浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计(年生产能力为13.docx

化工原理课程设计任务书

一 设计题目 浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计
二 工艺条件
生产能力：13200吨/年（料液）
年工作日：300天
原料组成：50%甲醇，50%水（质量分率，下同）
产品组成：馏出液 98%甲醇，釜液0.8%甲醇
操作压力：塔顶压强为常压
进料温度：泡点
进料状况：泡点
加热方式：直接蒸汽加热
回流比： 自选
三 设计内容
1 确定精馏装置流程，绘出流程示意图、塔器设备图。
2 工艺参数的确定
基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。
3 主要设备的工艺尺寸计算
板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。
4 流体力学计算
流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。
5 主要附属设备设计计算及选型
塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。
料液泵设计计算：流程计算及选型。
四 设计结果总汇
五 主要符号说明
六 参考文献

一、 装置流程图
二、 工艺参数的确定
1. 物料衡算
∵生产能力为13200吨/年，进料甲醇组成为50%（m），馏出液 98%甲醇，釜液0.8%甲醇。
甲醇M1=32.0㎏/kmol,水M2=18.0kg/kmol.
∴Xf=(0.5/32)/(0.5/32+0.5/18)=0.36
Xd=(0.98/32)/(0.98/32+0.02/18)=0.965
Xw=(0.8%/32)/(0.8%/32+99.2%/18)=0.45%
料液平均摩尔量M=32*0.36+18*0.64=23.04kg/kmol
料液流量F=13200*10^3/(300*24*23.04)=79.57kmol/h
由总物料守恒有：F+S=W+D
对甲醇有：F*Xf = W*Xw + D*Xd
对于直接蒸汽加热有：V′= S , L′= W
V′= V – (1-q)*F , L′= L + q*F
对于泡点加料有：V′= V ，L′= L + F
又∵V=(R+1)D ,L=R*D
∴L′= W = R*D+F ,S = (R+1)*D
∴要算得流出液，釜夜及加热蒸汽的量，得先算出最小回流比及回流比。
 常压下甲醇和水的气液平衡表(T—x—y)
T(℃)
X
Y
T(℃)
X
Y
92.9
0.0531
0.2834
76.7
0.3333
0.6918
90.3
0.0767
0.4001
76.2
0.3513
0.7374
88.9
0.0926
0.4353
73.8
0.4620
0.7756
86.6
0.1257
0.4831
72.7
0.5292
0.7971
85.0
0.1315
0.5455
71.3
0.5937
0.8183
83.2
0.1674
0.5585
70.0
0.6849
0.8492
82.3
0.1818
0.5775
68.0
0.7701
0.8962
81.6
0.2083
0.6273
66.9
0.8741
0.9194
80.2
0.2319
0.6485
100
0.0
0.0
78.0
0.2818
0.6775

由y=49.388*x^2-73.544*x+95.708,
将Xf = 0.36 ，Xd = 0.965， Xw = 0.45% 代入得到相映的温度：
T f=75.63℃ Td=70.73℃ Tw=95.38℃
将Tf、Td、Tw代入y=-20.024*x^2-18.335*x+100.13得
Yf=0.74 Yd=0. 85 Yw= 0.21
∵y = ɑ*x/(1+(ɑ-1)*x)
∴ɑ=y(x-1)/(x*(y-1))
∴ɑf=0.74*(1-0.36)/((1-0.74)*0.36)=5.06
ɑd=0.85*(1-0.965)/(0.965*(1-0.85))=0.206
ɑw=0.21*(1-0.45%)/(0.45%*(1-0.21))=58.81

