化工原理课程设计乙醇水连续浮阀精馏塔的设计

1、化工原理课程设计乙醇-水连续精馏塔的设计姓 名 学 号年 级 专 业化学工程与工艺系（院）化学化工学院指导教师张杰2013年6月目录第 一 章 绪论 1第 二 章 塔 板 的 工 艺 设计 32.1 精 馏 塔 全 塔 物 料 衡2.2 常压下乙醇 -水气液平衡组成 （摩尔）与温度关系32.3理论塔板的计算824塔径的初步计算102.5溢流装置112.6塔板布置及浮阀数目与排列 12第三章塔板的流体力学计算143.1气相通过浮阀塔板的压降 143.2 淹塔 153.3 液沫夹带 153.4 塔板负荷性能图 16第四章 附件设计 204.1 接管 214.2 筒体与封头 224.3 除沫器 22

2、4.4 裙座 224.5 吊柱 224.6 人孔 23第五章 塔总体高度的设计 23第 六 章塔 附 属 设 备236.1 确 定 冷 凝 器 的 热 负 荷Qc 236.2 冷 凝 器 的 选择 24参考书目 24主要符号说明 25结束语26一) 设计题目乙醇- 水连续精馏塔的设计(二) 设计任务及操作条件1) 进精馏塔的料液含乙醇 30%(质量分数，下同)，其余为水；2) 产品的乙醇含量不得低于 93%； 3) 残液中乙醇含量不得高于 0.5%；4) 每年实际生产时间： 7200小时/ 年，处理量： 80000吨/ 年；5) 操作条件a) 塔顶压力： 常压 b) 进料热状态： 饱和液体进料

3、 ( 或自选 )c) 回流比： R=1.55Rmin d) 加热方式：直接蒸汽 e) 单板压降：< 0.7kPa(三) 板类型浮阀塔(四) 厂址临沂地区(五) 设计内容1、设计说明书的内容1) 精馏塔的物料衡算；2) 塔板数的确定；3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5) 塔板主要工艺尺寸的计算；6) 塔板的流体力学验算；7）塔板负荷性能图；8）精馏塔接管尺寸计算； 9）设计结果汇总10） 对设计过程的评述和有关问题的讨论。2、设计图纸要求 绘制生产工艺流程图（选作）；(105注: 常压下乙醇 -水气液平衡组成与温度的关系见课程设计教材附录 页）第

4、一章 绪 论塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。 根据塔内气液接触部件的形式，可以分为填料塔和板式塔。板式塔属于逐 级接触逆流操作， 填料塔属于微分接触操作。 工业上对塔设备的主要要求： （ 1）生产能力大（ 2）分离效率高（ 3）操作弹性大（ 4）气体阻力小结构 简单、设备取材面广等。塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节，选择时应考虑物料的 性质、操作的条件、塔设备的性能以及塔设备的制造、安装、运转和维修 等方面的因素。板式塔的研究起步较早，具有结构简单、造价较低、适应 性强、易于放大等特点。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元 操作，在化

5、工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量 剂驱动下（有时加质量剂） ，使气液两相多次直接接触和分离， 利用液相混 合物中各组分的挥发度的不同，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分离。根据生产上的 不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡 沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。 本设计的题目是乙醇 - 水连续精馏 浮阀塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的乙醇和不易挥发的 水，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。设计方案简介本次课程设计的任务是设计分离乙醇 -水的精馏塔，塔型选为浮阀塔，因为筛板塔与

6、浮阀塔相比，浮阀塔有降液槽和溢流堰，气体顶开浮阀上升与塔盘上液体接触，传质在塔盘上进行，液体通过降液槽下降，其操作弹 性较大本设计任务为分离乙醇-水混合物，进料为饱和液体进料，操作压力是 一个大气压。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用 泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸 气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品 冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作 回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却 后送至储罐。第二章塔板的工艺设计2.1精馏塔全塔物料衡算F：原料液流量(kmol

