水醇二元体系浮阀精馏塔的工艺设计化工原理课程设计.doc

南京工业大学

《化工原理》课程设计

设计题目 甲醇-水二元体系浮阀精馏塔的工艺设计

学生姓名 班级、学号

指导教师姓名 夏毅 王海燕

课程设计时间 年 月 日 年 月 日

课程设计成绩

百分制
权重

设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%

独立工作能力、综合能力、设计过程表现、设计答辩及回答问题情况，30%

设计最终成绩（五级分制）

指导教师签字

课程名称： 化工原理课程设计
设计题目： 甲醇-水体系浮阀精馏塔的设计
学生姓名：
专业： 化学工程与工艺
班级学号：
设计日期： 2012-12-24至2013-01-06
设计任务： 甲醇-水体系
设计条件及任务：
进料流量：F＝250kmol/h
进料组成：Xf=0.28（摩尔分率）
进料热状态：泡点进料
要求塔顶产品浓度XD=0.99
易挥发组分回收率η≥0.99

前 言
化学工业中塔设备是化工单元操作中重要的设备之一，化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取、增湿、减湿等单元操作中，精馏操作是最基本的单元操作之一，它是根据混合液中各组分的挥发能力的差异进行分离的。
塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。
浮阀塔的特点：
1．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 20%～40%，与筛板塔接近。
2．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负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。
3．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。
4．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。
5．塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比筛板塔高 20%～30。
但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），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。
本次设计就是针对甲醇——水体系，而进行的常压浮阀精馏塔的设计及其辅助设备的选型。
由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指出，以便订正。

2013年1月

目 录

概述…………………………………………………………………………………7
第一章 总体操作方案的确定
◆1.1操作压强的选择……………………………………………………………7
◆1.2物料的进料热状态…………………………………………………………7
◆1.3回流比的确定………………………………………………………………8
◆1.4塔釜的加热方式……………………………………………………………8
◆1.5回流的方式方法……………………………………………………………8
第二章 精馏的工艺流程图的确定…………………………………………………9
第三章 理论板数的确定
◆3.1物料衡算……………………………………………………………………9
◆3.2物系相平衡数据………………………………………………………… 10
◆3.3确定回流比…………………………………………………………………11
◆3.4理论板数NT的计算以及实际板数的确定…………………………………11
◆3.5实际塔板数的确定…………………………………………………………13
第四章 塔体主要工艺尺寸的确定
◆4.1各设计参数…………………………………………………………………14
◆4.2精馏段塔径塔板的实际计算………………………………………………20
4.2.1精馏段汽、液相体积流率
4.2.2塔径塔板的计算
4.2.3塔板流体力学的验算
4.2.4塔板负荷性能图及操作弹性
◆4.3提馏段塔径塔板的实际计算………………………………………………33
4.3.1精馏段汽、液相体积流率
4.3.2塔径塔板的计算
4.3.3塔板流体力学的验算
4.3.4塔板负荷性能图及操作弹性
第五章浮阀塔板工艺设计计算结果………………………………………………45
第六章 辅助设备及零件设计
◆1.塔顶全凝器的计算及选型……………………………………………………46
◆2.塔底再沸器面积的计算及选型………………………………………………51
◆3.其他辅助设备计算及选型……………………………………………………52
第七章 设计感想……………………………………………………………………57
第八章 致谢…………………………………………………………………………58
第九章 参考文献……………………………………………………………………58

概述:
塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。
浮阀塔的优点：
1．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 20%～40%，与筛板塔接近。
2．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负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。
3．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。
4．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。
5．塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比筛板塔高 20%～30。
但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），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。
本次的课程设计任务是甲醇和水的体系，要想把低纯度的甲醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为甲醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。
浮阀塔是二十世纪五十年代初开发的一种新塔型。其特点是在筛板塔基础上，在每个筛孔处安置一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时，阀片被顶起、上升，孔速低时，阀片因自重而下降。阀片升降位置随气流量大小作自动调节，从而使进入液层的气速基本稳定。又因气体在阀片下测水平方向进入液层，既减少液沫夹带量，又延长气液接触时间，故收到很好的传质效果。
国内常用的浮阀有三种，即图1所示的F1型及图2所示的V-4型与T型。V-4型的特点是阀孔被冲压成向下弯的喷咀形，气体通过阀孔时因流道形状渐变可减小阻力。T型阀则借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围。三类浮阀中，F1型浮阀最简单，该类型浮阀已被广泛使用。我国已有部颁标准（JB1118—68）。F1型阀又分重阀与轻阀两种，重阀用厚度2mm的钢板冲成，阀质量约33g，轻阀用厚度1.5mm的钢板冲成，质量约25g。阀重则阀的惯性大，操作稳定性好，但气体阻力大。一般采用重罚。只有要求压降很小的场合，如真空精馏时才使用轻阀。