ɑˉ=(5.06*0.206*58.81)∧(1/3)=3.94
∵q=1，∴Xq=Xf=0.36,Yq=3.94*0.36/(1+2.94*0.36)=0.689
Rm/(Rm+1)=(0.965-0.689)/(0.965-0.36)=0.456
∴Rm=0.839
取R=1.5 Rm=1.5*0.839=1.26
∴S=(R+1)*D=2.26D
由:F+S=W+D ,F*Xf = W*Xw + D*Xd有：
79.57+2.26D = D + W
79.57*0.36=D*0.965+W*0.45%
得:D=29.14kmol/h W=116.29 kmol/h S=65.86 kmol/h
2.理论塔板数的计算
精馏段操作线方程：y=R/(R+1)x+Xd/(R+1)
y=0.558x+0.427
提馏段操作线方程：y=W*x/S-W*Xw/S=1.766x-0.00795
利用作图法得到，理论塔板数NT=11，进料板为第5块；
精馏段理论板数为4块，提馏段理论板数为7块
∵Td=70.73℃ Tw=95.38℃ ∴T′=(70.73+95.38)/2=83.06℃
y′=0.58 x′=0.20
平均相对挥发度ɑ=3.94
83.06℃时甲醇跟水的粘度分别为ū1=0.4106mPa.s
ū2=0.3436 mPa.s
ū=0.4106*0.20+0.3436*0.8=0.357 mPa.s
由奥康奈尔公式ET=0.492(αμL)-0.245
得E=0.492* (3.94*0.357)-0.245
E=0.453
∴实际塔板数N=11/0.453=24.3块
取实际塔板数为25块，其中精馏段4/0.453=8.83
提馏段7/0.453=15.45块，取精馏段9块，提馏段16块。

3. 热量衡算
塔顶冷凝器的热负荷Qc=V*rc
V=65.86kmol/h
在塔顶温度70.73℃下甲醇的汽化热r1=847kJ/kg=27104kJ/kmol
水的汽化热r2=1498kJ/kg=26964kJ/kmol
平均汽化热r=27104*0.965+26964*0.035=27099.1kJ/kmol
Qc=65.68*27099.1=1.780*10^6kJ/h
塔釜加热蒸汽的热负荷Qb=V´*rb
V´=65.86kmol/h
在塔釜温度95.38℃时，甲醇的汽化热r1=950kJ/kg=30400kJ/kmol
水的汽化热r2=1730kJ/kg=31140kJ/kmol
平均汽化热r=30400*0.45%+31140*0.9955=31136.67kJ/kmol
Qb=65.86*31136.67=2.051*10^6kJ/h
三、主要设备工艺尺寸计算
1.塔径与空塔气速
1）操作压力
∵塔顶操作压力为常压，Pd = 101.33 KPa
取每层塔板压降:ΔP=0.64 kpa
∴ 进料板操作压力Pf=101.33+0.64*9=107.09 kpa
精馏段平均操作压力P1=（101.33+107.09）/2=104.21 kpa
塔釜压力Pw=101.33+0.64*25=117.33 kpa
提馏段平均操作压力P2 =（117.33+107.09）/2=110.77 kpa
2）温度
精馏段平均温度t1=(70.73+75.63)/2=73.18℃
t2=(95.38+75.63)/2=85,505℃
t=(70.73+95.38)/2=83.055℃
3）平均摩尔流量
S = V′= V=（R+1）D=65.86 kmol/h
L′= L + F= W=116.29 kmol/h
L=36.72 kmol/h F=79.57 kmol/h
塔顶汽相摩尔质量Md,y=32*0.85+18*0.15=29.9kg/kmol
塔顶液相摩尔质量Md.x=32*0.965+18*0.035=31.51 kg/kmol
进料汽相摩尔质量Mf，y=32*0.74+18*0.26=28.36 kg/kmol
进料液相摩尔质量Mf,x=32*0.36+18*0.64=23.04kg/kmol
流出液汽相摩尔质量Mw,y=32*0.21+18*0.79=20.94kg/kmol
流出液液相摩尔质量Mw,x=32*0.0045+18*0.9955=18.063kg/kmol
精馏段平均汽相摩尔质量 M1,y=(29.9+28.36)/2=29.13 kg/kmol
精馏段平均液相摩尔质量 M1,x=（31.31+23.04）/2=27.275 kg/kmol
提馏段平均汽相摩尔质量 M2,y=（20.94+28.63）/2=24.785 kg/kmol
提馏段平均汽相摩尔质量 M2,x=(23.04+18.063)/2=20.55 kg/kmol
4）密度
精馏段气相密度ρ1=104.21*29.13/(8.314*(273.15+73.18))
=1.054 kg/m3
提馏段气相密度ρ2 =110.77*24.785/8.314/(273.15+85.505)
=0.921 kg/m3
在塔顶，进料板，塔釜温度下，甲醇的密度分别为744.87 kg/m3,740.50 kg/m3,722.88 kg/m3 ；水的密度分别为977.8 kg/m3,974.8 kg/m3,961.85 kg/m3
∴塔顶液相密度ρd=1/(0.98/744.87+0.02/977.8)
=748.44 kg/m3
进料板液相密度ρf=1/(0.5/740.50+0.5/974.8)
=841.65 kg/m3
塔釜液相密度ρw=1/(0.8%/722.88+99.2%/961.85)
=959.31 kg/m3
精馏段液相平均密度ρ3=（748.44+841.65）/2
=795.05 kg/m3
提馏段液相平均密度ρ4=(841.65+959.31)/2
=900.48 kg/m3
5）表面张力
如下图所示，在70.73℃,75.63℃,95.38℃时，甲醇的表面张力分别为26.02mN/m,24.78mN/m,95.38mN/m；水的表面张力分别为66.02mN/m,64.38 mN/m,61.87 mN/m

