化工原理課程設(shè)計(jì)乙醇水二元體系浮閥精餾塔的工藝設(shè)計(jì)

1、 南京工業(yè)大學(xué) 化工原理專業(yè)課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目乙醇-水二元體系浮閥精餾塔的工藝設(shè)計(jì) 學(xué)生姓名 班級(jí)、學(xué)號(hào) 指導(dǎo)教師姓名 金志強(qiáng) 、景文珩 課程設(shè)計(jì)時(shí)間2012 年12月24日-2013 年01月06日 課程設(shè)計(jì)成績(jī)?cè)O(shè)計(jì)說明書、計(jì)算書及設(shè)計(jì)圖紙質(zhì)量，70%獨(dú)立工作能力、綜合能力及設(shè)計(jì)過程表現(xiàn)，30%設(shè)計(jì)最終成績(jī)（五級(jí)分制） 指導(dǎo)教師簽字 化學(xué)化工學(xué)院課程名稱： 化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目：乙醇-水二元體系浮閥精餾塔的工藝設(shè)計(jì)學(xué)生姓名： 專業(yè)：化學(xué)工程與工藝 班級(jí)學(xué)號(hào)： 化工 設(shè)計(jì)日期： 2012-12-24至2013-01-07設(shè)計(jì)任務(wù)： 乙醇-水體系設(shè)計(jì)條件：1. 進(jìn)料量：F=230 kmol/h

2、2. 進(jìn)料組成：=0.17 （摩爾分率）3. 進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料4. 常壓，塔釜間接蒸汽加熱5. 塔頂冷凝水溫度t=25，6. 塔釜加熱蒸汽溫度T=139設(shè)計(jì)要求： 1產(chǎn)品濃度： 94 （mass %） 2易揮發(fā)組分回收率： 99% 目錄一 概述.8二 工藝設(shè)計(jì)1 總體設(shè)計(jì)方案1.1 操作壓強(qiáng)的選擇.81.2 物料的進(jìn)料熱狀態(tài).81.3 塔釜的加熱方式.91.4 回流方式選定101.5 回流比的確定102 精餾的工藝流程圖103 精餾塔塔板數(shù)的確定3.1 物料衡算.113.2 物系相平衡數(shù)據(jù).113.3 回流比確定.143.4 逐板法計(jì)算理論塔板數(shù).153.5 實(shí)際塔板數(shù)的確定.174 塔體

3、主要工藝尺寸的確定 4.1 精餾段塔徑塔板的設(shè)計(jì)計(jì)算 精餾段塔塔徑塔板的設(shè)計(jì)參數(shù).1 操作壓力.19 4.1.1.2 溫度.19 4.1.1.3 平均摩爾質(zhì)量.19 4.1.1.4 平均密度.20 4.1.1.5 液體表面張力.21 4.1.1.6 液體的粘度.21 4.1.1.7 液負(fù)荷計(jì)算23 塔板參數(shù)計(jì)算和選擇 .1 塔徑的計(jì)算24 .2 溢流裝置的確定25 4.1.2.3 安定區(qū)與邊緣區(qū)的確定28 4.1.2.4 鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列28 4.1.2.5 開孔率計(jì)算304.1.3 塔盤流體力學(xué)驗(yàn)算4.1.2.1 塔板壓降314.1.2.2 降液管停留時(shí)間314.1.2.3 霧沫夾帶

4、32 負(fù)荷性能圖4.1.4.1 液相下限線.34.2 液相上限線.34.3 漏液線.34.4 過量霧沫夾帶線.354.1.4.5 液泛線.364.1.4.6 性能負(fù)荷圖384.2 提餾段塔徑塔板的設(shè)計(jì)計(jì)算 精餾段塔塔徑塔板的設(shè)計(jì)參數(shù).1 操作壓力.39 .2 溫度.39 .3 平均摩爾質(zhì)量.39 .4 平均密度.40 .5 液體表面力.41 .6 液體的粘度.42 4.2.1.7 液負(fù)荷計(jì)算 4.2.2 塔板參數(shù)計(jì)算和選擇 .1 塔徑的計(jì)算.44 .2 溢流裝置的確定.45 .3 安定區(qū)與邊緣區(qū)的確定.46 .4 鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列.46 .5 開孔率計(jì)算.48 塔盤流體力學(xué)驗(yàn)算.1 塔

