2022年甲醇溶媒连续浮阀精馏塔设计_课程设计 2.pdf

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1、化工原理课程设计说明书系别：化学与制药工程系精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 1 页，共 48 页华夏学院化学与制药工程系课程设计任务书专业化学工程与工艺班级 1101 学生姓名饶俊发题时间： 2013 年 1 月 7 日一、课题名称甲醇溶媒连续浮阀精馏塔设计二、课题条件设计条件在抗生素类药物生产过程中，需要用甲醇溶媒洗涤晶体，洗涤过滤后产生废甲醇溶媒，其组成为含甲醇46%，水 54%（质量分数），另外含有少量地药物固体微粒.为了使废甲醇溶媒重复利用，拟设计建造一套浮阀精馏塔，对废甲醇溶媒进行精馏.矚慫润厲钐瘗睞枥庑赖。2.设计目标年

2、处理废甲醇溶媒3 万吨；甲醇溶媒含水量0.3% （质量分数），塔底废水中甲醇含量0.5% （质量分数）聞創沟燴鐺險爱氇谴净。3.操作条件操作压力常压精馏塔顶压强 4kPa（表压）进料热状况自选回流比自选单板压降不大于 0.7kPa4.设备形式浮阀塔5.建厂地址武汉6. 指导教师文艳霞高小红精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 2 页，共 48 页7.参考文献1 化工原理课程设计，柴诚敬，王军，张缨编，天津，天津科学技术出版社，2011年7月.2 王国胜 主编 .化工原理课程设计（第二版）.大连理工大学出版社：大连.2008，013 梁忠英

3、 主编 .化工原理 .中国医药科技出版社2008，06；4 化工工艺设计手册，上、下册，；5 化学工程设计手册；上、下册6 化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-塔设备；化学工业出版社：北京.2004，017 化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-换热器；化学工业出版社：北京.2004，018 化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-管道；化学工业出版社：北京.2004，019 方利国，董新法编著 .化工制图Auto CAD 实战教程与开发M. 北京，化学工业出版社，2005,01残骛楼諍锩瀨濟溆塹籟。三、设计任务1文献检索及调研； 2工艺流程设计，工艺流程图.； 3物料

4、衡算、塔设备工艺计算 4塔和塔板工艺尺寸计算、流体力学验算、附属设备地选型和计算； 5设计结果一览表、对本设计地评述； 6绘制带控制点地工艺流程图（2#）、塔工艺条件图（1#）.四、设计所需技术参数地获取参考化工工艺设计手册（上、下）、化学工程设计手册、化工设备设计全书-塔设备、化工设备设计全书-管道化工设备设计全书-压力容器、化工设备设计全书 -换热器、化工原理等资料酽锕极額閉镇桧猪訣锥。五、设计说明书内容封面、设计任务书、目录、正文、成绩评定表正文：分章编写1. 前言 2. 设计方案地确定和流程地说明精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -

5、第 3 页，共 48 页 3. 塔地工艺计算 4. 塔和塔板主要工艺尺寸地设计 4.1. 塔高、塔径及塔板结构尺寸地确定 4.2. 塔板地流体力学验算 4.3. 塔板地负荷性能图 5. 附属设备地选型和计算 6. 设计结果一览表 7. 对本设计地评述或有关问题地分析讨论.8. 参考文献9.附录六、进度计划1 2012.12.7-8 下达设计任务，课程设计指导课，借阅相关资料；2 2012.12.9 拟定设计方案，流程设计，进行物料衡算和塔工艺计算；3 2012.12.1013 塔工艺计算、塔和塔板主要工艺尺寸地计算、附属设备地选型和计算4 2012.12.14-16 完成设计说明书、绘制带控制

6、点地工艺流程图5 2012.12.17-22 绘制塔地工艺条件图6 2012.12.23-24 上交课程设计资料指导教师（签名）：年月日系主任（签名）：年月日精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 4 页，共 48 页前言甲醇在工业等方面，都有很广泛地应用，是一种很重要地原料.在很多方面，要求甲醇有不同地纯度，有时要求纯度很高，这是比较困难地.彈贸摄尔霁毙攬砖卤庑。要想把低纯度地甲醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏地方法，因为甲醇和水地挥发度相差不大.精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝地过程，因此可使混合液得到几乎完全地分