∴бd=26.02*0.985+66.02*0.035=27.42 mN/m
бf=24.78*0.36+64.83*0.64=50.412 mN/m
бw=23.12*0.45%+61.87*(1-0.45%)=61.70 mN/m
精馏段б1=(27.42+50.412)/2= mN/m
提馏段б2=(50.412+61.70)/2=56.056 mN/m
6）粘度
查表得在70.73℃,75.63℃,95.38℃时，甲醇的粘度分别为0.562 mPa·s,0.489 mPa·s,0.322 mPa·s；水的粘度分别为0.4061 mPa·s，0.3779 mPa·s,0.2978 mPa.s
μd=0.562*0.965+0.4061*0.035=0.5565 mPa·s
μf=0.489*0.36+0.3779*0.64=0.4179 mPa·s
μw=0.322*0.45%+0.2978*99.55%=0.2979 mPa·s
精馏段液体平均粘度μ1=（0.5565+0.4179）/2=0.4872 mPa·s
提馏段液体平均粘度μ2=(0.4179+0.2979)/2=0.3579 mPa·s
7）塔径塔板的实际计算
A）精馏段汽、液相体积流率为：
LS =36.72*27.275/(3600*795.05)=3.499*10-4 m3/s
VS=65.86*29.13/(3600*1.054)=0.5056m3/s
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)(ρL/ρv)0.5
=3.499*10-4/0.5056*(795.05/1.054)0.5=0.019
参考有关资料，根据塔板间距与塔径的关系
塔 径/D，m
0.3～0.5
0.5～0.8
0.8～1.6
1.6～2.4
2.4～4.0
板间距/HT，mm
200～300
250～350
300～450
350～600
400～600

