甲醇水标准体系浮阀精馏塔的设计.doc

合 肥 学 院
Hefei University

食品工程原理课程设计

题 目： 甲醇-水溶液持续精馏塔设计
系 别： 生物与环境工程系
专 业:_ 食品科学与工程
学 号： 090206
姓 名： 吴启
指引教师： 胡庆国教师

10 月 14 日

目 录
第一章 中英文概要…………………………………………………………………5
1.1塔设备类型……………………………………………………………………5
1.2板式塔与填料塔比较及选型…………………………………………………5
1.2.1板式塔与填料塔比较 …………………………………………………5
1.2.2塔设备选型 …………………………………………………………6
第二章 概述 ………………………………………………………………………6
2.1 设计根据 ……………………………………………………………………7
2.2 技术来源 ……………………………………………………………………8
2.3 设计内容 ……………………………………………………………………8
第三章 塔工艺计算……………………………………………………………9
3.1工艺过程…………………………………………………………………………9
3.1.1物料衡算…………………………………………………………………9
3.1.2最小回流比及操作回流比拟定………………………………………9
3.1.3精馏段和提馏段操作线拟定…………………………………………11
3.1.4理论及实际塔板数拟定………………………………………………11
3.1.5塔构造设计……………………………………………………………12
3.1.5.1精馏塔塔径计算……………………………………………17
3.1.5.2精馏塔有效高度计算………………………………………19
3.2 塔板重要工艺尺寸计算……………………………………………………19
3.2.1溢流装置计算……………………………………………………………20
3.2.2降液管……………………………………………………………………20
3.2.2.1降液管高度和截面积…………………………………………20
3.2.2.2降液管底隙高度………………………………………………21
3.2.3塔板布置…………………………………………………………………21
3.2.3.1塔板分块……………………………………………………21
3.2.3.2边沿区宽度拟定………………………………………………22
3.2.3.3开孔区面积计算………………………………………………24

3.2.3.4浮阀塔计算及其排列…………………………………………………25
3.3 流体力学演算 ………………………………………………………………………26
3.3.1气体通过浮塔塔板降…………………………………………………………26
3.3.2漏液验算………………………………………………………………27
3.3.3液泛验算………………………………………………………………28
3.3.4雾沫夹带验算…………………………………………………………28
3.3.5液体在降液管内停留时间…………………………………………28
第四章 操作性能负荷图……………………………………………………………30
4.4.1气相负荷下限线…………………………………………………………30
4.4.2过量雾沫夹带线…………………………………………………………30
4.4.3液相负荷下限线………………………………………………………30
4.4.4液泛负荷上限线………………………………………………………30
4.4.5液泛线…………………………………………………………………30
4.4.6操作性能负荷图……………………………………………………………31
第五章 各接管尺寸拟定 ………………………………………………………31
5.1进料管………………………………………………………………………………31
5.2回流液………………………………………………………………………………32
5.3塔顶上升蒸汽管……………………………………………………………………32
5.4塔釜出料管…………………………………………………………………………32
5.5冷凝水管……………………………………………………………………………32
第六章 辅助设备计算及选型………………………………………………………33
6.1冷凝器热负荷……………………………………………………………………33
6.2再沸器热负荷 ……………………………………………………………………33
第七章 成果计算一览表………………………………………………………………34
第八章 工艺流程图……………………………………………………………………35
第九章 板式塔构造与附属设备……………………………………………………35

9.1塔体构造 ……………………………………………………………………35
第十章 泵选用………………………………………………………………………36
心得体会…………………………………………………………………………………37

附录…………………………………………………………………………………37
参照文献……………………………………………………………………………39
道谢…………………………………………………………………………………39

