化工原理课程设计甲醇水二元筛板精馏塔课程设计.docx

4工学院化工原理课程设计题目甲醇-水二元筛板精储塔设计教学院专业班级学生姓名学生学号指导教师年12月22日任务书1摘要6第1章前言4精储与塔设备简介5体系介绍6筛板塔的特点7设计说明书7第2章设计参数确实定8进料热状态8加热方式8回流比(R)的选择82.4塔顶冷凝水的选择9流程简介及流程图9流程简介9流程图9第3章理论塔板数的计算、实际板数确实定及热量衡算10理论板数计算10第4章精耀塔工艺条件计算10操作压强的选择10操作温度的计算10塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算11塔径确实定12塔有效高度12整体塔高12第5章塔板主要工艺参数确定12溢流装置13塔板布置及筛孔数目与排列14第6章筛板的力学检验14塔板压降156.2液面落差15液沫夹带15漏液的验算16液泛的验算17第7章塔板负荷性能图18漏液线18雾沫夹带线18液相负荷下限线19液相负荷上限线19液泛线20操作弹性20第8章辅助设备及零件设计20塔顶冷凝器（列管式换热器）20估计换热面积20计算流体阻力21计算传热系数21冷凝水泵21附录21参考文献21致谢21结束语22任务书设计题目：甲醇一水二元筛板精储塔的设计设计条件：常压P=Iatm（绝压）处理量：80kmolh进料组成0.55储出液组成釜液组成0.035（以上均为摩尔分率）加料热状况q=LO塔顶全凝器泡点回流回流比R=（l.l-2.0）Rmin单板压降设计任务：1 .完成该精储塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计计算）。2 .画出带控制点的工艺流程图（2号图纸）、精僧塔工艺条件图（2号图纸）。3 .写出该精微塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。目录任务书1摘要6第1章前言4精储与塔设备简介5体系介绍6筛板塔的特点7设计说明书7第2章设计参数确实定8进料热状态8加热方式8回流比（R）的选择84 .4塔顶冷凝水的选择9流程简介及流程图9流程简介9流程图9第3章理论塔板数的计算、实际板数确实定及热量衡算10理论板数计算10物料衡算103.1.2相对挥发度确实定10和R确实定10精憎段操作线方程确实定11精悻段和提憎段气液流量确实定12提储段操作线方程确实定12热量衡算12比热容及汽化热的计算12热量衡算13第4章精储塔工艺条件计算14操作压强的选择14操作温度的计算15塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算154.3.1密度及流量15液相外表张力确实定：16433液体平均粘度计算17塔径确实定18精饵段18提僧段18塔有效高度19整体塔高19第5章塔板主要工艺参数确定20溢流装置20堰长Iw20出口堰高hw20弓形降液管宽度Wd和面积Af20降液管底隙高度21塔板布置及筛孔数目与排列21塔板的分块21边缘区宽度确定21开孔区面积计算21筛孔计算及其排列21第6章筛板的力学检验22塔板压降22干板阻力计算22气体通过液层的阻力HI计算23液体外表张力的阻力计算计算23气体通过每层塔板的液柱高236.2液面落差23液沫夹带24漏液的验算24液泛的验算24第7章塔板负荷性能图25漏液线25雾沫夹带线26液相负荷下限线26液相负荷上限线27液泛线27操作弹性28第8章辅助设备及零件设计30塔顶冷凝器列管式换热器）30估计换热面积30计算流体阻力31计算传热系数32釜残液出料管34回流液管34再沸器蒸汽进口管348.8塔顶蒸汽进冷凝器出口管34冷凝水管358.10进料管35塔底出料管35回流液管35再沸器蒸汽进口管368.14塔顶蒸汽进冷凝器出口管36冷凝水管36冷凝水泵36附录37参考文献40致谢41结束语42任务书1摘要6第1章前言4精馔与塔设备简介5体系介绍6筛板塔的特点7设计说明书7第2章设计参数确实定8进料热状态8加热方式8回流比(R)的选择82.4塔顶冷凝水的选择9流程简介及流程图9流程简介9流程图9第3章理论塔板数的计算、实际板数确实定及热量衡算10理论板数计算10第4章精储塔工艺条件计算10操作压强的选择10操作温度的计算10塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算H塔径确实定12塔有效高度12整体塔高12第5章塔板主要工艺参数确定12溢流装置13塔板布置及筛孔数目与排列14第6章筛板的力学检验14塔板压降156.2液面落差15液沫夹带15漏液的验算16液泛的验算17第7章塔板负荷性能图18漏液线18雾沫夹带线18液相负荷下限线19液相负荷上限线19液泛线20操作弹性20第8章辅助设备及零件设计20塔顶冷凝器(列管式换热器20估计换热面积20计算流体阻力21计算传热系数21冷凝水泵21附录21参考文献21致谢21结束语22摘要在本次化工原理课程设计中，设计出了甲醇和水的别离设备一精储塔。