1、ANYANGINSTITUTEOFTECHNOLOGY本科毕业论文年产2万吨酒精精制工艺设计ANNUALOUTPUTOF20000TONSOFREFINEDPROCESSDESIGNOFALCOHOL学院名称年产2万吨酒精精制工艺设计专业班级化学工程与工艺（1）班学生姓名学号200905010026指导教师姓名指导教师职称副教授年月毕业设计（论文）原创性声明和使用授权说明原创性声明本人郑重承诺所呈交的毕业设计（论文），是我个人在指导教师的指导下进行的研究工作及取得的成果。尽我所知，除文中特别加以标注和致谢的地方外，不包含其他人或组织已经发表或公布过的研究成果，也不包含我为获得安阳工学院及其它教
2、育机构的学位或学历而使用过的材料。对本研究提供过帮助和做出过贡献的个人或集体，均已在文中作了明确的说明并表示了谢意。作者签名日期指导教师签名日期使用授权说明本人完全了解安阳工学院关于收集、保存、使用毕业设计（论文）的规定，即按照学校要求提交毕业设计（论文）的印刷本和电子版本；学校有权保存毕业设计（论文）的印刷本和电子版，并提供目录检索与阅览服务；学校可以采用影印、缩印、数字化或其它复制手段保存论文；在不以赢利为目的前提下，学校可以公布论文的部分或全部内容。作者签名日期目录摘要IABSTRACTII引言1第1章全程原材料（糖蜜）的计算311理论糖蜜消耗量312实际糖蜜消耗量3第2章精馏塔的相关概
3、述321精馏原理及其在化工生产上的应用322精馏塔对塔设备的要求423常用板式塔类型及本设计的选型424本设计所选塔的特性4第3章精馏塔的设计内容531塔板的工艺设计5311精馏塔全塔物料衡算5312理论塔板数的确定6313精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算10314塔板主要工艺结构尺寸的计算1632塔板的流动性能校核21321气相通过浮阀塔板的压降1821322淹塔校核1622323物沫夹带校核2023324漏液校核2333塔板的负荷性能图192434塔附件设计28341筒体与封头29342裙座29343吊柱29344人孔2935塔总体高度的设计30351塔的顶部空间高度30352塔的底
4、部空间高度30353塔体高度30结论31致谢33参考文献34附录136附录237I年产2万吨酒精精制工艺设计摘要化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，
5、是较完整的精馏设计过程。因燃料乙醇对酒精质量要求不高，本设计书按理想条件主要考虑水和乙醇的存在，因此主要是对水乙醇分离设备浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括工艺计算，辅助设备计算。关键词乙醇水二元精馏浮阀精馏塔IIANNUALOUTPUTOF20000TONSOFREFINEDPROCESSDESIGNOFALCOHOLABSTRACTCHEMICALPRODUCTIONOFTENREQUIRETWOYUANOFLIQUIDMIXTURESEPARATIONTOACHIEVETHEPURIFICATIONORRECOVERYOFUSEFULCOMPONENTSOFTHEPURPOSE,DIS
6、TILLATIONISTHEUSEOFLIQUIDMIXTURESOFVOLATILECOMPONENTSINTHEDIFFERENTDEGREEWITHTHEHELPOFREPEATEDMANYOFVAPORIZATIONANDCONDENSATIONTOLIGHTHYDROCARBONSEPARATIONMETHODDISTILLATIONINCHEMICAL,PETROCHEMICAL,LIGHTINDUSTRYANDOTHERINDUSTRIALPRODUCTIONPLAYSANIMPORTANTROLETHEREFORE,MASTERINGTHEVAPORLIQUIDPHASEEQU
7、ILIBRIUMRELATIONS,FAMILIARWITHTHEVARIOUSTYPESOFTOWERSOPERATINGCHARACTERISTICS,TOCHOOSE,DESIGNANDANALYSISINTHEPROCESSOFSEPARATIONOFVARIOUSPARAMETERSISVERYIMPORTANTTOWEREQUIPMENTISCHEMICAL,OILREFININGPRODUCTIONINTHEMOSTIMPORTANTEQUIPMENTOFONETYPEOFTHEDESIGNOFTHEFLOATINGVALVETRAYINCHEMICALPRODUCTIONISM
8、AINLYOFGASLIQUIDMASSTRANSFEREQUIPMENTTHEDESIGNFORTHETWOYUANOFPROPERTYOFTHEDISTILLATIONPROBLEMANALYSIS,SELECTION,CALCULATION,CALCULATION,DRAWING,ISACOMPLETEDISTILLATIONDESIGNPROCESSBECAUSEOFFUELETHANOLALCOHOLQUALITYREQUIREMENTISNOTHIGH,THEDESIGNDOCUMENTACCORDINGTOTHEIDEALCONDITIONISMAINLYCONSIDERTHEE
