板式塔中的浮阀塔课程设计说明书

1、前言精馏按其操作方式可分为简单蒸馏、闪蒸和精馏等。前两者是仅进行一次部分汽化和部分冷凝的过程，故只能部分的分离液体混合物；后者是进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，可使混合液得到近乎完全的分离。将单级分离加以组合变成多级分离。若将第一级中溶液的部分汽化所得气相产品在冷凝器中加以冷凝，然后再将冷凝液在第二级中进行部分汽化，此时所得气相组成为y2，且y2必大于y1(第一级气相产品组成)，若部分汽化的次数越多，所得蒸气的组成也越高，最后所得到几乎纯态的易挥发组分。同理，若将从各分离器中所得到的液相产品进行多次的部分汽化和分离，那么这种级数越多，所得液相产品的组成越低，最后可得几乎纯态的难挥发组分。因此

2、，汽化和部分冷凝是使得混合液得以完全分离的必要条件。不同温度且互不平衡的气液两相接触时，必然会同时产生传热和传质的双重作用，所以使上级液相回流与下一级气相直接接触，就可以省去中间加热器和冷凝器，因此，回流和溶液的部分汽化而产生上升蒸气是保证精馏过程连续操作的两个必不可少的条件。总之，精馏是将由不同挥发度的组分所组成的混合液在精馏塔中同时多次地部分汽化和冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。实现精馏操作的塔设备有板式塔和填料塔两大类，本次设计容为板式塔中的浮阀塔。1流程的选择乙醇水混合液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔上部释放的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再

3、沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。2工艺计算2.1物料衡算：查文献1可知：M乙醇=46 g/mol；M水=18 g/mol混合液分子量：由于R=2.7，查文献5得精馏段操作线方程：进料热状况：查文献1得乙醇与水的有关物性为：汽化热：加料液的平均汽化热：由文献5查出组成的乙醇-水溶液泡点为85°C，平均温度查文献1得：q线方程为：

4、提留段操作线方程为：2.2塔板数确定由图解法求得（包括再沸器），第16块为进料板位置图2.1 常压下乙醇-水溶液的x-y图塔顶温度由查文献7得塔底温度由查文献7得查文献5得查文献3得查文献7得根据公式得因为塔顶采用全凝器，所以查文献7可知所以同理得：表 2.1每层塔板上的相对挥发度序号12345678相对挥发度1.0941.1071.1271.1461.1631.1891.2171.244序号910111213141516相对挥发度1.2821.3221.3651.4501.5721,.8472.6945.916序号171819相对挥发度9.59312.08612.940由奥康奈尔关联式：求解

5、实际塔板数精馏段塔板数提馏段塔板数2.3精馏塔的工艺条件与有关物性数据的计算（1）操作压力：塔顶操作压力：每层塔板压降：进料板压力：塔底操作压力：精馏段平均压力：提馏段平均压力：（2）操作温度：塔顶采用全凝器塔顶温度：由，查得：进料板温度：由，查得：由，查得：塔底温度：由，查得：精馏段平均温度：提馏段平均温度：（3）平均摩尔质量的计算：塔顶：查文献7得进料板上一块：查得精馏段平均摩尔质量：提馏段：查得塔底：查得提馏段平均摩尔质量：（4）平均密度的计算：汽相平均密度计算： 由理想气体方程得： 精馏段气相平均密度： 提馏段汽相平均密度： 液相平均密度计算： 塔顶：由查文献5得 查文献3得 进料板上

6、一块：查得，, 精馏段液相平均密度： 塔底由查得，进料板由查，提馏段液相平均密度： 液相平均表面力由查文献3得查文献5进料板上一块板查得，精馏段液相平均表面力： 由查得， 由查得，提馏段液相平均表面力：2.4塔径的计算（1）精馏段气相体积流量液相体积流量取塔板间距，板上液层高度与查文献5史密斯关联图得取安全系数为0.8，则精馏段塔径取塔径则塔空速则，在0.60.8的安全系数之间（2）提馏段气相体积流量液相体积流量取塔板间距，板上液层高度与查文献5史密斯关联图得取安全系数为0.7，则提馏段塔径取塔径则塔空速则，在0.60.8的安全系数之间查文献5塔高的计算：2.5热量衡算与冷凝器选择塔顶：由所以