第一章 中英文概要
设计一座持续浮阀塔，通过对原料，产品规定和物性参数拟定及对重要尺寸计算，工艺设计和附属设备成果选型设计，完毕对乙醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。一方面依照设计任务，拟定操作条件。例如：操作压力拟定、进料状态等拟定。然后设计工艺流程草图。依照拟定方案，拟定详细参数，即一种完整设计就初步拟定了。最后计算塔工艺尺寸、浮阀流体力学演算、塔板负荷性能，最后依照计算选取适当辅助设备。
The design of a continuous distillation valve column，in the material，product requirements and the main physical parameters and to determine the size，process design and selection of equipment and design results，completion of the carbinol-water distillation process and equipment design theme. At first,according to the designing task to determine the conduction of the operation,for example,determine the power on the operation,the state of feeding,the draft of the distillation process.On the basis of the program,determining the specific paramiters,then the whole design can be determined.At last,design the process size of the tower,the loading capability of the tower board,then choose the auxiliary epuipment according to the design.

1.1塔设备类型
塔设备是化工，石油化工，生物化工，制药等生产过程中广泛应用气液传质设备。依照塔内气液接触构件构造形式，可分为板式塔和填料塔两大类。
板式塔内设立一定数量塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层，进行传质与传热。在正常操作下，气相为分散相，液相为持续相，气相构成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。

1.2板式塔与填料塔比较及选型
1.2.1板式塔与填料塔比较
⑴生产能力
单位塔截面积上，填料塔生产能力普通均高于板式塔。
⑵ 分离效率
研究表白，在减压，常压和低压操作下，填料塔分离效率明显低于板式塔，
在高压操作下板式塔分离效率略优于填料塔。

⑶ 压力降
普通状况下，板式塔每个理论级压降约在0.4~1.1kPa，填料塔约为0.01~0.27kPa，普通，板式塔压降高于填料塔5倍左右。压减少不但能减少操作费用，节约能耗。对于精馏过程，可使塔釜温度减少，有助于热敏性物系分离。
⑷ 操作弹性
填料塔操作弹性取决于塔内件设计，而板式塔操作弹性则受到塔板液泛，液沫夹带及降液管能力限制，普通操作弹性较小。
⑸ 构造、制造及造价等
普通来说，填料塔构造较板式塔简朴，故制造，维修也较为方面，但填料塔造价普通高于板式塔

1.2.2塔设备选型
工业上，塔设备重要用于蒸馏和吸取传质单元操作过程。老式设计中，蒸馏过程多选用板式塔，而吸取过程多选用填料塔。

第二章 概述
甲醇在工业，医药，民用等方面，均有很广泛应用，是一种很重要原料。在诸多方面，规定甲醇有不同纯度，有时规定纯度很高，甚至是无水甲醇，这是很有困难，由于甲醇极具挥发性，因此，想得到高纯度甲醇很困难。
要想把低纯度甲醇水溶液提高到高纯度，要用持续精馏办法，由于甲醇和水挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同步进行多次某些汽化和某些冷凝过程，因而可使混合液得到几乎完全分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形精馏塔内进行，塔内装有若干层塔板和充填一定高度填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必要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毕精馏操作，还必要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，才干实现整个操作。
浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔长处，已成为国内应用最广泛塔形，特别是在石油，化学工业中使用最普遍。浮阀有诸各种形式，但最惯用是F1型和V-4型。F1型浮阀构造简朴，制造以便，节约材料，性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁原则（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但普通状况下都采用重阀，只有解决量大且规定压强降很低系统中，采用轻阀。浮阀塔具备下列长处：1，生产能力大。2，操作弹性大。3，塔板效率高。4，气体压强降及液面落差较小。5，塔造价低。浮阀塔不适当解决宜结焦或黏度大系统，但对于黏度稍大及有普通聚合现象系统，浮阀塔也能正常操作。

