乙醇—水连续精馏塔的设计--化学化工学院化工原理课程设计.doc

此文档收集于网络，如有侵权，请联系网站删除化工原理课程设计任务书 题目：乙醇水连续精馏塔的设计 班级： 专业：化学工程与工艺 姓名： 学号： 指导老师： 设计时间：2016.1设计任务书一、设计任务：试设计一连续浮阀精馏塔以分离乙醇水混合物。具体工艺参数如下：1、生产能力：原料处理量 45000吨/年 乙醇产品。 2、原料液中含乙醇 30 %（质量），其余为水。3、产品要求：馏出液中的乙醇含量为 93 %（质量）。 釜液中的乙醇含量不高于 1 %（质量）。 设备的年运行时间平均为300天(7200小时）。二、设计条件：1、加热方式：直接蒸汽加热，蒸汽压力为 1.02.0kg/cm2。2、操作压力：常压。3、进料状况： 冷夜进料 。4、冷却水进口温度： 30 ，出口温度 50 。5、塔板形式：浮阀塔板。三、应完成的工作量：1、确定全套精馏装置的流程，绘制工艺流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置。2、精馏塔的工艺设计，塔的结构尺寸设计。3、辅助装置的设计和选型；估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量。4、编写设计说明书一份。5、绘制精馏塔的装配图一张（一号图纸）。指导老师： 毛桃嫣 2016年1月 日目录课程设计任务书 2绪论 5第一章 设计方案的确定 71.1设计方案原则71.2 设计步骤 71.3设计方案的内容81.4操作压力81.5加热方式81.6进料状态91.7回流比 91.8热能利用 101.9工艺流程示意图 10第二章 精馏塔全塔物料衡算 122.1 设计任务和条件 122.2 工艺计算 122.2.1 精馏塔的物料衡算 122.2.2 塔板数的确定 132.3热量衡算 19第三章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 213.1操作压力的计算 213.2操作温度的计算 213.3平均摩尔质量计算 213.4平均密度计算 223.5液体平均张力计算 243.6液体平均粘度计算 25第四章 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 26第五章 溢流装置的计算 295.1 溢流堰295.2受液盘305.3 弓形降液管的宽度和横截面积315.4降液管底隙高度h0 325.5塔板布置及浮阀数目与排列33第六章 塔板的流体力学计算386.1 气体通过浮阀塔板的压降386.2 液泛406.3 雾沫夹带426.4 漏液校核456.5 塔的负荷性能图46第七章 精馏塔的结构设计 537.1筒体与封头 537.2 裙座 567.3人孔 577.4吊柱 587.5除沫器 597.6操作平台与梯子 617.7接管 617.8法兰的选择 647.9塔总体高度的设计 657.10冷凝器1 677.11冷凝器2 68第8章 设计结果汇总69参考文献 72结束语 73绪论 精馏过程的基础是传质，即在能量剂的驱动下，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的。该过程是同时进行传质。传热的过程。 在本设计中我们使用浮阀塔，浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛应用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔经，大者可达10m,塔高可达80m，板数有的多达数百块。 浮阀塔之所以这样广泛的被采用，是因为它具有下列特点：（1） 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20-40，而接近于筛板塔（2） 操作弹性大，一般约为5-9，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多（3） 塔板效率高，比泡罩塔高15左右（4） 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为（5） 液面梯度小（6） 使用周期长。