甲醇水連續(xù)浮閥式餾塔的設(shè)計

1、化工原理課程設(shè)計任務(wù)書一設(shè)計題目 ： 分離甲醇水混合液的板式（浮閥）精餾塔二 設(shè)計數(shù)據(jù)及條件生產(chǎn)能力：年處理甲醇- 水混合液 8 萬噸（年開工 300 天）原料：甲醇含量為35%（質(zhì)量百分數(shù)，下同）的常溫液體分離要求：塔頂甲醇含量不低于98%，塔底甲醇含量不高于0.3%。建廠地區(qū)：三設(shè)計要求1、一份精餾塔設(shè)計說明書，主要容要求：（1）. 前言（2）. 流程確定和說明（3）. 生產(chǎn)條件確定和說明（4）. 精餾塔設(shè)計計算（5）. 主要附屬設(shè)備及附件選型計算（6）. 設(shè)計結(jié)果列表（7）. 設(shè)計結(jié)果的自我總結(jié)與評價（8）. 注明參考和試用的設(shè)計資料2、制一份精餾塔設(shè)備條件圖，繪制一份帶控制點工藝流程圖

2、。目錄化工原理課程設(shè)計任務(wù)書.摘要 .第一章 前言 .1.1精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)用.11.2精餾塔對塔設(shè)備的要求11.3常用板式塔類型及本設(shè)計的選型.11.4本設(shè)計所選塔的特性1第二章 流程的確定和說明32.1設(shè)計思路32.2設(shè)計流程3第三章精餾塔的工藝計算43.1物料衡算 .4原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率.4物料衡算43.2回流比的確定 .5平均相對揮發(fā)度的計算 .5最小回流比的確定63.3板數(shù)的確定 .6精餾塔的氣液相負荷6精餾段與提餾段操作線方程.6逐板法確定理論板數(shù)及進料位置.6全塔效率83.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算9操作溫度的計算9操作壓強9塔各段氣液兩相的

3、平均分子量.10精餾塔各組分的密度12液體表面力的計算14液體平均粘度的計算153.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算15塔徑的計算15精餾塔有效高度的計算 .17溢流裝置計算18塔板布置203.6篩板的流體力學驗算.22塔板壓降22液沫夾帶23漏液24液泛243.7塔板負荷性能圖 .25過量液沫夾帶線關(guān)系式 .25液相下限線關(guān)系式26嚴重漏夜線關(guān)系式26液相上限線關(guān)系式263.7.5.263.8.283.8.1.283.8.2.293.8.3.293.8.4.293.8.5.293.303.1.323.1.323.1.323.1.323.15. 333.1.3334363738 本設(shè)計是以甲醇水物系

4、為設(shè)計物系，以浮閥塔為精餾設(shè)備分離甲醇和水。浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備，此設(shè)計針對二元物系甲醇水的精餾問題進行分析，選取，計算，核算，繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計過程。通過逐板計算得出理論板數(shù)為 16 塊，回流比為 3.531, 算出塔效率為 0.518 ，實際板數(shù)為 32 塊，進料位置為第 11 塊，在板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算中得出塔徑為 1 米，有效塔高 13.6 米，浮閥數(shù)（提餾段每塊 76）。通過浮閥塔的流體力學驗算， 證明各指標數(shù)據(jù)均符合標準。 本次設(shè)計過程正常，操作合適。關(guān)鍵詞：甲醇、水、二元精餾、浮閥連續(xù)精餾精餾塔、提餾段第1章前言1.1 精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)

5、用實際生產(chǎn)中， 在精餾柱及精餾塔中精餾時， 上述部分氣化和部分冷凝是同時進行的。 對理想液態(tài)混合物精餾時， 最后得到的餾液 ( 氣相冷卻而成 ) 是沸點低的 B 物質(zhì)，而殘液是沸點高的 A 物質(zhì)，精餾是多次簡單蒸餾的組合。精餾塔底部是加熱區(qū)，溫度最高；塔頂溫度最低。精餾結(jié)果，塔頂冷凝收集的是純低沸點組分，純高沸點組分則留在塔底。1.2 精餾塔對塔設(shè)備的要求精餾設(shè)備所用的設(shè)備及其相互聯(lián)系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設(shè)備，和其他傳質(zhì)過程一樣，精餾塔對塔設(shè)備的要求大致如下：一：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。二：效率高：

