南京工業(yè)大學(xué)的甲醇-水體系浮閥精餾塔的課程設(shè)計(jì)

1、課程名稱： 化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)任務(wù)： 乙醇-水體系設(shè)計(jì)條件及任務(wù)：進(jìn)料流量：F210kmol/h進(jìn)料組成：Xf=0.20（摩爾分率）進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料要求塔頂產(chǎn)品濃度XD=0.99易揮發(fā)組分回收率0.99前 言化學(xué)工業(yè)中塔設(shè)備是化工單元操作中重要的設(shè)備之一，化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收、解吸、精餾、萃取、增濕、減濕等單元操作中，精餾操作是最基本的單元操作之一，它是根據(jù)混合液中各組分的揮發(fā)能力的差異進(jìn)行分離的。 塔設(shè)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

2、，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。浮閥塔的特點(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，因氣液流過(guò)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

3、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(lái)，浮閥塔的推廣并不是越來(lái)越廣。 近幾十年來(lái)，人們對(duì)浮閥塔的研究越來(lái)越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)越來(lái)越豐富，積累的設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計(jì)浮閥塔比較合適。本次設(shè)計(jì)就是針對(duì)甲醇水體系，而進(jìn)行的常壓浮閥精餾塔的設(shè)計(jì)及其輔助設(shè)備的選型。由于此次設(shè)計(jì)時(shí)間緊張，本人水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇切希望各位老師指出，以便訂正。 2010年12月 目 錄概述 7第一章 總體操作方案的確定1.1操作壓強(qiáng)的選擇91.2物料的進(jìn)料熱狀態(tài)91.3回流比的確定101

4、.4塔釜的加熱方式101.5回流的方式方法 10第二章 精餾的工藝流程圖的確定11第三章 理論板數(shù)的確定3.1物料衡算123.2物系相平衡數(shù)據(jù) 123.3確定回流比.133.4理論板數(shù)NT的計(jì)算以及實(shí)際板數(shù)的確定13第四章 塔體主要工藝尺寸的確定4.1各設(shè)計(jì)參數(shù)164.2精餾段塔徑塔板的實(shí)際計(jì)算.224.2.1精餾段汽、液相體積流率4.2.2塔徑塔板的計(jì)算4.2.3塔板流體力學(xué)的驗(yàn)算4.2.4塔板負(fù)荷性能圖及操作彈性4.3提餾段塔徑塔板的實(shí)際計(jì)算.354.3.1精餾段汽、液相體積流率4.3.2塔徑塔板的計(jì)算4.3.3塔板流體力學(xué)的驗(yàn)算4.3.4塔板負(fù)荷性能圖及操作彈性第五章浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)計(jì)算

5、結(jié)果47第六章 輔助設(shè)備及零件設(shè)計(jì)5.1塔頂全凝器的計(jì)算及選型495.2塔底再沸器面積的計(jì)算及選型 535.3其他輔助設(shè)備計(jì)算及選型.54第七章 設(shè)計(jì)感想.60第八章 致謝61第九章 參考文獻(xiàn)61 概述:塔設(shè)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

6、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，因氣液流過(guò)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(lái)，浮閥塔的推廣并不是越來(lái)越廣。 近幾十年來(lái)，人們對(duì)浮閥塔的研

7、究越來(lái)越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)越來(lái)越豐富，積累的設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計(jì)浮閥塔比較合適。本次的課程設(shè)計(jì)任務(wù)是甲醇和水的體系，要想把低純度的甲醇水溶液提升到高純度，要用連續(xù)精餾的方法，因?yàn)榧状己退膿]發(fā)度相差不大。精餾是多數(shù)分離過(guò)程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過(guò)程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離?；S中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進(jìn)行的，塔內(nèi)裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實(shí)現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時(shí)還要配原料液預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才能實(shí)現(xiàn)整個(gè)操作。浮閥塔

8、是二十世紀(jì)五十年代初開發(fā)的一種新塔型。其特點(diǎn)是在篩板塔基礎(chǔ)上，在每個(gè)篩孔處安置一個(gè)可上下移動(dòng)的閥片。當(dāng)篩孔氣速高時(shí)，閥片被頂起、上升，孔速低時(shí)，閥片因自重而下降。閥片升降位置隨氣流量大小作自動(dòng)調(diào)節(jié)，從而使進(jìn)入液層的氣速基本穩(wěn)定。又因氣體在閥片下測(cè)水平方向進(jìn)入液層，既減少液沫夾帶量，又延長(zhǎng)氣液接觸時(shí)間，故收到很好的傳質(zhì)效果。國(guó)內(nèi)常用的浮閥有三種，即圖1所示的F1型及圖2所示的V-4型與T型。V-4型的特點(diǎn)是閥孔被沖壓成向下彎的噴咀形，氣體通過(guò)閥孔時(shí)因流道形狀漸變可減小阻力。T型閥則借助固定于塔板的支架限制閥片移動(dòng)范圍。三類浮閥中，F(xiàn)1型浮閥最簡(jiǎn)單，該類型浮閥已被廣泛使用。我國(guó)已有部頒標(biāo)準(zhǔn)（JB1