5、板壓降.48.2 降液管停留時(shí)間.48.3 霧沫夾帶.50 負(fù)荷性能圖.1 液相下限線.51.2 液相上限線.51.3 漏液線.52.4 過量霧沫夾帶線.52.5 液泛線.53.6 性能負(fù)荷圖.555 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)5.1 塔頂全凝器的計(jì)算及選型.565.2 塔底再沸器面積的計(jì)算及選型.605.3 其他輔助設(shè)備的計(jì)算及選型 接管.1 進(jìn)料管.60.2 回流管.61.2 塔釜出料管.61.3 再沸器蒸汽進(jìn)口管.61.4 冷凝水管.62 預(yù)熱器. 泵.5 冷凝水泵.62 進(jìn)料泵.636 計(jì)算結(jié)果匯總657 致謝667 參考文獻(xiàn)69三 附錄：1精餾段塔板布置圖702提餾段塔板布置圖711 概述：塔設(shè)

6、備一般分為級(jí)間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點(diǎn)，但其結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，阻力降較大。在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)：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(fù)荷波動(dòng)范圍比篩板塔，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(shí)間較長(zhǎng)，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

7、流過浮閥塔板時(shí)阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)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(jià)昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學(xué)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制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 二工藝設(shè)計(jì)1. 總體設(shè)計(jì)方案 1.1 操作壓強(qiáng)的選擇 精餾可以常壓，加壓或減壓條件下進(jìn)行。確定操作壓力時(shí)主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)，技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來考慮的。對(duì)于沸點(diǎn)低，常壓下為氣態(tài)的物料必須在加壓條件下進(jìn)行操作。在相同條件

8、下適當(dāng)提高操作壓力可以提高塔的處理能力，但是增加了塔壓，也提高了再沸器的溫度，并且相對(duì)揮發(fā)度液會(huì)下降。對(duì)于熱敏性和高沸點(diǎn)的物料常用減壓蒸餾。降低操作壓力，組分的相對(duì)揮發(fā)度增加，有利于分離。減壓操作降低了平衡溫度，這樣可以使用較低位的加熱劑。但是降低壓力也導(dǎo)致了塔直徑的增加和塔頂冷凝溫度的降低，而且必須使用抽真空設(shè)備，增加了相應(yīng)的設(shè)備和操作費(fèi)用。一般來說，常壓蒸餾最為簡(jiǎn)單經(jīng)濟(jì)，若物料無特殊要求，應(yīng)盡量在常壓下操作。對(duì)于乙醇水體系，在常壓下已經(jīng)是液態(tài)，且乙醇水不是熱敏性材料，在常壓下也可成功分離，所以選用常壓精餾。因?yàn)楦邏夯蛘哒婵詹僮鲿?huì)引起操作上的其他問題以及設(shè)備費(fèi)用的增加，尤其是真空操作不僅需要

9、增加真空設(shè)備的投資和操作費(fèi)用，而且由于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設(shè)備費(fèi)用增加。因此，本設(shè)計(jì)選擇常壓操作條件。1.2 物料的進(jìn)料熱狀態(tài)采用泡點(diǎn)進(jìn)料的方式，進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中。這樣一來，進(jìn)料溫度就不受季節(jié)、氣溫變化和前道工序波動(dòng)的影響，塔的操作就比較容易控制。 1.3 塔釜的加熱方式精餾段通常設(shè)置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供足夠的熱量。若待分離的物系為某種組分和水的混合物，往往可以采用直接蒸汽加熱的方式。但當(dāng)在塔頂輕組分回收率一定時(shí)，由于蒸汽冷凝水的稀釋作用，可使得釜?dú)堃褐械妮p組分濃度降低，所需的理論塔板數(shù)略有增加，且物系在操作溫度下黏