6、氣液兩相在塔保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。三：流體阻力小：流體通過塔設(shè)備時阻力降小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。四：有一定的操作彈性：當氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。五：結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。1.4 常用板式塔類型及本設(shè)計的選型常用板式塔類型有很多，如：篩板塔、泡罩塔、舌型塔、浮閥塔等。而浮閥塔具有很多優(yōu)點，且加工方便，故有關(guān)浮閥塔板的研究開發(fā)遠較其他形式的塔板廣泛， 是目前新型塔板研開發(fā)的主要方向。近年來與浮閥塔一直成為化工生中主要的

7、傳質(zhì)設(shè)備，浮閥塔多用不銹鋼板或合金 。實際操作表明，浮閥在一定程度的漏夜狀態(tài)下， 使其操作板效率明顯下降， 其操作的負荷圍較泡罩塔窄，但設(shè)計良好的塔其操作彈性仍可達到滿意的程度。浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的， 它吸收了兩者的優(yōu)點。 所以在此我們使用浮閥塔， 浮閥塔的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，造價低，制造方便；塔板開孔率大， 生產(chǎn)能力大等。甲醇與水的分離是正常物系的分離，精餾的意義重大，在化工生產(chǎn)中應(yīng)用非常廣泛， 對于提純物質(zhì)有非常重要的意義。 所以有必要做好本次設(shè)計1.4 本設(shè)計所選塔的特性浮閥塔的優(yōu)點是：1生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能

8、力比泡罩塔板大20%40%，與篩板塔接近。2操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動圍比篩板塔，泡罩塔都大。3塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。4氣體壓降及液面落差小， 因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。5塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的50% 80%，但是比篩板塔高20%30。但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成， 致使浮閥造價昂貴， 推廣受到一定限制。隨著科學技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研

9、制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。近幾十年來， 人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗越來越豐富，積累的設(shè)計數(shù)據(jù)比較完整， 因此設(shè)計浮閥塔比較合適第二章流程的確定和說明2.1 設(shè)計思路首先，甲醇和水的原料混合物進入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進入原料預熱器， 在原料預熱器中加熱到泡點溫度，然后，原料從進料口進入到精餾塔中。因為被加熱到泡點，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時候原料混合物就分開了， 氣相混合物在精餾塔中上升， 而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點， 其中的液態(tài)部分進入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中， 停留一定的時間

10、然后進入甲醇的儲罐， 而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中， 這個過程就叫做回流。 液相混合物就從塔底一部分進入到塔底產(chǎn)品冷卻器中， 一部分進入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。 塔里的混合物不斷重復前面所說的過程， 而進料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成甲醇和水的分離。2.1 設(shè)計流程甲醇水混合液經(jīng)原料預熱器加熱，進料狀況為汽液混合物q=1 送入精餾塔，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余經(jīng)塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻后，送至儲罐, 塔釜采用直接蒸汽加熱 , 塔底產(chǎn)品冷卻后 , 送入貯罐 ( 附流程圖 ) 。第三章精餾塔的工藝計算3.1 物料衡算原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分

11、率甲醇的摩爾質(zhì)量M A=32.04kg/kmol水的摩爾質(zhì)量MB=18.02kg/kmol原料加料量F 522.76kmol/h進料組成xF0.2324餾出液組成 x D0.9144釜液組成xw0.0017塔頂壓力p 100kpa原料液和塔頂及塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 MFDW物料衡算總物料 :522.76=D+W易揮發(fā)組分：聯(lián)立解得： D=131.4kmol/hW=391.36kmol/h進料，塔頂和塔釜溫度及氣相組成甲醇氣液相溫度組成關(guān)系：氣相甲醇摩爾分數(shù)液相甲醇摩爾分數(shù) (x)(y)T/ 001000.020.13496.40.040.23493.50.060.30491.20.080.3

