分离乙醇水溷合溶液浮阀精馏塔研发设计方案

1、淮海工学院化工原理课程设计说明书题目:乙醇一水混合液浮阀精馏塔的设计系部：化学工程学院专业：环境工程班级：D制药091姓名：陈宇学号：5109406312011年12月27日目录1 绪论32 塔板的工艺设计42. 1精馏塔的物料衡算 42. 2常压下乙醇-水气液平衡组成与温度的关系 52. 3理论塔板数的确定132 .4塔径的初步设计142.5 溢流装置152. 6塔板分布，浮阀数目与排列163塔板的流体力学计算183. 1气相通过浮阀塔的压降 183. 2淹塔193. 3雾沫夹带203 .4塔板负荷性能图224塔附件设计234. 1接管234. 2筒体与封头254 .3除沫器254.4裙座2

2、64.5吊柱264.6人孔265 塔总体高度的设计265. 1塔的顶部空间高度 265. 2塔的底部空间高度265. 3塔的立体高度276 附属设备设计276. 1冷凝器的选择276. 2再沸器的选择277课程设计总结281 绪论乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是一种很重要的原料。在很多方面， 要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极 具挥发性，所以，想得到高纯度的乙醇很困难。要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度 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

3、 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，塔内装有若干层塔 板和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。浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点， 已成为国内应用最广的塔形，特别是石油，化学工业中使用最普遍。浮阀有很多形式，但最常 用的是FI型和V4型。FI型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，广泛应用在化 工及炼油生产中，现已列

4、入部颁标准（JB168-38）内，FI型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般 情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，采用轻阀，浮阀塔具有下列优 点：1生产能力大。2.操作弹性大。3.塔板效率高。4.气体压强降及液表面落差较小。5.塔的 造价低。浮阀塔不宜处理结焦或粘度大的系统，但对于粘度稍大及有一般聚合现象的系统，浮 阀塔也能正常操作。目前，浮阀塔板是各国广泛应用塔型。它综合了泡罩塔板和筛孔塔板的优点，在每个开孔 处装有一个可上下浮动的浮阀代替了升气管和泡罩。塔板上所开的孔径较大（标准孔径为39mr） 避免了孔道堵塞。常用的浮阀有 F1型（重阀）、V-4型及T型。浮阀的升降位置可根

5、据气量的大小进行调节。当气量较小时，浮阀的开度小，但通过阀片与塔盘之间环隙气速仍足够大，避免 了过多的漏液；气量较大时，阀片被顶起、上升，浮阀开度增大，通过环隙的气速也不会太高, 使阻力不致增加太多。因此浮阀塔板保持了泡罩塔板操作弹性大的优点，而塔板效率，气压压 降大致与筛孔塔板相当，且具有生产能力大等优点。所以自此种塔型问世以来，一直在工业生 产中广泛应用。2 塔板的工艺设计2 .1精馏塔的物料衡算F:进料量（kmol/s ）Xf：原料组成（摩尔分数，下同）D:塔顶产品流量 （kmol/s ）XD :塔顶组成原料乙醇组成：Xf0.25/4611.54 %0.25/46 +0.75/18W塔顶

6、产品流量kmol/s ) xw :塔底组成塔顶组成:= 90.38%0.96/460.96/46 0.04/18塔底组成：Xw =0.02/46=0.79%0.02/46+0.98/18进料量：F=30万吨/年= 0.5452 kmol/s30 104 103 0.25 /46 (1 -0.25)/18300 24 3600物料衡算式为：F=D+WFx -Dx WxFDW联立代入求解：D=0.0654 kmol/s , W=0.4798kmol/s2.2常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系温度t/ C液相组成x/%气相组成y/%1000095.51.9017.0089.07.2138.

