【正文】 ,80mm,100mm.經(jīng)過精確繪圖，得知，當t’=80mm時，閥孔數(shù)N實際=69個按N=69重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：孔速u0’ = VS’/（π 1/4 d2 N）= F0= uo ’ (ρV,M’) =閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9～12范圍內(nèi)。取安定區(qū)寬度WS’=邊緣區(qū)寬度 WC’= 弓形降液管寬度 Wd’=采用F1型重閥，孔徑為39mm。本次設(shè)計中取22mm。降液管底隙高度應(yīng)低于出口堰高度，(hwho)6mm才能保證降液管底端有良好的液封。①堰長lw’∵塔徑D’= , ∴堰長lw’=’=②出口堰高 hw’=h1’how’∵L’ / l W’ =3600/= l W’ / D= 查流體收縮系數(shù)圖得：E=, ∴h w’ = hl’ how’== m③降液管的寬度’與降液管的面積’：由lW ’/D= 查圖得查得’=, ’=∴Wd’=1=, Af’==④ 液體在降液管中停留時間 θ= Af’HT/Ls’=5s故降液管設(shè)計合適⑤降液管底隙高度h0’ 降液管底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以表示。工業(yè)中應(yīng)用最廣的降液管是弓形降液管。（3）操作彈性Vmax=, Vmin=操作彈性=Vmax/ Vmin =3∴此設(shè)計符合要求。過圓點連接OP作出操作線.由塔板負荷性能圖可以看出：（1）在任務(wù)規(guī)定的氣液負荷下的操作點P（設(shè)計點），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。因此，可將上式簡化成與的如下關(guān)系式： 其中 ： 帶入數(shù)據(jù)： 由得LSvs⑥操作負荷線由以上各線的方程式，可畫出圖塔的操作性能負荷圖。聯(lián)立以下三式：由上式確定液泛線。④霧沫夾帶線 根據(jù)經(jīng)驗值， 控制其泛點率為80%代入上式∵lL=D2Wd==Ab=AT2Af==K物性系數(shù)查表得K=1, CF泛點負荷因素，查表得CF=代入計算式，整理可得：+=由上式知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個LS值，依式算出相應(yīng)的值列于下表中。設(shè)how,小= LW= 推出 LS= m3/s②液相上限線當停留時間取最小時，LS為最大，求出上限液體流量值（常數(shù)），在—圖上，液相負荷上限線為與氣體流量無關(guān)的豎直線。e. 漏液驗算 m3/sVs= m3/s,可見不會產(chǎn)生過量漏液。 Ab——板上液流面積，m2 ；CF——泛點負荷系數(shù)， K——特性系數(shù)，查下表，.物性系數(shù)K系統(tǒng)物性系數(shù)K無泡沫，正常系統(tǒng)氟化物（如BF3，氟里昂）中等發(fā)泡系統(tǒng)（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔）多泡沫系統(tǒng)（如胺及乙二胺吸收塔）嚴重發(fā)泡系統(tǒng)（如甲乙酮裝置）形成穩(wěn)定泡沫的系統(tǒng)（如堿再生塔）由上代入數(shù)據(jù)得：泛點率=% ∵對于大塔，為避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過80%。由實際經(jīng)驗可知，液體在降液管內(nèi)停留的時間不應(yīng)小于3—5s。b. 液泛的校核為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管內(nèi)泡沫層高度。⑥∴開孔率φ∵空塔氣速u= VS / AT = m/s ∴φ=u / uo = / = %∵5%%15%, ∴符合要求故：t=75mm , t’=65mm, 閥孔數(shù)N實際=85個∴則每層板上的開孔面積AO =A a φ = %=4）塔板流體力學的驗算氣體通過浮閥塔板的壓力降(單板壓降)①干板阻力 : 浮閥由部分全開轉(zhuǎn)為全部全開時的臨界速度為U0,cU0,c=（,M）（1/）=∴ =（2）=②液層阻力充氣系數(shù) =,有:h1’=h1==③液體表面張力所造成阻力, 此項可以忽略不計。