12、6589.30.10.41887.70.150.51784.40.20.57981.70.30.665780.40.72975.30.50.77973.10.60.82571.20.70.8769.30.80.91567.50.90.958660.950.979651164.5分別以 t-x,t-y作圖得120100y = -9.6478x2 - 26.703x + 100.2280t-x60y = 35.521x2- 65.155x + 95.712t-y多項式 (40多項式 (20000.20.40.60.811.2將 XF=0.2324,X D=0.9144,X W=0.0017 帶入

13、y=35.521x 2-65.155x+95.712求得t F=82.58 ,tD=65.83 ,tW =95.62將t F,tD,tW分別帶入y=-9.6478x2-26.703x+100.22得yF=0.5509,y D=0.9570,y W=0.16273.2 回流比的確定3.2.1 平均相對揮發(fā)度的計算查 1 由相平衡方程 y=ax得 a = y(x - 1)1 +( a - 1)xx( y - 1)進料： aF= yF( xF - 1) = 0.5509(0.2324 - 1) =4.0516 xF ( yF - 1) 0.2324(0.5509 - 1)塔頂： aD= yD( xD

14、 - 1) = 0.9570(0.9144 - 1) =2.0834 xD ( yD - 1) 0.9144(0.9570 - 1)塔底： aW= yW ( xW - 1) = 0.1627(0.0017 - 1) =114.1087xW ( yW - 1)0.0017(0.1627 - 1)平均相對揮發(fā)度： a= aF aD = 4.0516 2.0834 =2.91最小回流比的計算和適宜回流比的確定xF0.2324 xD 0.9144 xw0.0017=2.91因為 q=1 所以 xq= x F 0.2324a x由相平衡方程 yq = 1+ (a - 1)x = 0.4684xD - y

15、q最小回流比 Rmin = 1.89操作回流比取最小回流比的1.6 倍R =1.6 Rmin =3.0243.3 板數(shù)的確定精餾段與提餾段操作線方程精餾段操作線方程：yn + 1 = L xn + D xD = 0.751xn +0.227VV提餾段操作線方程：yn+1 = L xn + DxD - Fx F xD = 1.740xn - 0.0025VV圖解法確定理論板數(shù)及進料位置分別作精餾段操作線，提餾段操作線，q 線， x-y 圖，平衡線如下圖所示：1.210.80.60.40.2000.20.40.60.811.2根據(jù)以上求解結(jié)果得：總理論板數(shù)為 7 （包括再沸器）進料板位置為 4精餾

16、段理論板數(shù) 3提餾段理論板數(shù) 4全塔效率由進料組成xF = 0.2324泡點溫度 T d = 65.83 T w = 95.62 TF = 82.58精餾段平均溫度T 精餾= 65.83 + 82.58 2提餾段平均溫度T 提餾= 95.62 + 82.58 2=74.205 =347.355K=89.1 =362.25K平均摩爾分數(shù)x 精 餾 = 0.2324 +0.9144 =0.5734x 提 餾2= 0.0017 + 0.2324 =0.11712查文獻得甲醇粘度計算公式lg = A - A ,A=555.30 B=260.64TBm精餾 ' = 0.29385mpa.sm提餾

17、 ' = 0.25258mpa .s結(jié)合文獻由插法求得水在此溫度下粘度分別為： 精餾”=0.38524mpa.s提餾 ”=0.3201 mp a.s則精餾段和提餾段平均粘度分別為：精餾=m 'x精餾+ 精餾”(1-x精餾餾 )= 0.29385 ? 0.5734 0.38524 ? (1 0.5734)=0.33284提餾=m提餾 'x提餾+提餾”(1-x餾 )= 0.25258 ? 0.1171 0.3201? (1 0.1171)=0.31219精餾段和提餾段平均揮發(fā)度為：a 精餾 =aD aF =2.0834 ? 4.0516 2.9054a 提餾 =aW ? a