7、9186.79.6643.7585.312.3847.0484.116.6150.8982.723.3754.4582.326.0855.8081.532.7359.2680.739.6561.2279.850.7965.6479.751.9865.9979.357.3268.4178.7467.6373.8578.4174.7278.1578.1589.4389.432. 2. 1温度利用表中数据由插值法可求得tF、tD、twtF :86.7 -85.3 _ tF -86.79.66 -12.38 一 11.54 -9.66tF =85.75 C78.15 -78.41 tD -78.158

8、9.43 -74.7290.38 -89.43tD =78.13 C100 -95.50 -1.90tD -100精馏段平均温度：匸tD '5.75 78.13 ,1.94 C2 2提馏段平均温度：匸tw = 85.75 98.12 = 91.935 C2 2tw :0.79 -0tw =98.12 C2. 2. 2密度已知：混合液密度：1 = aA aB （a为质量分数，打 为平均相对分子质量）混合气密度：pT°pM22.4TP0塔顶温度：tD =78.13 C气相组成yD :78.41 -78.1578.15 -89.4378.13 -78.15100yD -89.43y

9、D = 90.30%进料温度：tF -85.75C气相组成:yF85.3 -86.747.04 43.7585.3 -85.7547.04 -100yFyF =45.98%塔底温度：tw =98.12 C气相组成yw100 -95.5017.00100 -98.120 -100ywyw = 7.10%精馏段液相组成 X1 : X1 = (xd Xf )/2 ,咅=50.96%气相组成 y/yiyD yF)/2 ,% =68.14%所以 L1=46 0.5096 18 (1-0.5096)=32.27 kg/kmolMV1=46 0.6814 18 (1-0.6814) = 37.08 kg/k

10、mol提馏段液相组成 x2 : x2 = (xW xf )/2 , x2 = 6.17%气相组成 y2：y2 =(yWyF)/2 , y2 = 63.37%所以二lL2 =46 0.0617 18 (1 -0.0617)=19.75 kg/kmolIv2 =46 0.6337 18 (1 -0.6337) = 35.80 kg/kmol由不同温度下乙醇和水的密度温度/ CPc/(kg m)Pw/(kg m)80735971 . 885730968. 690724965. 395720961. 85100716958. 4求得在tD、tF、tW下的乙醇和水的密度（单位：kg m）tF = 85.

11、75 C,匚F =718.9090 -85 _ 90-85.75724 - 730724 - ;?cF90-8590-85.75965.3 -，wF?wf - 962.50所以0.251 - 0.25718.90962.50，讣=818.93t78.13C,90一85 =90一78.13 ,724 - 730724 - 订“ 738.2490 -8590 78.13965.3 -968.6965.3 - ?wD0.961-0.96+订 738.24973.13 '10095，wd 二 973.13100 98.12W12 J 958.4 -961.85958.4 匕100 -95100

12、 98.12958.4 -961.85958.4 - -wW0.02 1-0.02 tw725.50 959.81，?L1=769.23,cW = 725.50,:?ww 二 959.81-W =771.19j8.93769.23= 794.08L2 二" J J7119818.93 - 795.06=X 46.07 (1-xD) 18 = 43.37 kg/kmol二 xF 46.07 (1 - xF) 18 = 21.25 kg/kmol二丨LW二 xW 46.07 (1 - xW) 18 = 18.24 kg/kmol匚一二必37 225= 32.31 kg/kmol二| LW

13、 二| LF218.2421.252= 19.75 kg/kmolIvd =yD 46.07 (1-yD) 18.02 = 43.35 kg/kmolIvf =yF 46.07 (1-yF) 18.02 = 30.91 kg/kmolIvw =yW 46.07 (1 - 血)18.02 = 20.01 kg/kmol亍,VF 二 43.35 30.91 二 37.13 kg/kmol20.01 30.91 = 25.51 kg/kmol30.91 273.1522.4 (273.15 85.44)= 1.0543.35 273.15?VW20.01 273.15二 0.6622.4 (273.

14、15 98.12)“ J.05 1.51 =1.28V2 =2°5 J66 = 0.86p = _i j =151VD 22.4 (273.1578.13)'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公式计算SW需4S0二 0/4注：匚WXWVWXWVW ' X0V0-0X0V0xwVw ' X0V0 SW = XSWV S，；：S0XS0V0VsB =lg(),A 二 B Q,2ARg京,l胡式中，下角标W、0、s分别代表水，有机物及表面部分；Xw、X0指主体部分的分子数；VwV。指主体部分的分子体积；匚W、匚0为纯水、有机物的表面张力

