醇-水二元体系浮阀精馏塔的工艺设计_化工原理课程设计

1、 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：F250kmol/h进料组成：Xf8（摩尔分

2、率）进料热状态：泡点进料要求塔顶产品浓度XD易挥发组分回收率前 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

3、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

4、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操作压强的选择77888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9 1011T的计算以及实际板数的确定1113第四章 塔体主要工艺尺寸的确定1420精馏段汽、液相体积流率塔径塔板的计算塔板流体力学的验算塔板负荷

5、性能图及操作弹性33精馏段汽、液相体积流率塔径塔板的计算塔板流体力学的验算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462.塔底再沸器面积的计算及选型513.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

6、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

7、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

8、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

9、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（JB111868）。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

10、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

11、采用常压蒸馏。 操作压强:P=1atm=0.1MPa=1.013×103KPa1.2 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

12、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 Rmin1.4 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.

13、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：= D=FXf/XD=0.99×258/0.99=70 kmol/hF=D+W W=F- D=250-70=180 kmol/hFXf= DXD+WXw Xw=(FXf-DX

14、D)/W=(212×0.99)/1683893.2 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H2OK甲醇CH3OH0Kb. 常压下甲醇和水的气液平衡表(txy)tXytxy10000100100 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=3平衡线方程为：y=x/(1+x) 因为泡点进料 所以 xe = Xf8 代入上式得 ye Rmin = R=1.6 Rmin 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=×70= kmol/hV+1) ×70= kmol/h V=V= kmo

15、l/hL=L+F= kmol/h+250 kmol/hkmol/h2）求操作线方程精馏段操作线方程： y=x + 提馏段操作线方程为: 053)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=x/(1+x) 精馏段操作方程：y=x + 由上而下逐板计算，自X0i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, Y1=0.99) （X1,Y27） （X2,Y27） （X2,Y3） （X3=0.70,Y12） （X3=0.70,Y4=0.82） （X4,Y4=0.82） （X4,Y5） （X5,Y5） （X5,Y69） （X6,Y69

16、）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。提馏段理论板数已知X6, 由上而下计算，直到Xi 首次越过Xw时为止。操作线上的点 平衡线上的点（X6,Y7） （X7,Y7）（X7,Y8） （X8,Y8）（ X8,Y9） （X9,Y9）（X9,Y10） （X10,Y10）（X106,Y11） （X11,Y11）（X11,Y120166） （X12,Y120166）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）=( 包括再沸器)3.5 实际板数的确定实际塔板数Np=NT/

17、ET1）总板效率ET的计算根据汽液平衡表,塔釜温度tww)/(92.9-100)tw=99.48塔底温度 tD)/(64.7-66.9)tD 进料温度（28.18-23.19）/(78-80.2)=(28-23.19)/( tf -80.2)tf=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(L)其中4,L78mPa·s,代入上式得:ET692）实际塔板层数算得ET69 实际塔板数Np=NT/ET=69=块=28块其中： 精馏段：=13块 提馏段:=116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

18、.1 列出各设计参数操作压力 1）精馏段：塔顶压力PD=1atm=101.33kPa, p0.64kPa 取每层踏板压强进料板压力=PD ×12=109.01kPa精馏段平均操作压力Pm=(101.33+109.01)/2=105.17kPa2）提馏段: 塔釜压力PW=PD+28×0.64=kPa提馏段平均操作压力Pm=(+109.01)/2=kPam1）精馏段：塔顶温度tD=64.7361, tf=,t精=(tD+tf)/2=2）提馏段: t提=(tw+tf)/2 =(+)/2=3) 平均温度=(tD+tw)/2=(64.7361+99.48)/2=82.1083.平均摩

19、尔质量计算1）精馏塔的汽、液相负荷:× kmol/hV=(R+1)D+1) × kmol/hL +250 kmol/hVkmol/h2）塔顶平均分子量:X1, Y18MVDM=0.99×32+(1-0.99)×18=/molMLDM9898)×18=31.972g/mol3)加料板上一块塔板平均摩尔质量：X5, Y5MVFM =×) × g/molMLFM ×) × g/mol4）加料板平均分子量：Xf=8 , yf=MVFM=×32+(1)×18=g/molMLFM=0.28

20、5;32+(1-0.28)×18= g/mol5）塔底平均分子量：xw389, yw=0.0185MVWM=×32+(1-)×18=g/molMLWM389389)×18=18.054g/mol精馏段平均摩尔质量：MVm=(MVDm+MVFm)/2=(kg/kmolMLm=(MLDm+MLFm)/2 =(31.972kg/kmol提馏段平均摩尔质量：MVm=(MVDm+MVFm)/2=(2+)/2=kg/kmolMLm=(MLDm+MLFm)/2 =()/2=19.987kg/kmol4汽相密度:精馏段：V,M=P×MVM/RT精=105.17