7、离.化工厂中精馏操作是在直立圆柱形地精馏塔内进行，塔内装有若干层塔板.为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液 .可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器，回流液泵等附属设备，才能实现整个操作.謀荞抟箧飆鐸怼类蒋薔。浮阀塔与20 世纪50 年代初期在工业上开始推广使用，浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板地基础上发展起来地，它吸收了两种塔板地优点.其结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动地阀片.气流从浮阀周边水平地进入塔板上液层，浮阀可根据气体流量地大小而上下浮动，自行调节.浮阀地类型很多，

8、国内常用地有F1 型， V-4型及 T 型等，本设计采用F1 型浮阀 .厦礴恳蹒骈時盡继價骚。浮阀塔已成为国内应用最广泛地塔形，特别是在石油，化学工业中使用最普遍.浮阀有很多种形式，但最常用地是F1 型和 V-4 型.F1 型浮阀地结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内， F1 型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低地系统中，采用轻阀 .浮阀塔具有下列优点：1、塔孔开孔率大生产能力大.2、由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大.3、因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率

9、高 .4、气体压强降及液面落差较小.5、塔地造价低.其缺点是处理易结焦，高粘度地物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降.但对于黏度稍大及有一般聚合现象地系统，浮阀塔也能正常操作.茕桢广鳓鯡选块网羈泪。本设计采用地是F1 型重阀 .精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 5 页，共 48 页目录第一章 设计方案及流程地确定. 1鹅娅尽損鹌惨歷茏鴛賴。1.1 设计方案地确定. 1籟丛妈羥为贍偾蛏练淨。1.2 流程说明及流程图. 1預頌圣鉉儐歲龈讶骅籴。第二章 塔设备工艺计算. 3渗釤呛俨匀

10、谔鱉调硯錦。2.1 精馏塔工艺计算. 3铙誅卧泻噦圣骋贶頂廡。2.2 主要数据参数地计算. 3擁締凤袜备訊顎轮烂蔷。2.3 理论板地计算. 8贓熱俣阃歲匱阊邺镓騷。2.4 塔径地初步设计. 10坛摶乡囂忏蒌鍥铃氈淚。2.5 溢流装置 . 12蜡變黲癟報伥铉锚鈰赘。2.6 塔板地结构尺寸、浮阀数目及排列. 15買鲷鴯譖昙膚遙闫撷凄。第三章 塔板地流体力学验算. 18綾镝鯛駕櫬鹕踪韦辚糴。3.1 气相通过浮阀塔板地压降. 18驅踬髏彦浃绥譎饴憂锦。3.3 雾沫夹带 . 20猫虿驢绘燈鮒诛髅貺庑。3.4 塔板负荷性能图. 21锹籁饗迳琐筆襖鸥娅薔。第四章 设计结果一览表. 24構氽頑黉碩饨荠龈话骛。

11、第五章 塔附件设计 . 25輒峄陽檉簖疖網儂號泶。5.1 接管 . 25尧侧閆繭絳闕绚勵蜆贅。5.2 筒体与封头 . 27识饒鎂錕缢灩筧嚌俨淒。5.3 除沫器 . 27凍鈹鋨劳臘锴痫婦胫籴。5.4 裙座 . 28恥諤銪灭萦欢煬鞏鹜錦。5.5 人孔 . 28鯊腎鑰诎褳鉀沩懼統庫。第六章 塔总体高度地设计. 29硕癘鄴颃诌攆檸攜驤蔹。6.1 塔地顶部空间. 29阌擻輳嬪諫迁择楨秘騖。6.2 塔地底部空间高度. 29氬嚕躑竄贸恳彈瀘颔澩。6.3 塔总体高度 . 29釷鹆資贏車贖孙滅獅赘。第七章 附属设备地设计. 30怂阐譜鯪迳導嘯畫長凉。7.1 热量衡算 . 30谚辞調担鈧谄动禪泻類。7.2 附属设

12、备地选型. 32嘰觐詿缧铴嗫偽純铪锩。第八章 总结. 36熒绐譏钲鏌觶鷹緇機库。参考文献 . 37鶼渍螻偉阅劍鲰腎邏蘞。附录 . 38纣忧蔣氳頑莶驅藥悯骛。一、符号代码说明. 38颖刍莖蛺饽亿顿裊赔泷。二、阶梯法求理论塔板数. 40濫驂膽閉驟羥闈詔寢賻。三、塔板负荷性能图. 41銚銻縵哜鳗鸿锓謎諏涼。精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 6 页，共 48 页第一章 设计方案及流程地确定1.1 设计方案地确定1.1.1 操作压力地选择蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行.确定操作压力时，必须根据所处理物料地性质，兼顾技术上地可行性和经济上