7、/h)F：原料组成(摩尔分数，下同)D:塔顶产品流量(kmol/h)D：塔顶组成W塔底残液流量(kmol/h)W：塔底组成°3046.07原料乙醇组成：_0.3046“0.7018.02= 0.1440.9346.07塔顶组成："站 0.0746.0718.02二 0.8390.00546.07塔底组成：心二.0050.995/ 46.07/18.02= 0.00196进料量：8"07F503.677 kmol/h7200 22.06进料平均分子量：M =46.07 X 0.144+18.02 X 0.856=22.06kg/kmolF =D WFxf = Dxd

8、 WxW物料衡算式为:(1)联立代入求解：D=85.471 kmol/hW=418.206 kmol/h2.2常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系温度/ C液相气相温度/ C液相气相温度/ C液相气相1000082.723.354.4579.357.3268.41795.51.9017.0082.326.055.8078.7467.6373.85889.07.2138.9181.532.759.2678.4174.7278.15386.79.6643.7580.739.661.2278.1589.4389.43585.312.3847.0479.850.765.64984.116.61

9、50.8979.751.965.9982.2.1 温度t F :85.3-84.1tF 85.3 , t f=84.73 C12.38 -16.6114.4 -12.38利用表中数据由插值法可求得t F t D t W78.41 -78.15 _ tD -78.4174.72 -89.4383.9 - 74.72tD=78.25 C精馏段平均温度：t：84.*8.MM C100 -95.5tW -1000 -1.900.196 0tw=99.536 C22提馏段平均温度：tFtWt2 :84.73 99.53692.133 C222.2.2 密度已知：混合液密度1aAaB=十(2)九 A订混合

10、气密度rT M(a为质量分率，M为平均分子量)(3)22.4T 订塔顶温度：t d =78.25 C78.41 -78.1578.25 -78.15气相组成 yD:, yD =85.09%78.15 -89.43100yD 89.43进料温度：t f=84.73 C85.3 - 84.185.3 - 84.73气相组成 yF ：, yF =48.87%47.04 -50.8947.04-100yF塔底温度：tw=99.536 C气相组成yW :100 -95.50 -17.00100 -99.5360 -100ywyw=1.75%(1) 精馏段液相组成 X1： x1= (xD - xF) /2

11、 , X1=49.15%气相组成 屮：y1 =(y° yF)/2 , y1=66.98%所以 ML1 =46.07 0.4915 18.02 (1 -0.4915) =31.81kg/kmolMV1 =46.07 0.6698 18.02 (1-0.6698) =36.81kg/kmol(2) 提馏段液相组成 X2： X(XW xF) /2，X2=7.30%气相组成 y2： y2 = (yW yF) /2， y2=25.31%所以 ML2 =46.07 0.0730 18.02 (1 -0.0730) =20.07kg/kmol(6)由不同温度下乙醇和水的密度温度/ CP乙醇P水温度

12、/ CP乙醇P水80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在ti与t；下乙醇和水的密度(单位：kgLm-3)85 -8081.49 -80 ,970.846 kg/m3968.6 -971.8=% -971.8o /廿=81.49 C,85 -80 _ 81.49 -80730 -735 一 4-735。=733.510 kg/m3同理：t2 =92.133 C,时=722.293 kg/m3 ,冷=963.828 kg/m3在精馏段液相密度：匚=789.085 kg/m3气相密度：门36.81汇273.15彳”/勺V1=1.2

13、657kg/m322.4 (273.1581.49)在提馏段液相密度：L =912.677 kg/m3气相密度：n25.12 x 273.15小 _°V20.839 kg/m322.4 (273.15 92.133)2.2.3混合液体表面张力二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算公式：暗=心吒4+®so阮4(4)注：-wxwVw一XwVw +x°Vo(5)X0V0oXwVwXoVo：sw(8)B=lg I 0 J(9)oVo23qwvR(10)(11)如2SW so(12)sw 二"（13）式中下角标w 0、s分别代表水、有机物及表面部分,Xw Xo