10、度不大有利于間接蒸汽加熱。因此，本設(shè)計(jì)選用間接蒸汽加熱的方式提供熱量 1.4 回流方式選定 重力回流1.5 回流比的確定對(duì)于一定的分離任務(wù)，采用較大的回流比時(shí)，操作線的位置遠(yuǎn)離平衡線向下向?qū)蔷€靠攏，在平衡線和操作線之間的直角階梯的跨度增大,每層塔板的分離效率提高了，所以增大回流比所需的理論塔板數(shù)減少，反之理論塔板數(shù)增加。但是隨著回流比的增加，塔釜加熱劑的消耗量和塔頂冷凝劑的消耗量液隨之增加，操作費(fèi)用增加，所以操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用總和最小時(shí)所對(duì)應(yīng)的回流比為最佳回流比。本次設(shè)計(jì)任務(wù)中，綜合考慮各個(gè)因素，采用回流比為最小回流比的1.6倍。2 精餾的工藝流程圖乙醇-水精餾體系冷夜進(jìn)料3 精餾塔塔板數(shù)的

11、確定 3.1 物料衡算已知條件：F=230 kmol/h 所以 3.2 物系相平衡數(shù)據(jù) 1) 基本物性數(shù)據(jù)組分分子式分子量沸點(diǎn)熔點(diǎn)水18.0153373.15K273.15k乙醇46.068351.6K158.8K2）乙醇-水汽液平衡組成 汽液平衡數(shù)據(jù)（760mm Hg）乙醇摩爾分?jǐn)?shù)/溫度/乙醇摩爾分?jǐn)?shù)/溫度/液相中氣相中液相中氣相中0.000.0010032.7358.2681.51.9017.0095.539.6561.2280.77.2138.9189.050.7965.6479.89.6643.7586.751.9865.9979.712.3847.0485.357.3268.4179

12、.316.6150.8984.167.6373.8578.7423.3754.4582.774.7278.1578.4126.0855.8082.389.4389.4378.15根據(jù)汽液平衡表,由內(nèi)插法求得()/(1.90-0)=(95.5-)/(95.5-100)塔釜溫度(89.43-86)/()=(78.15-)/(78.15-78.41)塔頂溫度78.211(23.37-17)/()=(82.7-)/(82.7-84.1)進(jìn)料溫度84.019 3） 乙醇-水各溫度下的粘度(內(nèi)插法求得)溫度塔釜溫度定性溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度99.52688.8784.01978.211乙醇pa.s3.628

13、4.1114.3624.693水pa.s2.8523.2073.394 3.6464）乙醇-水各溫度下的表面張力(內(nèi)插法求得)溫度塔釜溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度99.52684.01978.211乙醇N/m0.01525 0.016770.01730水N/m0.058930.06182 0.06288 5） 乙醇-水在各溫度下的密度(內(nèi)插法求得)溫度塔釜溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度99.52684.01978.211乙醇716.664737.991747.968水958.73 969.19 972.876）乙醇和水在各溫度下的汽化潛熱（內(nèi)插法求的）溫度塔釜溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度99.52684.01978.2

14、11乙醇kJ/mol36.5638.1938.78水kJ/mol40.6641.38 41.643.3 回流比確定乙醇-水摩爾分?jǐn)?shù)/%溫度X/100Y/100Y-XYX-XY液相X氣相Y1.91795.50.0190.170.166770.0157710.5751437.2138.71890.07210.38710.359190.044198.12829519.6643.7586.70.09660.43750.3952380.0543387.27375212.3847.0485.30.12380.47040.4121640.0655646.28639916.6150.8984.10.16610

15、.50890.4243720.0815725.202437323.3754.4582.70.23370.54450.417250.106453.91967126.0855.882.30.26080.5580.4124740.1152743.578213932.7358.2681.50.32730.58260.3919150.1366152.86875539.6561.2280.70.39650.61220.3694630.1537632.40281150.7965.6479.80.50790.65640.3230140.1745141.850932551.8965.9979.70.51890.