9、11868）。F1型閥又分重閥與輕閥兩種，重閥用厚度2mm的鋼板沖成，閥質(zhì)量約33g，輕閥用厚度1.5mm的鋼板沖成，質(zhì)量約25g。閥重則閥的慣性大，操作穩(wěn)定性好，但氣體阻力大。一般采用重罰。只有要求壓降很小的場(chǎng)合，如真空精餾時(shí)才使用輕閥。 圖1 浮閥（F1型） 圖2 浮閥（a）V-4型，（b）T型一 總體操作方案的確定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(lái)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

10、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。本次任務(wù)是甲醇和水體系，甲醇-水這一類的溶液不是熱敏性物料，且沸點(diǎn)又不高，所以不需采用減壓蒸餾。這類溶液在常壓下又是液態(tài)，塔頂蒸氣又可以用普通冷卻水冷凝，因而也不需采用加壓蒸餾。所以為了有效降低設(shè)備造價(jià)和操作費(fèi)用對(duì)這類溶液可采用常壓蒸餾。 操作壓強(qiáng):P=1atm=0.1MPa=1.013103KPa1.2 物料的進(jìn)料熱狀態(tài)：

11、進(jìn)料熱狀態(tài)有五種。原則上，在供熱一定的情況下，熱量應(yīng)盡可能由塔底輸入，使產(chǎn)生的氣相回流在全塔發(fā)揮作用，即宜冷也進(jìn)料。但為使塔的操作穩(wěn)定，免受季節(jié)氣溫的影響，常采用泡點(diǎn)進(jìn)料。這樣，塔內(nèi)精餾段和提留段上升的氣體量變化較小，可采用相同的塔徑，便于設(shè)計(jì)和制造。但將原料預(yù)熱到泡點(diǎn)，就需要增設(shè)一個(gè)預(yù)熱器，使設(shè)備費(fèi)用增加。綜合考慮各方面因素，決定采用泡點(diǎn)進(jìn)料，即q=1 。1.3 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

12、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。即：R=1.6 Rmin1.4 塔釜加熱方式：塔釜可采用間接蒸汽加熱或直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點(diǎn)是，可利用壓強(qiáng)較低的加熱蒸汽，并省掉間接加熱設(shè)備，以節(jié)省操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用。但直接蒸汽加熱，只適用于釜中殘液是水或與水不互溶而易于分離的物料，所以通常情況下，多采用間接蒸汽加熱。1.5 回流的方式方法: 液體回流可借助位差采用重力回流或用泵強(qiáng)制回流。采用重力回流可節(jié)省一臺(tái)回流泵，節(jié)省設(shè)備費(fèi)用，但

13、用泵強(qiáng)制回流，便于控制回流比?？紤]各方面綜合因素，采用重力回流。二. 精餾的工藝流程圖的確定甲醇水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。3. 理論板數(shù)的確定3.1 物料衡算：= D=FXf/XD=0.992100.20/0.99=42 kmol/hF=D+W W=F- D=210-42=168 kmol/hFXf= DXD+WXw Xw=(FXf-DXD)/W=(2100.20-420.99)/168=0.00253.2 物系相平衡數(shù)據(jù)a. 基本物性數(shù)據(jù)組分分子式分子

14、量沸點(diǎn)熔點(diǎn)水H2O18.015373.15K273.15K甲醇CH3OH32.040337.85K176.15Kb. 常壓下甲醇和水的氣液平衡表(txy)tXytxy1000077.829.0968.0192.95.3128.3476.733.3369.1890.37.6740.0176.235.1369.1888.99.2643.5373.846.2077.5686.612.5748.3172.752.9279.7185.013.1554.5571.359.3781.8383.216.7455.8570.068.4984.9282.318.1857.7568.085.6289.6281.62