14、指主体部分的分子数， w、 o指主体部分的分子体积,匚。为水、有机物的表面张力，对乙醇q=2。22.84 cm3/mol789.085精馏段：廿=81.49 C温度/°c708090100乙醇表面张力/10 N/m1817.1516.215.23水表面张力/10 - N/m64.362.660.758.8mo 460736.40 dm3/mol°1.2657乙醇表面张力:90 -8016.2 -17.15，二 1 =17.00890-81.4916.2 -6水表面张力：90 8090 '81.49，'-2 = 62.31760.7 -62.660.7 -；2

15、塔顶表面张力:鸞(XwVw)21(1Xo)Vw2oXoVoXwVwXoVoXoVoXwVwXoVo因为xo =0.4915 ,所以Xw =1 - 0.4915 =0.5085卩=4；X2 + 比(1 x2 ) = 0.388汉 0.073+0.306疋(10.073)=0.312 mPa - s联立方程组代入解得：ftp2 swCp-I so丿sw =0.145swso=1so 二 0.855暑l so丿代入解得：sw =0.535so =0.465m1/4 =%w£4 +咒e0'4 =0.535 X60.291/4 +0.465 況 15.991/4 =2.422.2.4混

16、合物的粘度不同温度下乙醇和水的粘度如下表:廿=81.49 C,查表得：叫=0.35 mPa - s,叮=0.44 mPa - st2 =92.133C，查表得：J1 =0.306 mPa - s, J2 = 0.388 mPa - s精馏段粘度- 为 匕 1 一为=0.44 0.4915 0.351 一0.4915= 0.39 mPa-提馏段粘度 =®sw£4 +®so<44 =0.145汉62.3171/4 +0.855X17.0081'4 ,=21.119提馏段：t； =92.133 °Cmw18.02三=912.677= 19.744

17、 cm3/molm。46.07打 一 0.839=54.91 dm3/mol乙醇表面张力:100 -90100 -92.13315.2 -16.2 一 15.2 -6G =15.99水表面张力：，込辽00一92.133，二2 = 60.2958.8 -60.758.8 -二2因为 x° =0.073，所以xw =1 - 0.073 =0.927故二 m = 34.332.2.5.相对挥发度 精馏段挥发度：由Xa =0.4915 , 丫人=0.6698 得 x0.5085 , y0.3302所以 :.二坯=0.6698 0.5084 =2.10(14)yBxA 0.3302 0.491

18、5 提馏段挥发度：由 Xa -0.0730 , yA =0.2531 得 Xb 二 0.927 ,矢=0.7469'yAxB0.2531 0.927所以 ：二習4.30(15)yBxA0.7469汇0.07302.2.6.气液相体积流量计算根据 x-y 图得：Rmin = % - yg = 0.849 - 0.76 77479 所以-2.97取 R = 1.55Rmin(1)精馏段:Rmin -1xD-xg0.849-0.73= 1.55 2.97 =4.6035L=rd/6035 85.471 =0.109 kmol/s3600(16)4.6035 185471 “133 kmol/

19、s3600(17)已知： ML1 =31.81 kg/kmol ， MV1 =36.81 kg/kmol咕=789.085 kg/m3， J =1.2657 kg/m3质量流量：=M L1 L =31.81 0.109=3.467 kg/s(18)VMV1V =36.81 0.133 =4.896 kg/s体积流量："二土二說二4.39 10f3/s(19)(20)Vs1V14.8961.2657= 3.868 m3/s(2)提馏段：因本设计为饱和液体进料，所以q=1L< L qF =0.109 503677 =0.249 kmol/s(22)3600V' =V q -

20、1 F =0.133 kmol/s(23)已知： ML2 =20.07 kg/kmol , mV2 =25.12 kg/kmol：L2 =912.677 kg/m3 ,V2 =0.839 kg/m3质量流量：L2 =M：2 l'=20.07 0.249 =4.997 kg/s(24)VMv2V' =25.12 0.133 = 3.341 kg/s(25)体积流量：Ls2 = 3弊！5.48 10" m3/s(26)PL2912.677Vs2 = V - 3.341 _ 3.982 m3/s(27)匚 20.8392.3理论塔板的计算理论板：指离幵这种板的气液两相互成平