9、XISTENCEOFWATERANDETHANOL,SOMAINLYONWATERANDETHANOLFLOATVALVECOLUMNSEPARATIONEQUIPMENTWEREDESCRIBEDINDETAIL,MAINLYINCLUDINGPROCESSCALCULATION,THECALCULATIONOFAUXILIARYEQUIPMENTKEYWORDSETHANOLWATERTWOYUANOFDISTILLATIONFLOATVALVECONTINUOUSDISTILLATIONDISTILLATIONTOWER1引言本设计的题目是年产2万吨酒精精制工艺设计。随着社会的发展，社会
10、对燃料能源（石油、天然气、煤矿等）的需求越来越大，而燃料能源储量越来越少，价格越来越低，人们迫切需要找到一种新的可再生能源代替现有的燃料能源。其中，最受欢迎的是燃料酒精。燃料酒精1又称变性燃料乙醇，可分为替代燃料和燃料添加剂两种，是清洁汽油的主要代替物，已在一些国家和地区得到大量使用。燃料酒精最明显的一些优势是一是来源广，可再生。可以以谷物淀粉为原料生产燃料酒精，以植物秸秆等纤维素为原料生产燃料酒精，以甘蔗作为原料生产燃料酒精，以蜜生产燃料酒精等等。二是无污染。石油、天然气、煤矿等燃料能源的使用产生了很多环境问题。例如酸雨等环境污染。而燃料酒精产生的是二氧化碳24和水，对环境无污染2。中国燃料
11、酒精的发展现状14由于燃料乙醇在中国的推广使用还处在初级阶段产销各个环节政府行为色彩比较浓，离真正的市场化有很远的距离。为了合理利用资源。国家对燃料乙醇的立项投产非常谨慎。目前，获得国家批准生产的企业有4家河南天冠燃料乙醇有限公司、吉林燃料乙醇股份有限责任公司、安徽丰原生物化工有限公司、黑龙江华润酒精有限公司，已形成燃料乙醇生产能力122万T。目前中国生产的燃料乙醇总量为102万T。大约使用粮食400万T，基本使用陈化粮。目前中国石油供应紧张问题日趋严重2005年，中国原油消费量323亿T，居世界第二，国内生产原油181亿T，净进口原油119亿T，净进口轻柴油、航煤、燃料油等石油产品L746万
12、T。原油及石油产品净进口量146亿T。石油对外依存度为45。到2020年，估计国内自产石油2O亿T缺口25亿T，对外依存度55。因此，燃料酒精在中国市场的前景比较大，潜力也比较深。2我相信在未来，中国政府还将继续适度发展燃料乙醇行业。“十一五”期间，中国燃料乙醇的潜在市场规模将急剧扩大。以中国四家燃料乙醇生产企业的产能来看，远远不能满足未来国内对燃料乙醇的需求，燃料乙醇装置产能扩张不可避免。因此计划到“十一五”末，国内乙醇汽油消费量占全国汽油消费量的比例将上升到50以上，这意味着届时中国燃料乙醇的产能和产量将会有一个质的飞跃。不久的将来生物乙醇燃料23的发展将成为我国的一个支柱产业本设计主要采
13、用单浓度糖蜜酒精连续发酵3，发酵后成熟的醪液进入醪塔，在醪塔中的酒精蒸汽（主要考虑为水和乙醇的混合物）经过冷却后进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后通过预热器后进入分子筛塔进一步进行脱水，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就
14、从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，基本完成乙醇和水的分离。乙醇水混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物Q1送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至下一工段,塔釜采用直接蒸汽加热,塔底产品冷却后,送入贮罐。3第1章全程原材料（糖蜜）的计算11理论糖蜜消耗量11糖蜜原料生产酒精的总化学反应式为C12H22O11H2O2C6H12O64C2H5OH4CO2蔗糖葡萄糖乙醇342360184176生产2万吨（2107K
15、G）无水酒精的理论蔗糖消耗量2107（342184）37174107（）生产2万吨（2107KGKG）95的酒精酒精中的乙醇95（M）的理论蔗糖消耗量3717410795353153107（）12实际糖蜜消耗量生产2万吨（2107KGKG）95的酒精实际蔗糖消耗量生产过程中蒸馏率为98，发酵率为90，则实际蔗糖消耗量为35315310798904004107（）生产2万吨（2107KGKG）95的酒精糖蜜原料消耗量糖蜜原料含可发酵性糖50，故2万吨95的酒精糖蜜消耗为4004107508008107（KG）第2章精馏塔的相关概述21精馏原理及其在化工生产上的应用实际生产中，在精馏塔中精馏6时，
16、部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液气相冷却而成是沸点低的物质，而残液是沸点高的物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最4高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。22精馏塔对塔设备16,20的要求精馏设备所用的设备及其附属装置，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求22大致如下一生产能力大即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二效率高气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。三流体阻力
