分离乙醇-水混合液的浮阀精馏塔的设计方法以及计算规范

1、燕京理工学院化工原理课程设计生产能力:料:分离要求:塔顶乙醇含量不低于 90% （质量分数）化工原理课程设计任务书化药1104 赵金金 110150108指导教师周莉莉、设计题目：分离乙醇-水混合液的浮阀精馏塔 二、原始数据及条件年处理乙醇-水混合液2.5万吨（开工率300天/年）乙醇含量为35% （质量百分比）的常温液体塔底釜液乙醇含量不高于0.5% （质量分数）塔操作条件： 精馏塔塔顶压强：常压 进料热状况：泡点进料 回流比：自选 单板压降：v=0.7k pa塔板类型：浮阀塔 工作日：每年300天，每天24小时连续运行厂址：廊坊地区4、八、冃U言第1章塔板的工艺设计方法精馏塔全塔物料衡算1

2、.21.3常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系理论塔板的计算1.41.5溢流装置1.6塔板布置及浮阀数目与排列1011节第2章塔板的流体力学计算1315第2.1节气相通过浮阀塔板的压降15第2.2节淹塔 16第2.3节液沫夹带第2.4节塔板负荷性能图（三）附件设计 （四）塔总体高度的设计（五）塔附属设备设计设计体会主要符号参考文献结束语18222526282930i=r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

3、离效率高。（3）操作弹性大。气体阻力小结构简单、设备取材面广等。（4）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

4、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。燕京理工学院化工原理课程设计18塔板的工艺设计方法第1.1节精馏塔全塔物料衡算1.1.1精馏塔全塔物料衡算F：原料液流量(kmol/h)xf：原料组成(摩尔分数，下同)D：塔顶产品流量(kmol/h)xd：塔顶组成W塔底残液流量(kmol/h)xw塔底组成0%原料乙醇组成：斥. /妁.=0.207塔顶组成:0.35+ 0.65/46/ 18

5、Xd塔底组成:xw0.9/=0.9八鶯/ 二。.779 /46/180.005/ / 丿46厂=0.0020.005/ +0.995/46/18进料平均分子量：M = = 46x0.174+18x(1-0.174) = 22.872kg/kmol进料量：一 7205=151.81kmol/hF = D +W物料衡算式为：FXf =DXd +Wxw(1.1)联立代入求解：D=33.61 kmol/hW=118.20 kmol/h第1.2节 常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系1.2.1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100

6、0082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.6484.116.6150.8979.751.9865.99表1.1 常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系1.2.1.1 温度85.3-84.1tF -85.3tF：12.38 -16.6114.4 -12.38 心"

7、84.73°78.41 -78.15to：to -78.4189.34 -74.72 78-74.72 '上0 "78.47 '100 -95.5 tw 1000-1.900.2_0，如=99.53。精馏段平均温度:提馏段平均温度:1.2.1.2 密度已知：混合液密度aA混合气密度（1）精馏段:液相组成X1：PlTqPmPv22.4T P。t1 =81.6 C81.5-80.732.73-39.658428.81.6 c(1.2)（a为质量分率，M为平均分子量）81,x 31.87% 石-32.731(1.3)气相组成 y1：81.5-80.7 二81.6-

8、81.5.02%59.26 -61.22yj -59.26所以 M 口 =46x0.3187 +18x(1-0.3187) = 26.92kg /kmolMvj =46x0.5902 +18% (1-0.5902) = 34.53kg/kmol(2)提馏段:U =92.13 C液相组成X2：95.5 -89.0 _ 92.13-95.51.90-7.21 -X2 1.90X =4.65%气相组成y2：95.5-89.017.00-38.9192.13一95.52 =28.35%-y2-17.00所以 Ml2 = 46.x 0.0465 +18.02x(1-0.0465) = 19.302kg

9、/kmolMv2 =46x0.2835+18x(1 -0.2835) = 25.94kg/kmol81'6 C 7；證加81.6-80 , p乙醇 =733.4kg/m3屯醇-735表1.2不同温度下乙醇和水的密度温度/ CP已P水温度/ CP已P水80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在t1与t2下乙醇和水的密度85-80=严6-80 , P水 =970.77kg/m3968.6-971.8 巴水 -971.8同理：t2 =92.13 C,呂醇=722.3 kg/m3, P水=963.83 kg/m 3在精馏段10