18、F114.1087 ? 4.0516 21.5017精提- 0.245則板效率 E 由 E = 0.49(a' m')計算精餾段板效率E精餾 = 0.494提餾段板效率E 提餾 =0.307精餾段:提餾段:N 1=3= 6.07? 60.494N 2=4= 13.03? 130.307進料板位置為第七塊板總塔板數(shù)： 19（包括再沸器）7總板效率 E= 0.373.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算操作溫度的計算塔頂溫度TD=65.83塔底溫度TW=95.62進料溫度TF=82.58則精餾段的平均溫度 :65.83 +82.13Tm1 = 73.98 提餾段的平均溫度 :9

19、5.62 +82.58Tm2 = 89.1 操作壓強塔頂壓強： PD=100 kpa取每層塔板壓降 :P=0.7 kpa則進料板壓力 :PF = 100 + 0.7? 7104.9kpa塔釜 壓力:P = 100 + 0.7? 17111.9kpaW則精餾段的平均操作壓強 :m1100+104.9P= 102.45kpa2提餾段的平均操作壓強:P= 111.9+104.9 = 108.4m 223.4.3 塔各段氣液兩相的平均分子量甲醇的摩爾質(zhì)量M A = 32.04kg / kmol水的摩爾質(zhì)量M B = 18.02kg / kmol1.) 對于塔頂iM = ?i=1xi M ix1 = 0

20、.9144 ,y1 = 0.9570對于氣相平均分子量 :M VD = y1M A + (1- y1) M B= 0.9570 ? 32.04 (1- 0.9570)? 18.02= 31.44kg / kmol對于液相平均分子量 :M LD = x1M A +(1- x1)M B= 0.9144? 32.04 (1- 0.9144)? 18.02= 30.84kg / kmol2.) 對于進料板x6 = 0.2324 ,y6 = 0.5509對于氣相平均分子量 ;MVF= y6M A +(1- y6 )M B= 0.5509? 32.04 (1 - 0.5509)? 18.02= 25.74

21、kg / kmol對于液相平均分子量 :M LF = x6 M A +(1- x6 ) M B= 0.2324? 32.04 (1- 0.2324)? 18.02= 21.28kg / kmol3.) 對于塔釜x17 = 0.0017y17 = 0.1627對于氣相平均分子量 :MVW= y17 M A +(1- y17 ) M B= 0.1627? 32.04 (1- 0.1627)? 18.02= 20.30kg / kmol對于液相平均分子量 :M LW = x17M A +(1- x17 )M B= 0.0017? 32.04 (1- 0.0017)? 18.02= 18.04kg /

22、 kmol則 精餾段的平均分子量 ;氣相:MVF +MVDMVM1 =2= 31.44 + 25.742= 29.59kg / kmol液 相 :MLM1 = MLF +MLD2= 30.84 + 21.282= 26.06 kg / kmol提餾段的平均分子量 ;氣相:MVM2 = MVF +MVW2= 20.30 + 25.742= 23.02kg / kmol液相 :MLM2 = MLF+MLW2= 18.04 + 21.282= 19.66kg / kmol精餾塔各組分的密度1. ）氣相平均密度由r = PM計算：RT精餾段的氣相平均密度：r Vm1 =pm1M Vm1RTm1=102

23、.4529.59= 1.05kg / m38.314 ? (73.98 273.15)提餾段的氣相平均密度：r Vm2pm2 M Vm2=RTm 2= 0.83kg / m3108.4 23.028.314? (89.10 273.15)2. ）液相的平均密度1i由= ? ai r i計算rn =1（1. ）對于塔頂TD = 65.830 C查文獻r A = 746.34 ， r B = 980.05 kg / m 30.9144質(zhì)量分率a A =32.04= 0.950.9144? 32.04(1- 0.9144)?18.02aB = 1 - a A = 0.05則1aAaBT rD1r D

24、=r A+ r B= a Aa B+rr LALBr D =1= 755.35kg / m30.95 + 0.05746.34980.05（ 2. ）對于進料板TF= 82.58C查文獻r A = 731.678kg / m3 ， r B = 970.123kg / m3質(zhì)量分率a A =0.2324 32.04= 0.34990.2324? 32.04(1- 0.2324)?18.02aB = 1- aA = 0.6501則1a Aa BT r1r F=+F=a Aa Br Ar B+r LBr LA13F= 870.8m / kg731.678970.123（ 3. ）對于塔釜TW = 9