21、×/8.314×(273.15+)=1.0456kg/m3提馏段：V,M=P×MVM/RT提=1×/8.314×(273.15+)=0.8677kg/m35.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 甲醇6水980.64970.41958.041）精馏段塔顶，tD xD 1/LD,M=WA/LA+WB/LB 其中WAD= , WBD=0.006,LA=kg/m3,LB=980.64kg/m3LD,M=7kg/m3进料板上：Xf8,LA=kg/m3, LB=kg/m3WAf= =0.28×32/0.28×3

22、2+(1-0.28)×18=又 1/LF,M=0.409/+(1-0.409)/LF,M=8kg/m3精馏段平均液相密度:L,M精=(7+)/2=kg/m32）提馏段：塔底: Xw,1/LW,M=WA/LA+WB/LB 其中WAW689 ,WBW311LA=712.4242 LB=LW,M=95kg/m3提馏段平均液相密L,M=(95+)/2=kg/m36液体表面张力m=xii温度 甲醇mN/m11水mN/m65.946762.23258.7431)精馏段塔顶，tD xD水=mN/m, 甲醇=mN/mm,D=×+(1-0.99) ×mN/m进料板上：Xf8,时,水

23、=mN/m, 甲醇=mN/mm,F=0.28×+0.72×=mN/mm,精=()/2=mN/m2）提馏段塔底: Xwtw=99.48时，水=mN/m, 甲醇=mN/mm,W389×611×=mN/mm,提=(+)/2=mN/m7液体粘度L,m温度 甲醇mPa·s水mPa·s1)精馏段查表得:64.7361时,水=0.000440Pa·s , 甲醇3225Pa·sL,D32253237Pa·s时,水03661Pa·s , 甲醇=0Pa·sL,F=0.28×0 +(1-0.280

24、34860327Pa·sL,m精272503272998Pa·s2）提馏段塔底: Xw99.48时,水=Pa·s , 甲醇=0.0002288Pa·sL,W389×002288+389) ×0.0002840=0.0002838mPa·sL,m提3803273054Pa·s3）塔的汽、液相负荷× kmol/hV=(R+1)D=(1.4488+1) × kmol/hL +250 kmol/hVkmol/hVS=VMVM/(3600VM×)/(3600×m3/SLS=LMLM/(

25、3600LM)×)/(3600×m3/SVS=VMVM/(3600VM)×)/(3600×)=m3/S LS=LMLM/(3600LM)=(×)/(3600×215m3/S4.2 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 = m3/sVS= m3/s2)塔径塔板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)(L/v)=1参考有关资料，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板间距/HT，mm2003002503503004503506004006

26、00初选板间距=, 取板上液层高度h1=0.06m，故分离空间HT-h1=0.4-0.06=4m根据以上数值，由史密斯关联图查得，C20=715由公式C=904Umax=C904×(-1.0456)/1.0456=m/s=m/s故 D=(4×)/(3.14×1.75721)=0.9697m所以圆整取D=1m塔截面积： AT= =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

27、虑各方面因素，本设计体系采用单溢流、弓形降液管。溢流堰长lw=0.7D=0.7m出口堰高 h w Ls / l W 2.5 =×= 42 l W / D= 查流体收缩系数图得：25,选用平直堰，堰上液层高度由下式计算则how=m, 又h1 =0.06mh w = h1- how=0.06-1198=4802m=mm降液管的宽度与降液管的面积lW / D=0.7 ,查得 5,9Wd=0.15×m, Af=×m2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.

28、 工程上ho一般取20-25mm。本次设计中取22mm。hw-ho=- 22 = 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=，边缘区宽度取=4m 弓形降液管宽度 Wd5me.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=孔速 uo=/()= m/s浮阀数：n=/（1/4××2×9.29054）=108(个)有效传质区：根据公式：其中：R=0.46mx=8m=0.4498m2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

29、d=39mm,阀孔按等腰三角形排列。 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/（× 1/4 ×d2× N） m/sF0=uo×(V,M) 阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。开孔率空塔气速u= VS / AT = m/s =u / uo = = %5%<%<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

30、a × = 0.4498× %=m24）塔板流体力学的验算气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)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,cU0,cV,M）（1/1.825）m/s =5.34××2/（2××9.8）461m液柱液层阻力充气系数 =0.5,有:h1=×h1=0.5×0.06=3m液柱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=3461761m常板压降=761××9.81=Pa <640Pa,符合设计要求。b