10、.31846/0.3187 46+18(10.3187)丄 1-0.545=十733.4970.77液相密度:Pl1= 825.1 kg/m3气相密度:=彳4.53%273,15=1.187 kg/m322.4X(273.15 +81.6)同理可得出:在精馏段液相密度:Pl2 =929.37 kg/m 3气相密度:=0.866 kg/m 31.2.1.3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:14bm14Nsww4 +®so%(1.4)注：®wXwVwXwVw +XoV。(1.5)XwVw + XoVo(1.6)咒w(1.7)代o =(1.8)B=l

11、g 阳(1.9)q7普3-bwVW'3(1.10)(1.11)A = lg®2 )swI® so 丿(1.12)代w+®so =1 ( 1.13 )式中下角标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，%指主体部分的分子体积，bw、CTo为水、有机物的表面张力，对乙醇 q=2。精馏段:t1 =81.085 °C温度/ C708090100乙醇表面张力/10-2N/nf1817.1516.215.2水表面张力/10-2N/m64.362.660.758.8表1.3不同温度下乙醇和水的表面张力Vw 一-Pw825.1m。4

12、6mw18Vo P。1.187= 21.82ml=38.69ml乙醇表面张力:90809081.6咤口耳=仃.0016.26908090-81.6水表面张力：60.7 -62.6 60.7 =62.302(XwVw )(1 - X。)VwT%XoVo (XwVw + XoVo )XoVo (XwVw + XoVo )(1 -0.3187 F21.8220.3187x38.69x(0.6813x21.82 +0.3187x38.69 )"0.659因为 xo =0.3187,所以X, =10.3187 = 0.6813B=lg代 Lg0.65978123Q=0.441 晋oV%V23皿

13、81壬-62.3x(21.82)23j=0.969A = B+Q = 0.181 0.969 = 1.15联立方程组cp + 半=1sw so代入解得:®sw =0.065SO= 0.935b1/4 =申 d1/4msw w+Wsocr0M =0.065x(62.3)1" +0.935x(17)14,crm =18.84提馏段：t2 =92.13 CVw”'-19.37ml匕 929.37Vo46po0.866=53.12 ml乙醇表面张力:10090水表面张力：，15.216.2100 9058.8-16.210092.13严 1"5.9958.8 -

14、空(1-0.0465 y 19.37 2半。0.0465X53.12X(0.9535X19.37 +0.0465X53.12 )"6.6因为Xo =0.0465,所以Xw =1-0.0465 = 0.9535=0.441 X-60.3x(19.37)22L0.652J=lg 1= =lg 6.6 =0.822。丿15.99 咒(53.12)2/392.13 + 273.152=B +Q= 0.82-0.652 = 0.168联立方程组A= IgSWVso®sw代=1代入解得:叮=0.192化=0.808% =20.751.2.1.4混合物的粘度存=81.6 C,查表得：E=

15、 0.346 mPa - s,卩2 =0.433 mPa- s亠=0.388 mPa - sU =92.13 C,查表得：叫=0.300 mP a- s,精馏段粘度卩=片为 +卩2(1-为)=0.433x0.3187 + 0.346x(1 -0.3187)=0.374 mPa- s提馏段粘度"=4律2+卩2(1%2 )=0.384咒0.0465 + 0.300咒(1-0.0465) = 0.316 mPa - s1.2.1.5相对挥发度精馏段挥发度：由Xa =0.3187, yA =0.5902得 Xb =0.6813,牡=0.4098所以八沁YbXa丿5902".681&

16、quot;0.4098X0.3187(1.14)提馏段挥发度：由Xa =0.0465, yA =0.2835得 xB =0.6813,yB =0.7165所以YbXa=竺空竺空= 8.110.7165X0.0465(1.15 )a = Ja顶 +a底二 J3.08+8.11=5.00 1.2.1.6气液相体积流量计算Rmin根据x-y图得：第=賦=07號=0.507所以Rmin 二1.。3取 R=1.5Rmin =1.5x1.03=1.545精馏段："RD笃嚣叽0.014kmol/s(1.16)V =(R+1 )D J1.5451 产33.61 =0.024kmol /$3600(1

17、.17 )已知：Ml1 =26.92 kg/kmol，Mv1 =34.53 kg/kmolPl1 =825.1 kg/m 3,內1 =1.187 kg/m 3(1.18)质量流量：Lj = M； L =26.92x0.014 =0.377kg /s(1.19)y =皿：卜=34.53 咒 0.024 = 0.829kg/s体积流量："詁器=4.569苗m3/s(1.20)V1Vs1=-= =0.698 m3/s %1.187(1.21 )(2)提馏段：因本设计为泡点进料，所以 q=11 斤 1 ft 1L=L+qF rn。14+圖=0.0562kmol/s(1.22)V' =