2.1 设计根据
课程设计方案选定所涉及重要内容有：操作压力，进料状况，加热方式及其热能运用。
（1）操作压力
精馏可在常压，加压或减压下进行，拟定操作压力重要是依照解决物料性质，技术上可行性和经济上合理性来考虑。
普通来说，常压精馏最为简朴经济，若物料无特殊规定，应尽量在常压先操作。加压操作可提高平衡温度，有助于塔顶蒸汽冷凝热运用，或可以使用较便宜冷却剂，减少冷凝，冷却费用。在相似塔径下，恰当提高操作压力还可提高塔解决能力，但增长塔压，也提高了再沸器温度，并且相对挥发度也有所下降。减少操作压力，组分相对挥发度增大，有助于分离。减压操作减少了平衡温度，这样可以使用较低温位加热剂。但减少压力也导致塔径增大和塔顶蒸汽冷凝温度减少，且必要使用抽真空设备，增长了相应设备和操作费用。
故咱们采用塔顶压力为常压进行操作。
（2）进料状况
进料状态有各种，但普通都是将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样，进料温度就不受季节，气温变化和前道工序波动影响，塔操作就比较容易控制。此外，泡点进料时，精馏段与提馏段塔径相似，设计制造均比较以便。但泡点进料需预热，热耗很大。
在本次设计中，咱们选用30°C冷夜进料。
（3）加热方式
精馏塔普通设立再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够能量，若待分离物系为某种轻组分和水混合物，往往可采用直接蒸汽加热方式，即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液。这样操作费用和设备费用均可减少。但在塔顶轻组分回收率一定期，由

于蒸汽冷凝水稀释作用，使残液轻组分浓度减少，所需塔板数略有增长。
综合考虑，咱们采用间接蒸汽加热方式
（4）热能运用
蒸馏过程原理是多次进行某些汽化和冷凝，因而热效率很低，普通进入再沸器能量仅有5%左右被有效运用。塔顶蒸汽冷凝放出热量是大量，但其能位较低，不也许直接用来做塔釜热源，但可用作低温热源，供别处使用。或可采用热泵技术，提高温度后再用于加热釜液。此外，通过蒸馏系统合理设立，也可获得节能效果。例如，可采用设立中间再沸器和中间冷凝器流程。

2.2技术来源
当前，精馏塔设计办法以严格计算为主，也有某些简化模型，但是严格计算法对于持续精馏塔是最常采用，咱们本次所做计算也采用严格计算法。

2.3设计内容
食品工程原理课程设计任务书
一、设计题目
甲醇-水溶液持续精馏塔设计
二、设计任务及操作条件
1.设计任务
生产能力（进料量）17500吨/年
操作周期 7920 小时/年
进料构成 30% （质量分率，下同）
塔顶产品构成 92.5%
塔底产品构成 1.0%
2.操作条件
操作压力 塔顶为常压
进料热状态泡点进料
加热方式 间接蒸汽
3.填料选取 自选
4.厂址 合肥
三、设计内容
1.设计方案选取及流程阐明
2.生产条件拟定和阐明
3.塔体工艺尺寸设计

（1）塔径拟定
（2）填料层高度拟定
（3）填料层压降计算
4.辅助设备选型与计算
5.设计成果汇总
6.工艺流程图及填料精馏塔主体设备图
7.设计评述

第三章 塔工艺计算
3.1工艺过程
3.1.1物料衡算
MF=32.04*0.1942+18.015*(1-0.1942)=20.74g/mol
MD=32.04*0.874=18,015*（1-0.874）=30.27g/mol
原料解决量F=17500/(330*24*20.74)=106.54kmol/h
η=XD*D/(XF*F)=99%
则可得：D=23.44kmol/h
F=D+W ∴W=F-D=83.1kmol/h
XF*F=XD*D+W*Xw
∴Xw=（XF*F-XD*D）/W=(0.1942*106.54-0.874*23.44)/83.1=0.002449