初选板间距=0.4m, 取板上液层高度h1=0.05m，
故分离空间HT-h1=0.4-0.05=0.35m
根据以上数值，由史密斯关联图查得，C20=0.07

由公式C=校正得
C=0.07*(38.916/20)0.2
=0.0800
Umax=C
=0.0800*[(795.05-1.054)/1.054]0.5
=2.1949m/s
取安全系数0.70，则u=0.70=0.7*2.1949=1.5364m/s
故D==[(4×0.5056)/(3.14×1.5364)]0.5=0.6475m
所以圆整取D=0.8m
∴塔截面积： AT=∏/4*D2=0.5024
空塔气速u= VS / AT = 0.5056/0.5024=1.0064m/s
B）提馏段汽、液相体积流率为：
VS′ =65.86*24.785/(3600*0.921)=0.4923 m3/s
LS′=116.29*20.55/(3600*900.48)=7.372*10-4m3/s
塔径的计算
(Ls/Vs)(ρL/ρv)0.5
=7.372*10-4/0.4923*(900.48/0.921)0.5=0.0468
初选板间距=0.4m, 取板上液层高度h1=0.05m，
故分离空间HT-h1=0.4-0.05=0.35m
根据以上数值，由史密斯关联图查得，C20=0.076
由公式C=校正得 C=0.076*(56.056/20)0.2
=0.0934
Umax=C
=0.0934*[(900.48-0.921)/0.921]0.5
=2.9189m/s
取安全系数0.70，则u=0.70=0.7*2.9189=2.04323m/s
故 D==[(4×0.4923)/(3.14×2.04323)]0.5=0.5540m
所以圆整取D=0.6m
∴塔截面积： AT=∏/4*D2=0.2826
空塔气速u= VS / AT = 0.4923/0.2826=1.742 m/s
2. 板间距，塔高
取板间距HT=0.4m，有效传质塔高Z=（25-1）*0.4=9.6m
3.溢流装置
弓形降液管，具有较大的容积，又能充分利用塔板面积，利用率较高，应用最为广泛，所以装置选用弓形降液管，不设进口堰。
Ⅰ精馏段
1)堰长 取堰长lw=0.7D=0.7*0.8=0.56m
由lm/D=0.7,弓形降液管宽度Wd和面积Af ，由右图查得：Af/A=0.089,Wd/D=0.149
Af=A*0.089=0.089*3.14*0.8^2*0.25
=0.0447m2
HT=0.4m, hL=0.05m
τ=Af*HT/L
=0.0447*0.4/(3.499*10^-4)=51.10 >3.0s
故降液管尺寸符合要求。
2） 出口堰高
hw =hL-how ，hL=0.05m
采用平直堰，堰上液层高度how =0.668*（L/lw）^(2/3)
=0.668*(3.499*10^-4/0.56)^(2/3)=4.882*10^-3m
L=3.499*10^-4*3600=1.259m3/h
L/lw^2.5=1.2596/0.56^2.5=5.3676
由右图查得：E=1.01
校正后how =1.01*4.882*10^-3
=4.931*10^-3m
hw =hL-how=0.05-4.931*10^-3
=0.0451m
3）降液管底隙高度h0
为保证液封，降液管底部与塔的间隙h0应小于堰高hw ，但不应小于20-25mm以免堵塞。
∴h0=hw -0.006=0.0451-0.006=0.0391m
4.塔板布置及浮阀数目与排列
取标准F1浮阀，重阀
1） 阀孔数
取阀动能因子F0=11，则孔速u0=11/=10.715m/s
每层板上的浮阀数N==4*0.5056/(3.14*0.039*0.039*10.715)=40
2) 塔板布置
Wd/D=0.149 Wd=0.149D=0.149*0.8=0.1192 m
边缘区宽度 Wc=0.025m
两边安定区宽度 Ws=0.05m
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，等腰三角形高取t´=0.075m
x=D/2-(Wd+Ws)=0.8/2-(0.1192+0.05)=0.2308
r=D/2-Wc=0.8/2-0.025=0.375
鼓泡区面积Ap=2（x（r^2-x^2）^0.5+/180*r^2*sin-1(x/r)
=2（0.2308（0.375^2-0.2308^2)^0.5)
+/180*0.375^2*sin-1(0.2308/0.375)=0.3228m2
t=0.3288/(40*0.075)=0.1096=109.6mm
塔板开孔率ø=A0/A=u/u0=1.0064/10.715=9.39%
5. 塔板流体力学验算
1） 阻力计算
塔板压力降hp=hc+hl
干板阻力hc
uoc=(73.1/ρv)^(1/1.825)=(73.1/1.054)^(1/1.825)
=10.205m/s
∵ u0 > uoc
∴hc=5.37*ρv*u0^2/(2*ρL*g)
hc=5.37*1.054*10.715^2/(2*795.05*9.81)=0.0417m
‚湿板阻力hl
板上有效液层厚度hl´=0.4hw+how
=0.4*0.0451+4.931*10^-3=0.0230m
液体表面张力造成的阻力很小，可以忽略不计。
∴hl=hl´=0.0230m
hp=hc+hl=0.0230+0.0417=0.0647m
单板总压降▽P=hp*Pg*g=0.0647*795.05*9.81=504.6Pa
2） 淹塔校核
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≤ψ（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+△
hd=0.2(LS/(lwho))2 甲醇-水属于一般物系，ψ取0.5
对于浮阀塔△≈0
则Hd=hw+how+hd+hp+△=hL+hd+hp=0.05+0.0647+0.2(3.499*10^-4/(0.56×0.0391))^2=0.1148m
ψ（HT+hW）=0.5(0.4+0.0451)=0.223m
因0.1148m<0.223m， 故本设计在给定的操作条件下不会出现液泛
3） 雾沫夹带核算
计算泛点百分率校核雾沫夹带
泛点率=100%
lL=D-2Wd=0.8-2*0.1192=0.5616 m
Ab=AT-2Af=3.14*0.8^2/4-20.0447=0.413 m2
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
K——特性系数
查得： K=1.04 ，CF=0.105
∴泛点率=[0.5056*（1.054/（795.05-1.054））^0.5+1.36*3.499*10^-4*0.5156]/(1.04*0.105*0.413)=41.44%
∵41.44% < 80%
∴在给定条件下雾沫夹带量能够满足e<10%的要求。
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）
1.0
0.9
0.85
0.73
0.60
0.30