图1 浮阀（F1型） 图2 浮阀（a）V-4型，（b）T型
一． 总体操作方案的确定
1.1 操作压强的选择：
精馏可以常压，加压或减压条件下进行。确定操作压力时主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。
对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作。在相同条件下适当提高操作压力可以提高塔的处理能力，但是增加了塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度液会下降。对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏。降低操作压力，组分的相对挥发度增加，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低位的加热剂。但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温度的降低，而且必须使用抽真空设备，增加了相应的设备和操作费用。
本次任务是甲醇和水体系，甲醇-水这一类的溶液不是热敏性物料，且沸点又不高，所以不需采用减压蒸馏。这类溶液在常压下又是液态，塔顶蒸气又可以用普通冷却水冷凝，因而也不需采用加压蒸馏。所以为了有效降低设备造价和操作费用对这类溶液可采用常压蒸馏。
∴ 操作压强:P=1atm=0.1MPa=1.013×103KPa
1.2 物料的进料热状态：
进料热状态有五种。原则上，在供热一定的情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷也进料。但为使塔的操作稳定，免受季节气温的影响，常采用泡点进料。这样，塔内精馏段和提留段上升的气体量变化较小，可采用相同的塔径，便于设计和制造。但将原料预热到泡点，就需要增设一个预热器，使设备费用增加。综合考虑各方面因素，决定采用泡点进料，即q=1 。
1.3 回流比的确定：
对于一定的分离任务，采用较大的回流比时，操作线的位置远离平衡线向下向对角线靠拢，在平衡线和操作线之间的直角阶梯的跨度增大,每层塔板的分离效率提高了，所以增大回流比所需的理论塔板数减少，反之理论塔板数增加。但是随着回流比的增加，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加，操作费用增加，所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流比。本次设计任务中，综合考虑各个因素，采用回流比为最小回流比的1.6倍。
即：R=1.6 Rmin
1.4 塔釜加热方式：
塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利用压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。
1.5 回流的方式方法:
液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流。采用重力回流可节省一台回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制
回流比。考虑各方面综合因素，采用重力回流。

二. 精馏的工艺流程图的确定

甲醇—水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。
3. 理论板数的确定
3.1 物料衡算：
∵η= ∴D=ηFXf/XD=0.99×250×0.28/0.99=70 kmol/h
∵F=D+W ∴W=F- D=250-70=180 kmol/h
∵FXf= DXD+WXw
∴Xw=(FXf-DXD)/W=(210×0.20-42×0.99)/168=0.00389
3.2 物系相平衡数据
a. 基本物性数据
组分
分子式
分子量
沸点
熔点
水
H2O
18.015
373.15K
273.15K
甲醇
CH3OH
32.040
337.85K
176.15K

b. 常压下甲醇和水的气液平衡表(t—x—y)
t
X
y
t
x
y
100
0
0
77.8
29.09
68.01
92.9
5.31
28.34
76.7
33.33
69.18
90.3
7.67
40.01
76.2
35.13
69.18
88.9
9.26
43.53
73.8
46.20
77.56
86.6
12.57
48.31
72.7
52.92
79.71
85.0
13.15
54.55
71.3
59.37
81.83
83.2
16.74
55.85
70.0
68.49
84.92
82.3
18.18
57.75
68.0
85.62
89.62
81.6
20.83
62.73
66.9
87.41
91.94
80.2
23.19
64.85
64.7
100
100
78.0
28.18
67.75

3.3 确定回流比:根据甲醇—水气液平衡组成表和相对挥发度公式 ，
求得：算得相对挥发度α=4.83
∴平衡线方程为：y==4.83x/(1+3.83x)
因为泡点进料 所以 xe = Xf=0.28 代入上式得 ye = 0.6526
∴ Rmin = =(0.99-0.6526)/(0.6526-0.2)=0.9055
∴ R=1.6 Rmin =1.6*0.9055=1.4488