F
106.54kmol/h
XF
0.1942
D
23.44kmol/h
XD
0.874
W
83.1kmol/h
Xw
0.002449

3.1.2最小回流比及操作回流比拟定
1.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
H2O
18.015
373.15K
273.15K
甲醇
CH3OH
32.040
337.85K
176.15K

b. 常压下甲醇和水气液平衡表(t—x—y)
t
X
y
t
x
y
100
0
0
77.8
29.09
68.01
92.9
5.31
28.34
76.7
33.33
69.18
90.3
7.67
40.01
76.2
35.13
69.18
88.9
9.26
43.53
73.8
46.20
77.56
86.6
12.57
48.31
72.7
52.92
79.71
85.0
13.15
54.55
71.3
59.37
81.83
83.2
16.74
55.85
70.0
68.49
84.92
82.3
18.18
57.75
68.0
85.62
89.62
81.6
20.83
62.73
66.9
87.41
91.94
80.2
23.19
64.85
64.7
100
100
78.0
28.18

67.75

2.拟定回流比
依照甲醇—水气液平衡构成表和相对挥发度公式 ，。
计算得α =4.83，∴平衡线方程为：y==4.83x/(1+3.83x)
xF=（0.3/32.04）/（0.3/32.04+0.7/18.015）=0.1942
xD=（0.925/32.04）/(0.925/32.04+0.075/18.015)=0.874
泡点进料因此xq=xF=0.1942，带入平衡线方程得yq=0.5379
∴ Rmin=（xD-yq）/（yq-xq）=（0.874-0.5379）/（0.5379-0.1942）=0.9779
则R=1.6Rmin=1.6*0.9779=1.5646

3.1.3精馏段和提馏段操作线拟定
精馏段操作线方程：y=x + =0.6101x+0.3408
提馏段操作线方程为： =2.3824x-0.003385

3.1.4理论及实际塔板数拟定
1.理论塔板数
作图如下

理论塔板数图

理论需要10块板
也可计算如下：
由上而下逐板计算，自X0=0.874开始到X初次低于XF=0.1942时止
操作线上点 平衡线上点
（X0=0.874,Y1=0.874） (X1=0.5895，Y1=0.874)

（X1=0.5895,Y2=0.7005） （X2=0.3263,Y2=0.7005）
（X2=0.3263,Y3=0.5399） （X3=0.1955,Y1=0.5399）
（X3=0.1955,Y4=0.4601） （X4=0.1450,Y4=0.4601）
由于X4 时初次浮现 Xi
操作线上点 平衡线上点
（X4=0.1450,Y5=0.3421） （X5=0.09719,Y5=0.3421）
（X5=0.09719,Y6=0.2282） （X6=0.05768,Y6=0.2282）
（ X6=0.05768,Y7=0.1340） （X7=0.03104,Y7=0.1340）
（X7=0.03104,Y8=0.07056） （X8=0.01547,Y8=0.07056）
（X8=0.01547,Y9=0.03347） （X9=0.007119,Y9=0.03347）
（X9=0.007119,Y10=0.01358） （X10=0.002842,Y10=0.01358）
（X10=0.002842,Y11=0.003386） （X11=0.0007029,Y11=003386）
由于到X11初次浮现X < X w ，故总理论板数局限性11块
∴总理论板数NT=10+（X10-Xw）/（X10-X11）=10.184( 涉及再沸器)
理论进料板NF=4(第四块)

2.实际塔板数
依照相平衡数据表差得tD=66.9°C，tw=99.98°C，tF=82°C
因此精馏平均操作温度74.45°C，提馏段平均操作温度90.99°C
总平均温度t=（66.9+99.98）/2=83.44°C
该温度下水粘度为0.3436mpa·s，甲醇粘度为0.277mpa·s（化学化工物性数据手册P12、P575）
μm=0.1942*0.277+（1-0.1942）*0.3436=0.3307mpa·s
ET=0.17-0.616lgμm=0.46603
实际塔板数Np=NT/ ET=10.184/0.46603=21.85=22块
精馏段：3/0.46603=6.437=7块
提馏段：7.184/0.46603=15.415=16块
提馏段不算塔釜：16-1=15块