进料摩尔分数为的甲醇一水溶液，使塔顶产品甲醉的摩尔含量到达，塔底釜液摩尔分数为。综合工艺操作方便、经济及平安等多方面考虑，木设计采用了筛板塔对甲醇-水进行别离提纯，塔板为碳钢材料，按照逐板计算理论板数为120根据经验式算得全塔效率为。塔顶使用全凝器，局部回流，回流比为。实际板数共为22,精储段实际板数为9,提储段实际板数为13,实际加料位置在第10块板。由精储塔的工艺尺寸计算得到塔径，塔总高。通过流体力学验算说明此精镭塔的工艺尺寸符合要求。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。饱和水蒸气走壳程，进料液走管程。关键词：甲醇-水；筛板精储；逐板计算；负荷性能图任务书1摘要6第1章前言4精微与塔设备简介5体系介绍6筛板塔的特点7设计说明书7第2章设计参数确实定8进料热状态8加热方式8回流比（R）的选择82.4塔顶冷凝水的选择9流程简介及流程图9流程简介9流程图9第3章理论塔板数的计算、实际板数确实定及热量衡算10理论板数计算10第4章精储塔工艺条件计算IO操作压强的选择10操作温度的计算10塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算11塔径确实定12塔有效高度12整体塔高12第5章塔板主要工艺参数确定12溢流装置13塔板布置及筛孔数目与排列14第6章筛板的力学检验14塔板压降156.2液面落差15液沫夹带15漏液的验算16液泛的验算17第7章塔板负荷性能图18漏液线18雾沫夹带线18液相负荷下限线19液相负荷上限线19液泛线20操作弹性20第B章辅助设备及零件设计20塔顶冷凝器列管式换热器）20估计换热面积20计算流体阻力21计算传热系数21冷凝水泵21附录21参考文献21致谢21结束语22第1章前言精僧与塔设备简介蒸馆是别离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸镭的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现别离目的。例如，设计所选取的甲醇-水体系，加热甲醇（沸点64.5°C）和水（沸点100.O0C）的混合物时，由于甲醇的沸点较水为低,即甲醇挥发度较水高,故甲醇较水易从液相中汽化出来。假设将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到甲醇组成高于原料的产品，依此进行屡次汽化及冷凝过程，即可将甲醇和水别离。这屡次进行局部汽化成局部冷凝以后，最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馆。5060708090100在工业中，广泛应用精储方法别离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油别离，根本有机合成，空气别离等等，特别是大规模的生产中精储的应用更为广泛。蒸储按操作可分为简单蒸储、平衡蒸储、精储、特殊精储等多种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸镭及多组分蒸储。按操作压力那么可分为常压蒸镭、加压蒸微、减压（真空）蒸储。此外，按操作是否连续蒸锵和间歇蒸储。工业中的蒸储多为多组分精储，本设计着重讨论常压下的双组分精储，即苯-甲苯体系。在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精储，萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过紧密接触到达相际传质和传热目的的气液传质设备之O塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表那么为填料塔。筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡革塔相比拟具有以下特点：生产能力大于10.5%,板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本设计讨论的就是筛板塔。体系介绍甲醇、水密度、粘度、外表张力在不同温度下的值:X0y0tc100XytcP甲醇760751743734725716P水甲醇水O甲醇O水筛板塔的特点筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板(孔径为38mm)和大孔径筛板(孔径为1025InI)两类。工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如别离粘度大、易结焦的物系)。筛板的优点足结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。应予指出，尽管筛板传质效率高，但假设设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降.故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述缺乏，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。设计说明书1设计单元操作方案简介蒸储过程按操作方式的不同，分为连续蒸储和间歇蒸储两种流程。连续蒸储具有生产能力大,产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸储为主。间歇蒸帽具有操作灵活、适应性强等优点，但适合于小规模、多品种或多组分物系的初步别离。故别离苯-甲苯混合物体系应采用连续精储过程。蒸储是通过物料在塔内的屡次局部气化与屡次局部冷凝实现别离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带走。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便准确控制回流比。2筛板塔设计须知(1)筛板塔设计是在有关工艺计算已完成的根底上进行的。对于气、液恒摩尔流的塔段，只需任选其中一块塔板进行设计，并可将该设计结果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常选上面第一块塔板进行设计；全塔最下面一段塔段，通常选最下面一块塔板进行设计。这样计算便于查取气液相物性数据。(2)假设不同塔段的塔板结构差异不大，可考虑采用同一塔径，假设不同塔段塔板的筛孔数、空心距与筛孔直径之比td可能有差异。对筛孔少、塔径大的塔段，为减少进塔壁处液体“短路"，可在近塔壁处设置挡板。只有当不同塔段的塔径相差较大时才考虑采用不同塔径，即异径塔。(3筛板塔的设计程序(1)选定塔板液流形式、板间距HT、溢流堰长与塔径之比IW/D、降液管形式及泛点百分率。(2)塔径计算。(3)塔板版面布置设计及降液管设计。(4)塔板操作情况的校核计算作负荷性能图及确定确定操作点。第2章设计参数确实定进料热状态泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比拟容易控制。此外，泡点进料，提储段和精储段塔径大致相同，在设备制造上比拟方便。冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高降低，但精偏釜及提储段塔径增大，有不利之处。所以根据设计要求，泡点进料，q=l。加热方式精馆塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供给;由于甲醇-水体系中，甲醇是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，水为重组分由塔底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用3kgfcm2（温度130C）间接水蒸汽加热。回流比R的选择总费用操作费用实际操作的R必须大于Ri,但并无上限限制。选定操作R时应考虑，随R选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内气、液流量L,V,L',V"增加，势必使蒸储釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。