黏度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作（7） 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的，为筛板塔的 本次设计中，我们进行的是乙醇-水二元混合物系的精馏分离，我们采用该的精馏装置有精馏塔，冷凝器等设备，热量从塔釜输入，物料在塔内进行精馏分离，余热由塔顶产品冷凝器中的冷却介质带走，为了减少热量，能量的损失，我们在进料前设置了节能器，把塔底热产品先与进料进行热交换，然后再冷却，最后完成传热传质 辅助设备主要进行的有泵的选取，各处接管尺寸的计算并选型同时考虑各处费用的节省等。第1章 设计方案的确定1.1 确定设计方案原则总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点：(1) 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。(2) 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。(3) 保证生产安全 生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。1.2 设计步骤板式精馏塔的设计大体按以下步骤进行：(1) 确定设计方案；(2) 平衡级计算和理论塔板的确定；(3) 塔板的选择；(4) 实际板数的确定；(5) 塔体流体力学计算；(6) 管路及附属设备的计算与选型；(7) 撰写设计说明书和绘图。1.3 设计方案的内容设计方案包括精馏流程、设备的结构类型和操作参数等的确定。例如组分的分离顺序（多组分体系）、塔设备的形式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸气的冷凝方式、余热利用的方案、安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。限于篇幅，仅对其中一些内容作些阐述，其他内容可见参考文献。1.4 操作压力塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则：(1) 压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于1.6MPa 才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。(2) 考虑利用较高温度的蒸气冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。(3) 真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。本设计是分离乙醇和正丙醇的混合物，由于两者都是液体，因此操作压力可以确定为常压，即是常压精馏。1.5 加热方式塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。但由于直接蒸汽加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求。间接加热方式的优点是可以提供足够的热量，而且不会稀释釜内溶液的浓度。本次设计采用直接加热。1.6 进料状态进料状态有5种，可用进料状态参数q 值来表示。进料为过冷液体：q1；饱和液体（泡点）：q1；气、液混合物：0q1；饱和蒸气（露点）：q0；过热蒸气：q0。q 值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D 和进料量F 的比值D/F 有关；对于低温精馏，不论D/F 值如何，采用较高的q 值为经济；对于高温精馏，当D/F 值大时宜采用较小的q 值，当D/F 值小时宜采用q 值较大的气液混合物。如果实际操作条件与上述要求不符，是否应对进料进行加热或冷却可依据下列原则定性判断：(1) 进料预热的热源温度低于再沸器的热源温度，可节省高温热源时，对进料预热有利，但会增加提馏段的塔板数；(2) 当塔顶冷凝器采用冷冻剂进行冷却，又有比较低的冷量可利用时，对进料预冷有利。冷液进料时的操作比较容易控制，且不用加热原料液；此外，冷液进料时所需塔板会相对其他进料方式所需的少，设计和制造时比较方便。本次设计以冷液进料方式进料。1.7 回流比影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量 V。对于一定的生产能力，即馏出量D 一定时，V 的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，通常根据下面3 种方法之一来确定回流比。