17、小流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。四有一定的操作弹性当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。五结构简单，造价低，安装检修方便。六能满足某些工艺的特性腐蚀性，热敏性，起泡性等。23常用板式塔类型及本设计的选型常用板式塔类型有很多，如筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。而浮阀塔具有很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用不锈钢板或合金。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操作板效率明
18、显下降，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点。所以在此我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单，造价低，制造方便；塔板开孔率大，生产能力大等。乙醇与水的分离是正常物系的分离，精馏的意义重大，在化工生产中应用非常广泛，对于提纯物质有非常重要的意义。所以有必要做好本次设计24本设计所选塔的特性5浮阀塔的优点是一生产能力大，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2040，与筛板塔接近。二操作弹性大，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
19、负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。三塔板效率高，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。四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。五塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的5080，但是比筛板塔高2030。但是其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。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
20、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。第3章精馏塔的设计内容31塔板的工艺设计311精馏塔全塔物料衡算（1）料液及塔顶、塔底产品中乙醇的摩尔分数F原料液流量（KMOL/S）XF原料组成（摩尔分数，下同）D塔顶产品流量（KMOL/S）XD塔顶组成W塔底残液流量（KMOL/S）XW塔底组成20/4689120/4680/18FX原料乙醇组成695/46881495/465/18DX塔顶组成02/46007802/46998/18WX塔底组成（2）平均摩尔质量MF4600891100891182049KG/KMOLMD46088110881184
21、268KG/KMOLMW460000781000078181802KG/KMOL（3）料液及塔顶底产品的摩尔流率以300天/A计有D20000T/A1107KG/7200H277778KG（95C2H5OH）/H（4）全塔物料衡算DD/MD277778/42686508KMOL/HFDW（31）XFDWFXDXW（32）即02F095D0002W经计算得F3116KMOL/HD6508KMOL/HW24652KMOL/H312理论塔板数的确定3121理论塔板数NT的求取（1）乙醇水相平衡数据表31常压下乙醇水气液平衡组成（摩尔）与温度关系78温度/液相气相温度/液相气相温度/液相气相10000
22、00008270234054579305730684955001901708230261055878740676073989000720389815032705837841074707828670097043880703970612781508940894853012404707980508065684101660509797052006607本题中，塔内压力接近于常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对XY平衡关系的影响完全可以忽略。（2）确定操作的回流比R理论板指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法可采用
23、逐板计算法，图解法，在本次实验设计中采用图解法。根据PA100132515下，乙醇水的气液平衡组成关系可绘出平衡曲线，即XY曲线图，泡点进料，Q1，即Q为一直线，本平衡曲线具有下凹部分，精馏段操作线尚未落到平衡线前，已与平衡线相切，08910XQ,30250YQ,所以7132RMIN，操作回流比1819MIN15152713RR33图31乙醇水图解法示意图（3）求取理论塔板数10803017411DNNNXRYXXRR已知精馏段操作方程12744000136NMYX提馏段操作方程在图上作操作线，由点（08814,08814）起在平衡线与操作线间画阶梯，8过精馏段操作线与Q线交点，直到阶梯与平衡