18、V +(q -1 )F =0.024 kmol/s(1.23)已知：ML2 =19.302 kg/kmol，MV2 =25.94 kg/kmolPl2 = 929.37 kg/m 3，%2 = 0.866 kg/m 3质量流量：L2 = M l2 L= 19.302 X 0.0562 = 1.085kg / s(1.24)V2 =MV2V' =25.94x0.024= 0.623kg/s(1.25)体积流量：弋二為九切”逑(1.26)V2Vs2 = pV2二0=0.719m3/s0.866(1.27 )第1.3节理论塔板的计算1.3.1理论塔板的计算理论板：指离开这种板的气液两相互成平

19、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 =1.03，操作回流比R=1.5Rmin =1.5x1.03 = 1.545已知：精馏段操作线方程:RX二話Xn+胡"607Xn+0.306(1.28)泡点进料 q=1, Xq =Xf =0.174y1 =XD =0.779X1 y1a0.779= 0.4149(a -1 )y15(51 尸0.77

20、9(1.29)0.5578y2 =0.607X0.779 +0.306=0.5578X2 _ 5-(5-1 )X0.5578 0.2015L +qF以此类推：X3 =0.163<Xf =0.174提馏段操作线方程：y+ =VXm -W")? =2.叫-O.00274(1.30)y4 =2.34X0.130 -0.00274 =0.3015X4 =0.3015= 0.07955-(5-10.3015以此类推：X10 =0.0014 <XW =0.002精馏塔内理论板2=10块（包括再沸器），加料板为第3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

21、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 =0.490叽）245计算。注：a塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度% 塔顶与塔底平均温度下的液体粘度 mPa s（1）精馏段. a® = 3.08，卩顶=0.374 mPa s_0.245 Et =0.49x(3.08x0.374 )=0.473Np1Nt 10=21.14 块Et "0.473故Np 1 =21块（1）提馏段 .0底=8.11 ，卩底=0.316 mPa* s'_0.245 Et =0.49x(8.11x0.316 )=0.389NP2 = 一 =INt3=7.7块故 NP2 =8块Et

22、0.389全塔所需实际塔板数:Np =NP1 +NP 2 =21+8= 29块全塔效率Et二吐二10Np 29 =34.48%第1.4节塔经的初步计算1.4.1塔经的初步计算1.4.1.1精馏段jp -P式中C可由史由 u=（安全系数）X Umax，安全系数=0.6-0.8，Umax=c/ V燕京理工学院化工原理课程设计(1.31 )密斯关联图查出:420横坐标数值：,Vs1 1氏1丿6.520x10* f825.1 半0.9611.187丿"O.018(1.32)贝U Ht -n =0.38 m取板间距：Ht =0.45 m, n =0.07 m,查图可知：G-o.07c=C17(

23、200.2“07雳皿(1.33 )1.187Uma- = 0.069咒 J825' U2 =0.7Umax = 1.624m/ s 1.187 = 1.82m / sU1 =0.7umax =1.274m/s竺竺=0.835m3.14x1.274D1 =4乂1HU1圆整:D1=1m横截面积:jT 23.1422At = D1 =x1 = 0.785m44(1.34)空塔气速:U1-Vs1At0=0.889m/s0.785(1.35)1.4.1.2提馏段横坐标数值：Vr_1.167咒10° <929.37- 10.8660.719= 0.0532取板间距：Ht =0.45

24、 m, h=0.07m,贝U Ht n =0.38 m查图可知：C17 =0.07y"20.75、= 0.07丿.20丿= 0.071C Q I20'(Pl PV(929.37 -0.8660.866Umax =CJ Lp V =0.071%a = 2.32m/s兀U2横截面积:空塔气速:=0.751m'J! 2D2圆整：D2 =1m= 3.110.785m2U2=叽 0.916m/sAt0.785燕京理工学院化工原理课程设计第1.5节溢流装置511.5.1溢流装置1.5.1.1 堰长 lw(1.36)Iw =O.65D = 0.65x 1 = 0.65m出口堰高：本