15、；对乙醇 q=2.mc _ 46.076d 一 738.24二 62.41mLmc46.07»cW-725.50mc46.07cF-718.90_ mw18.02-?wF-962.50mw18.02_，wD-973.13mw18.02-959.81二 63.50mL= 64.08mL= 18.72mL= 18.52mL= 18.10mLVcW由不同温度下乙醇和水的表面张力温度/ c乙醇表面张力/ (10 "n m j )水表面张力/ (10 N m )701864.38017.1562.69016.260.710015.258.8求得在tD、tF、tw下的乙醇和水的表面张力

16、(单位：3110 N m )乙醇表面张力：90-8090 -85.7580-7080-78.13 '100-90100-98.12水表面张力：90-8090-85.7580-7080-78.13100-90100-98.12ccF =16.6016.2，17.15-18Jd =17.3117.15-f，15.2 -16.2-cw =14.8115.260.7 -62.6"w 61.2560.wF62.6，wD - 62.9258.8 - 60.7二 ww =58.4458.8 - ww塔顶表面张力:'woEI-XdVwJXdVcD M 'Xd VwD '

17、; XDVcD(1 -0.9038 尸 18.52 20.9038 62.410.0962 18.520.9038 62.41=0.0009671=lg 0.0009671- -3.015q= 0.441 -T2/3cDVwD_ q-；wD2/3VwD= 0.4412/3 l-62.9218.52- 0.764J2x273.13 78.132/317.31 汇(62.41 )I2A = B Q = -3.015 -0.764 = -3.779ftp2、联立方程组,典wd+®scd=1l屮scD丿代入求得swD 二 0.0067，scD 二 0.99331/41/41/46=0.006

18、7 (62.92)1/40.993317.31， 二 D =17.49原料表面张力：心 _H - XF VwF f'cFXF VcF H - Xf VwFXfVcF 1-1.5660 -0.1145/18.72F0.1145 64.080.8855 18.72 0.1145 64.08=lg 1.566 =0.19480.441 q 爷2/3-61.2518.72-0.7346= 0.441 21660 64.°82/3273.15 +85.752A=B Q =0.1948 0.7346 0.5398中2、联立方程组A = lg畀，人，+怙=1l scF /1/41/41/4

19、昇 =0.41261.250.588 16.60,；十=29.96塔底表面张力：'wW11 - Xw VwW F'cWXWVcW 1 XW VwW ' XwVcw 1H 0.0079 $18.10】2“34. 820.0079 64.080.9921 18.10 0.0079 64.08代入求得swf =0412 ,scf =0.588B=ig$=Ig34.82 =1.54182/3QT誉_V2/3 ° wWVwW= 0.441-273.15 +98.1214.8163.50 2/3258.44 汇(18.10)2/八-0.7797A = B Q =1.541

20、8 -0.7797 =0.7623ftp2联立方程组A = lg 严,代ww + ® sew = 1l屮scW代入求得;：sww 二 0.869，scw = 0.1311 / 41/41/4cW/ 0.86958.440.13114.81，-w =50.06精馏段的平均表面张力为：-；F /2 = 23.73提馏段的平均表面张力为：二2 -w /2 =40.012. 2. 4混合物的粘度t1 -82.05 C,查表得：水二0.3437mPa s,醇二 0.42mPa st21 = 93.62 C,查表得：水=0.31mPa s/1 醇=0.36mPa s精馏段粘度：7 = "

21、;醇禺你1-禺0.42 0.5096 0.34371 -0.5096 =0.3826mPa s提馏段粘度:"2 二"醇 X2水 1 X2-0.36 0.0617 0.31 (1 _0.0617) =0.3130mPa s2. 2. 5相对挥发度Xf= 0.1154, yF =0.4598，得0.4598 /1 -0.4598 ( 530.11541 - 0.1154 一 'Xd=0.9038, yD =0.9030,：D0.9030-O.Og0.90381 -0.9038xw=0.0079, yW = 0.071,精馏段的平均相对挥发度:提馏段的平均相对挥发度:O.

