醇水二元体系浮阀精馏塔的工艺设计化工原理课程设计.doc

【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流醇水二元体系浮阀精馏塔的工艺设计化工原理课程设计.精品文档. 南京工业大学化工原理课程设计设计题目 甲醇-水二元体系浮阀精馏塔的工艺设计 学生姓名 班级、学号 指导教师姓名 夏毅 王海燕 课程设计时间 年 月 日 年 月 日 课程设计成绩百分制 权重设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%独立工作能力、综合能力、设计过程表现、设计答辩及回答问题情况，30%设计最终成绩（五级分制）指导教师签字 课程名称： 化工原理课程设计设计题目： 甲醇-水体系浮阀精馏塔的设计学生姓名： 专业： 化学工程与工艺 班级学号： 设计日期： 2012-12-24至2013-01-06设计任务： 甲醇-水体系设计条件及任务：进料流量：F250kmol/h进料组成：Xf=0.28（摩尔分率）进料热状态：泡点进料要求塔顶产品浓度XD=0.99易挥发组分回收率0.99前 言化学工业中塔设备是化工单元操作中重要的设备之一，化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取、增湿、减湿等单元操作中，精馏操作是最基本的单元操作之一，它是根据混合液中各组分的挥发能力的差异进行分离的。 塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。浮阀塔的特点：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。 但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。 近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。本次设计就是针对甲醇水体系，而进行的常压浮阀精馏塔的设计及其辅助设备的选型。由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指出，以便订正。2013年1月目 录概述7第一章 总体操作方案的确定1.1操作压强的选择71.2物料的进料热状态71.3回流比的确定81.4塔釜的加热方式81.5回流的方式方法8第二章 精馏的工艺流程图的确定9第三章 理论板数的确定3.1物料衡算93.2物系相平衡数据 103.3确定回流比113.4理论板数NT的计算以及实际板数的确定113.5实际塔板数的确定13第四章 塔体主要工艺尺寸的确定4.1各设计参数144.2精馏段塔径塔板的实际计算204.2.1精馏段汽、液相体积流率4.2.2塔径塔板的计算4.2.3塔板流体力学的验算4.2.4塔板负荷性能图及操作弹性4.3提馏段塔径塔板的实际计算334.3.1精馏段汽、液相体积流率4.3.2塔径塔板的计算4.3.3塔板流体力学的验算4.3.4塔板负荷性能图及操作弹性第五章浮阀塔板工艺设计计算结果45第六章 辅助设备及零件设计1.塔顶全凝器的计算及选型462.塔底再沸器面积的计算及选型513.其他辅助设备计算及选型52第七章 设计感想57第八章 致谢58第九章 参考文献58概述:塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。浮阀塔的优点：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。 但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。 近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。本次的课程设计任务是甲醇和水的体系，要想把低纯度的甲醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为甲醇和水的挥发度相差不大。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的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。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。浮阀塔是二十世纪五十年代初开发的一种新塔型。其特点是在筛板塔基础上，在每个筛孔处安置一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时，阀片被顶起、上升，孔速低时，阀片因自重而下降。阀片升降位置随气流量大小作自动调节，从而使进入液层的气速基本稳定。又因气体在阀片下测水平方向进入液层，既减少液沫夹带量，又延长气液接触时间，故收到很好的传质效果。国内常用的浮阀有三种，即图1所示的F1型及图2所示的V-4型与T型。