(1) 根据本设计的具体情况，参考生产上较可靠的回流比的经验数据选定；(2) 先求出最小回流比Rmin，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.12 倍，即R（1.12）Rmin；(上述考虑的是一般原则，实际回流比还应视具体情况选定。1.8热能利用精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的95%以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走，仅约5%的能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸气温度提高，提高了温度的蒸气再用于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸气冷凝。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽，而且还节省了大量的冷却介质。当然，塔顶蒸气可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。1.9 工艺流程示意图(1)精馏流程总图图1-1精馏流程总图全凝器冷液进料(2)原料液的物流走向图全沸器注：1、F为进料液物流；2、D为塔顶溜出液物流；3、W为塔底釜液物流。图1-2精馏工艺流程图(3)全凝器内物流的走向图塔顶蒸汽冷却水塔顶冷凝液冷却水注：全凝器内物料走壳程，冷却水走管程。图1-3全凝器物流流程图此文档仅供学习与交流第2章 精馏塔的工艺计算2.1 设计任务和条件一、设计任务：试设计一连续浮阀精馏塔以分离乙醇水混合物。具体工艺参数如下：1、生产能力：原料处理量 45000吨/年 乙醇产品。 2、原料液中含乙醇 30 %（质量），其余为水。3、产品要求：馏出液中的乙醇含量为 93 %（质量）。 釜液中的乙醇含量不高于 1 %（质量）。 设备的年运行时间平均为300天(7200小时）。二、设计条件：1、加热方式：直接蒸汽加热，蒸汽压力为 1.02.0kg/cm2。2、操作压力：常压。3、进料状况： 冷夜进料 。4、冷却水进口温度： 30 ，出口温度 50 。5、塔板形式：浮阀塔板。2.2 工艺计算2.1.1 精馏塔的物料衡算 a.原料液及塔顶塔底产品的摩尔分数乙醇的摩尔质量水的摩尔质量 b.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 c.物料衡算 原料处理量 . 总物料衡算. 解得 式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量表2-1 物料衡算表含乙醇的摩尔分数塔顶xD0.839原料xF0.144塔底xW0.004平均摩尔流量(kg/mol）塔顶MD41.492原料MF22.032塔底Mw18.112流量(kmol/h）塔顶产品D47.56原料F283.68塔底产品W236.122.2 塔板数的确定2.2.1理论塔板数NT的求取 对于乙醇水溶液的物系，可用图解法求理论塔板数。（1） 由手册查得常压下乙醇水溶液气液相平衡数据(见下表2-2)，绘出x-y图(图2-1）常压下乙醇水溶液的气液平衡数据液相中乙醇的摩尔分数汽相中乙醇的摩尔分数液相中乙醇的摩尔分数汽相中乙醇的摩尔分数0.00.0000.450.6350.010.1100.500.6570.020.1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.3400.650.7250.080.3920.700.7550.100.4300.750.7850.140.4820.800.8200.180.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.001.0000.400.614 （2） 采用作图法求最小回流比。a.如图所示，最小回流比时，精馏段操作线方程在Y轴上的截距为0.327，即，求得最小回流比为 因为是冷液体进料，指定原料液温度为30，由平衡数据使用插值法可得原料液的泡点温度是82.25。由附表2查得乙醇的汽化热为833.04.1kJ/,水的汽化热是 2302.48kJ/。