24、线交点小于000078为止，由此得到理论板NT26块（包括再沸器）加料板为第24块理论板。3122实际塔板数NP板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率计算可用奥康奈尔公式192450490LET其中塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；L塔顶与塔底平均温度下的液相粘度SMPA（1）利用表21中数据由拉格朗日插值可求得TF、TD、TWTF89089086700720097008910072FTTF8741TD78157815784108940747088140894DTTD7817TW100100955000190000780
25、WTTW9982精馏段平均温度187417817827922FDTTT提馏段平均温度293612FWTTT（2）精馏塔平均组成可以由平均温度计算18279T精馏段由1118418278279827,0229401660234X0234XX可得液相组成1118418278279827,05422050905450545YYY气相组成29361TC提馏段由229558909361890200344001900720072XXX可得液相组成，9222955890936189002337017003890389YYY气相组成，3相对挥发度精馏段挥发度由02294AX，05422AY得07706BX，0
26、4578BX05422077063980457802294ABBAYXYX所以（34）提馏段挥发度由00344AX，002337AY得09656BX，07663BY02337096568560766300344ABBAYXYX所以4实际塔板数精馏段已知983，SMPA364301L所以447036430983490E2450T551447023ENNTTP精（35）故52NP精块提馏段已知568，SMPA300902L所以389030090568490E2450T145389013ENNTTP精故6NP精块全塔所需实际塔板数58652NNNPPP提精块10全塔效率104310058126NNE
27、PTT加料板位置在第53块塔板。313精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算1平均压力PM取每层塔板压降为07KPA精馏塔塔顶的压力为4KPA表压塔顶PD101341053KPA加料板PF105307521417KPA塔底PW14170761459KPA精馏段平均压力PM1（10531417）/21235KPA提馏段平均压力PM2（14171459）/21438KPA2平均温度由3122（1）知精馏段平均温度为8279提馏段平均温度为93613平均密度18已知混合液密度BBAALAA1（A为质量分数，为平均相对分子质量）36混合气密度VPMVMRTM3718279T精馏段由3122（2）知精馏
28、段液相组成X12294气相组成Y15422KMOLKGML/42242294011822940461KMOLKGMV/1833542201185422046129361T提馏段由3122（2）知提馏段液相组成X2344气相组成Y22337所以KMOLKGML/96180344011803440462KMOLKGMV/5424233701182337046211表32由不同温度下乙醇和水的密度温度/3MKGC/3MKGW80859095100735730724720716971896869653961859584由上表可得出不同温度下水和乙醇的密度（单位3MKG）。18279T735807982
29、897169688085乙,3/KG21732M乙8971807982897169688085水,3/KG01970M水同理29361T，3,/KG11721M乙3,/KG81962M水在精馏段液相密度0197043210121732229401184622940/462294011L,31/06851MKGL汽相密度3112353318138/8314VPMVMKGMRTM（273158279）在提馏段液相密度81962083450111721034401184603440/46344012L,32/62936MKGL汽相密度123214382454116/8314VPMVMKGMRTM（2
30、73159361）4混合液体表面张力9二元有机物水溶液表面张力可用下列公式计算公式4/1004/14/1SWSWM38注00VXVXVXWWWWW，00000VXVXVXWWSSWSWVX，SSSVVX000BLG0WQ,3/23/2004410WWVQVTQQQBA,02LGSSWA,10SSW式中，下角标W、O、S分别代表水，有机物及表面部分；WX、0X指主体部分的分子数；WV、0V指主体部分的分子体积；W、0为纯水、有机物的表面张力；对乙醇Q218279T精馏段表33由不同温度下乙醇和水的表面张力8温度/乙醇表面张力/（1310MN）水表面张力/（1310MN）7018643801715
31、6269016260710015258813MOL/CM15210685118MV3WWMMOL/CM354014146MV3OOO9080162171516885908279162乙醇乙醇乙醇表面张力得908090827962070607626607水水水表面张力得4613540229401521770603540229401521229401VXVXVXVX1VXVXVXVX2OOWWOO2WOOOWWOO2WWO2W因为XD02294,所以XW102294077061460461LGLGBOW293001221070622035408851615273798224410VQVTQ4410