31、. 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（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+ hd=0.2(LS/(lwho)2 甲醇-水属于一般物系，取0.5 对于浮阀塔0则Hd=hw+how+hd+hp+=+0.2(/(×)2+0.0761=0.07926m（HT+hW）=0.5(0.)=m因24m， 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35s。lW / D=0.7 ,查得 5,9Wd=0.15×m, Af=×m2停留

32、时间=AfHT/LS=707s>5s 符合要求d雾沫夹带泛点率=100%lL=D-2Wd=1-2Ab=AT-2Af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98 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）由上代入数据得：泛点率=% 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&

33、lt;液/kg(干气)的要求。e. 漏液验算 m3 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= LW 推出 LS m3/s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，因Afm2 ， HT=0.34 =AfHT/LS 则LS,大×0.34m3/s漏液线 据此可作出与液体流量无关的水平漏液线。雾沫夹带线 根据经验值，因该塔径 控制其泛点率为80%代入上式lL=D-2Wd=1-2Ab=

34、AT-2Af44K物性系数查表得K=1, CF泛点负荷因素，查表得CF代入计算式，整理可得：VSLS由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值，依式算出相应的值列于下表中。 lsvs液泛线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。联立以下三式：由上式确定液泛线。忽略式中项，将以下五式代入上式，得到：因物系一定，塔板结构尺寸一定，则、及等均为定值，而与又有如下关系，即：式中阀孔数N与孔径亦为定值。因此，可将上式简化成与的如下关系式： 其中 ： 带入数据： 由得LSvs2.47549871872.2299931331.8777操作负荷线由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性

35、能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点，)在正常的操作范围内。过圆点连接OP作出操作线.由塔板负荷性能图可以看出：（1）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适中位置。（2）塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。（3）操作弹性Vmax, Vmin操作弹性=Vmax/ Vmin>3此设计符合要求。1) 提馏段汽、液相体积流率为：LS= m3/sVSm3/s2)塔径的计算取塔板间距HT=0.4，板上液层高度h1=0.06m，那么分离空间：HT h1 =0.4 - 0.06= 0.34m功能参数：从史密斯关联图查得：6由公式C=609=1.

36、968m/s取安全系数0.70，则u=0.7 umax=1.3775m/s= 为了防止精馏段塔径大于提留段，造成塔的稳定性下降，所以圆整取D=1.0m塔截面积AT= =0.7854 m2空塔气速: u= VS / AT =m/s 3) 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。堰长lw塔径D=1.0m , 堰长lw=0.7D=0.7m出口堰高 hw=h1-howL / l W 2.5 =×3600/0

37、.7= l W / D= 查流体收缩系数图得：4, h w = hl - how=0.06-1466= m降液管的宽度与降液管的面积：由lW 查图得查得=0.15, =9Wd=0.15×m, Af=×m2 液体在降液管中停留时间 = AfHT/Ls=×0.4/215=s>5s故降液管设计合适降液管底隙高度h0 降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以表示。Ho的大小应在2025mm之间。降液管底隙高度应低于出口堰高度，(hw-ho)>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- h0=0.04

38、534-2=2mm>6mm 故降液管底隙高度设计合理。取安定区宽度WS=0.07m边缘区宽度 WC=4m 弓形降液管宽度 Wd=0.14m采用F1型重阀，孔径为39mm。取阀孔动能因子 FO=10孔速 uo=10/()=m/s浮阀数:n=/（1/4××2×）=97.89=98(个)有效传质区面积 ：根据公式：其中：R=mx=0.29mAa=0.49563m2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。浮阀塔阀孔直径取 d=39mm,阀孔按等腰三角形排列，如下图: 阀孔的排列：第一排阀孔中心距t为75mm，各排阀

39、孔中心线间的距离t可取65mm,80mm,100mm.经过精确绘图，得知，当t=80mm时，阀孔数N实际=92个按N=69重新核算孔速及阀孔动能因数：孔速u0 = VS/（× 1/4 ×d2× N）= m/sF0= uo × (V,M) =阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。开孔率空塔气速: u= VS / AT m/s 开孔率=u/uo = /×100%=%5%<%<14%, 符合要求 则每层板上的开孔面积AO =A a× =0.49563×%=m24）塔板流体力学的验算气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)

40、干板压强降hc浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为U0,cU0,cV,M）（1/1.825）m/s hc ×u02V/(2gL)×11.4282×/(2××) =34m液柱液层阻力h1取板上液层充气程度因数=0.5， 则h1=×（hW+hOW）= 0.5×=3 m液柱液体表面张力h数值很小，设计时可以忽略不计则 hp= hc + h1 + h34364m液柱气体通过每层塔板的压降P为 P= hp×L×g=4m××=5pa<640pa(设计允许值)b. 液泛的校核为了防止塔内发