15、0.8362.7366.987.4191.9480.223.1964.8564.710010078.028.1867.75 3.3 確定回流比:根據(jù)甲醇水氣液平衡組成表和相對(duì)揮發(fā)度公式 ， 求得：算得相對(duì)揮發(fā)度=4.83平衡線方程為：y=4.83x/(1+3.83x) 因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料 所以 xe = Xf=0.20 代入上式得 ye = 0.5470 Rmin = =(0.99-0.5470)/(0.5470-0.2)=1.2767 R=1.6 Rmin =1.6*1.2767=2.04273.4理論板數(shù)NT的計(jì)算以及實(shí)際板數(shù)的確定1）塔的汽、液相負(fù)荷 L=RD=2.042742=85.792

16、kmol/hV=(R+1)D=(2.0427+1) 42=127.79 kmol/h V=V=127.79 kmol/hL=L+F=85.792 kmol/h+210 kmol/h=295.792kmol/h2）求操作線方程精餾段操作線方程： y=x + =0.6713x+0.3254提餾段操作線方程為: =2.3147x-0.0032873)逐板計(jì)算法求理論板層數(shù) 精餾段理論板數(shù)： 平衡線方程為：y=4.83x/(1+3.83x) 精餾段操作方程：y=x + =0.6713x+0.3254 由上而下逐板計(jì)算，自X0=0.99開始到Xi首次超過(guò)Xq =0.2時(shí)止 操作線上的點(diǎn) 平衡線上的點(diǎn) （

17、X0=0.99,Y1=0.99） (X1=0.95, Y1=0.99) （X1=0.95,Y2=0.97） （X2=0.87,Y2=0.97） （X2=0.87,Y3=0.91） （X3=0.67,Y1=0.91） （X3=0.67,Y4=0.78） （X4=0.42,Y4=0.78） （X4=0.42,Y5=0.61） （X5=0.24,Y5=0.61） （X5=0.24,Y6=0.49） （X6=0.17,Y6=0.49）因?yàn)閄6 時(shí)首次出現(xiàn) Xi Xq 故第6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=2.3147x-0.00328已知X6=0.17, 由

18、上而下計(jì)算，直到Xi 首次越過(guò)Xw=0.0025時(shí)為止。操作線上的點(diǎn) 平衡線上的點(diǎn)（X6=0.17,Y7=0.39） （X7=0.12,Y7=0.39）（X7=0.12,Y8=0.27） （X8=0.07,Y8=0.27）（ X8=0.07,Y9=0.16） （X9=0.038,Y9=0.16）（X9=0.038,Y10=0.084） （X10=0.0187,Y10=0.084）（X10=0.0187,Y11=0.040） （X11=0.00857,Y11=0.040）（X11=0.00857,Y12=0.0165） （X12=0.00347,Y12=0.0165）（X12=0.00347,Y

19、13=0.00474） （X13=0.00099,Y13=00474）由于到X13首次出現(xiàn)Xi 6 mm 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。d.安定區(qū)與邊緣區(qū)的確定取安定區(qū)寬度=0.07m，邊緣區(qū)寬度取=0.04m 弓形降液管寬度 Wd=0.14me.鼓泡區(qū)間閥孔數(shù)的確定以及排列采用F1型重閥，孔徑為39mm。取閥孔動(dòng)能因子 FO=9.5孔速 uo=9.5/(1.0691)0.5=9.18779 m/s浮閥數(shù)：n=0.9695/（1/43.141590.03929.18779）=88.3=89(個(gè))有效傳質(zhì)區(qū)：根據(jù)公式：其中：R=0.46mx=0.29m=0.49563m2塔板的布置因 D800mm

20、故塔板采用分塊式，查表的塔塊分為3塊，采用等腰三角形叉排。浮閥塔篩孔直徑取 d=39mm,閥孔按等腰三角形排列。 閥孔的排列：第一排閥孔中心距t為75mm，各排閥孔中心線間的距離t可取65mm,80mm,100mm. 經(jīng)過(guò)精確繪圖，得知，當(dāng)t=65mm時(shí)，閥孔數(shù)N實(shí)際=85個(gè)按N=85重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：孔速u0= VS/（ 1/4 d2 N）=9.547 m/sF0=uo(V,M) 0.5=9.872閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在912范圍內(nèi)。開孔率空塔氣速u= VS / AT = 1.2344 m/s =u / uo =1.2344 / 9.547 =12.93 %5%12.93%9.