16、65990.3174780.1764781.798966957.3268.4179.30.57320.68410.2919740.1810741.612457267.6373.8578.740.67630.73850.2390520.1768521.351705674.7278.1578.410.74720.78150.1975630.1632631.210090289.4389.4378.150.89430.89430.0945280.0945281q=1，所以q線方程為 平衡線方程為聯(lián)立q線方程與平衡線方程得： 3.4 逐板法計(jì)算理論塔板數(shù)精餾段： 精餾段操作線方程為:提餾段：提餾段方程：

17、平衡線方程為：由上而下逐板計(jì)算，自X0=0.86開始到Xi首次超過X=0.17時(shí)止 操作線上的點(diǎn) 平衡線上的點(diǎn) 1 （X0=0.86,Y1=0.86） (X1=0.66906,Y1=0.86) 2 （X1=0.66906,Y2=0.7105） （X2=04469 ,Y2=0.7105） 3 （X2=0.4469,Y3=0.5370） （X3=0.2763,Y3=0.5370） 4 （X3=0.2763,Y4=0.4038） （X4=0.1823,Y4=0.4038）5 （X4=0.1823,Y5=0.3303） （X5=0.1397,Y5=0.3303）因?yàn)閄5 時(shí)首次出現(xiàn) Xi Xq 故第5

18、塊理論版為加料版，精餾段共有5塊理論板。提餾段理論板數(shù)提餾段操作線方程：y=1.900x-0.0018已知X5=0.1397, 由上而下計(jì)算，直到Xi 首次越過Xw=0.002時(shí)為止。操作線上的點(diǎn) 平衡線上的點(diǎn)6（X5=0.1397,Y6=0.2636） （X6=0.1054,Y6=0.2636）7（X6=0.1054,Y7=0.1984） （X7=0.0753,Y7=0.1984）8（X7=0.0753,Y8=0.1413） （X8=0.05139,Y8=0.1413）9（X8=0.05139,Y9=0.09585） （X9=0.03371,Y9=0.09585）10（X9=0.03371,

19、Y10=0.06226） （X10=0.06226,Y10=0.02138）11（X10=0.02138,Y11=0.03883） （X11=0.01312,Y11=0.03883）12（X11=0.01312,Y12=0.02313） （X12=0.007732,Y12=0.02313）13（X12=0.007732,Y13=0.01289） （X13=0.004280,Y13=0.01289）14（X13=0.004280,Y14=0.006332） （X14=0.002093,Y14=0.006332）15（X14=0.002093,Y15=0.002176） （X15=0.000717

20、3,Y15=0.002176）由于到X15首次出現(xiàn)Xi 6 mm 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 .3 安定區(qū)與邊緣區(qū)的確定 1) 入口安定區(qū) 塔板上液流的上游部位有狹長(zhǎng)的不開孔區(qū)，叫入口安定區(qū)，其寬度為。此區(qū)域不開孔是為了防止因這部位液層較厚而造成傾向性液封，同時(shí)也防止氣泡竄入降液管。一般取=（50100）mm,精餾段取=70mm。2） 出口安定區(qū) 在塔板上液流的下游靠近溢流堰部位也有狹長(zhǎng)的不開孔區(qū)，叫出口安定區(qū)，其寬度與入口安定區(qū)相同，亦為。這部分不開孔是為了減小因流進(jìn)降液管的液體中含氣泡太多而增加液相在降液管內(nèi)排氣的困難。精餾段取=70mm。3） 邊緣固定區(qū) 在塔板邊緣有寬度為WC的區(qū)域不開

21、孔，這部分用于塔板固定。一般=（2550）mm。精餾段取=40mm。 .4 鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列塔徑D/mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分塊數(shù) 3 4 5 6D精=1200mm 所以查表得：塔板分塊數(shù)（精餾）=3工藝要求：孔徑取閥孔動(dòng)能因子 =10孔速浮閥孔數(shù) 取無效區(qū)寬度 =0.04m 安定區(qū)寬度 =0.07m 弓形降液管寬度 開孔區(qū)面積 =0.7294m2其中 R=0.56x=0.35m浮閥排列方式采用等腰三角形叉排圖如下：經(jīng)過精確繪圖，得知，當(dāng)t=65mm,t=75mm時(shí)，閥孔數(shù)N實(shí)際=117個(gè)按N=118重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：孔速