3.4理论板数NT的计算以及实际板数的确定
1）塔的汽、液相负荷
L=RD=1.4488×70=101.416 kmol/h
V=(R+1)D=(1.4488+1) ×70=171.416 kmol/h
V’=V=171.416 kmol/h
L’=L+F=101.416 kmol/h+250 kmol/h=351.416kmol/h
2）求操作线方程
精馏段操作线方程： y=x + =0.5916x+0.4043
提馏段操作线方程为: =2.05x-0.0105
3)逐板计算法求理论板层数
精馏段理论板数：
平衡线方程为：y==4.83x/(1+3.83x)
精馏段操作方程：y=x + =0.5916x+0.0.4043
由上而下逐板计算，自X0=0.99开始到Xi首次超过Xq =0.2时止
操作线上的点 平衡线上的点
（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=0.92） （X3=0.70,Y1=0.92）
（X3=0.70,Y4=0.82） （X4=0.49,Y4=0.82）
（X4=0.49,Y5=0.69） （X5=0.32,Y5=0.69）
（X5=0.32,Y6=0.59） （X6=0.23,Y6=0.59）
因为X6 时首次出现 Xi <Xq 故第6块理论版为加料版，精馏段共有5块理论板。

提馏段理论板数
提馏段操作线方程：y=2.3147x-0.00328
已知X6=0.23, 由上而下计算，直到Xi 首次越过Xw=0.00389时为止。
操作线上的点 平衡线上的点
（X6=0.23,Y7=0.46） （X7=0.15,Y7=0.46）
（X7=0.15,Y8=0.34） （X8=0.096,Y8=0.34）
（ X8=0.096,Y9=0.19） （X9=0.046,Y9=0.19）
（X9=0.046,Y10=0.084） （X10=0.0186,Y10=0.084）
（X10=0.0186,Y11=0.028） （X11=0.00593,Y11=0.028）
（X11=0.00593,Y12=0.00166） （X12=0.00344,Y12=0.00166）
由于到X13首次出现Xi < X w ，故总理论板数不足12块
∴总的理论板数NT=11+（X11-Xw）/（X11-X12）=11.365( 包括再沸器)

3.5 实际板数的确定
实际塔板数Np=NT/ ET
1）总板效率ET的计算
根据汽液平衡表,塔釜温度tw
∵ (5.31-0.25)/(5.31-0)=(92.9-tw)/(92.9-100)
∴tw=99.48℃
塔底温度
(100-99)/(100-87.41)=(64.7- tD)/(64.7-66.9)
tD =64.7361
进料温度
（28.18-23.19）/(78-80.2)=(28-23.19)/( tf -80.2)
tf=78.08℃
平均温度=(tD+tw)/2=(64.7361+99.48)/2=82.108℃
又由奥克梅尔公式：ET=0.49(αμL)-0.245
其中α=6.14,μL=0.3478mPa·s,代入上式得:
ET=0.4069
2）实际塔板层数
∵算得ET=0.4069
∴ 实际塔板数Np=NT/ET=11.365/0.4069=27.93块=28块
其中： 精馏段：5/0.4069=12.29≈13块
提馏段: 6.365/0.4069=15.643≈16块
提馏段不算塔釜：16-1=15块

四 塔体主要工艺尺寸的确定
4.1 列出各设计参数
⒈操作压力
1）精馏段：塔顶压力PD=1atm=101.33kPa, ∵△p≤0.64kPa
∴取每层踏板压强△p=0.64
进料板压力=PD+0.64 ×12=109.01kPa
精馏段平均操作压力Pm=(101.33+109.01)/2=105.17kPa
2）提馏段: 塔釜压力PW=PD+28×0.64=119.25kPa
提馏段平均操作压力Pm’=(119.25+109.01)/2=114.13kPa

2.温度tm
1）精馏段：塔顶温度tD=64.7361℃, tf=78.08℃,
∴t精=(tD+tf)/2=71.408℃
2）提馏段: t提=(tw+tf)/2 =(99.48+78.08)/2=88.78℃
3) 平均温度=(tD+tw)/2=(64.7361+99.48)/2=82.108℃

