓力101.3+0.710108.3kPa塔底操作壓力=101.3+270.7=120.2kPa精餾段平均壓力 P m精（10

23、1.3+108.3）/2104.8 kPa提餾段平均壓力P m提 =（120.2+108.3）/2 =114.25 kPa2.4.2操作溫度tm依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過程略。計(jì)算結(jié)果如下： 塔頂溫度，進(jìn)料板溫度 塔底溫度精餾段平均溫度提餾段平均溫度2.4.3平均摩爾質(zhì)量Mm塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由代入相平衡方程得進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由上面理論板的算法，得塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xw=0.0118,由相平衡方程，得yw=0.029精餾段平均摩爾質(zhì)量 提餾段平均摩爾質(zhì)量2.4.4平均密度m2.4.4.1氣相平均密度mV由理

24、想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，精餾段的平均氣相密度即 提餾段的平均氣相密度2.4.4.2液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均密度的計(jì)算 由tD81.1，查手冊(cè)得 LAD=813.7kgm3，LBD=809.5kgm3塔頂液相的質(zhì)量分率 aAD=0.94求得LmD=813.4kgm3進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算 由tF=93.1，查手冊(cè)得 LAF=800.1kgm3,LBF=796.9kgm3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 aAF=0.5求得LmF=798.5kgm3塔底液相平均密度的計(jì)算 由tW=116.0，查手冊(cè)得 LAW=774.1kgm3，LBW=773.5kgm3塔底液相的質(zhì)量分率 aA

25、W=0.01求得LmW=773.5kgm3精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為2.4.5液體平均表面張力m液相平均表面張力依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由tD=81.1，查手冊(cè)得 A=21.13mNm，B=21.55mNm進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 由tF=93.1，查手冊(cè)得 A=19.71mNm，B=20.40mNm塔底液相平均表面張力的計(jì)算 由tW=116.0，查手冊(cè)得 A=16.94mNm，B=17.73mNm精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力為 2.4.6液體平均黏度Lm液相平均黏度依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均黏度的計(jì)算 由 tD=81.1，查手冊(cè)得

26、 A=0.305mPas,B=0.308mPas進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算 由tF=93.1，查手冊(cè)得 A=0.272mPas，B=0.279mPas塔底液相平均黏度的計(jì)算 由tW=116.0，查手冊(cè)得 A=0.222mPas.B=0.238mPas精餾段液相平均黏度為 提餾段液相平均黏度為 2.5 氣液負(fù)荷計(jì)算 精餾段：提餾段：3 精餾塔的塔體及塔板工藝尺寸計(jì)算選取泡罩塔尺寸齒縫高度 h=30mm齒縫寬度b1=5mm齒縫數(shù) n=32升氣管直徑齒縫總面積F4=48cm2泡罩底面積升氣管凈面積3.1泡罩?jǐn)?shù)計(jì)算對(duì)精餾段：對(duì)提餾段：為了排列方便，我們選取泡罩?jǐn)?shù)為245個(gè)3.2塔徑的計(jì)算塔板間距HT的選

27、定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)。對(duì)精餾段：取泡罩中心距鼓泡面積根據(jù)t/查圖可得鼓泡總面積各泡罩的底面積之和塔徑 所以取2.6m符合要求對(duì)提餾段：塔徑D也為2.6m3.3鼓泡面積塔板總鼓泡面積：3.4溢流裝置的計(jì)算3.4.1.堰長本塔采用單溢流，常用弓形降液管的溢流堰長取值范圍為取3.4.2堰上液層高度本設(shè)計(jì)采用平直堰設(shè)出口堰，不設(shè)進(jìn)口堰,堰上液層高度按下式計(jì)算精餾段：3.4.3堰高及等初選動(dòng)液封hds=0.06m靜液封堰高泡罩下緣距塔板間距0.01m泡罩帽緣高度0.005m取0.081m考慮降液管底部液封為12mm，則管底通道寬度提餾段:

28、堰高：初選動(dòng)液封hds=0.06m靜液封堰高泡罩下緣距塔板間距0.01m泡罩帽緣高度0.005m取0.062m考慮降液管底部液封為12mm，則管底通道寬度3.5降液管計(jì)算對(duì)于弓形降液管，堰長一經(jīng)確定之后，降液管寬和面積可按下圖計(jì)算.圖3，查圖可得：,驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間，應(yīng)用公式精餾段：提餾段：停留時(shí)間，故降液管可用。3.6塔盤布置塔盤面積分為鼓泡面積、降液面積、穩(wěn)定區(qū)和無效區(qū)。由上面數(shù)據(jù)得：鼓泡區(qū)：降液區(qū)：無效區(qū)：1-62.13%-14.44%=23.43%4 塔板的流體力學(xué)計(jì)算4.1 液面落差對(duì)精餾段：先按塔徑計(jì)算液流強(qiáng)度，根據(jù)hw及hT由下圖求出未校正的每排泡罩的液面落差：查表得圖4計(jì)算

29、氣動(dòng)因子Fp：從上圖求出校正系數(shù),在算出校正后的每排泡罩的液面落差。有關(guān)計(jì)算式如下：查上表得對(duì)提餾段：查表得計(jì)算氣動(dòng)因子Fp：從上圖求出校正系數(shù),在算出校正后的每排泡罩的液面落差。有關(guān)計(jì)算式如下：查上表得4.2 動(dòng)液封hds對(duì)精餾段：初選動(dòng)液封則靜液封對(duì)提餾段：初選動(dòng)液封則靜液封4.3 壓降對(duì)精餾段：屏保壓降hc由已知得，取KC=0.25液層阻力h1式中：按液流面積計(jì)算的氣速圖5查圖得全塔總壓降對(duì)提餾段：由已知得，取KC=0.25液層阻力h1式中：按液流面積計(jì)算的氣速查圖得全塔總壓降4.4 霧沫夾帶驗(yàn)算檢驗(yàn)液泛：對(duì)精餾段：所以不發(fā)生液泛。對(duì)提餾段：同理可得所以不發(fā)生液泛。檢查霧沫夾帶：對(duì)精餾段

30、：hf=0.0432Fb2+1.89hw-0.0406=0.2866mS=HT-hf=0.45-0.2866=0.1643mWG=VsAT-2Af=5.445.3089-20.3833=1.1976msWGS=7.2893ua=VsAT-Af=1.1044msev=5.710-6uaHT-hf3.2=0.079700.1所以不發(fā)生霧沫夾帶對(duì)提餾段：同理求得ev=0.01291s,故塔體任意點(diǎn)的x地震載荷為C結(jié)構(gòu)系數(shù)，小于1，取C0.5（立式設(shè)備）必須考慮高振影響。確定危險(xiǎn)截面：00截面為裙座基座截面 11截面為裙座人孔處截面 22 截面為塔底焊縫處截面00截面地震彎矩：11截面地震彎矩： 22

31、 截面地震彎矩:10設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表 泡罩塔工藝設(shè)計(jì)結(jié)果項(xiàng)目數(shù)值塔徑D/m2.6板間距HT/m0.45板上液層高度hL/m0.06空塔氣速精餾塔u/(ms-1)1.025提餾塔u/(ms-1)0.987溢流堰長度lW/m1.716溢流堰高度精餾段hw/m0.08129提餾段 hw/m0.06208降液管截面積Af/m20.3833降液管寬度Wd/m0.3224降液管底隙高度精餾段h0/m0.069提餾段 h0/m0.05泡罩?jǐn)?shù)m/個(gè)（等邊三角形叉排）245孔閥中心距t/m0.125塔板壓降精餾段hp/m0.1268提餾段hP/m0.1417液體在降液管內(nèi)的停餾時(shí)間精餾段/s14.9987 提餾段/s6.16氣相負(fù)荷上限精餾段1.5256提餾段2.01液相負(fù)荷下限精餾段0.5888提餾段0.5333操作彈性精餾