22、u0= VS/（ 1/4 d2 N）=10.46 m/sF0=uo(V,M) 0.5=11.63閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在912范圍內(nèi)。 .5 開孔率的計(jì)算 開孔率 (5%14%,符合要求)故：t=85mm 閥孔數(shù)N實(shí)際=117個(gè)則每層板上的開孔面積AO =A a = 0.729412.46 %=0.09089m2 塔盤流體力學(xué)驗(yàn)算 a.塔板壓降校核.1干板壓強(qiáng)降浮閥由部分全開轉(zhuǎn)為全部全開時(shí)的臨界速度為U0,cU0,c=（73.1/V,M）（1/1.825）=9.2m/s液層阻力 取0.45 液體表面張力數(shù)值很小，設(shè)計(jì)時(shí)可以忽略不計(jì)氣體通過每層塔板的壓降P為.2 降液管停留時(shí)間a. 液體在降液

23、管內(nèi)停留時(shí)間故降液管設(shè)計(jì)合理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。即：Hd（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+hd=0.2(LS/(lwho)2 乙醇-水屬于一般物系，取0.4對(duì)于浮閥塔0Hd=hw+how+hd+hp+=0.055+0.2(0.001636/(0.840.022)2+0.06085=0.1174m（HT+hW）=0.4(0.4+0.04428)=0.1777m因0.1174m0.1777m， 故本設(shè)計(jì)中不會(huì)出現(xiàn)液泛 .3 霧沫夾帶綜合考慮生產(chǎn)能力和塔板效率，一般應(yīng)使霧沫夾帶量eV限制在10%以下，校核方法常為：控制泛點(diǎn)百分率F1的數(shù)值

24、。所謂泛點(diǎn)率指設(shè)計(jì)負(fù)荷與泛點(diǎn)負(fù)荷之比的百分?jǐn)?shù)。其經(jīng)驗(yàn)值為大塔F180%-82%CF泛點(diǎn)負(fù)荷因素由 查表得 K=1.0Ab=AT-2Af=1.13097-20.1018=0.9274 故本設(shè)計(jì)中的霧沫夾帶量在允許范圍之內(nèi)。對(duì)于大塔，為避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過80%。計(jì)算出的泛點(diǎn)率在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足ev0.1kg液/kg(干氣)的要求。e. 漏液驗(yàn)算0.697m3/s34.2 提餾段塔徑塔板的設(shè)計(jì)計(jì)算 提餾段塔徑塔板的設(shè)計(jì)計(jì)算(1) 提餾段塔塔徑塔板的設(shè)計(jì)參數(shù)(2) 塔板參數(shù)計(jì)算和選擇.1 操作壓力塔頂壓強(qiáng)，p0.64kPa 取每層踏板壓強(qiáng)p=0.64kPa，則進(jìn)料

25、板的壓力為： kPa塔底壓力為： kPa，故提餾段平均操作壓力為：p提 kPa4.2.1.2溫度塔頂溫度=78.211 進(jìn)料溫度=84.019 塔釜溫度=99.526提餾段的平均溫度：塔平均溫度為：4.2.1.3摩爾質(zhì)量計(jì)算1）提餾塔的汽、液相負(fù)荷:L=L+Fq=160.56+2301=390.56kmol/hV=V-（1-q）F=205.56kmol/h2）加料板平均分子量：XF=0.17 , yF=0.3836MVFM=0.383646.068+(1-0.3836)18.0153=28.776g/molMLFM=0.1746.068+(1-0.17)18.0153=22.784g/mol3