故原料液的汽化热是 进料温度为25，查的泡点温度是82.27，故平均温度为 由附录查得56.135时，乙醇的比热容为2.71kJ/kgK,水的比热容为4.181kJ/kgK，故原料液的平均比热容为 则进料热状况为 则q线方程为附表2-3乙醇、水有关计算参数表乙醇水温度汽化热热容汽化热热容kJ/kgkJ/kg.KkJ/kgkJ/kg.K0985.292.232500.84.21210969.662.32477.34.19120953.212.382453.44.18330936.032.4624304.17440918.122.552406.14.17450899.312.652382.34.17460879.772.7623584.17870859.322.882333.34.18780838.053.012308.24.19590815.793.142282.64.208100792.523.292256.74.220b. 实际回流比 在实际操作中，常取最小回流比的（1.12.0）倍作为实际回流比，在本设计系统中，当回流比最小时，塔板数为无穷大，故设备费为无穷大。当R稍大于时，塔板数便从无穷多锐减到某一值，塔的设备费随之锐减。当R继续增加时，塔板数固然仍随之减少，但已较缓慢。另一方面，由于R的增加，上升蒸汽量随之增加，从而使塔径、蒸馏釜、冷凝器等尺寸相应增大，故R增加到某一数值以后，设备费又回升。精馏过程的操作费用主要包括再沸器加热介质和冷凝器冷却介质的费用。当回流比增加时，加热介质和冷却介质消耗量随之增加，使操作费用相应增加。总费用是设备费用与操作费用之和，在设计时，当总费用最小时的R即为适宜的回流比。所以在本次设计中，回流比确定为（3）求精馏塔的气、液相负荷 由于进料方式为冷液进料进料，故： （4）精馏段操作线方程为（5）提馏段操作线方程为（6） 图解法求理论板层数 采用如图解法求理论板层数，如附图2-5 图解法求理论板层数图解求得：总理论板层数，其中NT，精=13，NT，提=3自塔顶往下的第14块板为加料板2.2.2实际塔板数的求取（1）操作温度的计算塔底组成 塔顶组成 根据表2-1乙醇水汽液平衡数据可得：塔底温度 塔顶温度 平均温度 （2） 粘度的计算 表2-5粘度与温度的关系 温度405060708090100水的黏度/mPa.s0.6560.54940.46880.40610.35650.31650.2838乙醇黏度/mPa.s0.820.690.580.5050.440.380.34在时，查得，则（3） 相对挥发度的计算 表2-6相对挥发度与温度的关系温度/20406080100乙醇/kPa5.8717.8946.8108.2223.6水/kPa2.33467.376619.92347.379101.33，乙醇的饱和蒸汽压为218.5KPa ；水的饱和蒸汽压为98.83KPa，乙醇即A组分的饱和蒸汽压为98.02KPa ；水即B组分的饱和蒸汽压为44.78KPa，根据相对挥发度的公式塔顶相对挥发度 塔底相对挥发度 全塔平均相对挥发度为 故根据知Oconnell公式2得全塔效率: 注：由于Oconnell公式适用于较老式的工业塔及试验塔的总效率关联，所以对于新型高效的精馏塔来说，总效率要适当提高。因此本设计总效率设为ET =54% （4）实际塔板数NP的确定精馏段实际板层数 N精=13/0.54=24.0725， 提馏段实际板层数 N提=3/0.54=5.566总实际板数 NP=N精+N提=25+6=31实际进料板为第26块板。2.3热量衡算全冷凝器热负荷和冷却水消耗量因塔顶溜出液几乎为纯乙醇，故其焓可按纯乙醇进行计算，即：冷凝器的热负荷 设冷却水进、出冷凝器温度为30和50冷却水消耗量为：常压下乙醇水系统t-x-y数据温度t/液相中乙醇的摩尔分数x气相中的乙醇的摩尔分数y86.011.045.485.711.546.185.412.146.985.212.647.585.013.248.184.813.848.784.714.449.384.515.049.883.320.053.182.425.055.581.630.657.781.235.159.680.840.061.479.845.463.4第3章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1 操作压力塔顶操作压力 (常压)每层塔板压降 进料板压力 塔底压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力 3.2 操作温度的计算依据操作压力，根据乙醇-水温度组成（t-x-y）查得下列温度 进料板温度：=82.25 塔顶温度： 塔釜温度： 精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 全塔平均温度： 3.3 平均摩尔质量计算塔顶的液相组成 塔顶的气相组成 则 进料板液相组成 进料板气相组成 则 塔底液相组成塔底气相组成精馏段的平均摩尔质量 提馏段的平均摩尔质量 3.4 平均密度计算一、 