25、5.620 Cx17 = 0.0017查文獻r A = 719.9kg / m3 ， r B= 961.4kg / m30.0017質(zhì)量分率a A =32.04= 0.0030.0017 ? 32.04 (1- 0.0017 )? 18.02aB = 1 - a A = 0.997則1a Aa B1r W= r A+ r B Tr w = a Aa B+r LBr LAw = 0.003 1 0.997 = 960.43m3 / kg+719.9961.4則 精餾段的液相平均密度：r Lm1 = r D + r F= 755.35+870.8 = 813.08kg / m322提餾段的液相平均

26、密度：r Lm 2= r F + r W= 870.8 +960.4 = 915.6kg / m322液體表面力的計算i由s = ? xis i計算n =1（1. ）對于塔頂TD= 65.830 Cx1= 0.9144查文獻sA= 18.33mN / m ， s B= 65.11mN / m則s LD = 0.9144 ? 18.33(1- 0.9144)? 65.11= 22.33mN / m（ 2. ）對于進料板TF = 82.580 CxF = 0.2324查文獻s A =16.90mN / m ， s B = 62.09mN / ms LF = 0.2324? 16.90 (1- 0.

27、2324) ? 62.0951.4mN / m（3. ）對于塔釜TW = 95.620 Cxw = 0.0017查文獻s A = 15.64mN / m ， s B = 59.65mN / m則s LW = 0.0017? 15.64(1 - 0.0017)? 59.6559.58mN / m則精餾段的液體平均表面力：s D +sF=22.33 + 51.4s Lm1 = 36.87mN / m22提餾段的液體平均表面力：s Lm 2 = s F + s W= 51.4 + 59.65 = 55.53mN / m22氣液負荷計算精餾段： L=RD=3.024×131.4=397.35

28、 kmol/hLS =LM LM= 397.35 26.06 = 0.0035 m3 / s3600r Lm3600813.08V=（ R+1）D=（3.024+1 ）×131.4=528.75kmol/hVS =VM= 528.75VM3600r Vm36001.05提餾段： L =L+qF=397.35+522.76=920.11 kmol/hLS= LMLM= 920.1119.66 = 0.0055m3 / s3600r LM3600915.6V =V+(q1)F=V=528.75kmol/hVS =VM= 528.75VM創(chuàng)36000.833600 rVM3.5 精餾塔的塔

29、體工藝尺寸計算塔徑的計算精餾段液氣流動參數(shù)驏驏1驏122LsrLm0.00353600 813.08FLV琪琪=琪= 0.0235= 琪琪琪1.05VsrVm4.14 3600桫桫桫取板間距 H T = 0.40m，板上清液高度 hc = 0.05m，H T - hc = 0.40 - 0.05 = 0.35m則查史密斯關(guān)聯(lián)圖得c f 20 = 0.073又液體的表面力s 1 20mN / mc f0.2驏s= 琪cf 20琪桫20驏0.2驏0.2s36.81cf = c f 20 琪= 0.073琪= 0.082琪琪20桫20桫umax = cr L - r V = 0.082?813.08

30、 - 1.052.28m / sr V1.05取安全系數(shù)為 0.6 ，則空塔氣速：u = 0.6umax = 0.6? 2.281.368m / s則 D =4Vs'=44.14=1.96mp u3.141.368按標準塔徑園整后為：D = 2.0m塔截面積 AT ：p22AT =D= 3.14m實際空塔氣速 u：u = Vs = 4.14 = 1.318m / s AT 3.14提餾段液氣流動參數(shù)驏驏Lsr琪琪FLV =琪琪Vsr桫桫12Lm 2Vm20.00553600驏1915.62=琪=0.0454.073600琪桫0.83取板間距 H T = 0.40 m ，板上清液高度hc

31、 = 0.05m ，H T - hc =0.40-0.05=0.35m則查史密斯關(guān)聯(lián)圖得c f 20 = 0.075又液體的表面力s 1 20mN / mc f0.2驏s= 琪cf 20琪桫20驏0.2驏0.2cf = c f 20s55.53= 0.092琪= 0.075琪琪琪20桫20桫umax = crL - r V= 0.092?915.6 - 0.83r V3.054m / s0.83取安全系數(shù)為 0.6 ，則空塔氣速：u = 0.6umax = 0.6? 3.0541.833m / s則 D =4Vs'=44.07=1.68mp u3.141.833按標準塔徑園整后為：D