7、其质量分数为0.93查文献1可知：由，得塔顶冷凝器：设，则水的平均温度查得20时又 K预设为500W/（m2）则查文献5可知：选取列管换热器公称直径：600mm管程数：1管子总根数：245管长：6m碳钢管：25×2.5实际面积S：113.5m2符合3501160之间2.6塔底再沸器查得，选用绝压的蒸汽，其沸点为120.2，气化潜热为2205 kJ/kg加热蒸汽消耗量 K预设为3000 W/（m2）则公称压强：2.5×103kPa公称直径：600mm管程数：1管子总根数：245中心排管数：17碳钢管：25×2.5实际面积S：55.8m2符合要求3流体力学验算与负荷性

8、能图3.1溢流装置由文献5可知：由于塔径为1.2m，属于直径较大的塔，常采用弓形降液管，单溢流又称直径流，液体自受液盘流向溢流堰，广泛用于直径2.2m以下的塔中。对于800mm以上的大塔，目前多采用凹形受液盘，故用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。（1）堰长lw查文献1，取，（2）溢流堰高度hw假设采用平直堰，则查文献5得一般情况下可取E值为1，所引起的误差不大。重新验算提馏段：气相体积流量液相体积流量取塔板间距，板上液层高度与查文献5史密斯关联图得取安全系数为0.7，则提馏段塔径取塔径则塔空速则，在0.60.8的安全系数之间（3）弓形降液管的宽度和截面积查文献5得则降液管液体停留时间：精馏段

9、：提馏段：故降液管尺寸可用（4）降液管底隙高度h0精馏段：取降液管底隙处液体流速则对大塔取提馏段：取降液管底隙处液体流速则对大塔取3.2塔板布置与浮阀数目与排列查文献1得F0在817之间（1）精馏段：取阀孔动能因子，则（2）提馏段：取阀孔动能因子，则查文献5，取边缘区宽度，破沫区宽度浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔间距则精馏段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，因此取。按，的等腰三角形叉排方式作图，排得阀数128个图2.2塔板上浮阀的排列布局按个重新核算孔速与阀动能因数阀孔动能因数F0变化不大，仍在817围提馏段考虑到塔的直径较大

10、，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，因此取。按，的等腰三角形叉排方式作图，排得阀数128个按个重新核算孔速与阀动能因数阀孔动能因数F0变化不大，仍在817围3.3流体力学验算（1）气体通过单层浮阀塔板的压降将压强降折合成塔液体的液柱高度表示，即精馏段：1）干板阻力hc因为，故按计算，即2）板上充气液层阻力hl液相为水时，3）液体表面力所造成的阻力hp，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则，单板压降提馏段：1）干板阻力hc因为，故按计算，即2）板上充气液层阻力hl液相为水时，3）液体表面力所造成的阻力hp，此阻力很小，可忽略不计因此与气体流

11、经塔板的压降相当的高度为则，单板压降精馏段与提馏段单板压降均小于0.7kPa，故符合压强要求（2）液泛为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管必须维持一定高度的液柱。 精馏段：1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度2)液体通过降液管的压强降，塔板上不设进口堰3)板上液层高度则查文献5得，对于一般物系，取0.30.4取又，可见，符合防止液泛要求提馏段：1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度2)液体通过降液管的压强降，塔板上不设进口堰3)板上液层高度则查文献5得，对于一般物系，取0.30.4取又，可见，符合防止液泛要求（3）雾沫夹带或板上液体流径长度：板上液流面积：乙醇和水为正常系统，查

12、文献5得精馏段：查文献5得或提馏段：查图得或精馏段和提馏段泛点率均在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求3.4塔板负荷性能图（1）雾沫夹带线精馏段：按泛点率为80%计算如下：即表3.1精馏段确定雾沫夹带线的数据（m3/s）0.0020.007（m3/s）1.9971.852提馏段：按泛点率为80%计算如下：表3.2提馏段确定雾沫夹带线的数据（m3/s）0.0020.007（m3/s）2.3562.170根据表中数据可分别绘出精馏段和提馏段雾沫夹带线（1）（2）液泛线由上式确定液泛线，忽略式中h又精馏段：表3.3精馏段确定液泛线的数据（m3/s）0.0010.005（m3/s）2.52.2

13、5提馏段：表3.4提馏段确定液泛线的数据（m3/s）0.0010.005（m3/s）3.232.91（3）液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s以作为液体在降液管中停留时间的下限，则求出上限液体流量LS值（常数），做出精馏段和提馏段液相负荷上限线（3）（4）漏液线对于F1型重阀，依计算，则，又知则以作为规定气体最小负荷的标准，则精馏段：提馏段：据此做出与液体流量无关的水平漏液线（4）（5）液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依how的计算式36计算出Ls的下限值，依此做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线（5）取，则分别做出精馏段和提馏段塔板负