气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，由理想气体状态方程计算，即 二、 液相平均密度计算表3-1密度与温度的关系温度/707580859095100乙醇/748.84739.87735.87731.87728.87723.87716.87水977.8974.8971.8969.4965.3961.8958.4液相平均密度计算依下式计算，即： 塔顶液相平均密度的计算：由，查得： 得出进料板液相平均密度：由=82.25，查得： 得出釜底液相的平均密度：由，查得： 塔底 精馏段的平均密度为：提馏段的平均密度为：3.5 液体平均表面张力的计算表3-2表面张力与温度的关系温度/707580859095100乙醇/18.217.917.417.016.416.115.7水/64.363.462.661.160.759.758.8液相平均表面张力依下式计算，即：塔顶液相平均表面张力的计算：由，查得： 塔顶 塔底液相平均表面张力的计算：由，查得： 塔底 进料板液相平均表面张力：由=82.25，查得： 进料板 精馏段平均表面张力为：提馏段平均表面张力为：3.6 液体平均黏度计算表3-3粘度与温度的关系温度/707580859095100乙醇/0.5100.4800.4260.4100.3700.3450.325水/0.4060.3720.3560.3380.3160.3020.284液相平均黏度依下式计算，即：塔顶液相平均黏度的计算：由，查得： 塔顶 塔底液相平均黏度的计算：由，查得： 塔底 进料板液相平均黏度的计算：由=82.25，查得： 精馏段液相平均黏度为：提馏段液相平均黏度为：第四章 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 塔径计算可依据流量公式： 式中 塔径，m 气体体积流量，m3/s 空塔气速，m/s。表观空塔气相速度（按全塔截面计）按下式进行计算： 安全系数（0.60.8）。安全系数的选取与分离物系的发泡程度密切相关。对于不发泡的物系，可取较高的安全系数，对于直径较小及减压操作的以及严重起泡的物系，应取较低的安全系数。本设计中取安全系数为0.6和0.8。其中， 其中（为液相密度，为气相密度，kg/m3 C为负荷因子，为极限空塔气速，m/s）。C值可由Smith关联图查得：在关联图中，横坐标为；参数反映了液滴沉降空间高度对负荷因子的影响（为板间距，为板上液层高度） 图4-1-Smith关联图设计中，板上液层高度由设计者选定，对常压塔一般取为0.050.08m，对减压塔一般取为0.0250.03m。本设计取0.07m。本设计根据标准，HT取0.45m，取0.07m。表4-1 板间距的确定8塔径D，m0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.42.4板间距，mm200300300350350450450600500800800（1）精馏段精馏段的气、液相体积流率为： =0.45-0.07=0.38m查图得：=0.0820对作修正：则 取安全系数为0.7，则空气空速为：经过圆整，=1200mm 由表4-1可知，当塔径为1.2m时板间距可取0.45m,符合假设。塔截面积 实际的空塔气速 （2）提馏段提馏段的气、液相体积流率为：=0.45-0.07=0.38m查图得：=0.075对作修正：则 取安全系数为0.7，则空气空速为经过圆整，=1200mm由表1-6可知，当塔径为1.2m时，板间距可取0.45m,符合假设。塔截面积 实际的空塔气速 第五章 溢流装置的计算溢流装置包括降液管、溢流堰、受液盘等几个部分，它们都是液体的通道，其结构和尺寸对塔的性能有着非常重要的影响，因此它的设计就显得极为重要。5.1 溢流堰溢流堰（外堰）又称出口堰，它设置在塔板上的液体出口处，为了保证塔板上有一定高度的液层并使液流在板上能均匀流动，降液管上端必须超出塔板板面一定高度，这一高度称为堰高，以表示。弓形降液管的弦长称为堰长，以表示。为使上一层板流入的液体能在板上均匀分布，并减少进入处液体水平冲击，常在液体的进入口处设置内堰，当降液管为圆形时，应有内堰，当采用弓形降液管时可不必设置内堰。堰长根据液体负荷和溢流型式而定。对单溢流，一般取为（0.60.8）D,其中D为塔径。板上液层高度为堰高与堰上液层高度之和，即： =+式中板上液层高度，m堰高，m堰上液层高度，m。堰高则由板上液层高度及堰上液层高度而定。溢流堰的高度直接影响塔板上的液层厚度。过小，液层过低使相际传质面积过小不利于传质；但过大，液层过高将使液体夹带量增多而降低塔板效率，且塔板阻力也增大。