25、设计采用平直堰，堰上液高度how按下式计算how =2.84 匚La1OOO (iw近似取E=1(1.37)(1)精馏段ow_ 2 f3600x4.569x10丄 f 1000 (O.65丿=0.00527m提馏段rn =% -hbw =0.07-0.00527= 0.06473m,'2.84 <3600x1.167x10”howE01523=0.0985 mhw = hL -how =0.07-0.00985 = 0.06015m1.5.1.2弓形降液管宽度和横截面积Af查图得：石R。721,脅O.124Wd则 Af =0.0721x0.785 = 0.0566 m2，Wd =

26、0.124x 1 = 0.124m验算降液管内停留时间:(1.38)AfHT0.0566x0.45 “ 一lLs1 " 4.569x10,".AfHT提馏段：-苦=00髓=2層(1.39)验证结果为降液管，设计符合要求。1.5.1.3降液管底隙高度(1)精馏段EE.稻00m4取降液管底隙的流速U0=0.13 m/s，则厲=亘 4.5690IwUo(1.40)(2)提馏段121.167 10取降液管底隙的流速山心沁，则XwU0065幼3J3=00138 m ( 1.41 )因为h0小于20mm故h0不满足要求。第1.6节塔板布置及浮阀数目与排列1.6.1塔板布置及浮阀数目与排

27、列1.6.1.1塔板分布本设计塔经D=1m采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。1.6.1.2 浮阀数目与排列(1)精馏段取阀孔动能因子Fo =12，12则孔速 u01 为u01=鬲".O/s(1.42 )每层塔板上浮阀数目为N=Vs10.698兀 d；隔-0.785咒 0.022 X 11.01 " 202 个(1.43) 4取边缘区宽度Wt =0.06 m,破沫区宽度W4 =0.10 m计算塔板上的鼓泡区面积，即 人=22-xJI+180R2 arcsin -R(1.44)(1.45)(1.46)其中 R =D-Wc =丄一0.06 = 0.44m2 2D1X =(Wd

28、 +Ws ) = -(0.124+0.1 )=0.276m22所以 代=20.276泌.442 -0.2762 +314x0.442arcsin 0276 = 0.453m2L1800.44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则排间距：t'=A0.453Nt202x0.075=0.030m =30mm(1.47)(1)提馏段取阀孔动能因子F。=12，则U02F。12,=12.9m/sJPv2 70866(1.48)每层塔板上浮阀数目为NVs20.719按t=75mm估算排间距:4d0U024AaNt开孔率：0.889+0.916u'=0.889 +

29、0.9160.785咒 0.02.12.9= 178个(1.49)0 453:=0.0344m =34mm 178x0.075= 0.903m /s0.785x0.022x411 一13.99A 加 0399>00%=6.45%5%加压塔©小于10%满足要求(1.50)(1.51 )第2章塔板的流体力学计算第2.1节气相通过浮阀塔板的压降2.1.1气相通过浮阀塔板的压降可根据hp =hc +h| +hb计算(2.1)2.1.1.1精馏段 干板阻力U。" =1.82573=9.57m/S(2.2)- Uo1 >Uoc12 2 hc1=5.34込少34"1

30、8"11.01 =0.048m (46)222825.1咒9.8板上气液层阻力取気=0.5，h1 =%hc =0.5X0.07= 0.035m(2.3) 液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为hp1 =0.048 + 0.035 =0.083m(2.4)比 hp 1 =h p1f1g =0.083咒825.1 天 9.8 = 671.14Pa(2.5)2.1.1.2提馏段干板阻力Uoc2 =1.8屮.哆2 =11.21m/s(2.6)- Uo2 >Uoc2，P U 2八67苛=0.042m(2.7)板上充气液层阻力。取名。=0.5，

31、h2 The =0.5X0.07= 0.035m(2.8)(2.9)(2.10)hd1".153(it)2 ".153(4.5妙10%65"0054)2 =0.00259m(2.11) 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 =0.042 + 0.0350.077hp2 = hp2 P|2g = 0.077X929.37X 9.8 = 701.3Pa第2.2节淹塔2.2.1淹塔为防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度 Hd <®(Ht +hw) 2.2.1.1精馏段单层气体通过塔板压降所