‚验算雾沫夹带量
m=5.63*10^-5*(б/ρv)^0.295*((ρL-ρv)/ú)^0.425
Ú为气体粘度，б为液体表面张力
∴m=5.63*10^-5*(38.916/1.054)^0.295*((795.05-1.054)/（0.01102*10^-3）)^0.425=0.3567
=Ap/A=0.413/(314*0.8^2/4)=0.822
∵HT=400mm,hL=50mm u=1.0064m/s
取B=0.159，β=0.95，φ=0.7
∴e=B*(0.052hL-1.72)/(HT^β*φ^2)*(u/(*m))^3.7
=0.159*(0.052*50-1.72)/(400^0.95*0.7^2)*(1.0064/(0.822*0.3567))^3.7=9.23% < 10% ,符合要求。
4） 塔板负荷性能图
极限雾沫夹带线
取雾沫夹带e=10%，按泛点率=80%，
带入公式泛点率=100%
得到V-L关系式：0.0364V+0.764L=0.0361
V=0.9912-20.99L
‚液泛线
降液管液泛时，取极限值Hd=Ψ（HT+hw）=0.5*（0.4+0.0451）=0.223m
=1.4hw+2how+hc+hd
=1.4*0.0451+2*E*0.668（L/lw）^(2/3)+5.37*u0^2*ρv/(2*g*ρL)+0.2*（L/(lw*h0）)^2带入数值得：
1.996E*L^(2/3)+3.628*10^-4*u0^2+417.16L^2=0.1599
计算结果如下表;
序列号
1
2
3
4
5
L（m3/s）
0.004
0.006
0.002
0.001
0.003
L/lw^2.5
61.36
92.0
30.0
15.34
34.44
E
1.08
1.13
1.05
1.03
1.07
uo(m/s)
16.51
13.93
18.56
19.57
17.55
u(m/s)
1.550
1.308
1.743
1.837
1.648
V(m3/s)
0.7789
0.6572
0.8757
0.9231
0.8279

ƒ降液管液相负荷线
液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5s，
即：τ=Af*HT/L ≥3,令τ=4s
L=Af*HT/τ=0.0447*0.4/4=0.00447m3/s
④液相下限线
最小流量时，平直堰上的最小液层厚度为6mm
0.006=0.668E*（L/lw）^(2/3)=0.668*1.01*（L/0.56）^(2/3)
L=4.696*10^-4m3/s
⑤汽相负荷下限线
对于F1型重阀，取F0=u0*ρV^0.5=6作为规定气体最小负荷的标准。
uo=F0/ρV^0.5=6/1.054^0.5=5.844m/s
V=A0*uo=5.844*3.14*0.039^2/4*40=0.279m3/s
精馏段塔板负荷性能图如下所示