V-4型的特点是阀孔被冲压成向下弯的喷咀形，气体通过阀孔时因流道形状渐变可减小阻力。T型阀则借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围。三类浮阀中，F1型浮阀最简单，该类型浮阀已被广泛使用。我国已有部颁标准（JB111868）。F1型阀又分重阀与轻阀两种，重阀用厚度2mm的钢板冲成，阀质量约33g，轻阀用厚度1.5mm的钢板冲成，质量约25g。阀重则阀的惯性大，操作稳定性好，但气体阻力大。一般采用重罚。只有要求压降很小的场合，如真空精馏时才使用轻阀。图1 浮阀（F1型） 图2 浮阀（a）V-4型，（b）T型一 总体操作方案的确定1.1 操作压强的选择：精馏可以常压，加压或减压条件下进行。确定操作压力时主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作。在相同条件下适当提高操作压力可以提高塔的处理能力，但是增加了塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度液会下降。对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏。降低操作压力，组分的相对挥发度增加，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低位的加热剂。但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温度的降低，而且必须使用抽真空设备，增加了相应的设备和操作费用。本次任务是甲醇和水体系，甲醇-水这一类的溶液不是热敏性物料，且沸点又不高，所以不需采用减压蒸馏。这类溶液在常压下又是液态，塔顶蒸气又可以用普通冷却水冷凝，因而也不需采用加压蒸馏。所以为了有效降低设备造价和操作费用对这类溶液可采用常压蒸馏。 操作压强:P=1atm=0.1MPa=1.013×103KPa1.2 物料的进料热状态：进料热状态有五种。原则上，在供热一定的情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷也进料。但为使塔的操作稳定，免受季节气温的影响，常采用泡点进料。这样，塔内精馏段和提留段上升的气体量变化较小，可采用相同的塔径，便于设计和制造。但将原料预热到泡点，就需要增设一个预热器，使设备费用增加。综合考虑各方面因素，决定采用泡点进料，即q=1 。1.3 回流比的确定： 对于一定的分离任务，采用较大的回流比时，操作线的位置远离平衡线向下向对角线靠拢，在平衡线和操作线之间的直角阶梯的跨度增大,每层塔板的分离效率提高了，所以增大回流比所需的理论塔板数减少，反之理论塔板数增加。但是随着回流比的增加，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加，操作费用增加，所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流比。本次设计任务中，综合考虑各个因素，采用回流比为最小回流比的1.6倍。即：R=1.6 Rmin1.4 塔釜加热方式：塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利用压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。1.5 回流的方式方法: 液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流。采用重力回流可节省一台回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制回流比。考虑各方面综合因素，采用重力回流。二. 精馏的工艺流程图的确定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，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。3. 理论板数的确定3.1 物料衡算：= D=FXf/XD=0.99×250×0.28/0.99=70 kmol/hF=D+W W=F- D=250-70=180 kmol/hFXf= DXD+WXw Xw=(FXf-DXD)/W=(210×0.20-42×0.99)/168=0.003893.2 物系相平衡数据a. 基本物性数据组分分子式分子量沸点熔点水H2O18.015373.15K273.15K甲醇CH3OH32.040337.85K176.15Kb. 