21、衡，而且塔板上液相组成均 匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法、图解法，本次实验采用图解 法。根据1.103 x 105Pa下，乙醇-水的气液平衡组成关系可绘出平衡曲线即x-y曲线图，泡点进料，所以 q=1，即q为一直线，本平衡具有下凹部 分，操作线尚未落到平衡线前，已与平衡线相切。Rmin =2.97，操作回流比R =1.55备 =1.55 2.97 =4.6035已知：精馏段操作线方程：yn 1巳Xn0.8215xn 0.150R+1R + 1精 馏 段 操 作 线 方 程L qF -WL qF -W= 1.8732x0.0017在图上作操作线，由点（0.839，0.839 ）起在平衡线

22、与操作线间画阶为止，由此得到理论板 NT=18块，加料板为第15块理论板。板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体性质有关，它 反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式Et =0.49 “45计算(29)注：一一塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度叽一一塔顶与塔底平均温度下的液体粘度mPas(1) 精馏段已知：=2.10，=0.39 mPa s0.245所以：Et =0.49 2.10 0.39=0.515NP1 二吐 1427.2 故 NP1=28块Et0.515(2) 提馏段已知： < 4.3，丄=0.312 mPa - s'-0.245所以：Et -0

23、.49 4.3 0.312-0.45N'4NP2 t8.89 故 NP2 =9块Et0.45全塔所需实际塔板数：NP =NP1 Np2=28 7 = 37块全塔效率Et=18 =48.649%加料板位置在第30块板。NP 372.4塔径的初步计算由u=（安全系数）X Umax，安全系数=0.6-0.8 , Umax V Ogg 严989 一 0.858 = 2.93 m/s 0.858式中C可由 史 密 斯关 联 图 查 出(30)横坐标数值:取板间距:1 2Pli 1Ls1 而Ht =0.45 m,查图可知：C20 =0.08Umax= 0.087仆忙些5 J.033.8681.26

24、57hL =0.07 m，贝V Ht -hL =0.38 m0皿讐爲087814.927-1.202V 1.202= 2.264 m/sU<| =0.7umax =1.585 m/sJ44X4.16=1.83 m圆整：D2 m-u1； 3.14 1.585横截面积：A D；-314 22=3.14 m244空塔气速：u1二乞二進8 =1.23 m/sAt提馏段<2横坐标数值:Vs2业叫2 =0.0453.982. 0.8395.48 10取板间距:Ht =0.45 m ,hL =0.07 m,贝y Ht - hL =0.38 m查图可知:C20 = 0.08C 二

25、 C200.08 仝20 20 . 200.2二 0.089umax 二 Cu2 =0.7u= 2.05 m/sD2 = l4Vs2 =1.63 m圆整：D2=2 mY jiu2空塔气速:U2Vs2AT邂=1.27 m/s3.14横截面积：AD； = 3.14 22 =3.14 m244(31)4.39 10“2.5溢流装置 2.5.1 堰长 lw取 |w =0.65D =0.65 2 =1.3 m出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度how按下式计算ow2.84 E1000La（近似取E=1）(30)(1)精馏段how 1000/3、232.84 ' 3600汉4.95 汉101.3

26、-0.0163hw = h|_ how = 0.07 0.0163 = 0.0537 m(2)提馏段how2.84 *3600汇 5.97 汉 101000 v1.3= 0.0184hw =血-how = 0.07 -0.0184 = 0.0516 m2.5.2弓形降液管宽度和横截面积Af查图得：±=0Q721,管口24贝y Af =0.0721 3.14 =0.226 m2，Wd 0.124 2 =0.248 m验算降液管内停留时间:精馏段：少226 Of5 =23.17 sLs1提馏段告严曲s5.48 10(32)停留时间二5s，故降液管可用2.5.3降液管底隙高度(1) 精馏段

27、_3取降液管底隙的流速uo =0.13 m/s，贝9% =丄4.39 100.03 m0 lwUo1.3913(2) 提馏段取降液管底隙的流速U0 =0.13 m/s，贝9人 立二5.48 100.032 m0 驰01.3913因为h°不小于20mm故h0满足要求。2.6塔板布置及浮阀数目与排列2.6.1塔板分布本设计塔径D=2m采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板2.6.2浮阀数目与排列(1)精馏段取阀孔动能因子F0 =12，贝y孔速u01为U01F0126 1.2657= 10.67 m/s(35)(36)(37)(33)每层塔板上浮阀数目为3.868289个(34)1-20.7