32、= 1.8m塔截面積 AT ：p22AT =D= 2.54m實際空塔氣速 u：V 's4.07u = 1.60m / sAT2.54精餾塔有效高度的計算板式塔的塔高按下式計算初選板間距 HT=0.4m則 (6 - 1)? 0.4 (13 - 1)? 0.4 0.8= 7.6m溢流裝置計算因為 D=2 米,L h=19.8m3/h ，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。精餾段：1. ）堰長 l w取l w = 0.7D = 0.7 ? 2.01.4m2. ）溢流堰高度 hw由 hw = hl - how選用平直堰，堰上液層高度how 由下式計算2驏32.84L琪 hhow =E 琪1

33、000桫lw近似取 E=1，則驏232.840.0035how=創(chuàng)3600=0.012m琪10001琪1.4桫取板上清液高度hc = 0.06m故hw = 0.06 - 0.012 = 0.048m3. ）弓形降液管寬度 Wd 和截面積 Af由 l w = 0.7D查 弓形降液管的參數(shù)得 Af = 0.093,Wd = 0.148ATD故Af = 0.093AT = 0.093? 3.140.292m2Wd = 0.148D = 0.148? 2.00.296m依式 q = 3600Af H T= 3600創(chuàng)0.292 0.40 = 33.37?5sLh0.00353600故降液管設(shè)計合理4.

34、 ）降液管底隙高度 h0Lhho = 3600lW u0'取u0' = 0.15m / s則 h0 = 0.0035 3600 = 0.0167 3600創(chuàng)1.4 0.15hw - ho = 0.048 - 0.0167= 0.0313> 0.006m故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度hw' = 0.05m提餾段：1. ）堰長取l wl w = 0.7D = 0.7 ? 2.01.4m2. ）溢流堰高度 hw由 hw = hl - how選用平直堰，堰上液層高度how 由下式計算2驏32.84L琪 hhow =E 琪近似取 E=1，則驏232.840.0

35、055how=創(chuàng)3600=0.017m琪10001琪1.4桫取板上清液高度hc = 0.06m故hw = 0.06 - 0.017 = 0.043m3. ）弓形降液管寬度 Wd 和截面積 Af由 l w = 0.7D查 弓形降液管的參數(shù)得Af= 0.093,WATd = 0.148D故Af = 0.093AT = 0.093? 2.540.236m2Wd = 0.148D = 0.148? 2.00.296m依式 q =3600A H創(chuàng)0.40 = 17.16?5sfT= 3600 0.236Lh0.00553600故降液管設(shè)計合理4. ）降液管底隙高度 h0Lhho = 3600lW u0&

36、#39;取u0' = 0.15m / s則 h0 = 0.00553600 = 0.0262 3600創(chuàng)1.4 0.15hw - ho = 0.048 - 0.0262= 0.0218 > 0.006m故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度塔板布置hw' = 0.05m1. ）邊緣寬度的確定取Ws = Ws' = 0.065m，Wc = 0.035m2. ）開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積 Aa 按下式計算驏22p r2- 1 xAa= 2琪r- xx+sin琪180r桫其中： x = D -Wd +Ws)=2.0-(0.296 + 0.065 = 0.639m2(2)D- Wc2.0- 0.035 = 0.965mr =22驏22p2- 1 0.639琪故Aa= 2?0.965sin0.639 0.9650.639+琪1800.965桫= 2.272m23. ）浮閥個數(shù)及其排布甲醇 - 水對設(shè)備無腐蝕性， 可選用 d = 3mm 的碳鋼板，在塔板上按等腰三角形錯排排列浮閥，并取塔板上液體進出口安定區(qū)寬度bs 和取 浮閥直徑 d0 = 0.039mmbs 均為 60mm邊緣區(qū)寬度為 bc 為 50mm，選取