32、Q3/23/23/2WW3/2OO766093001640QBA联立方程组SC2SWLGA，1SCSW代入求得2700SW，7400SO4/14/14/1M885167400070622700，9925M29361T提馏段MOL/CM22196293618MV3WWWMOL/CM1756819046MV3OOO14100901009361152162152乙醇乙醇表面张力，83915乙醇100901009361588607588水水表面张力，01460水721017560344022199656017560344022190344012O2W因为03440XD所以96560034401XW14
33、17813LGLGBOW28250221901460266368391515273619324410Q3/23/231508250141QBA联立方程组SC2SWLGA，1SCSW2代入求得7370SW，2630SO,03444/1M5液体的粘度7982T1，03439MPAS水查表得，SPAM4330醇6193T2，0298MPAS水查表得，SPAM3810醇精馏段粘度111X1X醇水SMPA36340229401343902294043301提馏段粘度212X1X醇水SMPA30090034401298003440381026相对挥发度精馏段挥发度398提馏段挥发度856157气液相体积流
34、量计算精馏段液体回流摩尔流率407650826488/LRDKMOLH汽相摩尔流率14071650832996/VRDKMOLH已知KMOL/KG4224M1L，KMOL/KG1833M1VKMOL/KG068511L，1138/VKGKMOL则有质量流量11244226488646837/LLMLKGH113318329961094807/VVMVKGH体积流量3311164683721110/3600851063600SLLLMS3113600760/HSLLMH31111094807220/36003600138SVVVMS3113600793338/HSVVMH提馏段因本设计为饱和液体
35、进料，所以1Q26488311657648/LLQFKMOLH132996/VVQFKMOLH21896/LMKGKMOL已知，KMOL/KG5424M2VKMOL/KG629362L，2116/VKGKMOL则有质量流量221896576481093006/LLMLKGH22245432996809722/VVMVKGH体积流量1633222109300632410/3600360093662SLLLMS322360011664/HSLLMH32228097221939/360036000819SVVVMS3223600698036/HSVVMH314塔板主要工艺结构尺寸的计算3141塔径（
36、1）精馏段取板间距HT045M及板上液层高度HL007M则HTHL038M由0608MAXU（）U39LVVCMAXU310式中C可由史密斯关联图19查出由横坐标数值31/21/2111121110851060023822138SLSVLV及HTHL038M查图可知200076C，020220259900760082020LCC负荷因子（）851061380081985/138LVVCMSMAX泛点气速U070719851390/MS1MAX操作气速UU11114422142314139016STTVDMUDM精馏段的塔径圆整取横截面积22210785162012TTDAM（），此时的操作气速
37、171221095/201STVUMSA2提馏段取板间距HT2045M及板上液层高度HL2007M则HT2HL2038M横坐标数值31/21/222223241093662004751939116SLSVLV查图可知200076C，0202202599007600892020LCC负荷因子（）936621160089253/116LVVCMSMAX泛点气速U07072531771/MS2MAX操作气速UU2224419391183141771STVDMU圆整M61D2横截面积22078516201TAM空塔气速219390965/201STVUMSA3142塔板工艺结构尺寸的设计与计算（1）溢
38、流装置堰长06506516104WTLDM取出口堰高WH本设计采用平直堰，堰上液高度18HOW按下式算311近似取18精馏段23284760010700061000104OWHMM（满足要求）0070010700593WLOWHHHM出口堰高提馏段2328411664001420006M1000104OWHM满足要求0070014200588WLOWHHHM弓形降液管的宽度和横截面065WTLD由查弓形降液管几何关系图得07210AATF,0124DTWD20072120101449FAM则,M1984061124WD验算降液管内停留时间精馏段3101449045307521110FTSAHS
39、L提馏段3201449045200332410FTSAHSL停留时间（满足要求）降液管底隙高度OH液体通过降液管底隙的流速一般为007025M/S取液体通过降液管底隙的流速UO010M/S精馏段3102111000203104010SOWLHMLU则提馏段193S203241000312104010OWLHMLU降液管底隙高度不宜小于0020025M，本结果满足要求。2塔板布置本设计塔径16TDM，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。边缘区宽度WC一般为5075MM，TD2M时，WC可达100MM安定区宽度WS对于浮阀塔，因阀孔直径较大，WS相对来说比较大一些，一般对分块塔板取80110MM