41、生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。即：Hd（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+ hd=0.2(LS/(lwho)2 甲醇-水属于一般物系，取0.5 对于浮阀塔0则Hd=hw+how+hd+hp+×0.022)2m（HT+hW）m因m， 故本设计中不会出现液泛c.降液管内的停留时间= AfHT/Ls×s>5s故降液管设计合适d.雾沫夹带的校核泛点率F=100%lL=D-2Wd=1-2=Ab=AT-2Af式中 板上液体流经长度，m; 板上液流面积，m2 ；泛点负荷系数，由图查得泛点负荷系数取9; K特性系数，查表取1.0.由上代入数据得：泛点率=% 对于大

42、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<液/kg(干气)的要求。e. 漏液验算 m3/s<Vs 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= LW 推出 LS m3/s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LS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，因Afm2 ， HT=0.4 =AfHT/LS 则LS,大×m3/s漏液线 据此可作出

43、与液体流量无关的水平漏液线。雾沫夹带线 根据经验值，因该塔径 控制其泛点率为80%代入上式lL=D-2Wd=1-2Ab=AT-2AfK物性系数查表得K=1, CF泛点负荷因素，查表得CF09VSLS=由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值，依式算出相应的VS值列于下表中。 LS'VS'91761.93221.9168液泛线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。联立以下三式：由上式确定液泛线。忽略式中项，将以下五式代入上式，得到：因物系一定，塔板结构尺寸一定，则、及等均为定值，而与又有如下关系，即：式中阀孔数N与孔径亦为定值。因此，可将上式简化成与

44、的如下关系式： 其中 ： 带入数据： 由得LSvs操作负荷线由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P()在正常的操作范围内。过圆点连接OP作出操作线.由塔板负荷性能图可以看出：（1）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适中位置。（2）塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。（3）操作弹性Vmax=, Vmin=操作弹性=Vmax/ Vmin =/=>3此设计符合要求。五浮阀塔板工艺设计计算结果项目精馏段提馏段塔径D，m板间距HT，m塔板型式实际塔板数空塔气速u，m/s堰长lW，m堰高hW，m板上液

45、层高度hL，m降液管底隙高度ho，m浮阀数N，个阀孔气速uo，m/s阀孔动能因数Fo临界阀孔气速uoc，m/s孔心距t，m排间距t，m单板压降pp，Pa液体在降液管内停留时间，s安定区宽度Ws,m边缘固定区宽度Wc,m弓形降液管宽度Wd,m开孔率%泛点率%气相负荷上限(Vs)max，m3/s气相负荷下限(Vs)min，m3/s操作弹性单溢流弓形降液管130.04802622980.5312单溢流弓形降液管1692六 辅助设备及零件设计1. 塔顶全凝器的计算及选型1) 冷凝器的选择：（列管式冷凝器）按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。整体式如图a，b所示。将冷凝器与精馏塔作成

46、一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。 自流式如图c所示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。强制循环式如图d，e所示。当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。根据本次设计体系，甲醇-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式。冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维

47、修、安装，造价不高。(2)冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量热流体为的99%的甲醇蒸汽， 冷凝蒸汽量：KJ/kg 冷凝水始温为12，取全凝器出口水温为20，在平均温度物性数据如下（甲醇在膜温下，水在平均温度16下）（kg/m3）Cp(KJ/k.)kg(s.m)(w/(m.)甲醇-水45×10-5水997×10-50.6268a. 设备的热参数：b水的流量：c平均温度差：根据“传热系数K估计表”取K=2000W/(m2.) 传热面积的估计值为：×m2管子尺寸取25mm 水流速取ui=/s管数： 管长：取管心距壳体直径取600mm折流板：采用弓形折流板，取折流板间距B=

48、200mm由上面计算数据，选型如下：公称直径D/mm600管子尺寸/mm25公称压力 PN/（MPa）管子长l/m管程数NP1管数n/根108壳程数NS1管心距t/mm管子排列正三角排列（3）核算管程、壳程的流速及Re:管程流通截面积：管内水的流速壳程流通截面积： 取=12壳内甲醇-水流速 当量直径 （4）计算流体阻力管程流体阻力设管壁粗糙度为，则,查得摩擦系数6取污垢校正系数F 符合一般要求壳程流体阻力 Re=>500，故挡板数 块 代入得 取污垢校正系数F=Pa<100kPa故管壳程压力损失均符合要求（5）管程对流给热系数膜的雷诺数所以为垂直湍流管壳程对流给热系数Reo=Pr0=8=计算传热系数取污垢热阻 RS/kW RS=0.58 m/kW以管外面积为基准 则K=kW/(m2.)计算传热面积 A=m2所选换热器合适2 .塔底再沸器面积的计算及选型(1)再沸器的选择：列管式蒸发器对直径较大的塔，一般将再沸器置于塔外。其管束可抽出，为保证