32、相当的液柱高度H P0.083m液体通过降液管的压头损失:板上液层高度：he = 0.07m，J则，hn =0.083+0.00259 + 0.07 = 0.1556m(2.12)取 W =0.5，已选定 Ht = 0.45m，hw1 = 0.06637m则 W(Ht +hw)1 =0.5(0.45 + 0.06473) = 0.2574m可见Hd1 W(Ht +hw)1，所以符合防止淹塔的要求 2.2.1.2提馏段 单板压降所相当的液柱高度Hp2 = 0.077m 液体通过降液管的压头损失(2.13)山2 "乂)2 ".153(1.167"0%65y0138)=

33、0.00259m 板上液层高度：= 0.07m，则 hd2 =0.077+0.00259 P.07 0.1496 m (2.14 )(2.15)取 W =0.5，则半(Ht +hw)2 =0.5(0.45 + 0.06015) = 0.2551m可见Hd2 ®(Ht +hw)2，所以符合防止淹塔的要求第2.3节液沫夹带231液沫夹带2.3.1.1精馏段泛点率=J%")"361.!。Vs1KCfA(2.16)板上液体流经长度：Z, =D-2W, =1-2x0.124 = 0.752m板上液流面积： Ab =件-2Af =0.785-2x0.0566 =0.6718r

34、f查物性系数K=1.0，泛点负荷系数图Cf =0.103/1 1870.698 J:+1.36 X 0.0004569 X 0.7521.0X0.103X0.6718泛点率二825'1 j.187咒 100%= 38.97%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 匕<0.11(kg液/kg气)的要求。2.3.1.2提馏段取物性系数K=1.0，泛点负荷系数图CF =0.1011.0X0.101X0.67180.719 J也66+1.30.00116 0.752 泛点率二929*37 -O.866X100%= 42.74%由计算可知

35、符合要求。第2.4节塔板负荷性能图241塔板负荷性能图2.4.1.1雾沫夹带线泛点率=(2.17)据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%+算精馏段c cVs J.1%25.1_1.187)+1.36Is0.7520.8 =1.0x0.103x0.6781整理得：0.055 = 0.04Vs +1.021Ls(2.18)由上可知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个Ls值，算出Vs提馏段0.8 =匕/ (929.37-0.866)+1.361 Q7521.0x0.101x0.6781整理得：0.054 =0.03Vs +1.021Ls(2.19)2.4.1.2液泛线叫Ht +hw2

36、h pF+h 厂 he+hc+hbF+hd(2.20)h由此确定液泛线，忽略式中的b2g+hw25.3MlvUr0.153"±)2+(r)hw+E(3600M(2.21)(2.22精馏段1.187 M20.257 =5.34 咒 2240.785 X219 X0.02 咒825.1咒2".8十0.153 x(-L)2 +(1 +S)hw +100.59 Ls12 +1.5X(0.0537 +0.56 Ls/)Lw ho整理得：V2s1=37.13-21533.47L 2s1-187.62L 您2提馏段0.251=5.34 X0.86 Vs220.249 _ 5.3

37、4 0.7852 咒1922 咒 0.024 咒 929.37 咒 9.8+9.24 Ls22 +1.5x(0.0516 +0.56Ls2%)整理得：乂22 =40.15 2124.37Ls2则(Is)min y.006：1000)2 1W 207.69Ls2%241.3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 I 5s液体降液管内停留时间Ls= 3LI 5s(2.23 )以Q=5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则(Ls ) max =AH0.0566245 =0.02m/s(2.24)2.4.1.4漏液线对于F1型重阀，依F。- 塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制操作下

38、限由漏液控制;作为规定气体最小负荷的标准，则Vs=d02Nu0（2.25）4气5 精馏段 Vs =二 0.022 X 202= 0.2912m3 / s471.187江5 提馏段 Vs =二0.022 咒178 = 0.2566m3/S4J0.8662.4.1.5液相负荷下限取堰上液层高度 二。.06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。2E(3600(ls)min)0.06，取 E=1.01000Iw(2.26)3= 0.001m /s2.84X1 3600图2.1精馏段塔板负荷性能图图2.2提馏段塔板负荷性能图 按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限精

39、馏段:(VS)ma 4.90m3/s提馏段:(VS)ma 4.88m3/S气相负荷下限精馏段:(乂)min = 0.158m3/S提馏段:(Vs)min = 0.162m3/s所以精馏段操做弹性.o4詁28.48，提馏段操做弹性=爲=25.31表2.1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馏段塔经DM11板间距HtM0.450.45塔板类型单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速um/s0.8890.916堰长Iwm0.650.65堰咼hwm0.064730.06015板上液层高度hLm0.070.07降液管底隙高h0m0.00540.0138浮阀数N202178等腰三角形叉排阀孔气

