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-水连续精储塔的设计姓 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月第一章绪论 1第二章塔板的工艺设计 32.1 精储塔全塔物料衡算 32.2 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 82.4 4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 224.4 裙座 2

2、24.5 吊柱 224.6 人孔 23第五章塔总体高度的设计 23第六章塔附属设备设计 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（1） 设计题目乙醇 -水连续精馏塔的设计（2） 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（ 或自选 ）c）回流比：R=1.55Rmin d） 加热方式

3、：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）；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（105 页 ）第一章 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

4、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

5、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

6、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精储塔全塔物料衡算F:原料液流量（kmol/h）原料组成（摩尔分数，下同）D:塔顶产品流量（kmol/h）塔顶组成塔底残液流量（kmol/h）塔底组成原料乙醇组成:0.

7、3046.07塔顶组成:XdxF =xF0.300.7046.0718.020.9346.07= 0.144= 0.839塔底组成：xW0.930.0746.0718.020.00546.07=0.001960.0050.99546.0718.02进料平均分子量： M =46.07 X 0.144+18.02 X 0.856=22.06kg/kmol进料量：F =-8-°=503.677 kmol/h7200 22.06(1)F =D W物料衡算式为：FxF 二 DxD WxW联立代入求解：D=85.471 kmol/hW=418.206 kmol/htF：85.3 -84.112.

8、38 -16.61tF -85.314.4 -12.38tF=84.73 C78.41 -78.15 tD -78.4174.72 -89.43 83.9 一 74.72,t d=78.25 C100 -95.5tW -1000 -1.900.196 -0,t w=99.536 C精储段平均温度：t1 =tF tD84.73+78.25小=81.49 C2.2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10000182.723.3754.4579.357.32P 68.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.

9、6373.8589.07.2138.91 181.532.7359.2678.4174.72P 78.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.04 79.850.7965.6484.116.6150.8979.751.9865.992.2.1 温度利用表中数据由插值法可求得tF、t D t W提储段平均温度：心=tF也 =84.73 + 99.536 = 92.i33c 222.2.2 密度已知：混合液密度 工=+臣（2）:B混合气密度 以=T0PM（a为质量分率，M为平均分子量）（3）22.4T ：0塔顶温度：t d =

10、78.25 C气相组成Yd：yD =85.09%yF =48.87%78.41 -78.1578.25 -78.1578.15 -89.43 100yD -89.43进料温度：t84.73C气相组成Yf :85.3 -84.185.3-84.7347.04 -50.89 47.04 -100yF塔底温度：t w=99.536 C气相组成Yw :100 -95.50 -17.00100 -99.5360-100ywyw=1.75%(1)精储段液相组成 X1： x1= (xD +xF) /2 , X1 =49.15%气相组成 y1： y1 =(yD +yF)/2 , y二66.98%所以 ML1

11、=46.07 0.4915 18.02 (1 -0.4915) =31.81kg/kmolMvi =46.07 0.6698 18.02 (1 -0.6698) =36.81kg/kmol(2)提储段液相组成 x2： x2 =(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/kmolMV2 =46.07 0.2531 18.02 (1 -0.2531) =25.12kg/kmol由不同温度下乙醇和水的密度温度/ CP乙醇P水温度/ C

12、P乙醇P水80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在t1与二下乙醇和水的密度（单位：kg|_m-3）一85 8081.49 80 一、ti =81.49 C, =, P1 =733.510 kg/m3730 -735'1 -735P2 =970.846 kg/m385-8081.49 -80968.6 -971.8 一 ：2 -971.8同理：t2 = 92.133C, R =722.293 kg/m3 ,匕=963.828 kg/m3在精偏段液相密度：L1 =789.085 kg/m3气相密度:-36.81 273.