3.平均摩尔质量计算
1）精馏塔的汽、液相负荷:
L=RD=1.4488×70=101.416 kmol/h
V=(R+1)D=(1.4488+1) ×70=171.416 kmol/h
L’=L+F=101.416 +250 =351.416kmol/h
V’=V=171.416kmol/h
2）塔顶平均分子量:
X1=0.99, Y1=0.998
MVDM=0.99×32+(1-0.99)×18=31.86g/mol
MLDM=0.998×32+(1-0.998)×18=31.972g/mol
3)加料板上一块塔板平均摩尔质量：
X5=0.32, Y5=0.69
MVFM =0.61×32+(1-0.69) ×18=25.1 g/mol
MLFM =0.32×32+(1-0.32) ×18=22.48 g/mol
4）加料板平均分子量：
Xf=0.28 , yf=0.547
MVFM=0.678×32+(1-0.678)×18=24.492g/mol
MLFM=0.28×32+(1-0.28)×18=21.92 g/mol
5）塔底平均分子量：xw=0.00389, yw=0.0185
MVWM=0.0185×32+(1-0.0185)×18=18.259g/mol
MLWM=0.00389×32+(1-0.00389)×18=18.054g/mol
∴精馏段平均摩尔质量：
MVm=(MVDm+MVFm)/2=(31.86+25.1)/2=24.48kg/kmol
MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(31.972+22.48)/2= 27.226kg/kmol
提馏段平均摩尔质量：
MVm=(MVDm+MVFm)/2=(27.492+18.259)/2=22.876kg/kmol
MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(21.92+18.054)/2=19.987kg/kmol

4．汽相密度:
精馏段：ρV,M=P×MVM/RT精=105.17×28.48/[8.314×(273.15+71.408)]=1.0456kg/m3
提馏段：ρV,M’=P’×MVM’/RT提=114.13×22.876/[8.314×(273.15+88.78)]=0.8677kg/m3
5.液相密度
已知： 混合液密度:

甲醇与水在对应温度下的密度
温度℃
64.7361
78.08

99.48
甲醇
755.2652
735.0886
712.4242
水
980.64
970.41
958.04

1）精馏段
①塔顶，tD=64.7361℃ xD=0.99
∵ 1/ρLD,M=WA/ρLA+WB/ρLB
其中WAD==0.994 , WBD=0.006,ρLA=755.2652kg/m3,ρLB=980.64kg/m3
∴ρLD,M=756.659kg/m3
②进料板上：Xf=0.28,
ρLA=735.0886kg/m3, ρLB=970.41kg/m3
∴WAf= =0.28×32/[0.28×32+(1-0.28)×18]
=0.409
又∵ 1/ρLF,M=0.409/735.0886+(1-0.409)/ 970.41
∴ρLF,M=858.074kg/m3
精馏段平均液相密度:
ρL,M精=(764.756+883.466)/2=807.367kg/m3

2）提馏段：
塔底: Xw=0.00389,
∵1/ρLW,M=WA/ρLA+WB/ρLB
其中WAW=0.00689 ,WBW=0.99311
ρLA=712.4242 ρLB=958.04
∴ρLW,M=955.749kg/m3
∴提馏段平均液相密ρL,M’=(957.147+883.466)/2=906.9115kg/m3

6．液体表面张力
∵бm=∑xiбi
温度℃
64.7361
78.08
99.48
甲醇mN/m
18.083
13.771
15.654
水mN/m
65.9467
62.232
58.743

1)精馏段
①塔顶，tD=64.7361℃ xD=0.99
б水=65.9467mN/m, б甲醇=18.803mN/m
бm,D=0.99×65.9467+(1-0.99) ×18.803=65.4753mN/m
②进料板上：Xf=0.28,
78.08℃时,б水=62.232mN/m, б甲醇=13.771mN/m
бm,F=0.28×62.232+0.72×13.771=27.34mN/m
∴бm,精=(65.4753+27.34)/2=46.4077mN/m

2）提馏段
塔底: Xw=0.00389
tw=99.48℃时，б水=58.743mN/m, б甲醇=15.654mN/m
бm,W=0.00389×58.743+0.99611×15.645=15.813mN/m
∴бm,提=(27.34+15.813)/2=21.5765mN/m