3.1.5塔构造设计
1.原料液塔顶和塔底产品平均摩尔质量
MF=32.04*0.1942+18.015*(1-0.1942)=20.74g/mol

MD=32.04*0.874=18,015*（1-0.874）=30.27g/mol
原料解决量F=17500/(330*24*20.74)=106.54kmol/h
η=XD*D/(XF*F)=99%
则可得：D=23.44kmol/h

F=D+W ∴W=F-D=83.1kmol/h
XF*F=XD*D+W*Xw
∴Xw=（XF*F-XD*D）/W=(0.1942*106.54-0.874*23.44)/83.1=0.002449

F
106.54kmol/h
XF
0.1942
D
23.44kmol/h
XD
0.874
W
83.1kmol/h
Xw
0.002449

2.塔气液相负荷
精馏液相流量L=RD=1.5646*23.44=36.674kmol/h
精馏气相流量V=（R+1）D=（1.5646+1）*23.44=60.114kmol/h
提馏气相流量V’=V=60.114kmol/h
提馏液相流量L’=L+F=36.674+106.54=143.214kmol/h

3.操作压力
设单板压力为0.7kpa
进料板压力：PF=101.33+0.7*7=106.23kpa
精馏段平均压力：Pm=（101.33+106.23）/2=103.78kpa
塔釜板压力：Pw=101.33+0.7*23=117.43kpa
提馏段平均压力：Pm’=(117.43+106.23)/2=111.83kpa

4.操作温度
依照相平衡数据表差得tD=66.9°C，tw=99.98°C，tF=82°C
因此精馏平均操作温度74.45°C，提馏段平均操作温度90.99°C
总平均温度t=（66.9+99.98）/2=83.44°C

5.平均摩尔质量计算
（1）塔顶平均分子量
Y1=0.0.874，X1=0.5895,
MVDM=0.874×32.04+(1-0.874)×18.015=30.2729g/mol
MLDM=0.5895×32.04+(1-0.5895)×18.015=26.2827g/mol

（2）加料板上一块塔板平均摩尔质量：
X3=0.1955，Y3=0.5399

MVFM =0.5399×32.04+(1-0.5399) ×18.015=25.59 g/mol
MLFM =0.1955×32.04+(1-0.1955) ×18.015=20.76 g/mol

（3）加料板平均分子量：
xF=0.1942 ，yF=0.538
MVFM=0.538×3204+(1-0.538)×18.015=25.56g/mol
MLFM=0.1942×32.04+(1-0.1942)×18.015=20.74 g/mol

（4）塔底平均分子量：xw=0.002449， yw=0.01172
MVWM=0.01172×32.04+(1-0.01172)×18.015=18.179g/mol
MLWM=0.002449×32.04+(1-0.002449)×18.015=18.049g/mol
∴精馏段平均摩尔质量：
MVm=(MVDm+MVFm)/2=(30.272+25.59)/2=27.931kg/kmol
MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(26.2827+20.76)/2= 23.5214kg/kmol
提馏段平均摩尔质量：
MVm=(MVDm+MVFm)/2=(25.56+18.179)/2=21.87kg/kmol
MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(20.74+18.049)/2=19.39kg/kmol

6.平均密度
（1）气相密度
精馏段：ρV,M=P×MVM/RT精=103.78×27.931/[8.314×(273.15+74.45)]=1.00302kg/m3
提馏段：ρV,M’=P’×MVM’/RT提
=111.83×21.87/[8.314×(273.15+90.99)]0.8078kg/m3

（2）液相密度
精馏段
①塔顶，tD=66.9℃
水密度为977.81kg/m3
甲醇密度为749.25 kg/m3
【1】（化学化工物性数据手册P3、P559）
ρLDm=1/(0.874/749.25+0.126/977.81)=771.9866 kg/m3
②进料板上：Xf=0.1942,温度为82°C
Ρ甲醇=732.32kg/m3，ρ水=970.455kg/m3