13、15V1 - 22.4 (273.15 81.49) -. g 在提储段 液相密度：L2 =912.677 kg/m3气相密度：V2 =25.12 273.15=0.839 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-1-14sw - w十%。0,4(4)注:(5)XoVoXwVwXoVo(6):XwVwXwVwXoVo(9)o(8)Q=0.441M，g l'lV-DwVW" (10)ml q 一Qw+展1 (13)ftp 2 )A = B+Q (11) A = lg -sw(12)1 so /式中下

14、角标w、o、s分别代表水、有机物及表面部分，Xw Xo指主体部分的分子数，Uw、U。指主体部分的分子体积， 8、。为水、有机物的表面张力，对乙18.02789.085mo46.07：。一 1.26573= 36.40 dm/mol乙醇表面张力:90 -8090 -81.4916.2 -17.1516.2 -01二1 =17.008水表面张力:90 -8060.7 -62.690 -81.4960.7 -02= 62.317塔顶表面张力:12w矿o(XwVw；2_XoVw2XoVo XwVwXoVoXoVo XwVwXoVo因为 Xo =0.4915, 所以Xw =1 0.4915 =0.508

15、5但2、联立方程组 A = lg -swQw+久o=1；so /代入解得：sw =0.145 晨=0.855仃m4 =Qw»W4 +<psoo1'4 =0.145X62.31714 +0.855x 17.00814 ,0m =21.119提储段：t2 = 92.133 Cmw _ 18.02:w - 912.677= 19.744 cm3/mol醇 q=2。温度/ C708090100乙醇表面张力/10 N/m1817.1516.215.2水表面张力/10-3N/m64.362.660.758.8精储段：t1 =81.49 Cmw= 22.84 cm3/mol3,= 5

16、4.91 dm /molmo46.07一：o 0.839100 -90100 -92.133'乙醇表面张力:=,仃1 = 15.9915.2-16.215.2巴58.8 -60.758.8 -02因为X。=0.073,所以Xw =1 -0.073 =0.927联立方程组<2a =ig -7w ,so-sw ,:so = 1代入解得：sw =0.535so =0.465100 -90100 -92.133水表面张力：,=', 仃2= 60.29'1/41 41 41/41/4'o-m =Qwbw + 中so。=0.535 父60.29+0.465M 15.9

17、9=2.42 故<im = 34.332.2.4. 合物的粘度不同温度下乙醇和水的粘度如下表：t1=81.49 C,查表得：N1 =0.35 mPa s,匕=0.44 mPa st2 =92.133 C,查表得：出=0.306 mPa s, % =0.388 mPa s精微段粘度-2 1 -% >=0.44 0.4915 0.35 1 -0.4915) = 0.39 mPa s提储段粘度N =节2 +N2(1 -x2 ) = 0.388X0.073 + 0.306X(1 -0.073) = 0.312 mPa s2.2.5. 相对挥发度精微段挥发度：由 xa =0.4915, yA

18、 =0.6698 得 xb =0.5085 , yB = 0.3302YaXb0.6698 0.5084(14)所以 - =A-B = =2.10yBXA 0.3302 0.4915提储段挥发度：由 xa =0.0730, yA= 0.2531 得 xb =0.927 , yB= 0.7469所以(15)a =2=卫丝"e=430yBXA 0.7469 0.07302.2.6. 气液相体积流量计算根据 x-y 图得： J = j="43 = 0.7479 所以=2.97 %n 1xd -Xg0.849-0.73取 R =1.55Rmin=1.55 2.97 =4.60353

19、600(1)精储段：L = RD = 4.6035 85.471 = 0.109 kmoi/s4.6035 185.4713600= 0.133 kmol/s已知：M L1 =31.81 kg/kmol ,MV1 =36.81 kg/kmolPL1 =789.085 kg/m3 , PV1 =1.2657 kg/m3质量流量：L1 =ML1 L =31.81 0.109 =3.467 kg/sV1 =MV1V =36.81 0.133 = 4.896 kg/s体积流量：Ls1 =5=3.467 =4.39 10* m3/s：L1789.085V 4.896Vs1 = = 3.868 m3/s0

20、Vl1.2657(2)提储段：因本设计为饱和液体进料，所以 q=1503.677L = L qF =0.109 0.249 kmol/s3600V =V q -1 F =0.133 kmol/s(16)(17)(18)(19)(20)(21)(22)(23)已知：ML2 =20.07 kg/kmol , MV2 =25.12 kg/kmolPL2 =912.677 kg/m3 , PV2 =0.839 kg/m3质量流量：L2 =ML2 L'=20.07黑0.249=4.997 kg/s(24)一 V2 = Mv2 V =25.12X0.133 =3.341 kg/s(25)体积流量：

21、Ls2 =2= - =5.48310二 m3/s(26)：L2 912.677V 3 341Vs2=3.982 m3/s(27):V2 0.8392.3 理论塔板的计算理论板：指离开这种板的气液两相互成平衡，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=1.55Rmin =1.55 2.97 =4.6035已知：精储段操作线方程:

22、Ryn ixnR 1xD- =0.8215xn 0.150R 1精微段操作线方程:= 1.8732xm -0.0017L qFWxWyn 1 ) ?- xm '-WL qF -WL qF -W在图上作操作线，由点(0.839, 0.839)起在平衡线与操作线间画阶梯，过精储段操作线与q线交点，直到阶梯与平衡线交点小于 0.000196为止，由此得到理论板N=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色九广245(29)注：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度心 塔顶与

23、塔底平均温度下的液体粘度 mPa s(1)精储段已知：a =2.10, R =0.39 mPa s所以：Et =0.49 2.10 0.39。245 =0.515NP1=T=27.2 故 NP1=28 块 Et 0.515(2)提储段已知：c(=4.3, W =0.312 mPa s0.245所以：Et =0.49 4.3 0.312=0.45N 4.NP2=8.89 故 NP2 =9块Et0.45全塔所需实际塔板数：NP =NP1 +NP2 =28 +9 = 37块N,18全塔效率ET =NP 37=一 =48.649%加料板包置在第30块板。2.4 塔径的初步计算2.4.1 精微段由u 二

24、（安全系数）X Umax ,安全系数=0.6-0.8 , Umax=CPL PV式中C可由史(30)横坐标数值：LS1Vs1凡1 ,24.39x10<789.0852=0.033.8681.2657密斯关联图查出:取板间距：Ht =0.45 m,hL =0.07 m,则 Ht hL =0.38 m查图可知：C20 =0.08 C=C20=0.08"639=0.0872020c ：L-7V814.927-1.202umax = C=0.087- 2.264 m/s：V11.202u1 =0.7umax =1.585 m/s4VSi 4 4.16D1 = J=J=1.83 m 圆整

25、：D1 =2 m,，二 U3.14 1.585横截面积：At =D12 =314 22 =3.14 m244小一、土 ' Vs13.868仝塔气速：u1 = =1.23 m/sAt提储段横坐标数值:1乎二辿Q坪里(二0.045 Vs2 JV2J3.982 10.839 ) 取板间距：Ht =0.45 m, hL =0.07 m,则 Ht -hL =0.38 mr。、0.2门4.4 ?2查图可知：C20 =0.08 C=C20 =0.08.=0.089<20；I 20 Jumax= 0.08993.989-0.8580.858= 2.93 m/s= 2.05 m/

26、su2 =0.7u口2=1%=1.63 m 圆整：D2=2 m -U2横截面积：aT =D2 =主£ 22 =3.14 m2 44六世片、击 'Vs23.982仝培气速：u2 = r = 1.27 m/sAT3.142.5 溢流装置2.5.1 堰长 lw取 lw =0.65D =0.65 2 =1.3 mhow2.84 E 1000La（近似取E=1）(30)(1)精储段2.84 3600 m4.95 父1023ow 10001.3= 0.0163出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度 how按下式计算hw =hL _ how =0.07 -0.0163 =0.0537 m(

27、2)提储段how_32.84 3600 M 5.97 父 101000 I1.3= 0.0184hw =hL how =0.07 0.0184 =0.0516 m2.5.2弓形降液管宽度和横截面积查图得:AfAt= 0.0721, Wd =0.124D则 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:精微段：二AfHT0.226 0.454.39 10“-23.17 s(31)提储段：'=AfHT0.226 0.45Ls25.48 10”= 18.56 s(32)停留时间u>5s,故降液管可用。2.5.3 降液

28、管底隙高度(1)精储段取降液管底隙的流速u0 =0.13 m/s ,eLs14.39 104贝 Uh0 = 0.03 mLu。1.3 0.13(2)提储段取降液管底隙的流速uo =0.13 m/s ,3则h0 =旧_ = 5.48 10 = 0.032 mlwu01.3 0.13因为ho不小于20mm故h0?两足要求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)精储段取阀孔动能因子F。=12 , F12贝好L速 Uoi 为 Uoi = > = ;= 10.67.：V11.2657m/s (33)每