13、地合理性进行考虑.例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性地物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空地设备 .对于沸点低、在常压下为气态地物料，则应在加压下进行蒸馏.当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作.但在塔径相同地情况下，适当地提高操作压力可以提高塔地处理能力.有时应用加压蒸馏地原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时地热量，或可用较低品位地冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏地能量消耗.挤貼綬电麥结鈺贖哓类。1.1.2 进料热状况地选择进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔地热负荷都有密切地联系.在实际地生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近

14、泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔地操作比较容易控制，不致受季节气温地影响.此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段地塔径相同，为设计和制造上提供了方便.赔荊紳谘侖驟辽輩袜錈。1.1.3 加热方式地选择蒸馏釜地加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器.有时也可采用直接蒸汽加热.若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液地相对挥发度较大(如酒精与水地混合液)，便可采用直接蒸汽加热.直接蒸汽加热地优点是：可以利用压力较低地蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大地传热面.这样，可节省一些操作费用和设备费用.然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽地不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同地情况下

15、，塔底残液中易挥发组分地浓度应较低，因而塔板数稍有增加.此时采用间接蒸汽加热，设置再沸器是合适地.塤礙籟馐决穩賽釙冊庫。1.1.4 回流比地选择适宜地回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时地回流比为最适宜地回流比.确定回流比地方法为：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地 1.22.0 倍，考虑到原始数据和设计任务，本方案取1.4，即 R= 1.5Rmin；采用釜液产品去预热原料，可以充分利用釜液产品地余热，节约能源.裊樣祕廬廂颤谚鍘羋蔺。1.2流程说明及流程图甲醇 -水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔.塔顶上升蒸气采用全冷凝后，进入回精选

16、学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 7 页，共 48 页流罐部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽.塔釜采用间接蒸汽加热.将加热再沸器物料地蒸汽再用来预热原料.精馏装置有精馏塔、再沸器，原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备.热量自塔低蒸汽输入，由冷凝器中地冷却介质将余热带走 .仓嫗盤紲嘱珑詁鍬齊驁。甲醇 水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降地地回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底.在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质地传递过程.绽萬璉轆娛閬蛏鬮绾瀧。精选学习资料

17、 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 8 页，共 48 页第二章 塔设备工艺计算2.1 精馏塔工艺计算2.1.1 精馏塔地全塔物料衡算F：进料量（ kmol/h) Fx：原料组成D：塔顶产品流量（kmol/h) Dx：塔顶组成W：塔底残液流量（kmol/h) Wx：塔底组成原料中甲醇地组成：Fx=02.18/54.004.32/46.004.32/46.0=0.3239 塔顶组成：Dx=18/003.004.32/997.004.32/997.00.9947塔釜组成：Wx=02.18/995.004.32/005.004.32/005.00.0028

18、2 进料量 F=24300)02.18/54. 004.32/46.0(7103hkmol /68.184由总物料衡算：WDF易挥发组分物料衡算：WDFWxDxFx解得： D= 59.78kmol/h W=124.9kmol/h 2.2 主要数据参数地计算2.2.1 甲醇 水系统 t-x-y 数据表 2-1 甲醇 -水地气液平衡数据温度 t/甲醇摩尔分数温度 t/甲醇摩尔分数液相 x/%气相 y/%液相 x/%气相 y/%1000073.8 46.20 77.5692.9 5.3128.3472.7 52.92 79.7190.3 7.6740.0171.3 59.37 81.8388.9 9

19、.2643.5370.0 68.49 84.9285.0 13.1554.5568.0 85.62 89.6281.6 20.8362.7366.9 87.41 91.9478.0 28.1867.7564.7 10010076.7 33.3369.18注：摘自化工工艺设计手册2.2.2 温度地计算塔顶 ,塔釜 .进料地温度分别为FWDttt.精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 9 页，共 48 页利用表 2-1 数据，由内插法得：9.667.649.668741. 018741.09947. 0DtDt=64.791009.92100