∴WAf= =
0.1942×32.04/[0.1942×32.04+(1-0.1942)×18.015]=0.3000
又∵ 1/ρLF,M=0.3000/732.32+(1-0.3000)/ 970.455
∴ρLF,M=884.198kg/m3

精馏段平均液相密度:
ρL,M精=(771.9866+884.198)/2=828.0923kg/m3

提馏段
tw=99.98°C，
水密度为958.38kg/m3
甲醇密度为712kg/m3

∴WA=0.002449*32.04/[0.002449*32.04+(1-0.002449)*18.015]=0.004347
ρLw=1/[0.004347/712+(1-0.004347)/958.38]=956.94kg/m3
ρL=(884.198+956.94)/2=920.569kg/m3

7. 液体表面张力
温度℃
66.9
82
99.98
甲醇mN/m
16.185
14.816
12.80
水mN/m
64.36
62.31
58.91

【2】(化学化工物性数据手册P15、P580)

（1）精馏段
①塔顶，tD=66.9℃ xD=0.874
б水=64.36mN/m，б甲醇=16.185mN/m
бm,D=0.874×64.36+(1-0.874) ×16.185=58.29mN/m
②进料板上：Xf=0.1942,
82℃时,б水=62.31mN/m，б甲醇=14.816mN/m
бm,F=0.1942×62.31+(1-0.1942)×14.816=24.039mN/m
∴бm,精=(58.29+24.039)/2=41.1645mN/m

(2)提馏段
塔底： Xw=0.002449

tw=99.98℃时，б水=58.91mN/m，б甲醇=12.80mN/m
бm,W=0.002449×58.91+0.997551×12.80=12.913mN/m
∴бm,提=(24.039+12.913)/2=18.476mN/m

8. 液体粘度μL,m
温度℃
66.9
82
99.98
甲醇mPa·s
0.3105
0.2721
0.228
水Pa·s
0.4233
0.3478
0.2838
【3】(化学化工物性数据手册P12、P575)

（1)精馏段
查表得:
66.9℃时,∴μL,D=0.874×0.3105+0.126×0.4223=0.3274mPa·s
82℃时,∴μL,F=0.1942×0.2721 +(1-0.1942)×0.3478=0.3331mPa·s
∴μL,m精=(0.3274+0.3331)/2=0.3289mPa·s

（2）提馏段
塔底： Xw=0.002449
99.98℃时,∴μL,W=0.002449×0.228+(1-0.002449) ×0.2838=0.2837mPa·s
∴μL,m提=(0.3331+0.2837)/2=0.3084mPa·s

（3）气液相负荷
L=RD=1.5646×23.44=36.674kmol/h
V=(R+1)D=(1.5646+1) ×23.44=60.114 kmol/h
L’=L+F=36.674 kmol/h+106.54 kmol/h=143.214kmol/h
V’=V=60.114 kmol/h
VS=VMVM/(3600ρVM)=(60.114×27.93)/(3600×1.00302)=0.465m3/S
LS=LMLM/(3600ρLM)
=(36.674×23.5214)/(3600×828.0923)=0.0002894m3/S
VS’=V’MVM’/(3600ρVM’)

=(60.114×21.87)/(3600×0.8078)=0.4521m3/S
LS’=L’MLM’/(3600ρLM’)
=(143.214×19.39)/(3600×920.569)=0.0008379m3/S

3.1.5.1塔径计算
精馏段汽、液相体积流率为：
LS =0.0003157 m3/s
VS=0.465 m3/s
欲求塔径应先求出u，而u＝安全系数×umax

式中：
横坐标数值为：(Ls/Vs)(ρL/ρv)0.5=0.02
参照关于资料，依照塔板间距与塔径关系

【4】（惯用化工单元设备设计P116）
初选板间距=0.25m，取板上液层高度h1=0.05m，
故分离空间HT-h1=0.25-0.05=0.2m
依照以上数值，由史密斯关联图查得，C20=0.04