40、速U0m/s11.0112.9浮阀动能因子F。1212临界阀孔气速Uocm/s9.5711.21孔心距tm0.0750.075同一横排孔心距排间距1tm0.0220.025相邻横排中心距离单板压降L PpPa671.14701.3液体在降液管内停留时间0s55.74521.825降液管内清液层高度Hdm0.1560.153泛点率%38.9742.74气相负荷上限(Vs maxm3/s4.54.1物沫夹带控制气相负荷卜限(Vs:minm3/s0.1580.162漏液控制操作弹性2.9342.805第三章附件设计3.1接管3.1.1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

41、管进料管。管径计算:(3.1)D= I竺,取 uF =1.6m/s , P, =918.19kg/m3 VUf3x107Vs "3600x202x24x918.19= 0.00187 mVs3.14x1.6D = J4 X 0.00187 = 0.0386m = 38.6mm查表取® 42x53.1.2回流管(3.2)采用直管回流管，取Ur =1.6 m/s dR =fVDVd1.121O73600X202X24X918.19 " 0.0007014 m/sdRm。007014 70236m =23.6mm3.14x1.6查表取® 32天93.1.3塔釜

42、出料管取tw =1.6m/s,直管出料，Uw1.87r<1073600X202X24X918.19 "O.001171m3/sdw4 X O.00097 = 0.0278m = 27.8mm3.14X1.6 3.1.4塔顶蒸汽出料管取直管出气，取出口管速-23m/s，则0=携4备=0.2吩205"皿 查表取® 219x143.1.5塔底进气管采用直管，取气速u=23m/s，则0彳3牆=0.208吩2简皿 查表取W219x113.1.6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：Pg 6Dg 70HG5010 - 58

43、回流管法兰：Pg 6Dg 50HG5010 -58塔釜出料管法兰:Fg6Dg80HG5010-58y y塔顶蒸汽管法兰:Fg6Dg600HG5010-58塔釜蒸汽进气法兰:Fg6Dg500HG5010-583.2简体与封头3.2.1 简体 6 =10兰空2000 + 0.2 =5.77 mm2咒12500.9(76)壁厚选6mm所用材质为A3.2.2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 h, = 450mm,直边高度=40mm，内表面积属=3.73m2，容积 v封=0.866m3，选用封头 Dg2006，JBi154-73

44、3.3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。,系数 K =0.107设计全速，选取U = K(3.3)U =0.107 J825-1-1-187 =2.82m/sV 1.187除沫器直径D =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）3.4裙座所以它是塔设备的>800mm故群座腐蚀余量取18mm塔底常用裙

45、座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小, 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 壁厚取16mm 基础环内经：Dbi =(2000+ 2x16)-(0.2 L 0.4) X103 = 1732mm基础环外经：Dbo =(2000+2x16)+ (0.2 L 0.4)咒103 = 2332mm圆整：Dbi=1800mmDbo=2400mm基础环厚度，考虑到腐蚀余量, 考虑到再沸器，群座高度取2.5m，地角螺栓直径取M30.3.5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

46、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 A。3.6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。第四章

47、塔总体高度的设计、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、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。Hb =(tlsX60-R )片 +(0.5L 0.7)(4.1)Hb =(5咒1.167咒10"60-0.0330.785+(0.510.7) =0.849(4.2)塔立体高度Hi =Ht N + 3X50 = 450% (28-1) + 3 咒 150 = 12600mm(4.3)H -Hj +Hb +H裙+ H封+ H顶=12.6+0.849+2.5+0.49+1.2

48、 = 17.64m(4.4)第五章塔附属设备设计5.1确定冷凝器和再沸器的热负荷Qc , QrQc =(R+1)D(H1 hD) -(R+1)Drm(5.1)Qr =Dh+Wm+Qc-Fhf Mm'(5.2)物质tD时的气化潜热KJ/moltw时的气化潜热KJ/molXdXw乙醇4021939113.430.780.002水43193.9440725.20.220.998G = 40219.11X 0.78 + 43193.94汽 0.22 = 40873.57kJ/ h上两式中的rm , rm分别为塔顶塔底混合物的汽化潜热， V'为塔底混合物流率,Qc =(R +1)咕=(1.545+1)x40873.57 = 104023.24kJ/hrm = 39113.43< 0.002 + 40725.2咒 0.998 = 40722.00kJ/