20、031.5000282.0WtWt=100787.76782818.03333.02818. 03239. 0FtFt=76.94精馏段平均温度：279.6494.7621DFttt70.865提馏段平均温度：294.7610022tFWtt88.472.2.3 密度地计算已知：混合液相密度BBAAL1混合气相密度004.22TPMPTV(X 为质量分数，M为平均相对分子质量）塔顶温度：Dt=64.79气相组成Dy：94.9110094.911009.667.649.6679.64DyDy=0.9967进料温度：Ft=76.94气相组成Fy：75.6718.6975.67100787.7678

21、94.76FyFy=0.6892塔釜温度：Ft=99.996气相组成Wy：034.280100100-9.92100-996.99WyWy=0.00016（1）精馏段液相组成1x: 1x=6593. 023239.09947.02FDxx气相组成1y：1y=854295.026892.09967.02FDyy精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 10 页，共 48 页所以：hkmolMhkmolMVL/84.29)84295.01(02.1884295.004.32/26.27)6593.01(02.186593.004.3211（2）提

22、馏段液相组成2x：16336.023239.000282.022Fwxxx气相组成2y：34468.026982.000016.022FWyyy所以：hkmolMhkmolMLL/85.22)34468.01(02.1834468.004.32/31.20)16336. 01(02.1816336.004.3222表 2-2 不同温度下和水地密度温度 /甲醇 A(kg/m3)水 B(kg/m3)50760988.160751983.270743977.880734971.890725965.3100716956.4注：摘自化工工艺设计手册求得在WFDttt.下甲醇和水地密度：751743751

23、60706079.64ADAD=747.1683/mkgDt=64.79时2.983-8.9772.9830706079.64BDBD=982.833/ mkg83.982997.01168.747997.01DD=747.713/ mkg精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 11 页，共 48 页Ft76.94时hkmolhkmolhkmolFFBFBFAFAF/19.848636.97354.0754.73646.01/636.9738.9778.9718.97770807094.76/75.73674373474370807094.

24、76Wt99.996时hkmolhkmolhkmolWWBWBWAWAW/783.956403.958995.0004.716005.01/403.9583.9654.9583.9659010090996.99/004.7167157167259010090996.99所以3/487.9022783.95619.84823/95.797271.74719.848221mkgmkgWFLDFLkmolkgMMMkmolkgMMMkmolkgxxMkmolkgxxMkmolkgxxMLWLFLLFLDLWWLWFFLFDDLD/311.23206.18561.222/264.272561.2296

25、6.312/06.1802.18)00282.01(04.3200282.002.18)1(04.32/561.2202.18)3239.01(04.323239.002.18)1 (04.32/966.3102.189947.0-104.329947.002.18)1(04.3221）（kmolkgyyMkmolkgyyMWWVWDDVD/022.1802.18)00016.01(04.3200016.002.18)1(04.32/683.2702.18)9967. 01(04.329967.002.18)1(04.32kmolkgMMMkmolkgMMMVWVFVVDVFV/853.222

26、022.18683.272/839.292994.31683.27221精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 12 页，共 48 页3231333/9353.027296.0141.12/17.12141.1199.12/7296.0)15.273996.99(314.8022.186.125/199.1)15.27379.64(314.8994.313.105/141.1)15.27394.76(314.8683.27120mkgmkgmkgmkgmkgVWVFVVFVDVVWVDVF2.2.4 混合液体表面张力对于一般混合溶液地表面张

27、力可由BBAAxx计算表 2-3 不同温度下甲醇和水地表面张力温度 t/5060708090100甲醇表面张力mmN/19.418.817.616.91614.9水表面张力mmN/67.766.264.362.660.758.8注：摘自化工工艺设计手册当Dt=64.79mmNmmNBBAA/29.652 .663.642.6660706079.64/2252.188.186.178.1860706079.64mmN /47.1829.65)9947.01(2252.189947.0D当Ft76.94时mmNmmNBBAA/1202.633.646.623.6470807094.76/1142.

28、176.179.166.1770807094.76mmNF/22.48)3239.01(1202.633239.01142.17当Wt=99.996时mmNmmNBBAA/8.587.608.587.609010090996.99/9.14169.14169010090996.99mmNW/68.588.5800282.0-19.1400282.0）（则精馏段液相平均表面张力为：mmNFDm/345.33222.4847.182(精）精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 13 页，共 48 页提馏段液相平均表面张力为：mmNWFm/45.