22、。7071 =9.600.00791 -0.00796.530.99 门”3.76653 9.6 =8.0652. 2. 6气液相体积流量计算根据x-y图查图计算，或由解析法计算求得：Rmin =1.355取 RJ.5FU= 1.5 1.355 = 2.03精馏段L = RD =2.03 0.0654 = 0.1328kmol / sV = R 1 D = 2.03 10.0654 = 0.1982kmol/s已知：、| L1 = 32.31kg/ kmol,、I V1 = 37.13kg/kmolL1 = 794.08kg / m3,V1 = 1.28kg / m3则质量流量：L d l1L

23、 =32.31 0.1328 = 4.29kg/s-lv1V =37.13 0.1982 = 7.36kg/s体积流量：LL14.29$ 3s115.4 10 m /sS 794.0835.75m /s1.28提馏段因本设计为饱和液体进料。所以 q=1L 二 L qF =0.1328 1 0.5452 = 0.678kmol/sV =V q -1 F =0.1982kmol/s已知：、I l2 = 19.75kg /kmol，上| V2 二 25.51kg / mol几2 = 795.06kg/m3 ,匚2 = 0.86kg/m3则质量流量：LM l2L -19.75 0.678 =13.39

24、kg/sV2 - I v 2V = 25.51 0.1982 = 5.06kg / s体积流量：Ls2=± 二丄239 1.68 10m3/sPL2 795.06“20.86=5.88m3/s2. 3理论塔板的确定理论板：指离开此板的气液两相平衡，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，在本次实验设计中采用图解法。根据1.01325 105 Pa下乙醇-水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即x-y曲线图。泡点进料，所以q=1,即q为一直线。本平衡具有下去凹部分，操作线尚未落到平衡线，已与平衡线相切。（如图）x=0.1154,y=0.55,所以 Rm -0.81

25、3，操作回流比Rmin -1.5 0.813 = 1.22。已知：精馏段操作线方程：yn 1 XnXD0.55Xn 0.407R+1 R + 1提馏段操作线方程；yn -vxVx 3.42x0.01912在图上作操作线，由点（0.779,0.779 ）起在平衡线与精馏段操作线间画阶梯，过精馏段操 作线与q线交点，直到阶梯与平衡线的交点小于 0.00078为止，由此得到理论板Nt =10块（包 括再沸器），加料板为第5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及流体力学性质有关，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(Z L)亠245计算

26、。其中：:-塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；.1塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa s精馏段Nr = 10N p精二t0 17.24 块 取 17 块陋 Et 0.58提馏段Nt = 5 N碟二山二口 =6.90块 取7块陆 E t 0.58全塔所需实际塔板数：NP =Np提=17 7 =24加料板位置在第17块塔板。2. 4塔径的初步设计2. 4. 1精馏段由丿二安全系数max，安全系数=0.60.8, %ax =Cf，式中C可由史密斯关联图查横坐标数值：11九11/2Vs11»V1 J35.4 10x5.75竺8 0.0231.28取板间距：Ht = 0.45m ,介=0.0

27、7m，贝U Ht -九=0.38m查图可知C20 =0.076,C 二 C201120J.076空25丿I 20、0.2= 0.08ma-0.0J7941=1.99m/s1.28叫=0.7 "max = 0.7 1.99 = 1.39m/s4Vs1便:ZL=2.30m”，3.14 1.39圆整：D2m，横截面积： A =0.785 2 3.14m2，空塔气速：-二空=1.83m/s3.142. 4. 2提馏段横坐标数值:I三（_L2）12Vs2V2咗血（哼2巾0875.880.86取板间距:H' 0.45m，h'0.07m。贝U H't -h' 0.3

28、8m查图可知:C20 = 0.076 oC=C20点宀 °.°76（器宀 °087Umax =0.087汉 J795.06；0.82 = 2.64m/s0.82比=0.7umax = 0.7 2.64 = 1.85m/ s圆整：D2=2m，横截面积:4乂2士坐）12=2.0佃: u23.14 1.85D2尸A't =0.785 2 3.14m2，空塔气速：u'25 -1.87m/s3.142. 5溢流装置2. 5. 1 堰长 lW取 lW =0.65 D=0.652=1.3m出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度how按下式计算how284 E)2