Ⅱ 提留段
塔径D=0.6m
汽相流率VS′ =65.86*24.785/(3600*0.921)=0.4923 m3/s
液相流率LS′=116.29*20.55/(3600*900.48)=7.372*10-4m3/s
提馏段气相密度ρ2=0.921 kg/m3
提馏段液相平均密度ρ4=900.48 kg/m3
提馏段液体表面张力б2=(50.412+61.70)/2=56.056 mN/m
提馏段液体平均粘度μ=(0.4179+0.2979)/2=0.3579 mPa·s
提留段气体平均粘度μ´=0.01154mPa·s
1)堰长 取堰长lw=0.7D=0.7*0.6=0.42m
由lm/D=0.7,弓形降液管宽度Wd和面积Af ，由右图查得：Af/A=0.089,Wd/D=0.149
Af=A*0.089=0.089*3.14*0.6^2*0.25
=0.0252m2
HT=0.4m, hL=0.05m
τ=Af*HT/L=0.0252*0.4/(7.372*10^-4)=13.67>3.0s
故降液管尺寸符合要求。
3） 出口堰高
hw =hL-how hL=0.05m
采用平直堰，堰上液层高度how =0.668*（L/lw）^(2/3)
=0.668*(7.372*10^-4/0.42)^(2/3)=9.72*10^-3m
L=7.372*10^-4*3600=2.6539m3/h
L/lw^2.5=2.6539/0.42^2.5=23.21
由右图查得：E=1.03
校正后how =1.03*9.72*10^-3
=1.001*10^-2m
hw =hL-how=0.05-1.001*10^-2
=0.04m
3）降液管底隙高度h0
为保证液封，降液管底部与塔的间隙h0应小于堰高hw ，但不应小于20-25mm以免堵塞。
∴h0=hw -0.006
=0.04-0.006=0.034m
4.塔板布置及浮阀数目与排列
取标准F1浮阀，重阀
1阀孔数
取阀动能因子F0=11，则孔速u0=11/0.921^0.5=11.462m/s
每层板上的浮阀数N==4*0.4923/(3.14*0.039*0.039*11.462)=36塔板布置
Wd/D=0.149 Wd=0.149D=0.149*0.6=0.0894 m
边缘区宽度 Wc=0.025m
两边安定区宽度 Ws=0.05m
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，等腰三角形高取t´=0.075m
x=D/2-(Wd+Ws)=0.6/2-(0.0894+0.05)=0.1606
r=D/2-Wc=0.6/2-0.025=0.275
鼓泡区面积Ap=2（x（r^2-x^2）^0.5+/180*r^2*sin-1(x/r)
=2（0.1606（0.275^2-0.1606^2)^0.5)
+/180*0.275^2*sin-1(0.1606/0.275)
=0.1660m2
t=0.1660/(36*0.075)=0.0615=61.5mm
塔板开孔率ø=A0/A=u/u0=1.742/11.462=15.20%
6. 塔板流体力学验算
5） 阻力计算
塔板压力降hp=hc+hl
干板阻力hc
uoc=(73.1/ρv)^(1/1.825)=(73.1/0.921)^(1/1.825)=10.988m/s
∵ u0 > uoc
∴hc=5.37*ρv*u0^2/(2*ρL*g)
hc=5.37*0.921*11.462^2/(2*900.48*9.81)=0.0368m
‚湿板阻力hl
板上有效液层厚度hl´=0.4hw+how
=0.4*0.04+1.001*10^-2=0.026m
液体表面张力造成的阻力很小，可以忽略不计。
∴hl=hl´=0.026m
hp=hc+hl=0.026+0.0368=0.0628m
单板总压降▽P=hp*Pg*g=0.0628*900.48*9.81=554.8Pa
6） 淹塔校核
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≤ψ（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+△
hd=0.2(LS/(lwho))2 甲醇-水属于一般物系，ψ取0.5
对于浮阀塔△≈0
则Hd=hw+how+hd+hp+△=hL+hd+hp=0.05+0.0628+0.2(7.372*10^-4/(0.42×0.034))^2=0.1133m
ψ（HT+hW）=0.5(0.4+0.04)=0.22m
因0.1133m<0.22m， 故本设计在给定的操作条件下不会出现液泛
7） 雾沫夹带核算
计算泛点百分率校核雾沫夹带
泛点率=100%
lL=D-2Wd=0.6-2*0.0894=0.4212m
Ab=AT-2Af=3.14*0.6^2/4-20.0252=0.2322m2
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
K——特性系数
查得： K=1.04 ，CF=0.105
∴泛点率=[0.4923*（0.921/（900.48-0.921））^0.5+1.36*7.372*10^-4*0.4142]/(1.04*0.105*0.2322)=63.79%
∵63.79% < 80%
∴在给定条件下雾沫夹带量能够满足e<10%的要求。
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）
1.0
0.9
0.85
0.73
0.60
0.30