26、）塔底平均分子量：xw=0.002, yw=0.00605MVWM=0.0060546.068+(1-0.00605)18.0153=18.185g/molMLWM=0.00246.068+(1-0.002)18.0153=18.071g/mol提餾段平均摩爾質(zhì)量：MVm=(MVDm+MVFm)/2=(28.776+18.185)/2=23.48g/molMLm=(MLDm+MLFm)/2 =(22.784+18.071)/2=20.43g/mol4.2.1.4平均密度1）氣相密度3） 液相密度乙醇-水在各溫度下的密度(內(nèi)插法求得)溫度塔釜溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度99.52684.01978.21

27、11乙醇716.664737.991747.968水958.73 969.19 972.87xF=0.17XD=0.86XW=0.002.5液體表面張力 乙醇-水各溫度下的表面張力(內(nèi)插法求得)溫度塔釜溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度99.52684.01978.211乙醇N/m0.01525 0.016770.01730水N/m0.058930.06182 0.06288TF=84.019 99.526 提餾段液相平均表面張力：4.2.1.6液體的粘度 乙醇-水各溫度下的粘度(內(nèi)插法求得)溫度塔釜溫度定性溫度進(jìn)料溫度塔頂溫度99.52688.8784.01978.211乙醇pa.s3.6284.1114

28、.3624.693水pa.s2.8523.2073.394 3.6461) tF=84.019 0.4362mpa.s 0.3394mpa.s 2) tw=99.5260.3628mpa.s 0.2852mpa.s提餾段液相平均粘度：4.1.1.7液負(fù)荷計(jì)算. 塔徑塔板工藝尺寸的確定 .1塔徑的計(jì)算欲求塔徑應(yīng)先求出u，而u安全系數(shù)umax 式中： 功能參數(shù)：取塔板間距，板上液層高度，那么分離空間:從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：取安全系數(shù)=0.7則所以圓整取m塔截面積： m2空塔氣速：4.2.2.2 溢流裝置的確定 選用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。單溢流又稱直徑流，液體自液盤橫

29、向流過塔板至溢流堰，流體流徑較大，塔板效率高，塔板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，加工方便，直徑小于2.2m的塔中廣泛使用。工業(yè)中應(yīng)用最廣的降液管是弓形降液管。2) 溢流堰長(zhǎng)根據(jù)塔徑=1.1m溢流堰長(zhǎng) 2)出口堰高選用平直堰，堰上液層高度3）弓形降液管寬度和面積查圖知 停留時(shí)間 故降液管尺寸可用。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h0表示。降液管底隙高度應(yīng)低于出口堰高度hw，(hw-ho)不應(yīng)低于6mm才能保證降液管底端有良好的液封. 工程上ho一般取20-25mm。本次設(shè)計(jì)中取22mm。hw-ho=46- 22 =24 mm 6 mm 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。4.2.2.3 安定

30、區(qū)與邊緣區(qū)的確定 1) 入口安定區(qū) 塔板上液流的上游部位有狹長(zhǎng)的不開孔區(qū)，叫入口安定區(qū)，其寬度為。此區(qū)域不開孔是為了防止因這部位液層較厚而造成傾向性液封，同時(shí)也防止氣泡竄入降液管。一般取=（50100）mm提鎦段取=70mm。2） 出口安定區(qū) 在塔板上液流的下游靠近溢流堰部位也有狹長(zhǎng)的不開孔區(qū)，叫出口安定區(qū)，其寬度與入口安定區(qū)相同，亦為。這部分不開孔是為了減小因流進(jìn)降液管的液體中含氣泡太多而增加液相在降液管內(nèi)排氣的困難。提鎦段取=70mm。3） 邊緣固定區(qū) 在塔板邊緣有寬度為WC的區(qū)域不開孔，這部分用于塔板固定。一般=（2550）mm。提鎦段取=40mm。 .4 鼓泡區(qū)閥孔數(shù)的確定及排列塔徑D/mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分塊數(shù) 3 4 5 6D提=1100mm所以查表得： =塔板分塊數(shù)（提餾）=3工藝要求：孔徑取閥孔動(dòng)能因子 孔速浮閥