29、53222.4868.582)(提2.2.5 混合物地粘度1t=70.865查表得：smPasmPaBA393.0312.02t=88.47查表得：smPasmPaBA3226.0256. 0（1）精馏段粘度：)1(111xxBAsmPa3396.0)6593.01(393.06593.0312.0（2）提馏段粘度：)1(222xxBAsmPa3117.0)16336.01(3226.016336.0256.02.2.6 相对挥发度地计算由Fx=0.3229 Fy=0.6892 得63.4)3239. 01()6892. 01(3239.06892.0F由Dx=0.9947 Dy=0.9966

30、得56.1)9947.01()9966.01(9947.09966.0D由Wx=0.00282 Wy=0.00016得057.0)00282.01()00016.01(00282.000016.0W(1) 精馏段地平均相对挥发度：095.3256.163.421FD(2) 提馏段地平均相对挥发度：3435.22057.063.422FW2.3 理论板地计算理论板：离开这种板地地气液相组成平衡温度相等；塔板上各处地液相组成均匀一致.理论板地计算方法：本次采用图解法计算.根据表 3-1 地数据，绘出平衡曲线.泡点进料，所以q=1，q 线方程为平行于y 轴地一条直线 .画出对角线，得到x-y 曲线图

31、，所得地图形如下：骁顾燁鶚巯瀆蕪領鲡赙。精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 14 页，共 48 页图 2-1 确定最小回流比画直线通过（DDxx ，），且与平衡曲线相切，此时回流比为最小回流比minR，由图可知，截距为0.2775.故有Fminmin1RRxxyxDqD=9947.075.27-47.99=0.72 得58.2Rmin取 R=1.5Rmin=87.358.25. 1精馏段操作线方程为：204.0795. 0187. 39447.0187.387.311yxxRxRRD由于是泡点进料则3239.000282.09947.0

32、FWDFqxxxxx，q 线方程为： q=1又已知精馏段操作线方程，由梯级图解法确定理论板层数.图见附录 .在图上作操作线，由点（0.9947，0.9947）起在平衡线与精馏段操作线间画阶梯，过精馏段操作线与 q 线交点，直到阶梯与平衡线地交点小于0.00282 为止，由图此得到地全塔理论塔板数TN=14.8（包括再沸器）.精馏段理论板数为10层，提馏段理论板数为4.8 层（包括再沸器），应从第11 块板进料 .瑣钋濺暧惲锟缟馭篩凉。板效率与塔板结构，操作条件，物质地物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行地程度.板效率可用奥康奈尔公式：245.0)(49.0LTE计算 .鎦

33、诗涇艳损楼紲鯗餳類。式中，塔顶与塔底平均温度下地相对挥发度；精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 15 页，共 48 页L塔顶与塔底平均温度下地液相粘度mPa.s.（1）精馏段块所以：已知：精21484.010484.0)3396.0095.3(49.03396. 0095.311245. 0111TTPTENNEsmPa（1）提馏段块所以：已知：提9439.018.4439.0)3117.002.5(49.03117.0025.522245.0221TTPTENNEsmPa全塔所需实际板数：块30921PN全塔效率：%46308.132

34、提PTTNNE加料板位置在第22 块塔板2.4 塔径地初步设计2.4.1 气液相体积流量计算（3）精馏段skmolhkmolDRVskmolhkmolDRL/0809.0/13.29178.5987.41/06426.0/35.23178.5987.3已知：313111/17.1/95.797/84.29/26.27mkgmkgkmolkgMkmolkgMVLVL质量流量：skghkgVMVskghkgLMLVL/41.2/3192.868713.29184.29/75.1/601.630626.2735.2311111体积流量：smhmVVsmhmLLVSLS/06.2/059.742517

35、.13192.8687/0022.0/9035.795.797601.63063311133111（4）提馏段精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 16 页，共 48 页由于本设计采用泡点进料，故q=1.skmolhkmolFqVVskmolhkmolqFLL/08087.0/13.291) 1(/11556.0/03.41668.18435.231已知：323222/9353.0/487.902/85.22/31.20mkgmkgkmolkgMkmolkgMVLVL质量流量：hkgMVVhkgMLLVL/3205.665285.2213