28、857.042x 10.67d0 U01取边缘区宽度 Wc =0.06 m，破沫区宽度Ws =0.10 m计算塔板上的鼓泡区面积，即Aa =2 X；R2-X2R2 arcsi180RJ其中 R = D -WC = 2 -0.06 = 0.94 m2 c 2x 詣 - Wd Ws i=彳 - 0.248 0.1 =0.652 m所以 A =2 0.652 .0.942 0.6522 314 0.942 arcsi n052 =2.24 m2t=75mm11800.94浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距则排间距：£=生2240.103 m=103mmNt 289 207

29、5考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，二各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用103mm而应小些。故取t =65mm=0.065m按t=75mm， t' =65mm以等腰三角形叉排作图，排的浮阀数290个。按N=290重新核算孔速及阀孔动能因子:4.16u0111.41 m/s ，： 20.042904F0 =u01V?= 11.41 汉 J1.2657 = 12.8阀孔动能因子变化不大，仍在9-13范围内，塔板幵孔率(39)二二132 100% =11.96%u0111.41(2)提馏段取阀孔动能因子Fo =12，则U02 =勺 1213.1 m/sJPV

30、2V0.839(40)每层塔板上浮阀数目为 N二Vs2d43.982二 2u - 0.785 0.042 13.1 一 242 个0 u02(41)(42)取t'=80mm以等腰三角形叉排作图，排的浮阀数240 个。按 t=75mm，估算排间距：= 一=0.123m=123mm Nt 242 9075按N=240重新核算孔速及阀孔动能因子:u°2 14.2 m/s ， F° = u°2:'v 2 =14.2 0.839 = 130.042 2404阀孔动能因子变化不大，仍在9-13范围内，塔板幵孔率二¥ 二136 100% =9.58%U

31、02 14.2第三章塔板的流体力学计算3.1气相通过浮阀塔板的压降可根据hp二Chc -(44)1.精馏段干板阻力Uoc1 “82573.1 =9.50 m/s:V1p U 2因 Uo1 Uoc1 故 hn =2.670.049mpng板上气液层阻力取；0 =0.5，= ；0hc = 0.5 0.07 = 0.035m（43）计h 算 h（45）（46）（47） 液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为hp1 =0.049 0.035 = 0.084m(48)hphp1 g =0.084 814.927 9.8 =670.85Pa(49)2.提留段干

32、板阻力Uoc2=11.42 m/s-2.67因 U°2 Uoc2，故hc2；?l1g二 0.045m(50)(51) 板上充气液层阻力。取；0 =0.4， h2f：0hc=0.4 0.07 =0.028m（ 52）表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为:hp2 =0.045 0.028 =0.073m( 53)3.2淹塔为防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度Hd乞(Ht hw)(54)1、精馏段 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度H p! = 0.084m 液体通过降液管的压头损失：hd! =0.153(-)2 =0.153(4.39

33、"°%3x003)2 =0.°°25m( 55)'who1. 板上液层高度：hc -0.07m，则,hd1 =0.084 0.0025 0.07=0.16m (56)取 =0.5，已选定 Ht =0.45m， hwi = 0.0537m贝 9 (Ht h" =0.5(0.45 0.0537) = 0.252m可见Hd (Ht hw)i，所以符合防止淹塔的要求2、提留段 单板压降所相当的液柱高度Hp2= 0.08m液体通过降液管的压头损失hd2 =0.153(亘)2 =0.153(5.48"0 乂3x0035)=0.°

34、°26m( 57)Iwho2 板上液层高度：hc = 0.07m，贝卩 m2 =0.08 0.0026 0.07 = 0.1526m (58)取 =0.5，贝卩(Ht hw)2 =0.5(0.45 0.0516) =0.251m(59)可见出2疳(Ht hw)2，所以符合防止淹塔的要求1、精馏段3.3雾沫夹带(60)泛点率=Vs1V1(6ls2Zl 100%©A板上液体流经长度：乙=D -ZWd =2 _2 0.248 =1.504m板上液流面积：Ab.AT-2A= 3.14 _2 0.226 =2.688查物性系数K=1.0，泛点负荷系数图Cf =0.1033.868 J