29、层塔板上浮阀数目为Vs1N =：,2d0 U0143.86820.785 0.042 10.67= 289 个(34)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 arcsin -180R(35)(36)(37)所以 A =2 0.652.0.942 -0.6522 314 0.942 arcsin1800.652=2.240.94r D 2其中 RWC = - -0.06 = 0.94 mD2x - Wd Ws- 0.248 0.1 = 0.652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t=75mm(3

30、8)A_2 24贝 UNH用品 E: t =0.103 m=103mmNt 289 0.075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 =65 mm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：4.16-u01 =11.41 m/s , F0 = u01/V? = 11.41 m jl.2657 = 12.8二 _ _ 2 -0.04 2904阀孔动能因子变化不大，仍在9-13范围内，塔板开孔率uU011.3211.4110

31、0% =11.96%(39)(2)提储段取阀孔动能因子F0 =12 ,则u02F。12一 ：V2 - 0.839= 13.1 m/s每层塔板上浮阀数目为N=03.9822; d0 U0240.785 0.042 13.1= 242 个按 t=75mm 估算排间距：t' = Aa =24=0.123 m=123mmNt 242 0.075(40)(41)(42)取t'=80mm以等腰三角形叉排彳图，排的浮阀数240个。按N=240重新核算孔速及阀孔动能因子：u02 =-4283=14.2 m/s , F0 =u027K2 =14.20.839=130.042 240 4阀孔动能因

32、子变化不大，仍在9-13范围内，塔板开孔率u 1.36/ 4=-= 父100% =9.58%(43)u0214.2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 =% +% +h仃计算(44) 1.精储段 干板阻力u0c1 =825J-=9.50m/s- V V1U -因 Uo1 >Uoc1 故 hc1 =2.67 v1 01 = 0.049m o oc c:l1g板上气液层阻力取的=0.5, hl1 = 80hc =0.5x0.07 = 0.035m 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 =

33、 0.084mhp1 =hp1 G1g =0.084 814.927 9.8 =670.85Pa1.1 留段 干板阻力 Uoc2 =1.825'73% =11.42 m/sU.o2因 Uo2 AUoc2,故 hc2 =2.67= 0.045m：l1g(45)(46)(47)(48)(49)(50)(51)板上充气液层阻力。取 % =0.4, hl2 =%hc =0.4父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 =0.0 45+ 0.0 28 0.0m73(53)1.2 淹塔为防止发生淹塔现象，要求

34、控制降液管中精液高度Hd M穴Ht +hw)(54)1、精储段 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度Hp1=0.084m 液体通过降液管的压头损失：hd1 =0.153(-)2 =0.153(4.39父1033父0 03)2 =。.。025m(55)lwho1i. 0 板上液层高度：hc=0.07m,则，hd1 =0.084 +0.0025 + 0.07 = 0.16m (56)取平=0.5,已选定 HT=0.45m, hw1= 0.0537 mM (Ht hw)i =0.5(0.45 0.0537) = 0.252m 可见Hdi中(Ht +hw)i ,所以符合防止淹塔的要求2、提留段 单板压

35、降所相当的液柱高度Hp2=0.08m 液体通过降液管的压头损失儿2=0.153(舟)2 =0.153(5.48父10%3乂0.035)= 0.0026m(57) 板上液层高度：hc=0.07m, WJhd2 =0.08 +0.0026+ 0.07 =0.1526m (58)取平=0.5,则中(HT +hw)2 =0.5(0.45 +0.0516) =0.251m(59) 可见Hd2文Ht +=)2,所以符合防止淹塔的要求1.3 雾沫夹带1、精储段Vs1v11.36ls2Z1(60)泛点率二一一(l1 -'v1) 100%KCfA板上液体流经长度：Z"D-ZWd=2 2 0.2

36、48 = 1.504m板上液流面积： A -A -2A =3.14 -2 0.226 - 2.688 m2 b T f查物性系数K=1.0 ,泛点负荷系数图Cf =0.1033.868泛点率=1.202814.927 1.2021.36 0.00495 1.5041.0 0.103 2.688100% =57.10%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Pv <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 =0.1013.982泛点率=0.858 930.989 -0.8581.36 0.00597

37、 1.5041.0 0.101 2.688100% =40.96%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=(62)据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率 80刈算精储段整理得:Vs(63)提由上可知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个 恒能，算出提留段00.0050.010.0150.020.025Ls108V 6420(64)整理得:2、液泛线由此确定液泛线，忽略式中的(65)10800.015(66)0.010015LS0020025而整理得:(68)(67)精微段0.52=2.67度V81工"种LI00.0150.010.0150.020 0 2