常压下甲醇和水的气液平衡表(txy)tXytxy1000077.829.0968.0192.95.3128.3476.733.3369.1890.37.6740.0176.235.1369.1888.99.2643.5373.846.2077.5686.612.5748.3172.752.9279.7185.013.1554.5571.359.3781.8383.216.7455.8570.068.4984.9282.318.1857.7568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9480.223.1964.8564.710010078.028.1867.75 3.3 确定回流比:根据甲醇水气液平衡组成表和相对挥发度公式 ， 求得：算得相对挥发度=4.83平衡线方程为：y=4.83x/(1+3.83x) 因为泡点进料 所以 xe = Xf=0.28 代入上式得 ye = 0.6526 Rmin = =(0.99-0.6526)/(0.6526-0.2)=0.9055 R=1.6 Rmin =1.6*0.9055=1.44883.4理论板数NT的计算以及实际板数的确定1）塔的汽、液相负荷 L=RD=1.4488×70=101.416 kmol/hV=(R+1)D=(1.4488+1) ×70=171.416 kmol/h V=V=171.416 kmol/hL=L+F=101.416 kmol/h+250 kmol/h=351.416kmol/h2）求操作线方程精馏段操作线方程： y=x + =0.5916x+0.4043提馏段操作线方程为: =2.05x-0.01053)逐板计算法求理论板层数 精馏段理论板数： 平衡线方程为：y=4.83x/(1+3.83x) 精馏段操作方程：y=x + =0.5916x+0.0.4043 由上而下逐板计算，自X0=0.99开始到Xi首次超过Xq =0.2时止 操作线上的点 平衡线上的点 （X0=0.99,Y1=0.99） (X1=0.95, Y1=0.99) （X1=0.95,Y2=0.97） （X2=0.87,Y2=0.97） （X2=0.87,Y3=0.92） （X3=0.70,Y1=0.92） （X3=0.70,Y4=0.82） （X4=0.49,Y4=0.82） （X4=0.49,Y5=0.69） （X5=0.32,Y5=0.69） （X5=0.32,Y6=0.59） （X6=0.23,Y6=0.59）因为X6 时首次出现 Xi <Xq 故第6块理论版为加料版，精馏段共有5块理论板。提馏段理论板数提馏段操作线方程：y=2.3147x-0.00328已知X6=0.23, 由上而下计算，直到Xi 首次越过Xw=0.00389时为止。操作线上的点 平衡线上的点（X6=0.23,Y7=0.46） （X7=0.15,Y7=0.46）（X7=0.15,Y8=0.34） （X8=0.096,Y8=0.34）（ X8=0.096,Y9=0.19） （X9=0.046,Y9=0.19）（X9=0.046,Y10=0.084） （X10=0.0186,Y10=0.084）（X10=0.0186,Y11=0.028） （X11=0.00593,Y11=0.028）（X11=0.00593,Y12=0.00166） （X12=0.00344,Y12=0.00166）由于到X13首次出现Xi < X w ，故总理论板数不足12块总的理论板数NT=11+（X11-Xw）/（X11-X12）=11.365( 包括再沸器)3.5 实际板数的确定实际塔板数Np=NT/ ET1）总板效率ET的计算根据汽液平衡表,塔釜温度tw (5.31-0.25)/(5.31-0)=(92.9-tw)/(92.9-100)tw=99.48塔底温度(100-99)/(100-87.41)=(64.7- tD)/(64.7-66.9)tD =64.7361进料温度（28.18-23.19）/(78-80.2)=(28-23.19)/( tf -80.2)tf=78.08平均温度=(tD+tw)/2=(64.7361+99.48)/2=82.108又由奥克梅尔公式：ET=0.49(L)-0.245其中=6.14,L=0.3478mPa·s,代入上式得:ET=0.40692）实际塔板层数算得ET=0.4069 实际塔板数Np=NT/ET=11.365/0.4069=27.93块=28块其中： 精馏段：5/0.4069=12.2913块 提馏段: 6.365/0.4069=15.64316块 提馏段不算塔釜：16-1=15块四 塔体主要工艺尺寸的确定4.1 列出各设计参数操作压力 1）精馏段：塔顶压力PD=1atm=101.33kPa, p0.64kPa 取每层踏板压强p=0.64进料板压力=PD+0.64 ×12=109.01kPa精馏段平均操作压力Pm=(101.33+109.01)/2=105.17kPa2）提馏段: 塔釜压力PW=PD+28×0.64=119.25kPa提馏段平均操作压力Pm=(119.25+109.01)/2=114.13kPa2.温度tm1）精馏段：塔顶温度tD=64.7361, tf=78.08,t精=(tD+tf)/2=71.4082）提馏段: t提=(tw+tf)/2 =(99.48+78.08)/2=88.783) 平均温度=(tD+tw)/2=(64.7361+99.48)/2=82.1083.