根据经验，对常压和加压塔，一般采取=5080mm。对减压塔或要求塔板阻力很小的情况，可取为25mm左右。堰长的大小对溢流堰上方的液头高度有影响，从而对塔板上液层高度也有明显影响。对于塔径大于800mm的大塔，常采用倾斜的降液管及凹形受液盘结构，但不适宜用于易聚合及有悬浮固体的情况，此时比较适宜用平直堰结构。 因此，在本设计中选择了平直堰结构。其堰上方液头高度可由用弗兰西斯（Francis）式计算： （m） （1.8）式中，为液体流量，m3/h；为堰长，m；E为液流收缩系数。E体现塔壁对液流收缩的影响，若不是过大，一般可近似取E=1，所引起的误差不大。取堰长=0.7D=0.71.2=0.84m对于精馏段，近似取E=1，取板上清液层高度对于提馏段，近似取E=1，取板上清液层高度5.2受液盘塔板上接受降液管流下液体的那部分区域称为受液盘。它有平形和凹形两种形式，前者结构简单，最为常用。为使液体更均匀地横过塔板流动，也可考虑在其外侧加设进口堰。凹形受液盘易形成良好的液封，也可改变液体流向，起到缓冲和均匀分布液体的作用，但结构稍复杂，多用于直径较大的塔，特别是液体流率较小的场合，它不适用于易聚合或含有固体杂质的物系，容易造成死角而堵塞。对于600mm以上的塔，多采用凹形受液盘，其深度一般在50mm以上。本课程设计中，选取凹形受液盘。5.3 弓形降液管的宽度和横截面积 弓形降液管的宽度及截面积可根据堰长与塔径之比查图来求算。实际上，在塔径D和板间距一定的条件下，确定了溢流堰长，就已固定了弓形降液管的尺寸。降液管的截面积应保证液体在降液管内有足够的停留时间，使溢流液体中夹带的气泡能来得及分离。为此液体在降液管内的停留时间不应小于35s，对于高压下操作的塔及易起泡沫的系统，停留时间应更长些。因此，在求得降液管截面积之后，应按下式验算降液管内液体的停留时间，即： 图5-1根据单溢流型的塔板结构参数系列化标准当时,查得：,则降液管宽度， 降液管的横截面积 ；验算降液管内液体停留时间：精馏段：提馏段：停留时间5，故降液管可用。5.4降液管底隙高度h0降液管下端与受液盘之间的距离称为底隙，以表示。降液管中的液体是经底隙和堰长构成的长方形截面流至下块塔板的，为减小液体阻力和考虑到固体杂质可能在底隙处沉积，所以不可过小。但若过大，气体又可能通过底隙窜入降液管，故一般底隙应小于溢流堰高，以保证形成一定的液封，一般不应低于6mm，即。按下式计算： （1.9）式中，液体通过降液管底隙时的流速，m/s。根据经验，一般取。降液管底隙高度一般不宜小于2025mm。为简便起见，有时运用式子= -0.006 来确定对于精馏段，取，降液管底隙高度，因为，且，所以满足要求。对于提馏段，取，降液管底隙高度 ，因为，且，所以满足要求。5.5塔板布置及浮阀数目与排列8由于结构简单，制作方便，节省材料，本次设计采用浮阀式塔板。根据机械部标准JB1118-68,选用F1型33g重阀，孔径=39mm。一、塔盘及其布置塔板有整块式和分块式两种，整块式即塔板为一个整体，多用于直径小于0.80.9m的塔。当塔径较大时,整块式的刚性差,安装检修不方便,为便于通过人孔装拆塔板,故多采用由几块板并装而成的分块式塔板。靠塔壁的两块为弓形板，其余为矩形板，相邻两板间距可取0.1m。在本次设计中，初选的塔径为1.2m，故选用分块式塔板，并且当塔径为1.2m时，塔盘分块数可取为三块。单流型塔板的面积通常可以分为以下几个区域：（a）受液区和降液区 即受液盘和降液管所占的区域，一般这两个区域的面积相等，均可按降液管截面积计算。（b）入口安定区和出口安定区 为防止气体窜入上一塔板的降液管或因降液管流出的液体冲击而漏夜过多，在液体入口处塔板上宽度为的狭长带是不开孔的，称为入口安定区。为减轻气泡夹带，在靠近溢流堰处塔板上宽度为的狭长带也是不开孔的，称为出口安定区。通常取和相等，且一般为50100mm。（c）边缘区 在塔壁边缘需留出宽度为的环行区域供固定塔板之用。一般取为5075mm左右。对于2.5m以下的塔径，可取为50mm，大于2.5m的塔径则为60mm，或更大些。在本课程设计中，取边缘区宽度为0.05m，安定区宽度可取为0.07m二、浮阀数及其排列浮阀的形式有很多，如F1型，V-4型，十字架型，A型，V-O型，目前应用最广泛的是F1型和V-4型，国内确定为部颁标准。F1型又分为重阀（代号为Z）和轻阀（代号为Q）两种，分别由不同厚度薄板冲压制成，前者重约为33g，最为常用；后者阻力略小，操作稳定性也稍差，适用于处理量大并要求阻力小的系统，如减压塔。V-4型基本上和F1型相同，除采用轻阀外，其区别仅在于将塔板上的阀孔制成向下弯的文丘里型以减小气体通过阀孔的阻力，主要用于减压塔。