29、31000 lw近似取E=1)(1)精馏段how284(360° 54 1°)23=0.0i7m10001.3hw =h_ - how = 0.07 -0.017 = 0.053m(2)提馏段h 'ow2.843600 ".68x10 )2310001.3二 0.016mh'w 二 h'L-h'OW = 0.07-0.016 = 0.054m2. 5. 2方形降液管的宽度和横截面查图得：A =0.072, Wd =0.124,则：Af =0.0721 3.14 = 0.226m2, WD = 0.124 2 = 0.248m 厲D验

30、算降液管内停留时间提馏段:卄片叭工226 0.45 ".05sLs21.68D0精馏段“二隹0.226 0.455.4 10”=18.83s停留时间5s,故降液管可使用2. 5. 3降液管底隙高度(1)精馏段取降液管底隙的流速I54汉10U0 =0.13m/s '则“肚=TT3 = 0.032m '取如(2)提馏段L1 68疋10取叭巾伽”,ho=i=7=0.099m'取h'0=0.10m2. 6塔板分布、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，以便通过入孔装拆塔板2. 6. 2浮阀数目与排列精馏段取阀孔动能因子F。=12

31、，则孔速uoi为uoi 二 F。=_12= 10.6佃/s每层塔板上浮阀数目为N二丄叱454个兀.20.785汉0.0392 汇 10.61d°u°14取边缘区宽度 Wc = 0.06m，破沫区宽度 Ws = 0.10m。计算塔板上的鼓泡区面积，即其中/222X人=2x , R-xR arcsin 180RD2RWc0.06 二 0.94m22D2x =-(WD Ws)二 一(0.248 0.10) =0.652m22所以=2 0.652 .0.942 -0.65223.14 0.942 arcsin 0.652IL1800.942= 2.24 m浮阀排列方式采用等腰三角形

32、叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm则排间距:A2 24t' s0.066m = 66mmNt 454 0.075若考虑到塔的直径较大，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，因此排间距不宜采用66mm而应小些，故取t'65mm = 0.065m，按t=75mm t'=65mm，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数300个。按N=300重新核算孔速及阀孔动能因子5.75u'0116.05m/ s0.0392 3004阀孔动能因子变化不大，仍在913范围内。LL1 83塔板开孔率183 100% =11.4% 阳 16.05提馏段取阀孔动

33、能因子F。=12，则孔速%F。= 12.94m/s0.86每层塔板上浮阀数目为按t二75mm，估算排间距N5.8820.785 0.03912.942.24= 381 个381 0.075= 0.078m 二 78mm取t =80m m,排得阀数为254个按N =254重新核算孔速及阀孔动能因子5.8820.785 0.039254=19.39m/ sF°2 =19.39汉 7016=17.98阀孔动能因子变化不大，仍在913范围内。1 87塔板开孔率圧7 100% =9.64%巴219.393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二入 g h°“Pp二

34、hp计算。3.1.1. 精溜段(1) 干板阻力u0c1=1.8翠 731=1.8扌231 =9.17m/sV PV1 1.28因 u01 > u0c1 ,故 h c1 =5.34； WU 01 =5.341.28 10.610.0492)g2 794.08 9.8(2) 板上充气液层阻力(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液注高度为hp1 =0.049 0.035=0.084iPpi =hpiLig =0.084 794.08 9.8=653.69提留段(1) 干板阻力1 825/731 v /U0c2 id =1.8251 1.41m/

35、S-v2 0.86因 U 02 > U 0c2，故c2=5.34v2u2022jg=5.3420.86 12.942 795.06 9.8= 0.049(2) 板上充气液层阻力取；o =0.5, hl = 0.07m,贝U h L2 二 ph = 0.5 0.07 = 0.035m(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液柱高度为hp2 =0.049 0.035 =0.084m：Pp2 =hp2L2g =0.084 795.06 9.8 =654.49Pa3.2、淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度出(已 九),即Hhp hl

36、 hd精馏段(1) 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度hp1= 0.084m(2) 液体通过降液管的压头损失hd1 =0.153(LsL)2 =0.153 (5.4 10 )0.0029mlwhg1.3 0.03(3) 板上液层高度h =0.07m,贝贝2 =0.084十 0.002防 0.07=0.1569n取 二 0.5已选定Ht 二 0.45m,厲二 0.053n则(出 山)2=0.5 (0.45 0.053尸 0.252m可见Hd2(Ht hw)2,所以符合防止淹塔的要求。322提馏段(1) 单板压降所相当的液柱高度hp2 = 0.084m(2) 液体通过降液管的压头损失hn =0.