36、.291/5693.844931.2003.4162222体积流量：smhmVVsmhmLLVSLS/976.1/82.71129353.03205.6652/0026.0/3625.9487.9025693.844933222332222.4.2 塔径地计算（1）精馏段由LVLCuuumaxmax8.06 .0(，安全系数安全系数），式中C可由史密斯关联图查出 . 2/1)(VLhVhL图 2-2 史密斯关联图横坐标数值：0278.0)17.195.797(059.74259035.7)(2/12/11111VLSSVL取板间距：mhHmhmHLTLT4.005.045.0，板上液层高度，精

37、选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 17 页，共 48 页查图可知094.0)20345.33(085.0)20(085.02 .02. 012020CCC，muVDsmusmuS19.184.114.306.2414.34/84.175.0453. 275.0/45.217.117.195.797094.01111max则，取安全系数为按标准，塔径圆整为1.4m横截面积：smAVuATST/34.15386.106.25386.14.1785.012空塔气速：，（2）提馏段横坐标数值：041.0)9353.0487.902(82.711

38、23625.9)(2/12/12222VLSSVL取板间距：mhHmhmHLTLT4. 005. 045.0，取板上液层高度，查图可知：103.0)2045.53(085.0)20(085.02.02 .022020CCC，muVDsmuusmuS024.14.214.3976.1414.34/4.22. 375.07.0/2.39353.09353.0487.902103.0222max2max由于提馏段与精馏段塔径相差不大，故提馏段塔径可圆整为m4 .1. 横截面积：225386.14.1785.0mAT，空塔气速smu/28.12故塔地塔径为1.4m，塔地横截面积为25386.1m .

39、2.5 溢流装置2.5.1 堰长Wl地计算取堰长Wl=D7.0,即mlW98.04.17.0，出口堰高为Wh本设计采用平直堰，堰上液层高度OWh按下式计算3/2)(100084.2WhOWlLEh式中 E 值可由液流收缩系数计算图查出.精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 18 页，共 48 页图 2-3 液流收缩系数计算图）（1精馏段由于mlLDlWhW31. 898.09035.7)(7.05 .25 .2查图 3-4 液流收缩系数计算图得02.1EmhhhmhOWLWOW038.0012.005.0012.0)98.09035.7(

40、02.1100084.23/2）（2提馏段由于mlLDlWhW85.998.03625.9)(7.05 .25.2查图 2-4 液流收缩系数计算图得02. 1EmhhhmhOWLWOW037.0013.005.0013.0)98.03625.9(02.1100084.23/22.5.2 弓形降液管地宽度Wd 和截面积Af精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 19 页，共 48 页图 2-4 弓形降液管地参数由7.0DlW查图 3-5 弓形降液管地参数图得09.0148.0TfdAADW则21385.05386.109.009.02072.

41、04.1148.0124.0mAAmDWTFd验算降液管内停留时间：精馏段：ssLHAsTf533.280022.045. 01385.011提馏段：ssLHAsTf597.230026. 045.01385.022停留时间大于5s，故降液管可用. 2.5.3 降液管底隙高度(1)精馏段取降液管底隙流速smu/08.00，则mulLhWs028.008.098.00022.0010006.001.0025.000hhhW且，故降液管底隙高度设计合理(2) 提馏段取smu/1.00，则mulLhWs027.01.098.00026.0020精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归

42、纳总结 - - - - - - -第 20 页，共 48 页006. 001.0025.000hhhW且，故降液管底隙高度设计合理2.6 塔板地结构尺寸、浮阀数目及排列2.6.1 塔板地结构尺寸本设计采用F1 型重阀，重量为33 克，孔径为39mm. 由于塔径大于800mm，由于刚度、安装、检修等要求，多将塔板分成数块通过人孔送入塔内，采用单溢流型塔板.本设计塔径D=1400mm ，塔板分成四块.栉缏歐锄棗鈕种鵑瑶锬。图 2-5 塔板分块示意图2.6.2 浮阀数目及排列(1) 精馏段取阀孔动能因子110F,则孔速smFuV/73.1025.1121001每层塔板浮阀数目为个170039.017