21、547m/s =5.341.069110.12572/（2824.1119.8）=0.0362m液柱液層阻力充氣系數(shù) =0.5,有:h1=h1=0.50.06=0.03m液柱液體表面張力所造成阻力, 此項(xiàng)可以忽略不計(jì)。故氣體流經(jīng)一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為：hp=0.03+0.0362=0.0662m常板壓降=0.0662824.1119.81=535.5055Pa 640Pa,符合設(shè)計(jì)要求。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 甲醇-水屬于一般物系，取0.5 對(duì)于

22、浮閥塔0則Hd=hw+how+hd+hp+=0.005271+0.007292+0.2(0.000771/(0.70.022)2+0.0662=0.07926m（HT+hW）=0.5(0.4+0.05271)=0.226m因0.07926m5s 符合要求d霧沫夾帶泛點(diǎn)率=100%lL=D-2Wd=1-20.14=0.72Ab=AT-2Af=0.7854-20.0691152=0.64717式中: lL板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度，m; Ab板上液流面積，m2 ；CF泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，由圖查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)取0.098 K特性系數(shù)，查下表，取1.0.物性系數(shù)K系統(tǒng)物性系數(shù)K無(wú)泡沫，正常系統(tǒng)氟化物（如BF3，氟里昂

23、）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(yán)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）1.00.90.850.730.600.30由上代入數(shù)據(jù)得：泛點(diǎn)率=56.28% 對(duì)于大塔，為避免過(guò)量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)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 0.491 m3/s3此設(shè)計(jì)符合要求。4.3提餾段塔徑塔板的實(shí)際計(jì)算1) 提餾段汽、液相體積流率為：LS= 0.00173 m3/sVS=0.9312m3/s2)塔徑的計(jì)算取塔板間距HT=0.4，板上液層高度h1=0.

24、06m，那么分離空間：HT h1 =0.4 - 0.06= 0.34m功能參數(shù)：=0.062從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：=0.06由公式C=校正得 C=0.059=1.962m/s取安全系數(shù)0.70，則u=0.7 umax=1.3735m/s=0.863m 為了防止精餾段塔徑大于提留段，造成塔的穩(wěn)定性下降，所以圓整取D=1.0m塔截面積AT= =0.7854 m2空塔氣速: u= VS / AT =1.186m/s 3) 溢流裝置的確定單溢流又稱直徑流，液體自液盤橫向流過(guò)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。

25、綜合考慮各方面因素，本設(shè)計(jì)體系采用單溢流、弓形降液管。堰長(zhǎng)lw塔徑D=1.0m , 堰長(zhǎng)lw=0.7D=0.7m出口堰高 hw=h1-howL / l W 2.5 =0.001733600/0.72.5= 15.192l W / D= 0.7查流體收縮系數(shù)圖得：E=1.03, h w = hl - how=0.06-0.01241=0.04759 m降液管的寬度與降液管的面積：由lW /D=0.7 查圖得查得=0.14, =0.088Wd=0.141=0.14m, Af=0.0880.7854=0.069115m2 液體在降液管中停留時(shí)間 = AfHT/Ls=0.0691150.4/0.001

26、73=15.979s5s故降液管設(shè)計(jì)合適降液管底隙高度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。Ho的大小應(yīng)在2025mm之間。降液管底隙高度應(yīng)低于出口堰高度，(hw-ho)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- h0=0.04759-0.022=25.59mm6mm 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。c.安定區(qū)與邊緣區(qū)的確定取安定區(qū)寬度WS=0.07m邊緣區(qū)寬度 WC=0.04m 弓形降液管寬度 Wd=0.14md.鼓泡區(qū)間閥孔數(shù)的確定以及排列采用F1型重閥，孔徑為39mm。取閥孔動(dòng)能因子 FO=10孔速 uo=10/(0.

27、836)0.5=10.937m/s浮閥數(shù):n=0.9312/（1/43.141590.039210.937）=71.27=73(個(gè))有效傳質(zhì)區(qū)面積 ：根據(jù)公式：其中：R=0.46mx=0.29mAa=0.49563m2塔板的布置因 D800mm 故塔板采用分塊式，查表的塔塊分為3塊采用等腰三角形叉排。浮閥塔閥孔直徑取 d=39mm,閥孔按等腰三角形排列，如下圖: 閥孔的排列：第一排閥孔中心距t為75mm，各排閥孔中心線間的距離t可取65mm,80mm,100mm.經(jīng)過(guò)精確繪圖，得知，當(dāng)t=80mm時(shí)，閥孔數(shù)N實(shí)際=69個(gè)按N=69重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：孔速u0 = VS/（ 1/4 d2 N）= 11.297m/sF0= uo (V,M) 0.5=10.329閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在912范圍內(nèi)。開孔率空塔氣速: u= VS / AT =1.186m/s 開孔率=u/uo =1.186 /11.297100%=10.498%5%10.498%