史密斯关联图
【5】（化工原理实验及课程设计P145）

由公式C=校正得 C=0.05739
Umax=C=0.05739×[(828.0923-1.00302)/1.00302]0.5=1.648m/s
取安全系数0.70，则u=0.70umax=1.1536m/s

故 D==[(4×0.465)/(3.14×1.1536)]0.5=0.7166m
因此圆整取D=0.7m
∴塔截面积： AT=πD*D/4 =0.3847
空塔气速u= VS / AT = 1.2089 m/s
u/ umax=1.2089/1.648=0.7336
安全系数变化不大，设计合理

3.1.5.2精馏塔有效高度

精馏段有效高度计算：Z精=（N精-1）*HT=（7-1）*0.25=1.5m
提馏段有效高度计算：Z提=（N提-1）*HT=(16-1)*0.25=3.75m
小塔径不用开人孔
因而塔有效高度为Z=1.5+3.75=5.25m

3.2塔板重要工艺尺寸计算
3.2.1溢流装置计算
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，塔板构造简朴，加工以便，直径不大于2.2m塔中广泛使用。工业中应用最广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。
①溢流堰长lw=0.66D=0.462m
②出口堰高 h w
选用平直堰，堰上液层高度由下式计算
E普通取1

液流收缩系数计算图
【6】（化工原理实验及课程设计P147）

则how=0.004884m，又∵h1 =0.05m
∴h w = h1- how=0.05-0.004884=0.04512m

3.2.2降液管
3.2.2.1降液管宽度与降液管面积

弓形降液管参数图
【7】（化工原理实验及课程设计P148）

∵lW / D=0.66 ,查得 =0.124,=0.0722
∴Wd=0.124×0.7=0.0868m， Af=0.0722×0.3847=0.02778m2
依下式验算液体在降液管中停留时间：

精馏段：0.02778*0.25/0.0002894=23.998s >5s
提馏段：0.02778*0.25/0.0008379=8.2886 >5s
阐明设计合理

3.2.2.2降液管底隙高度h0
取液体通过降液管底隙流速u0=0.08m/s
h0=Ls/(lw* u0)=0.0002894/(0.462*0.08)=0.00783m
hw- h0=0.04512-0.00783=0.03729m=32.79mm>6mm 设计合理

3.2.3塔板布置
3.2.3.1塔板分块
由于D较小因此不需采用分块式
【8】（惯用化工单元设备设计P111）

DN/mm
D1/mm
At/ m2
Lw/mm
Wd/mm
lw/D
Af/ cm2
Af/At
700
668
0.384
467.6
89.5
0.66
276.8
0.0719

3.2.3.2边沿区宽度拟定

边沿区宽度示意图
【9】（惯用化工单元设备设计P105）

取安定区宽度Ws=0.07m，边沿区宽度Wc=0.04m弓形降液管宽度Wd=0.0868m
采用F1型重阀，孔径0.039mm，质量34g，取阀孔动能因子F0=9.5

【10】（惯用化工单元设备设计P107）

【11】(惯用化工单元设备设计P107)

3.2.3.3开孔区面积计算
有效传质区：
依照公式：
其中：R==0.35-0.04=0.31m
x0.35-0.1568=0.1932m

∴=0.2229m2

3.2.3.4浮阀塔计算及其排列
（1）孔速 uo==9.5/(1.00302)0.5=9.4857 m/s
（2）浮阀数：
n==0.465/（1/4×3.14×0.0392×9.4857）=41.05=42(个)

（3）阀孔排列

实际浮阀数

如图采用等腰三角形顺排法
孔中心距0.075m 5*8=40个
气体通过阀孔实际速度u0= VS/（π× 1/4 ×d2× N）=9.7363 m/s
实际动能因子F0=uo×(ρV,M) 0