7．液体粘度μL,m
温度℃
64.7361
78.08
99.48
甲醇mPa·s
0.3225
0.2725
0.2288
水mPa·s
0.4360
0.3486
0.2848
1)精馏段
查表得:
64.7361℃时,μ水=0.000440Pa·s , μ甲醇=0.0003225Pa·s
∴μL,D=0.99×0.0003225+0.01×0.000440=0.0003237Pa·s
78.08℃时,μ水=0.0003661Pa·s , μ甲醇=00.0002725Pa·s
∴μL,F=0.28×0 +(1-0.28)×0.0003486=0.000327Pa·s
∴μL,m精=(0.0002725+0.000327)/2=0.0002998Pa·s
2）提馏段
塔底: Xw=0.00389
99.48℃时,μ水=0.0002840Pa·s , μ甲醇=0.0002288Pa·s
∴μL,W=0.00389×0.0002288+(1-0.00389) ×0.0002840=0.0002838mPa·s
∴μL,m提=(0.0002838+0.000327)/2=0.0003054Pa·s

3）塔的汽、液相负荷
L=RD=1.4488×70=101.416 kmol/h
V=(R+1)D=(1.4488+1) ×70=171.416 kmol/h
L’=L+F=101.416 +250 =351.416kmol/h
V’=V=171.416kmol/h
VS=VMVM/(3600ρVM)=(171.416×28.48)/(3600×1.0456)=1.297m3/S
LS=LMLM/(3600ρLM)
=(101.416×27.226)/(3600×807.367)=0.000950m3/S
VS’=V’MVM’/(3600ρVM’)
=(171.416×22.876)/(3600×0.8677)=1.2553m3/S
LS’=L’MLM’/(3600ρLM’)
=(351.416×19.98)/(3600×906.9115)=0.00215m3/S

4.2 精馏段塔径塔板的实际计算
1) 精馏段汽、液相体积流率为：
LS =0.000950 m3/s
VS=1.297 m3/s

2)塔径塔板的计算
a.塔径的计算
欲求塔径应先求出u，而u＝安全系数×umax

式中：
横坐标的数值为：(Ls/Vs)(ρL/ρv)0.5=0.021
参考有关资料，根据塔板间距与塔径的关系

塔板间距与塔径的关系
塔 径/D，m
0.3～0.5
0.5～0.8
0.8～1.6
1.6～2.4
2.4～4.0
板间距/HT，mm
200～300
250～350
300～450
350～600
400～600

初选板间距=0.4m, 取板上液层高度h1=0.06m，
故分离空间HT-h1=0.4-0.06=0.34m
根据以上数值，由史密斯关联图查得，C20=0.0715
由公式C=校正得 C=0.0904
Umax=C
=0.0904×[(807.367-1.0456)/1.0456]0.5
=2.5103m/s
取安全系数0.70，则u=0.70=1.75721m/s
故 D==[(4×1.297)/(3.14×1.75721)]0.5=0.9697m
所以圆整取D=1m
∴塔截面积： AT= =0.7854
空塔气速u= VS / AT = 1.6514 m/s

b.溢流装置的确定
单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，流体流径较大，塔板效率高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2m的塔中广泛使用。工业中应用最广的降液管是弓形降液管。
综合考虑各方面因素，本设计体系采用单溢流、弓形降液管。
①溢流堰长lw=0.7D=0.7m
②出口堰高 h w
Ls / l W 2.5 =0.00095×3600/0.72.5= 8.342
l W / D= 0.7
查流体收缩系数图得：E=1.025,
选用平直堰，堰上液层高度由下式计算

则how=0.01198m, 又∵h1 =0.06m
∴h w = h1- how=0.06-0.01198=0.04802m=48.02mm
③降液管的宽度与降液管的面积
∵lW / D=0.7 ,查得 =0.15,=0.09
∴Wd=0.15×1=0.15m, Af=0.09×0.7854=0.0707m2
④降液管底隙高度
降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以表示。降液管底隙高度应低于出口堰高度，(hw-ho)不应低于6mm才能保证降液管底端有良好的液封. 工程上ho一般取20-25mm。本次设计中取22mm。
hw-ho=48.02- 22 =26.02 mm> 6 mm
故降液管底隙高度设计合理。

d.安定区与边缘区的确定
取安定区宽度=0.07m，
边缘区宽度取=0.04m
弓形降液管宽度 Wd=0.15m

e.鼓泡区间阀孔数的确定以及排列
采用F1型重阀，孔径为39mm。
取阀孔动能因子 FO=9.5
①孔速 uo==9.5/(1.0456)0.5=9.29054 m/s
②浮阀数：
n==1.297/（1/4×3.14159×0.0392×9.29054）=107.5=108(个)
③有效传质区：
根据公式：
其中：R==0.46m
x==0.28m
∴=0.4498m2