40、，对整块式塔板取6070MM本设计取边缘区宽度WC006M安定区宽度WS010M开孔区面积18,19AA312）3浮阀数目与排列精馏段取F1型浮阀，其阀孔直径DO39MM取阀孔动能因子FO12，则孔速11121022/138OOVFUMS每层塔板上浮阀数目为12200221800785003910224SVNDU块浮阀排列方式采用等腰三角形叉排19，取同一个横排的孔心距则排间距1361100800750075180AATMMN2221A22212A2SIN1801600607422160198401005016223140501620501607405016074SIN1361180074TC
41、TDSXAXRXRRDRWMDXWWMAM其中所以20考虑到塔的直径较大，必须采用分块式13塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用1008MM，而应小些，故取80008TMMM，按，80TMM，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数178个。按178N重新核算孔速及阀孔动能因子122221035/078517800394SOOVUMSND阀孔气速10351381216OF阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内塔板开孔率109510010581035OUU提馏段取F1型浮阀，其阀孔直径DO39MM取阀孔动能因子，则O22121114/116OVFUMS每层塔板上浮阀数
42、目为22200219391450785003911144SVNDU块按，估算排间距，136112500750075145AATMMN取，排得阀数为178块按N178块重新核算孔速及阀孔动能因数22221939912/078500391784SOOVUMSND阀孔气速912116982OF阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内21塔板开孔率2209651001058912OUU32塔板的流动性能校核321气相通过浮阀塔板的压降18FCEHHHH可根据计算3131精馏段干板阻力18251825117317318804/138COVUMS临界孔速因O1OC1UU，故应在浮阀全开状态下计算干板压降22
43、V111138103553453400473228510698OCLUHMG板上充气液层阻力E105H050070035LHM取充气系数，则液体表面张力所造成的阻力（此阻力很小，一般情况下可忽略不计）33144102599101000H00003285106980039LLOMGD显然此项很小可忽略11110047300350000320083MFCEHHHH111008385106986926507FFLPHGPAKPA满足设计要求2提馏段干板阻力1825182522731731908/116COVUMS临界孔速因O2OC2UU，故22V222211691253453400281229366
44、298OCLUHMG22板上充气液层阻力E205H050070035LHM取充气系数，则液体表面张力所造成的阻力（此阻力很小，一般情况下可忽略不计）3322244104403101000H000049293662980039LLOMGD显然此项很小可忽略222200281003500004920064MFCEHHHH222006493662985874507FFLPHGPAKPA满足设计要求322淹塔校核16为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度（1）精馏段单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度10083MFH液体通过液体降液管的压头损失32211211100153000153M1040
45、0203SDWOLHLH板上液层高度M070HL则1008300015300701545DHM取05，已选定1045,00593TWHMHM则105TWHH（04500593）02547可11DTWHHH）见所以符合防止淹塔的要求。（2）提馏段单板压降所相当的液柱高度20064MPH液体通过液体降液管的压头损失32222023241001530153000152510400312SDWLHMLH板上液层高度HL007M20064000152500701355DHM则2305取2050450055802529TWHHM则可见2DTWHHH2）所以符合防止淹塔的要求。323物沫夹带校核201136
46、100VSLLVFVSLZKCAA泛点率F314（1）精馏段板上液体流经长度1620198412032LTDZDZWM根据31138/045VTKGMHM及查得系统因数10K，泛点负荷系数图0103FC1382213600022120328510613810065791001031361泛点率对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80，由以上计算可知，物沫夹带能够满足01/VKGKG液气的要求。（2）提馏段根据32116/045VTKGMHM及查得系统因数1910K，泛点负荷系数图0101FC3116193913632410120329366211610052531001011361泛点率由计算可知，符合要求