35、+1.36 疋 0.00491.504泛点率 二814.927 -1.202100% =57.10%1.0 0.103 2.688对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%由以上计算可知，无沫夹带能够满足:：:0.11（kg液/kg 气）的要求。2.提留段取物性系数K=1.0，泛点负荷系数图CF =0.1010.8583.9821.36 0.00597 1.504泛点率 二930.989 0.858100% =40.96%1.0 0.101 2.688由计算可知符合要求。3.4塔板负荷性能图1、雾沫夹带线泛点率二(62)据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%十算(63

36、)精馏段Vs 8L .整理得:由上可知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个H值，算出庖；(64)(65)提留段108V 6420雾沫夹液泛液相负荷上限液相负荷下限00.0050.0 10.0 150.02Ls(72)整理得:2、液泛线由此确定液泛线，忽略式中的0，雾如液相负荷上限液相负荷下限(66)(67) 精馏段0.52=2.67三V8厂雾的液负荷上限液负荷下限0.0050.01u 0015002 0025提留段0.251=5.34三整理得:Vs(68)3、液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3三5s液体降液管内停留时间(70)以Q=5s作为液体在降液管内停留时间的下限

37、，则雾沫夹带液泛 液相负荷上限液相负荷下限m3/s(71)4、漏液线对于圄型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则1. 1 液相负荷上限1液相负荷下限取堰上液层高度m3/sm3/s10V 6DDmLS咳瓏雾沫夹带液负荷下限液负荷上限，取 E=1.0(73)亘兰旦作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。雾沫夹带.液负荷上限m3/s由以上1云5作出塔板负荷性能图。可以看出 在任务规定的气液负荷下的操作点p (设计点)处在适宜操作区内的位置； 塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制操作下限由漏液控制； 按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限(Vs)max =4.92

38、(4.84)m/s，气相负荷下限(Vs)min -1.66(1.72) m/s所以精馏段操做弹性，提馏段操做弹性1.661.72浮阀塔工艺设计计算结果项目符号单位计算数据备注精馏段提留段塔径Dm22板间距m0.450.45塔板类型单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速m/s1.231.27堰长m1.31.3堰咼m0.05370.0516板上液层高度m0.070.07降液管底隙高m0.030.0358浮阀数N290240等腰三角形叉排阀孔气速m/s10.6713.1浮阀动能因子12.813临界阀孔气速m/s9.511.42孔心距tm0.0750.075同一横排孔心距排间距m0.0650.08相邻横排

39、中心距离单板压降Pa670.85666.03液体在降液管内停留时间s20.5517.04降液管内清液层高度m0.2520.251泛点率%57.1040.96气相负荷上限m3/s4.924.84物沫夹带控制气相负荷下限m3/s1.661.72漏液控制操作弹性2.962.81第四章塔附件设计4.1接管 1、进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管，弯管进料管，本设计采用直管进 料管。管径计算:(74)D=,取 uF=1.6m/s， P| =918.19 kg/m3 : Uf00.00336 m3/s3600 300 24 918.19查表取 57 52、回流管采用直管回流管，取Ur =1.6 m/

40、s(75)2.989 汇1073600 300 24 918.193#= 0.001256 m /s查表取 38 33、塔釜出料管取tw =1.6m/s，直管出料,5.01 疋1073600 300 24 918.19=0.0021 m/sdw4 0.00213.14 1.6二 0.041m = 41mm查表取 45 24、塔顶蒸汽出料管取直管出气，取出口管速u =20m/s，4 4.163.14 20二 0.515m 二 515mm查表取 600 15.45、法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，由不同的公称直径选用相应 的法兰 进料管法兰：Pg6Dg70HG5010 一58 回流管法