两种形式浮阀孔的直径均为39mm。所以，在本课程设计中，采用F1型的重阀，重为33g,型号为F1Z-3C。 当气相体积流量V已知时，由于阀孔直径给定，因而塔板上浮阀的数目N，即阀孔数，就取决于阀孔的气速，并可按下式求得 （1.10）阀孔的气速常根据阀孔的动能因子来确定。反映密度为的气体以速度通过阀孔时的动能的大小。综合考虑了对塔板效率、压力降和生产能力等的影响，根据经验可取=912。即阀孔刚全开时比较适宜，由此可知适宜的阀孔气速为 求得浮阀个数后，应在草图上进行试排列。阀孔一般按正三角形排列，常用的中心距有75、100、125、150（mm）等几种，它又分顺排和叉排两种，通常认为错排时的接触情况较好，采用较多。对于大塔，当采用分块式结构时，不便于错排，但本课程设计的塔径为1.2m，相对较小，所以选用错排。选用阀孔也可按等腰三角形排列，此时多固定底边尺寸B，例如B为70、75、80、90、100、110（mm）等。如果塔内气相流量变化范围较大，可采用排轻浮阀一排重浮阀相间排列，以提高塔的操作弹性。对于整块式塔板，多采用正三角形错排，孔心距t为75125mm。对于分块式塔板，宜采用等腰三角形错排，此时常把同一横排的阀孔中心距，定为75mm，而相邻两排间的阀孔中心距可取为65mm，80mm，100mm等几种尺寸。故在本次课程设计中，采用等腰三角形叉排。经排列后的实际浮阀个数N和前面所求得的值可能稍有不同，应按实际浮阀个数N重新计算实际的阀孔气速和实际的阀孔动能因子。浮阀塔板的开孔率是指阀孔总截面积与塔的截面积之比，即 目前工业生产中，开孔率一般在415之间。 精馏段：取浮阀动能因子=10,则孔速每层塔板上的浮阀数目N为：鼓泡区为气液接触有效区，其面积（单流型）按下式计算： 式中，；，取边缘区宽度为0.05m，安定区宽度可取为0.07m，则；。浮阀排列采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距，则可按下式估算间距，即由于塔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此，排间距应比计算的要小一些，故取为：。按, ，用AutoCAD画图，得阀数132个。 图5-2 精馏段阀孔分布图按个重新核算孔速及阀孔功能因数 -在812之间开孔率-在415之间对于提馏段：取浮阀动能因子=12,则每层塔板上的浮阀数目N为：式中，；，取边缘区宽度为0.05m，安定区宽度可取为0.07m，；开孔区面积：浮阀排列采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距，则排间距 由于塔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此，排间距应比计算的要小一些，故取为：。按, ，用AutoCAD画图，得阀数105个图5-3 提馏段阀孔分布图按个重新核算孔速及阀孔功能因数 在812之间 在415之间第六章 塔板的流体力学计算6.1 气体通过浮阀塔板的压降气体通过每层浮阀塔板的压降应为：其中为气体通过一层浮阀塔板的压强降，Pa；为气体通过干板阻力所产生的压强降，Pa；为气体克服板上充气液层的静压强所产生的压强降，Pa；为气体克服液体表面张力所产生的压强，Pa。习惯上，常把这些压强降折合成塔内液体的液柱高度表示，故上式又可写成 式中，是与相当的液柱高度，=，m是与相当的液柱高度， =，m是与相当的液柱高度， =，m是与相当的液柱高度，=，m一、精馏段(1) 干板阻力 气体通过浮阀塔板的干板阻力，在浮阀全部开启前后有着不同的规律。板上所有浮阀刚好全部开启时，气体通过阀孔的速度称为临界速度，以表示。 阀全开前（） =19.9-（a）阀全开后（） =5.34-（b）式中 阀孔气速，m/s； 液体密度，kg/ 气体密度，kg/计算时，可先将上二式联立而解出临界孔速，即令： 19.9 =5.34将g=9.81m/代入,解得： = 所以所以8.513m/s所以选用式(a)， (2) 板上充气液层阻力 一般用下面的经验公式计算= 式中，板上液层高度，m； 反映板上液层充气程度的因数，称为充气因数，无量纲，液相为水时，=0.5;为油时，=0.20.35;为碳氢化合物时，=0.40.5。本设备分离乙醇和水的混合液，即液相为水，可取充气系数。则 (3) 液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计。因此则，单板压降 二、提馏段(1) 干板阻力 所以所以10.33m/s所以选用式(b)， (2) 板上充气液层阻力取0.5， (