37、153出)2 =0.153 (1.68 10 ) 0.0284m 讣。1.3 0.037(3) 板上液层高度h =0.07m,则 Hd2 =0.084 0.0284 0.07 = 0.1824m取 =0.5,已选定 Ht = 0.45m,忙=0.054m贝U(Ht hw) =0.5 (0.45 0.054) = 0.2520m可见Hd2 ： “Ht hw),所以符合防止淹塔的要求。3.3、物沫夹带精馏段泛点率-板上液体流经长度：Zl =D -2WD =2 -2 0.248 = 1.504m板上液流面积：代二 4 -2Af = 3.14-2 0.226 = 2.688m2取物性系数K=1.0，泛

38、点负荷系数CF =0.1035.75泛点率=1.28794.08 -1.281.36 1.504 5.4 10=68.13%1.0 1.103 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，物沫夹带能够满足ev ：0.11kg(液/kg气)的要求。提馏段取系数K=1.0，泛点负荷系数CF =0.1015.88泛点率=0.86795.06 -0.86=48.39%1.0 1.101 2.688D制药091化工原理课程设计说明书由以上计算可知，符合要求。3.4、塔板负荷性能图3.4.1. 物沫夹带线VsT36也泛点率二一1v100%kCfA据此可作出负荷性能图中

39、的物沫夹带线。按泛点率1.28(1) 精馏段Vs1.36 1.504Ls1.0 1.103 2.68808_>794.08 -1.28整理得：0.221=0.0402 Vs 2.045Ls,既Vs由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个 Ls值，可算出Vs(2) 提馏段Vs0.8 =0.86795.06 -0.86 心叽1.0 0.101 2.688整理得：0.217=0.0329 Vs+2.045 Ls，既 Vs =6.5957-62.16 L 在操作范围内，任取若干个值，算出相应的V值。计算如表所示：精馏段提馏段Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)t3f3Ls/(m/s) V

40、s/(m/s)0.0025.400.0026.470.014.990.015.973.4.2.液泛线(Ht W)二hp hL hhp h1 him %由此确定液泛线，忽略式中 h-(Ht hw) =5.34302 -Lh0.153 (Lslwh02)(1；o)hw2.8410003600 Ls 2/3E( i s)1 w而 U o :兀 2doN4(1) 精馏段0.2515 =5.34 汇22 1.28 乎1+88.41L：+1.5x(0.053+ 0.56L：3)整理得：0.785 x300 x 0.039 汉 794.08 x 2 x 9.8Vs2 =50.59 -26002.94L： -

41、247.06L3(2) 提留段0.86 xVs；2230.252 =5.34 迖22+9.24 Ls2 +0.081 +0.84 Ls30.785 汇 254 7.039 汉 795.06 汉 2 汉 9.8整理得：Vs； =53.44 -2887.5L： -262.5L：3在操作范围内，任取若干个L.值，算出相应的Vs值。计算如表所示： 精馏段Ls1 /(m3/s)Vs1 /(m3/s)0.0016.930.0036.720.0046.630.0076.353.4.3. 液相负荷上限提馏段Ls2/(m3/s)Vs2/(m3/s)0.0017.130.0036.920.0046.840.007

42、6.61液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s.液体降液管内停留时间"等=3沁以=5s作为液体在降液管内停留时间下限，则(Ls)max0.226 0.455=0.02m3 /s3.4.4 .漏液线对于F1型重阀，依F°=5作为规定气体最小负荷的标准，则 VsdoNu04(1)精馏段253(Vs1)min0.0392 3001.58m3/s4V1.28(2)提馏段253M2U10.0392 2541.64m3/s4V0863.4.5.液负荷下限线取堰上液层高度h.0.006m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。= 0.0062.