41、兰：Pg6Dg50HG5010 一58 塔釜出料管法兰：Pg6Dg80HG5010 一58 塔顶蒸汽管法兰：Pg6Dg600HG5010 一58 塔釜蒸汽进气法兰：Pg6Dg500HG5010-584.2简体与封头(76)1.05 6 20001、简体0.2 = 5.77mm2x125099壁厚选6mm所用材质为A32、封头封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径dg = 2000mm，查得曲面高度hi = 450mm,直边高度h0 = 40mm，内表面积 F封-3.73m2，容积 v封二0.866m3，选用封头 Dg2000 6，JBi154-734.3除沫器当空

42、塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出现气速 夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度， 保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流式除沫器，丝网除沫器以及 程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大，重量轻、空隙 大及使用方便等优点。f p _ P设计全速，选取u二K v，系数K'=0.107（77）1.202除沫器直径D二4 4.161.38m3.14 2.784选取不锈钢除沫器：类型：标准型，规格:10-100，材料：不锈钢丝网0.107 814.927 -1.202 ,2.784 m/s(lGr18Ni9)4.4裙座塔底常用裙座的结构性能

43、好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔 设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于群座内径800mm故群座壁厚取 16mm基础环内经：Dbi=(2000216)-(0.2 L 0.4)103 =1732mm基础环外经：Db。=(2000216)(0.2 L 0.4)10 2332 mm圆整：Dbi=1800mm Db°=2400mm基础环厚度，考虑到腐蚀余量，腐蚀余量取18mm考虑到再沸器，群座高度取 2.5m，地角螺栓直径取 M30.4.5吊柱对于较高的室外无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，既经济又方便的一项措施，一般取15m以上的塔物

44、设吊柱，本设计中高度大，因此设吊柱。因设计塔径D=2000mm可选用吊柱 600kg，s=1000mm l=3500mm，H=1000mm 材料为 A3。4.6人孔人孔是安装和检修人员进出塔的惟一通道，人空的设置应便于人进入任一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔 体的弯曲度难以达到要求，一般每隔10-20块塔板才设一个人孔，本塔总 共37块板，需设置3个人孔，每个孔直径为 450mm在设置人孔处，板间距为600mm裙座上应幵设2个人孔，直径450mm人孔慎入塔内部应与 他内壁修平，其边缘需倒装和磨圆，人孔法兰的密封形状及垫片用材，一 般与塔的接管法兰相同，本设计也是如

45、此。第五章塔总体高度的设计一、塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一板的间距为 600mm顶部空间高度为1200mm二、塔的底部空间咼度是指塔底最末一层塔盘到塔底封头的直线距离，釜 液停留时间取5s oHb =(tls 60-Rv)At (0.5L 0.7)(78)Hb =(5 5.97 10 60 -0.142) 3.1345 (0.5L 0.7) = 1.126(79)塔立体高度出=HtN 3 150 =450 (37 -1) 3 15 16650mm (80)H = H1 Hb H 裙 H 封 H 顶=16.65 1.126 2.5 0.49 1.2 =2

46、2m(81)第六章塔附属设备设计6.1确定冷凝器的热负荷 QcQc =(R 1)D(H1 -ho) ： (R 1)Dg(82)上式中的rm，为塔顶混合物的汽化潜热。物质tD时的气化潜热KJ/mol乙醇402190.849水43193.940.151rm =40219.11 0.849 43193.94 0.151 =40668.1674 kJ/hQc =(R 1)咕=(4.445 1) 40668.17 =2.0908 107 kJ/h6.2冷凝器的选择有机物蒸汽冷凝器的设计选用的总体传热系数一般范围为500 1500kcal/（ m2 hC）本设计取 K=700 kcal/（ m2 hC）=2926J/（ m2 hC）出料液温度：78.237 C（饱和气78.273 C （饱和液）冷却水温度：20Ct 35 C耳一选逆流操作： 选=58.273 C, .:t2 =43.237 C=50.38 C58.273-43.237 , 58.273 In43.237传热面积:Qc2.0908 1072926 50.382= 141.8m(84)参考书目教材:1. 化工原理（上、下册）谭天恩 窦梅周明华编着。化学工业出版社（第三版）2009年4月第21次印刷2. 化工原理王志魁 编