‚验算雾沫夹带量
m=5.63*10^-5*(б/ρv)^0.295*((ρL-ρv)/ú)^0.425
Ú为气体粘度，б为液体表面张力
∴m=5.63*10^-5*(56.056/0.921)^0.295*((900.48-0.921)/（0.01154*10^-3）)^0.425=0.4275
=Ap/A=0.2322/(314*0.6^2/4)=0.822
∵HT=400mm,hL=50mm u=1.742m/s
取B=0.159，β=0.95，φ=0.7
∴e=B*(0.052hL-1.72)/(HT^β*φ^2)*(u/(*m))^3.7
=0.159*(0.052*50-1.72)/(400^0.95*0.7^2)*(1.742/(0.822*0.4275))^3.7
=5.98% < 10% ,符合要求。
8） 塔板负荷性能图
极限雾沫夹带线
取雾沫夹带e=10%，按泛点率=80%，
带入公式泛点率=100%
得到V-L关系式：0.032V+0.5633L=0.0203
V=0.6339-17.60L
‚液泛线
降液管液泛时，取极限值Hd=Ψ（HT+hw）=0.5*（0.4+0.04）=0.22m
=1.4hw+2how+hc+hd
=1.4*0.04+2*E*0.668（L/lw）^(2/3)+5.37*u0^2*ρv/(2*g*
ρL)+0.2*（L/(lw*h0）)^2带入数值得：
2.382E*L^(2/3)+2.799*10^-4*u0^2+980.78L^2=0.164
计算结果如下表：
序列号
1
2
3
4
5
L（m3/s）
0.004
0.002
0.001
0.003
0.0005
L/lw^2.5
125.96
62.98
31.49
94.47
15.74
E
1.16
1.06
1.05
1.11
1.04
uo(m/s)
15.30
20.04
22.28
18.92
23.01
u(m/s)
2.326
3.046
3.387
2.876
3.497
V(m3/s)
0.6573
0.8609
0.9572
0.8128
0.9882

ƒ降液管液相负荷线
液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5s，
即：τ=Af*HT/L ≥3,令τ=4s
L=Af*HT/τ=0.0252*0.4/4=0.00252m3/s
④液相下限线
最小流量时，平直堰上的最小液层厚度为6mm
0.006=0.668E*（L/lw）^(2/3)=0.668*1.03*（L/0.42）^(2/3)
L=3.42*10^-4m3/s
⑤汽相负荷下限线
对于F1型重阀，取F0=u0*ρV^0.5=6作为规定气体最小负荷的标准。
uo=F0/ρV^0.5=6/0.951^0.5=6.153m/s
V=A0*uo=6.153*3.14*0.039^2/4*36=0.2645m3/s
提馏段塔板负荷性能图如下所示

浮阀塔板工艺设计计算结果
项目
精馏段
提馏段
塔径D，m
板间距HT，m
塔板型式
实际塔板数
空塔气速u，m/s
堰长lW，m
堰高hW，m
板上液层高度hL，m
降液管底隙高度ho，m
浮阀数N，个
阀孔气速uo，m/s
阀孔动能因数Fo
临界阀孔气速uoc，m/s
孔心距t´，m
排间距t，m
单板压降△pp，Pa
液体在降液管内停留时间
安定区宽度Ws,m
边缘固定区宽度Wc,m
弓形降液管宽度Wd,m
开孔率%
泛点率%
气相负荷下限(Vs)min，m3/s
0.8
0.4
单溢流弓形降液管
9
1.0064
0.56
0.0451
0.06
0.022
40
10.715
11
10.1257
0.075
0.1080
504.6
51.10
0.05
0.025
0.1192
9.39
41.44
0.279
0.6
0.4
单溢流弓形降液管
16
1.742
0.42
0.04
0.06
0.022
36
11.297
11
11.586
0.075
0.0615
554.8
13.67
0.05
0.025
0.0894
15.20
63.79
0.2645

四、主要附属设备设计计算及选型
1.主要接管尺寸的选取
1)进料管
进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：
D=（4F/（uF*））^0.5 取uF=1.6m/s
∵F=79.57*23.04/(841.65*3600)=6.051*10^-4m3/s
∴D=（4F/（uF*））^0.5=(4*6.051*10^-4/1.6/3.14)
=0.022 m
管型选择：Φ25×0.5mm
回流管可以选择跟进料管一样型号的管子。
2)塔顶蒸汽管
塔顶蒸气体积流量
V=0.05056 m3/s
取蒸汽流速为15m/s
dD=(4*0.5056/3.14/15)^0.5=0.207m
管型选择：Φ250×10.8mm