平均摩尔质量计算1）精馏塔的汽、液相负荷:L=RD=1.4488×70=101.416 kmol/hV=(R+1)D=(1.4488+1) ×70=171.416 kmol/hL=L+F=101.416 +250 =351.416kmol/hV=V=171.416kmol/h2）塔顶平均分子量:X1=0.99, Y1=0.998MVDM=0.99×32+(1-0.99)×18=31.86g/molMLDM=0.998×32+(1-0.998)×18=31.972g/mol3)加料板上一块塔板平均摩尔质量：X5=0.32, Y5=0.69MVFM =0.61×32+(1-0.69) ×18=25.1 g/molMLFM =0.32×32+(1-0.32) ×18=22.48 g/mol4）加料板平均分子量：Xf=0.28 , yf=0.547MVFM=0.678×32+(1-0.678)×18=24.492g/molMLFM=0.28×32+(1-0.28)×18=21.92 g/mol5）塔底平均分子量：xw=0.00389, yw=0.0185MVWM=0.0185×32+(1-0.0185)×18=18.259g/molMLWM=0.00389×32+(1-0.00389)×18=18.054g/mol精馏段平均摩尔质量：MVm=(MVDm+MVFm)/2=(31.86+25.1)/2=24.48kg/kmolMLm=(MLDm+MLFm)/2 =(31.972+22.48)/2= 27.226kg/kmol提馏段平均摩尔质量：MVm=(MVDm+MVFm)/2=(27.492+18.259)/2=22.876kg/kmolMLm=(MLDm+MLFm)/2 =(21.92+18.054)/2=19.987kg/kmol4汽相密度:精馏段：V,M=P×MVM/RT精=105.17×28.48/8.314×(273.15+71.408)=1.0456kg/m3提馏段：V,M=P×MVM/RT提=114.13×22.876/8.314×(273.15+88.78)=0.8677kg/m35.液相密度已知： 混合液密度: 甲醇与水在对应温度下的密度温度64.736178.08 99.48甲醇755.2652735.0886712.4242水980.64970.41958.041）精馏段塔顶，tD=64.7361 xD=0.99 1/LD,M=WA/LA+WB/LB 其中WAD=0.994 , WBD=0.006,LA=755.2652kg/m3,LB=980.64kg/m3LD,M=756.659kg/m3进料板上：Xf=0.28,LA=735.0886kg/m3, LB=970.41kg/m3WAf= =0.28×32/0.28×32+(1-0.28)×18=0.409又 1/LF,M=0.409/735.0886+(1-0.409)/ 970.41LF,M=858.074kg/m3精馏段平均液相密度:L,M精=(764.756+883.466)/2=807.367kg/m32）提馏段：塔底: Xw=0.00389,1/LW,M=WA/LA+WB/LB 其中WAW=0.00689 ,WBW=0.99311LA=712.4242 LB=958.04LW,M=955.749kg/m3提馏段平均液相密L,M=(957.147+883.466)/2=906.9115kg/m36液体表面张力m=xii温度64.736178.08 99.48甲醇mN/m18.08313.77115.654水mN/m65.946762.23258.7431)精馏段塔顶，tD=64.7361 xD=0.99水=65.9467mN/m, 甲醇=18.803mN/mm,D=0.99×65.9467+(1-0.99) ×18.803=65.4753mN/m进料板上：Xf=0.28,78.08时,水=62.232mN/m, 甲醇=13.771mN/mm,F=0.28×62.232+0.72×13.771=27.34mN/mm,精=(65.4753+27.34)/2=46.4077mN/m2）提馏段塔底: Xw=0.00389tw=99.48时，水=58.743mN/m, 甲醇=15.654mN/mm,W=0.00389×58.743+0.99611×15.645=15.813mN/mm,提=(27.34+15.813)/2=21.5765mN/m7液体粘度L,m温度64.736178.08 99.48甲醇mPa·s0.32250.27250.2288水mPa·s0.43600.34860.28481)精馏段查表得:64.7361时,水=0.000440Pa·s , 甲醇=0.0003225Pa·sL,D=0.99×0.0003225+0.01×0.000440=0.0003237Pa·s78.08时,水=0.0003661Pa·s , 甲醇=00.0002725Pa·sL,F=0.28×0 +(1-0.28)×0.0003486=0.000327Pa·sL,m精=(0.0002725+0.000327)/2=0.0002998Pa·s2）提馏段塔底: Xw=0.0038999.48时,水=0.0002840Pa·s , 甲醇=0.0002288Pa·sL,W=0.00389×0.0002288+(1-0.00389) ×0.0002840=0.0002838mPa·sL,m提=(0.0002838+0.000327)/2=0.0003054Pa·s3）塔的汽、液相负荷L=RD=1.4488×70=101.416 kmol/hV=(R+1)D=(1.4488+1) ×70=171.416 kmol/hL=L+F=101.416 +250 =351.416kmol/hV=V=171.416kmol/hVS=VMVM/(3600VM)=(171.416×28.48)/(3600×1.0456)=1.297m3/SLS=LMLM/(3600LM)=(101.416×27.226)/(3600×807.367)=0.000950m3/SVS=VMVM/(3600VM)=(171.416×22.876)/(3600×0.8677)=1.2553m3/S LS=LMLM/(3600LM)=(351.416×19.98)/(3600×906.9115)=0.00215m3/S4.2 精馏段塔径塔板的实际计算1) 精馏段汽、液相体积流率为：LS =0.000950 m3/sVS=1.297 m3/s2)塔径塔板的计算a.塔径的计算欲求塔径应先求出u，而u安全系数×umax 式中： 横坐标的数值为：(Ls/Vs)(L/v)0.5=0.021参考有关资料，根据塔板间距与塔径的关系塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距/HT，mm200300250350300450350600400600初选板间距=0.4m, 取板上液层高度h1=0.06m，故分离空间HT-h1=0.4-0.06=0.34m根据以上数值，由史密斯关联图查得，C20=0.0715由公式C=校正得 C=0.0904Umax=C=0.0904×(807.367-1.0456)/1.04560.5=2.5103m/s取安全系数0.70，则u=0.70=1.75721m/s故 D=(4×1.297)/(3.14×1.75721)0.5=0.9697m所以圆整取D=1m塔截面积： AT= =0.7854空塔气速u= VS / AT = 1.6514 m/s b.溢流装置的确定单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，流体流径较大，塔板效率高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2m的塔中广泛使用。工业中应用最广的降液管是弓形降液管。综合考虑各方面因素，本设计体系采用单溢流、弓形降液管。溢流堰长lw=0.7D=0.7m出口堰高 h w Ls / l W 2.5 =0.00095×3600/0.72.5= 8.342 l W / D= 0.7查流体收缩系数图得：E=1.025,选用平直堰，堰上液层高度由下式计算则how=0.01198m, 又h1 =0.06mh w = h1- how=0.06-0.01198=0.04802m=48.02mm降液管的宽度与降液管的面积lW / D=0.7 ,查得 =0.15,=0.09Wd=0.15×1=0.15m, Af=0.09×0.7854=0.0707m2降液管底隙高度降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以表示。降液管底隙高度应低于出口堰高度，(hw-ho)不应低于6mm才能保证降液管底端有良好的液封. 工程上ho一般取20-25mm。本次设计中取22mm。hw-ho=48.02- 22 =26.02 mm> 6 mm 故降液管底隙高度设计合理。d.安定区与边缘区的确定取安定区宽度=0.07m，边缘区宽度取=0.04m 弓形降液管宽度 Wd=0.15me.鼓泡区间阀孔数的确定以及排列采用F1型重阀，孔径为39mm。取阀孔动能因子 FO=9.5孔速 uo=9.5/(1.0456)0.5=9.29054 m/s浮阀数：n=1.297/（1/4×3.14159×0.0392×9.29054）=107.5=108(个)有效传质区：根据公式：其中：R=0.46mx=0.28m=0.4498m2塔板的布置因 D>800mm 故塔板采用分块式，查表的塔块分为3块，采用等腰三角形叉排。浮阀塔筛孔直径取 d=39mm,阀孔按等腰三角形排列。阀孔的排列：第一排阀孔中心距t为75mm，各排阀孔中心线间的距离t可取65mm,80mm,100mm. 