④塔板的布置
因 D>800mm 故塔板采用分块式，查表的塔块分为3块，采用等腰三角形叉排。浮阀塔筛孔直径取 d=39mm,阀孔按等腰三角形排列。

⑤阀孔的排列：

第一排阀孔中心距t为75mm，各排阀孔中心线间的距离t’可取65mm,80mm,100mm.
经过精确绘图，得知，当t’=65mm时，阀孔数N实际=98个
按N=85重新核算孔速及阀孔动能因数：
孔速u0= VS/（π× 1/4 ×d2× N）=11.079 m/s
F0=uo×(ρV,M) 0.5=11.58
阀孔动能因数变化不大，仍在9～12范围内。
⑥∴开孔率φ
∵空塔气速u= VS / AT = 1.6514 m/s
∴φ=u / uo =1.6514 / 11.428 =14.45 %
∵5%<14.45%<15%, ∴符合要求
故：t=75mm , t’=65mm, 阀孔数N实际=98个
∴则每层板上的开孔面积
AO =A a × φ = 0.4498×14.45 %=0.065m2

4）塔板流体力学的验算
a.塔板压降
气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)
①干板阻力 :
浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为U0,c
U0,c=（73.1/ρV,M）（1/1.825）=10.250m/s<11.428m/s
∴ =5.34×1.0456×11.4282/（2×807.367×9.8）
=0.0461m液柱
②液层阻力
充气系数 =0.5,有:
h1’=×h1=0.5×0.06=0.03m液柱
③液体表面张力所造成阻力, 此项可以忽略不计。
故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：
hp=0.03+0.0461=0.0761m
∴常板压降
=0.0761×807.367×9.81=602.7326Pa <640Pa,
符合设计要求。

b. 液泛的校核
为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。
即：Hd≤ψ（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+△
hd=0.2(LS/(lwho))2 甲醇-水属于一般物系，ψ取0.5
对于浮阀塔△≈0
则Hd=hw+how+hd+hp+△=0.04802+0.01198+0.2(0.00095/(0.7×0.022))2+0.0761=0.07926m
ψ（HT+hW）=0.5(0.4+0.04802)=0.224m
因0.13796<0.224m， 故本设计中不会出现液泛

c.降液管停留时间
为使液体夹带的气泡得以分离，液体在降液管内应有足够的停留时间。由实际经验可知，液体在降液管内停留的时间不应小于3—5s。
∵lW / D=0.7 ,查得 =0.15,=0.09
∴Wd=0.15×1=0.15m, Af=0.09×0.7854=0.0707m2
停留时间θ=AfHT/LS=0.0707×0.4/0.00095=29.768s>5s
∴符合要求

d．雾沫夹带
泛点率=100%
lL=D-2Wd=1-20.15=0.7
Ab=AT-2Af=0.7854-20.0707=0.644
式中: lL——板上液体流经长度，m;
Ab——板上液流面积，m2 ；
CF——泛点负荷系数，由图查得泛点负荷系数取0.098
K——特性系数，查下表，取1.0.

物性系数K
系统
物性系数K
无泡沫，正常系统
氟化物（如BF3，氟里昂）
中等发泡系统（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔）
多泡沫系统（如胺及乙二胺吸收塔）
严重发泡系统（如甲乙酮装置）
形成稳定泡沫的系统（如碱再生塔）
1.0
0.9
0.85
0.73
0.60
0.30

由上代入数据得：泛点率=75.44%
∵对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。计算出的泛点率在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足ev<0.1kg液/kg(干气)的要求。

e. 漏液验算

0.5312 m3/s<Vs=1.2553 m3/s,可见不会产生过量漏液。

4) 塔板负荷性能图及操作弹性
①液相下限线
因堰上液层厚度how为最小值时，对应的液相流量为最小。
设how,小=0.006m
LW=0.7
推出 LS=0.000575 m3/s
②液相上限线
当停留时间取最小时，LS为最大，求出上限液体流量值（常数），在—图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。
以作为液体在降液管中停留时间的下限，