假设R值过大，即气液流量过大，那么要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操作费用与回流比之间的关系如以下图所示。总费用最低点对应的R值称为最正确回流比。设计时应根据技术经济核算确定最正确R值，常用的适宜R值范围为：R=（2）Raino2.4塔顶冷凝水的选择采用深井水，温度t=12°C流程简介及流程图流程简介含甲醇（摩尔分数）的甲醇-水混合液经过预热器，预热到泡点进料。进入精福塔后别离，塔顶蒸汽冷凝后有一局部作为产品（含甲醉），一局部回流再进入塔中，塔底残留液给再沸器加热后,局部进入塔中，局部液体作为产品排出塔体（含甲醇）。简略流程图如下：流程图第3章理论塔板数的计算、实际板数确实定及热量衡算理论板数计算物料衡算进料量F=95kmolh,进料组成Xf=,进料q=l设计要求：Xd=,衡算方程：FXF=DXD+WX”3.1.2相对挥发度确实定纯组分的饱和蒸汽压Ptl与温度t的关系239. 726233. 426甲醇8.080971582.271水8.071311730.630Iog=Psill=A-B/(T÷C)T用C表示，P用mmHg表示。jfi=4.1687a底代入公式的:0.8251ax3.8593x1+(a-l)x-1+2.8593x(Xe,Ye)=(0.55,0.825)和R确实定Rmln= XLZ - O"。8251.0.50870.825-0.55符合要求。R-RttiaN-NmlnR+1-N+TN-R曲线图R.0ZZk000199033.0*gso根据图可知R0.7651U=1.5Rmin°51在（1.12.0）之间精微段操作线方程确实定精循段操作线方程:0.4328xfl + 0.5473Rxd0.7630.965yjl+.-x+xn+n+,R+nR+10.763+10.965+1精福段和提福段气液流量确实定D=精储段：L=RD=V=(R÷l)D=提偏段：L,=L+qF=V'=V-(l-q)F=V=提储段操作线方程确实定+采用逐板计算法:提储段操作线方程:1.457 Ixje-0.01560113.805335.7*0.03578.1053XE-78.1053因x5<xq,第五块上升的气相组成由提锚段操作方程计算,y6=0.701x6=0.378所需总理论板数为10块，第5块板为加料板，精窗段需5块板。En=09(11)-°245=0.49*(4.169*0.3533)-0245=0.4457E2=0.49(a22)-0245=0.49*(3.573*0,2846)-°245=0.4880N=m0.4457=8.9746-960.4880=12.295-13三45%全塔效率：NP22热量衡算比热容及汽化热的计算60708090100比热容(kj/kmol.k)甲醇水汽化潜热T6080100甲醇(kjkg)112810701030T62646668zK(jmol)42329422414215342065(1)塔顶温度td=64.85°C时，内插法求得CR.so_C.6459429_CRe8380-64.85CRa-CR何"94.29-88.380-60Cp0t6its-89.62QI(molK)CJnlf,为pw,654.187CPW.6.8570-64.85J7O-J6O=4.187-4.183=70-60CMgS-7533KJI(molK)Cpd-Cpoxd+C7w(1-xd)-89.82X0.965+75.33×(1-0.98)-89.12QI(molK)同理可分别求出：(3)进料塔温度tk72.15C时,比热容CpF-Cpqxp+Czw(I-Xf)-91.94×0.55+75.42×(1-0.55)-84.506Q!(molK)(3)塔底温度3=94.23时，比热容Cpw-Cpqxw+J。-如)-99.27×0.035+75.75X(I-0.035)-166KJI(molK)(4)塔顶温度下的汽化潜热根据内插法：td=64.859Y011139Q/炫2344.8Q/植Y三0+Yw(l-)三1156.98X7/热量衡算(I)OC时塔顶上升的热量0v,塔顶0为基准QvVCpDto+VyMvD-0.0216×3600×89.12×(273.15+64,85)+0.0216×3600×1156.98×31.79三52023737.719V/A(2)回流液的热量QKtd=64.85C三89.12XJ(moX)QrLCpRt-0.0108×89.12×(273.15+64.85)-1314266.574V/h(3)塔顶馆出液热量°。