经过精确绘图，得知，当t=65mm时，阀孔数N实际=98个按N=85重新核算孔速及阀孔动能因数：孔速u0= VS/（× 1/4 ×d2× N）=11.079 m/sF0=uo×(V,M) 0.5=11.58阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。开孔率空塔气速u= VS / AT = 1.6514 m/s =u / uo =1.6514 / 11.428 =14.45 %5%<14.45%<15%, 符合要求故：t=75mm , t=65mm, 阀孔数N实际=98个则每层板上的开孔面积AO =A a × = 0.4498×14.45 %=0.065m24）塔板流体力学的验算a.塔板压降气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)干板阻力 : 浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为U0,cU0,c=（73.1/V,M）（1/1.825）=10.250m/s<11.428m/s =5.34×1.0456×11.4282/（2×807.367×9.8）=0.0461m液柱液层阻力充气系数 =0.5,有:h1=×h1=0.5×0.06=0.03m液柱液体表面张力所造成阻力, 此项可以忽略不计。故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：hp=0.03+0.0461=0.0761m常板压降=0.0761×807.367×9.81=602.7326Pa <640Pa,符合设计要求。b. 液泛的校核为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。即：Hd（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+ hd=0.2(LS/(lwho)2 甲醇-水属于一般物系，取0.5 对于浮阀塔0则Hd=hw+how+hd+hp+=0.04802+0.01198+0.2(0.00095/(0.7×0.022)2+0.0761=0.07926m（HT+hW）=0.5(0.4+0.04802)=0.224m因0.13796<0.224m， 故本设计中不会出现液泛c.降液管停留时间为使液体夹带的气泡得以分离，液体在降液管内应有足够的停留时间。由实际经验可知，液体在降液管内停留的时间不应小于35s。lW / D=0.7 ,查得 =0.15,=0.09Wd=0.15×1=0.15m, Af=0.09×0.7854=0.0707m2停留时间=AfHT/LS=0.0707×0.4/0.00095=29.768s>5s 符合要求d雾沫夹带泛点率=100%lL=D-2Wd=1-20.15=0.7Ab=AT-2Af=0.7854-20.0707=0.644式中: lL板上液体流经长度，m; Ab板上液流面积，m2 ；CF泛点负荷系数，由图查得泛点负荷系数取0.098 K特性系数，查下表，取1.0.物性系数K系统物性系数K无泡沫，正常系统氟化物（如BF3，氟里昂）中等发泡系统（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔）多泡沫系统（如胺及乙二胺吸收塔）严重发泡系统（如甲乙酮装置）形成稳定泡沫的系统（如碱再生塔）1.00.90.850.730.600.30由上代入数据得：泛点率=75.44% 对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。计算出的泛点率在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足ev<0.1kg液/kg(干气)的要求。e. 漏液验算0.5312 m3/s<Vs=1.2553 m3/s,可见不会产生过量漏液。4) 塔板负荷性能图及操作弹性液相下限线因堰上液层厚度how为最小值时，对应的液相流量为最小。设how,小=0.006m LW=0.7 推出 LS=0.000575 m3/s液相上限线当停留时间取最小时，LS为最大，求出上限液体流量值（常数），在图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。以作为液体在降液管中停留时间的下限，因Af=0.0707m2 ， HT=0.34 =AfHT/LS 则LS,大=0.0707×0.34 / 5=0.0048076m3/s漏液线据此可作出与液体流量无关的水平漏液线。雾沫夹带线 根据经验值，因该塔径1.0m 控制其泛点率为80%代入上式lL=D-2Wd=1-20.15=0.7Ab=AT-2Af=0.7854-20.0707=0.644K物性系数查表得K=1, CF泛点负荷因素，查表得CF=0.098代入计算式，整理可得：0.03601VS+0.95