43、.10785.006.2785.0201201udVNs取边缘区宽度mWC05.0，破沫区宽度mWs07.0计算塔板上鼓泡区面积，即RxRxRxAaarcsin18014.32222精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 21 页，共 48 页其中：mWDRC65.005.024.12mWWDxsD4228.0)07.02072.0(24.1)(2所以：2222016.165.04228.0arcsin65.018014.34228.065.04228.02mAa浮阀塔排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排地孔心距mmt75则排间距：mmm

44、NAtta7 .790797.0075.0170016.1因塔径较大，需采用分块式塔板，而各分块地支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用0.0797m，而应小些，故取t=0.0797m，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数目为167 个.辔烨棟剛殓攬瑤丽阄应。图 2-6 精馏段浮阀数目地确定按 N=167 个重新核算孔速及阀孔动能因子：smu/33.10167039.0785.006. 2201精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 22 页，共 48 页17.1117.133.1001F阀孔动能因子变化不大，仍在913 地范

45、围内 .以塔横截面积为基准地塔板开孔率13.0)4.1039.0(167)(785.02202001DdNANduuT(2) 提馏段取阀孔动能因子110F，则孔速smFuV/37.119353.0112002每层塔板上浮阀数目个14637.11039.0785.0976.1785.0N202202udVs按mmt75，估算排间距mmt8.92075.0146016.1取mmt80，以等腰三角形叉排方式排列，排得阀数为136个 . 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 23 页，共 48 页图 2-7 提馏段浮阀数目地确定按136N重新核算

46、孔速及阀孔动能因子smu/17.12136039.0785.0976.12028.119353.017.1202F106.04.1039.01362）（第三章 塔板地流体力学验算3.1 气相通过浮阀塔板地压降根据ghphhhhLpplcp，计算1. 精馏段(1) 干板阻力smuVc/64.917.11.731.73825.1825.1110因1001cuu，故mguhLVc043.095.79717.18.9233.1034.5234.52110121(2) 板上充气液层阻力取mhhhhOWWLl025.005.05.0)5.05.0010（，则(3) 液体表面张力所造成地阻力此阻力很小，可忽

47、略不计，因此与气体流经塔板地压降相当地液柱高度为：mhhhlcp068.0025.0043.0111设计允许值）(7.075.5318.995.797068.0111kPaPaghpLpp2. 提馏段精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 24 页，共 48 页(1) 干板阻力smuVc/9 .109353.01.731.73825. 1825.1210由于2002cuu，故mguhLVc042.0487.9029353.08.9217.1234.5234.52220222(2) 板上充气液层阻力取5.00，则mhhhhOWWLl025.0

48、05.05.0)5 .002（(3) 液体表面张力所造成地阻力(4) 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板地压降相当地液体高度为：mhhhlcp067.0025.0042.0222设计允许值）(7.057.5928.9487.902067.0222kPaPaghpLpp3.2 液泛为了防止淹塔现象发生，要求控制降液管中清夜高度)(WTdhHHmHT板间距，mHd将夜管内液面高度，mhW堰高，泡沫层的相对密度七、精馏段(4) 单层气体通过塔板地压降相当地液柱高度mhp068.01(5) 液体通过降液管地压头损失mhlLhWsd00098.0)028.098.00022. 0(153.0)(

49、153.022011(6) 板上液层阻力mhL05.0，则mhhhHpdLd119.0068.000098.005.0111对于一般物系，5.0，由于mhmHWT038.045.0，则mhHWT224. 0)038.045.0(5.01）（可见11)(WTdhHH，所以符合防止液泛地要求.2. 提馏段(1) 单层气体通过塔板地压降相当地液柱高度mhp067.02精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 25 页，共 48 页(2) 液体通过降液管地压头损失mhlLhWsd0016.0)0258.098.00026. 0(153.0)(153.

50、022022(3) 板上液层高度mhL05.0，则mhhhHpdLd1186.0067.00016.005.0222对于一般物系，5.0，由于mhmHWT037.045.0，则mhHWT2435.0)037.045.0(5.02）（可见22)(WTdhHH，所以符合防止液泛地要求.3.3 雾沫夹带泛点率 =%10036. 111111bFLsVLVsAKCZLV板上液体流经长度：mWDZDL9856.02072.024.12板上液流面积：222616.11385.024.1785.02mAAAFTb1. 精馏塔取物性系数0. 1K,查得106.0FC泛点率 =%10036. 111111bFL