Cpff92KJ(molK)QD-DCpDtD-38.76×89.12×(273.15+64.85)-116755.426V/h(4)进料热。产Q尸尸己495x84.506x(273.15+72.15)27720925.57IAJ/(5)塔底残液热2QwWCpwtw-42.39×76.6×(273.15+94.225)-1192893.8WkJIh(6)冷凝管消耗热OCQcatQv-Qr-Gd=49685022.15VA(7)再沸器提供热且：塔釜热损失io%。即0投=°1。3Qb+Qf=Qc+Q+Qd+即实际热负荷：0.9。尸&+Qr+Qd-Qf-49685022.15+1192893.811+116755.426-27720925.571计算得.24324540.82。/热量衡算结果工程进料冷凝器塔顶馆出液塔底残液再沸器平均比热容热量Q(kjh)第4章精僧塔工艺条件计算操作压强的选择应该根据处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性原那么。对热敏物料，一般采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于别离，但压力减小，导致塔径增加，要使用抽空设备。对于物性无特殊要求的采用常压操作。塔顶压力P顶=IOL3=101.3kPa单板压降进料板压力p1-塔底压力6精福段平均压力pn提留段平均压力p操作温度的计算利用汽液平衡数据利用数值插值法确定进料温度tF、塔顶温度tD、塔底温度神64.5-65.064.5-Zd塔顶温度:1.00-0.950,0.965-1.00564.8573.1-71.2.73.1-G进料温度:0.50-0.600.55-0.50tF=72.1596.4-93.596.4TJr塔底温度:0.020-0.040,0.020-0.035t*=94.23精储段平均温度：tl=68.55提溜段平均温度：t2=79.54eC塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算4.3.1密度及流量甲醇分子量为：32.04kgkmol(Ma)水的分子量为：18.Olkg/kmol(Mb)加料甲醇含量：x=055(质量分数)塔底甲醇含量质量分数)塔顶甲醇含量：(质量分数)I、精镭段精馆段平均温度：68.55C-J25l-o.765精微段平均液相组成：2精福段平均汽相组成：M0.896精播段液相平均分子量：弧%x1+(I-X1)A/2S.6lkg/kmol精镭段气相平均分子量：-M甲yl+(l-yl)M=30,509/bo液相密度：Pl=79820松/加气相密度：PV=LO896,g/加1.t-2也-也里-4.0065×10-4m3s液相流量：PZ79820Vs气相流量：N包O7221m%r 1.0896IL提馈段提储段平均温度：79.54°C“文玉=02925提偏段平均液相组成：2H=L12k=0.467提偏段平均气相组成：2提储段液相平均分子量：MLM甲X2+Qf"=HAXkgIkmol提福段气相平均分子量：MyM甲j2+(l-y2)/=25.054炫/痴/液相密度：=893.28/m3气相密度：pv=0-982/m36.3552 X IO m3s,0*M/.0.5677液相流量:Sp/893.28ztKx70.6462g3,K,三0.6580m3/s气相流量：PJ0,982液相外表张力确实定:查图知：二元有机物-水溶液外表张力可用以下公式计算OL=0>L+%Q图。-044喟写一。匕A-B+Q4-g(j0)jw+j0-1上述诸式中下标w,o,s分别代表水、有机物及外表局部；Xw,Xo主体局部的分子数：Vw,Vo主体局部的分子体积；ow,O分别为纯水、有机物的外表张力；对甲醇q=lo塔顶液相外表张力to=64.855C,18.36 加Vod旦冬生.42.84m/VD-也P°d746.96wdpwD980.47370-6070-64.86_17.82-18.76=17.82-。甲=1S.07mN/m70-6070-64,8564.3-66.2=64.3-o水代入上式得：塔顶液外表张力：OQ=I643nN/冽进料板液相外表张力tf=72.15C,-7三-4319wzmw18.01pj-976.4518.43mZo 甲=17.62mN Im。