浮閥塔篩孔直徑取 d=39mm,閥孔按等腰三角形排列。取安定區(qū)寬度=，邊緣區(qū)寬度取= 弓形降液管寬度 Wd=采用F1型重閥，孔徑為39mm。本次設(shè)計中取22mm。①溢流堰長lw==②出口堰高 h w Ls / l W =3600/= l W / D= 查流體收縮系數(shù)圖得：E=,選用平直堰，堰上液層高度由下式計算則how=, 又∵h1 =∴h w = h1 how===③降液管的寬度與降液管的面積∵lW / D= ,查得 =,=∴Wd=1=, Af==④降液管底隙高度降液管底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以表示。工業(yè)中應(yīng)用最廣的降液管是弓形降液管。s∴μL,m提=(+)/2=s , μ甲醇=s∴μL,m精=(+)/2=s , μ甲醇=0 Pas∴μL,D=+=s1)精餾段查表得:℃時,μ水=s,代入上式得:ET=2）實際塔板層數(shù)∵算得ET=∴ 實際塔板數(shù)Np=NT/ET=其中： 精餾段：5/=≈13塊 提餾段: ≈19塊 提餾段不算塔釜：191=18塊四 塔體主要工藝尺寸的確定 列出各設(shè)計參數(shù)⒈操作壓力 1）精餾段：塔頂壓力PD=1atm=, ∵△p≤ ∴取每層踏板壓強△p=進料板壓力=PD+ 13=精餾段平均操作壓力Pm=(+)/2=2）提餾段: 塔釜壓力PW=PD+31=提餾段平均操作壓力Pm’=(+)/2=根據(jù)汽液平衡表,由內(nèi)插法求得塔頂溫度tLD,tVD,塔釜溫度twtD=(tLD+tVD)/2=(+)/2=℃∵ ()/()=()/()∴tw=℃ tf=℃1）精餾段：塔頂溫度tD=℃, tf=℃,∴t精=(tD+tf)/2=℃2）提餾段: t提=(tw+tf)/2 =(+)/2=℃3) 平均溫度=(tD+tw)/2=(+)/2=℃1）精餾塔的汽、液相負荷:L=RD=42= kmol/hV=(R+1)D=(+1) 42= kmol/hL’=L+F= +210 =V’=V= kmol/h2）塔頂平均分子量:X1=, Y1=MVDM=32+()18=MLDM=32+()18=3)加料板上一塊塔板平均摩爾質(zhì)量：X5=, Y5=MVFM =32+() 18= g/molMLFM =32+() 18= g/mol4）加料板平均分子量：Xf= , yf=MVFM=32+()18=MLFM=32+()18= g/mol5）塔底平均分子量：xw=, yw=MVWM=32+()18=MLWM=32+()18=∴精餾段平均摩爾質(zhì)量：MVm=(MVDm+MVFm)/2=(+)/2=MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(+)/2= 提餾段平均摩爾質(zhì)量：MVm=(MVDm+MVFm)/2=(+)/2=MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(+)/2=4．汽相密度:精餾段：ρV,M=PMVM/RT精=[(+)]=提餾段：ρV,M’=P’MVM’/RT提=[(+)]=已知： 混合液密度: 甲醇與水在對應(yīng)溫度下的密度溫度℃ 甲醇水1）精餾段①塔頂，tD=℃ xD=∵ 1/ρLD,M=WA/ρLA+WB/ρLB 其中WAD== , WBD=,ρLA=,ρLB=∴ρLD,M=②進料板上：Xf=,ρLA=, ρLB=∴WAf= =32/[32+()18]=又∵ 1/ρLF,M=+()/ ∴ρLF,M=精餾段平均液相密度:ρL,M精=(+)/2=2）提餾段：塔底: Xw=,∵1/ρLW,M=WA/ρLA+WB/ρLB 其中WAW= ,WBW=ρLA= ρLB=∴ρLW,M=∴提餾段平均液相密ρL,M’=(+)/2=6．液體表面張力∵бm=∑xiбi溫度℃ 甲醇mN/m水mN/m1)精餾段①塔頂，tD=℃ xD=б水=, б甲醇=бm,D=+() =②進料板上：Xf=,℃時,б水=, б甲醇=бm,F=+=∴бm,精=(+)/2=2）提餾段塔底: Xw=tw=℃時，б水=, б甲醇=бm,W