43、84 E3600(Ls)min231000 lw取 E =1.0,贝"Ls)min =(0.006 1000)322.84 11 w3600= 0.001m3/s由以上15作出塔板负荷性能图。可以看出：(1) 在任务规定的气液负荷下的操作点 p (设计点)处在适宜操作去内的适中位置;(2) 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；精馏段雾沫夹带液泛液相负荷上限漏液液相负荷下限提留段(3) 按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限(Vs)max =5.79(7.54)m3/s,气相负荷下限(Vs)min ".8(2.1)m3/s。所以：精馏段操作弹性=5

44、.79 =1.5 ；3.90提馏段操作弹性=3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径Dm22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/s1.831.87堰长1 wm1.31.3堰高hwm0.0530.054板上液层咼度him0.070.07降液管底隙高hom0.0320.099浮阀数N300254等腰三角形叉排阀孔气速Uom/s10.6112.94浮阀动能因子Fo18.1617.98临界阀孔气速Uocm/s16.0519.39孔心距tm0.0750.075同一横排孔心 距排间距rm0.0660.078相邻横排中心 距离单板

45、压降App巳653.69654.49降液管内清液 层咼度Hdm0.15690.1824气相负荷上限Vs )maxm /s5.797.54气相负荷下限(Vs)min3 t m /s1.82.1物沫夹带控制操作弹性1.51.9漏液控制4、塔附件的时间设计4. 1接管、进料管进料管的结构类型很多, 管径计算如下：有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。D=4Vs二Us取 us=1.6m/s.：=918.19kg/m 3 * *8 107D=4 0.00343.14 1.6=0.052m=52mm查标准系列选取57 5、回流管采用直管回流管,取 us=1.6m/sdR4Vd二 UR

46、2.989 107VD0.0012563600 300 24 918.19m3/sdR4 0.0012563.14 1.6二 0.032m = 32mm查表取 38 3、塔底出料管取tw=1.6m/s，直管出料,5.01 心073600 300 24 918.19二 0.0021R1/S4 0.0021, 3.14 1.6-0.041m -41mm查表取45 2、塔顶蒸气出料管直管出气，取出口气速 u=23m/s,则,(4x5.75小D=564mmY3.1473查表取 600 15.4、塔底进气管采用直管，取气速u=23m/s，则4 5.88；3.14 23二 571mm查表取 600 15.

47、4、法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰(1) 进料管接管法兰：Pg 6Dg 70HG5010-58(2) 回流管接管法兰:(3) 塔底出料管法兰:(4) 塔顶出料管法兰:Pg6Dg60HG5010-58Pg6Dg 80HG5010-58Pg6Dg 500HG5010-58 塔釜蒸气进气法兰：Pg 6Dg 500HG5010-584.2筒体与封头421 、筒体1.05 6 20002 1250 0.90.2 = 5.8mm壁厚选6mm所用材质为A3、封头封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径dg=2000,查得曲面高度

48、h1=450mm直边高度h0=40mm内表面积F封=3.73m2，容积V封=0.886m3。选用 封头 Pg 1800 6，JB1154-73。4.3、除沫器在空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔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。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点u=0.107V 128二 2.66 m/s除沫器直径:D=应 _4 5.75'二u 一3.14 2.66=1.66m设计气速选取：u=KV 系数 Km选取不锈钢除沫器 类型：标准型；规格：40-100 ;材料：不锈

49、钢丝网(1G18Nj9Ti);丝 网尺寸：圆丝 0.23。4.4、裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接出产生的局部阻力小，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。由于裙座内径800mm故裙座壁厚取16mm基础环内径：Dbi =2000 2 16 - 0.2 0.4 10 1632mm基础环外径：Db。二 2000 2 160.2 0.4 10 2432mm圆整：Dbi =1800mm, Qo =2600mm基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm考虑到再沸器，裙座高度取3m地角螺栓直径取 M3Q4.5、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

50、料、安装和拆卸内 件，既经济又方便，一般取15m以上的塔物设吊柱，本设计中塔高度大，因此设吊柱。因设计 塔径 D=2000m 可选用吊柱 500kg。s=1000mm L=3400mm H=1000mm材料为 A3。4.6、人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，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12-20块塔板才设一个人孔，本塔中共 22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2个人孔，直径为450mm人孔伸入塔内部应与塔内壁修平， 其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形状及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计 也是如此。5塔总体高度的设计5.1、塔的顶部空间高度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，取除沫器到第一块板的距离为600mm塔顶部空间高度为1200mm5.2、塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取3min。 H B=(tL ' s60 - Rv)/A T+(