水=63.32mN7 m80-7080-71.2516.91-17.82.16.91-O甲80-7080-71.2562.6-64.3=62.6-*代入上式得：进料液相外表张力：GM=3754mNm塔底液相外表张力tw=96.76,Vow32.04PW718.91644.51mZPwW,18.01960.63618.74mZIoO-90100-94.23 甲=159mN Im 水=59.42zwNm14.89-15.82=14.89-O甲100-90100-94.2358.8-60.7=58.8-。水代入上式得：塔底液相外表张力：Qmy=5827mNm03_"D=27.81nym精储段平均液相外表张力2OMF+Of=.9mN/m提偏段平均液相外表张力2一。,三L38”mN/m全塔平均液相外表张力24.3.3液体平均粘度计算塔顶温度：tl=64.8570-60_60-64.850.307-0.344"0.344-70-6060-69.150.4061-0.46880.4688-水水=0.4384加尸S1=0.3261×0.765+0.438×d-0.765=03524mPaS提溜段塔底温度：t2=94.2390-10090-94.250.250-0.2280.250-=0.2407mPas90-10090-94.230.3165-0.2838"0.3165-%水=0.3027mPaS2=0.2407×0.2925+0.3027×(1-0.2925,=0.2S46mPas塔径确实定精僧段欲求塔径应先求出空塔气速U=平安系数Xu0.01500,Ll&7_0.0003368/798.20功能参数:X标.0.6077V1.0896取塔板间距“乙板上液层高度4.50制W.0.05m,那么别离空间：HTC从史密斯关联图查得：Go°O82,由于02 -0.0803-0.0803 ×Une'79820-1.0896C“s，2.2687m/S1.0896U=O.8UB=0.7×2.2687=1.588Xmls卜瓯I4x0.6077SD=J=0.6982mVuV3.14x1.5881圆整得A-D2-×(0.7)2-03847m2塔截面积：44K0.6077,u=三三1.5797a/S实际空塔气速：403847提福段功能参数:取塔板间距“乙板上液层高度4=50肋刑=0.05加那么别离空间：Htc三ct<-02从史密斯关联图查得：。2。'=6077,由于2020un,-CJ-/0.0873XJ89128-a981.2.6316m/SBmYPJV0.982u'=0.8u'ttix=0.7×2.6316=1.493Om/S四户函C.0687mYTTirV3.14×1.8421圆整取：塔截面积:HT 吟-(0.7)2 -0.3847m2空塔气速:H区螫1.L4390加/s典 0.3847塔有效高度三精储段有效高度Z精(Np-1)X%(9-1)X0.4-3.2m提储段有效高度硬MN.-I)XHT-Q3-I)X0.4-6.8m从塔顶开始每隔5块板开一个人孔，其直径为米,开人孔的两块板间距取米所以应多加高Z=Z精+Z提整体塔高塔顶空间HD取为"r加一人孔米,共为塔顶封头H=540mm裙座H2=2400mm(2)塔底空间塔底储液高度依停留4min而定生0.00546×4×60Ht=rN=U.oU1.0.2314Arm取塔底液面至最下层塔板之间的距离为Inb中间开一直径为米的人孔HW=(3)整体塔高HZ+Hw+Hd,9.4+1.860+1.20+0.54+2.415.400m第5章塔板主要工艺参数确定溢流装置选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰。堰长Iw取堰长L=O.65D,L出口堰局）hw3600x3.3688x20.46"7.84查图可知h2.84.411.=hl-h.其中w1颐UJZ1=3600×4.0065×10=1.4423m3h=3600×6.3552×10t=2.288m3/h得hw=0.005459m,%'=0.007427mh,取0.04454m限取弓形降液管宽度Wd和面积Af4,0.652=0.068-三0.125,八D查图知atDy-lm精福段：4-0.068×D2-0.02615m2r4验算液体在降液管内停留时间3迫幽空空3L05S3S1.S0.00033688提铺段：4-0.068×D2-0.02615m2验算液体在降液管内停留时间'-615型-19.567950S1.s'0.00053455停留时间e>5s故降液管尺寸可用。降液管底隙高度h。