38、5LsUS!(2)提留段 0.251=5.34 区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匡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，则m3/s(71)4、漏液线对于国型重阀,依户目作为规定气体最小负荷的标准，则(72)精储段提留段m3/s8V 64m3/s5、液相负荷下限8 .SM*取堰上液层高度卜q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,取 E=1.0(73)则m3/s由以上1字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

39、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（4.84） m3/s ,气相负荷下限（Vs*. =1.66（1.72） nVs所以精微段操做弹性=492=2.96,提储段操做弹性=484 = 2.811.661.72浮阀塔工艺设计计算结果项目符号单位计算数据备注精储段提留段塔径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堰图m0.05370.0516板上液层局度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

40、.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降液管内清液层图度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卜.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c 管径计算：D = JVs- , M uF =1.6m/s , Pl =918.

41、19 kg/m3(74) 二”8 1073600 300 24 918.19= 0.00336 m3/s2、回流管查表取57 5(75)采用直管回流管，取Ur =1.6 m/s dR = 4VD:：UrVD =2.989 1073600 300 24 918.19= 0.001256m3/s查表取38 33、塔釜出料管取tw =1.6m/s,直管出料，Uw=0.0021 m/s5.01 1073600 300 24 918.194 0 0021. 一dw = J=0.041m=41mm 查表取中 45乂2. 3.14 1.64、塔顶蒸汽出料管4 4 16取直官出气，取出口官速 u = 20m/

42、s 则d=，=0.515m = 515mm,3.14 20查表取600 15.41.1 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：Pg6Dq70HG5010-58 g q 回流管法兰：Pg6Dq50HG5010-58 q q 塔釜出料管法兰：Pq6Dq80HG 5010-58 塔顶蒸汽管法兰：Pq6Dq600HG5010-58 q q 塔釜蒸汽进气法兰：Pq6Dq500HG5010-581.2 简体与封头1、简体 b =1.05-6父2000+0.2 = 5.77mm(76)2 1250 0.9壁厚选6mm所用材质为A32、封头封头分为椭圆形封头、碟

43、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= 450mm ,直边高度h0 = 40mm ,内表面积F封=3.73m2,容积 v封=0.866m3 ,选用封头 Dg2000 M 6 , JBi154731.3 除沫器当空塔气速较大，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。-lv ,系数 K'=0.107(77)u =0.10781

44、4.927 -1.202,11.202= 2.784 m/s除沫器直径D =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(1Gr18Ni9)1.4 裙座塔底常用裙座的结构性能好，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 =(2000 2 16) -(0.2 L 0.4) 103 -1732mm 基础环外经：Dbo =(2000 2 16) (0.2 L 0.4) 103 = 2332mm 圆整：Dbi =180

45、0mmDbo =2400mmB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M30.1.5 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以上的塔物设吊柱，本 设计中高度大，因此设吊柱。因设计塔径D=2000mmT选用吊柱600kg, s=1000mm l=3500mm H=1000mm材料为 A3。1.6 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1

46、0-20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裙座上应开 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 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、塔的底部空间高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 M60 R)Ar 十(0.5L 0.7)(78)HB = (5 父5.

47、97 父103M 60-0.142)父3.1345 +(0.5 L 0.7) =1.126(79)塔立体高度 H1 =HTN +3M150 =450父(37 1) + 3M150 = 16650mm (80)H = H1+Hb+H 裙 + H 封 + H 顶=16.65+1.126+2.5+0.49 + 1.2 = 22m(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 hD)电(R+1)Drm(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

48、 43193.94 0.151 =40668.1674 kJ/hQc =(R 1)rm =(4.445 1) 40668.17 =2.0908 107 kJ/h6.2 冷凝器的选择50011 1500kcal/( m2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hC)本设计取 K=700 kcal/( m2 hC)=2926J/( 1tfhe：)出料液温度：78.237 C (饱和气)一 78.273 C (饱和液)冷却水温度：20 c 35 c逆流操作： M =58.273 C, &2 =43.237 C% - 58.273-43.237口里经43.237=50.38 C传热面积：A = -Q-K tm2.0908 107( - 2141.8m2926 50.38(84)参考书目教材:版）2