h-LS°ZwM0取与'008冽/s那么精储段：0.000336880.454x0.080.009225mhwr-=0.04454-0.009225=0.0353加).006m提锦段：0.000534450.455x0.080.01469mh/-0.04257-0.01469-0.03101m三).006m故降液管底隙高度设计合理塔板布置及筛孔数目与排列塔板的分块D800mm,故塔板采用分层，查表塔板分为3块。边缘区宽度确定取Ws-0.065m,Wc三0.035m开孔区面积4计算A-2xVr2-X2+r2siul2rr-Wc2x-Wd-Ws2Aa=0.2314m2筛孔计算及其排列物系无腐蚀性，选用3=311un碳钢板，取筛孔直径do=5mm0筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3(0=3×5=15mm(%)2工0.907(竺电)2三10.1%开孔率为t0.0151191个1.15541158x103xo23i4筛孔数目n为°一?百厂0.101x0.2314 = 0.02377mAo0.907cp三三4(“4)精储段气体通过阀孔的气速:Vs0.6077“AC”/=三26.0034m/s40.02337提馆段气体通过阀孔的气速:w0,-23.689m/s4第6章筛板的力学检验塔板压降干板阻力UC计算由d。查图得Coa-0051)精储段：- 0.05122.5160.847982 m提镭段:气体通过液层的阻力H计算0.03345m精储段:Vt 0.6077/ua £- 1.69JW / sa A-Af 0.3847-0.02615Fa - m1,7p7 -1.69×1.0896 -1.7641由图查取板上液层充气系数% =°$5hj = 01 = 0.049 × 0.05 = 0.027m提值段：V10.55364-N, .().3847 - 0.026151.544mjE' = w,p7 -1.544×0.982 -1.53264由图查取板上液层充气系数% =°59 - 0z 0.59 × 0.05 0.030m液体外表张力的阻力计算人计算精镭段：h-最;盛鬻温°o84液柱提锚段:,与 4x37.54x10h -pzgd0 "893.28x9.81x0.0050.0343m液柱气体通过每层塔板的液柱高hp可按下计算hp=4+%+%，精储段11P液柱提储段hp液柱MfPZg,068x89328x9.81,683.52A.JKPa6.2液面落差对于DM的筛板，液面落差可以忽略不计。液沫夹带e=5.7x1。4(!叶%-hf(kg液kg气)hf2.5hr.2.5×0.065三0.155.7xlOYL57ya00826EJ).lw精僧段：18.07×10-30.4-0.15-Pt占，.WxOYL4054ya.o.O6O16tJ).1m/kg提储段：37.54×IO30.4-0.15*本设计液沫夹带量在允许范围0.1kg液kg气内，符合要求.漏液的验算筛板塔,漏液点气速”244o(55+O.13h1-f带入数据得：“0.72m/s-9.813mj精他段Ug=44X0.84J(0.0056+0.13u0.05-0.00184)x798.2/1.0896提播段Ug=4.4×0.84(0.0056+0.13×0.05-0.00343)×893.28/0.982实际孔速:精福段«o-26.0034m/s>提储段<-23,688m/s>1稳定系数：a-tto.261OO3424305精馈段“1072,r_Uo_2X688-241405提镯段%9.813均大于1.5,所以设计无明显液漏符合要求.液泛的验算为防止塔内发生液泛,降液管内清液层高Hd+hw)对于设计中的甲醇-水体系X(035+0.044,由于板上不设进口堰精储段hd=0.153(与P-0.153×(0.07)2-0.00083mZA液柱H-hp+h1+hd-0.036+0.05+0.00021,0.0965mQP25m提储段hd-0.153(左F-0.153×(0.07)2-0.00014mH；-hp,+h+hd-0.068+0.031+0.000705-0.1081mp25m所以不会发生淹泛现象以上各项流力学验算可认为精微段、提溜段塔径及各项工艺尺寸是适合的。第7章塔板负荷性能图漏液线Ug-4.43CoJ(0.0056+0.13h1-h77"7-4ac由2。StinhW+how精福段:得Y,5二0.08654。7.93£/+7.65提馆段：得V：,min=0.0865108242z3+6.16LSiS)0.6×1031.5x10-33.0x10-34.5×10"3精谭段Vs(m3s)提储段