14、荷性能图（1）、（2）、（3）、（4）、（5）Vs(m3/s)图3.1 精馏段塔板负荷性能图Vs(m3/s)图3.2提馏段塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：任务规定的气、液负荷下的操作点P、P（设计点），处在适宜操作区的适中位置塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制按照固定的液气比，查出精馏段的塔板的气相负荷上限与气相负荷下限。；现将计算结果汇总列于下列附表3.1中表3.1浮阀塔板工艺设计计算结果项目计算数据备注精馏段提馏段塔径D/m1.2板间距HT/m0.45塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速u/(m/s)1.521.67堰长lw/mm794堰高hw/m0.038

15、板上液层高度hL/m0.0500.057降液管底隙高h0/m0.04浮阀数N/个128等腰三角形叉排阀孔气速u0/(m/s)11.2512.36浮阀动能因子F013.6512.35临界阀孔气速uoc/(m/s)8.4910.51孔心距t/mm75同一横排孔心距排间距t/mm0.065相邻横排中心距离单板压降Pp/Pa699669液体在降液管停留时间/s18.29.7降液管清液层高度Hd/mm136.6132.7泛点率/%73.4268.19气相负荷上限(Vs)max/(m3/s)1.912.33气相负荷下限(Vs)min/(m3/s)0.630.76雾沫夹带控制操作弹性3.033.05漏液控制

16、4结构设计4.1塔体壁厚其中P设计压力=1.1Pw（工作压力），容器顶部的最高表压力。（1） 选材：钢号Q235A，钢板标准GB912。查得在20150，钢板的许用应力为113Mpa（2） 焊接接头系数：采用双面焊对接接头或相当于双面焊的对接接头，焊接接头无损，其中（3） 壁厚的确定查文献6得，查文献1得，圆整后（4）塔高的计算（包括再沸器）查文献1进料高度：塔顶空间高度：取1.2m塔底空间高度：塔底有再沸器，故取（5）人孔的选用查文献1 对于直径大于或等于800mm的塔，采用每隔6块塔板设一个人孔，取圆形人孔规格为，即为480×6mm表4.1人孔DNdw×SDD1Bbb1

17、b2450480×6570535250141012DNH1H2螺栓，螺母螺栓总质量数量直径×长度kg4501609020M16×5044.3则筒体的总高度4.2塔盘结构（1）由塔径为1200mm查文献2得堰长为794mm，受液盘最大宽度为150mm，支承圆的半径，支承圆弦长为790mm，塔盘长度，一层塔盘件数共计3（弓形板2块，通道板1块）（2）受液盘结构查文献1可知：选用凹形受液盘，受液盘深度。因为，厚度取4mm。凹形受液盘上应开一个直径为10mm的泪孔。（3）浮阀型式的选择查文献1可知采用F1型重阀，阀孔为39mm，阀径为48mm（4）封头的设计查文献1可知采

18、用椭圆形标准封头，由公称直径，查得曲面高度直边高度封头厚度4.3接管的设计查文献1可知（1）塔顶蒸气出口管的直径dv操作压力为常压，故取考虑到生产中操作回流比的变动，Vs应比设计值大些查文献1可得表4.2塔顶蒸气出口管接管伸出长度与补强圈尺寸接管公称直径接管接管伸出长度补强圈DN外径*厚度H外径D径d400426*11200680430（2）回流管管径dR塔顶冷凝器安装在塔顶平台上，回流液靠重力自流入塔，流速uR取0.4m/s表4.3回流管接管伸出长度与补强圈尺寸接管公称直径接管接管伸出长度补强圈DN外径*厚度H外径D径d8089*615018093（3）进料管管径dF采用高位槽进料入塔，则料

19、液速度可取表4.4进料管接管伸出长度与补强圈尺寸接管公称直径接管接管伸出长度补强圈DN外径*厚度H外径D径d8089*615018093（4）塔底出料管径dw一次通过式再沸器取表4.5塔底出料管接管伸出长度与补强圈尺寸接管公称直径接管接管伸出长度补强圈DN外径*厚度H外径D径d5057*3.5150/（5）塔底至再沸器的接管管径dL一次通过式再沸器，液相流量即为提馏段的液相负荷，uL取1.0 m/s表4.6塔底至再沸器接管伸出长度与补强圈尺寸接管公称直径接管接管伸出长度补强圈DN外径*厚度H外径D径d8089*615018093（6）再沸器返塔取接管管径db其流量为提馏段气相负荷取，表4.7再沸器返塔接管伸出长度与补强圈尺寸接管公称直径接管接管伸出长度补强圈DN外径*厚度H外径D径d400426*112006804304.4管法兰选择管法兰尺寸查文献8 用HG20593用板式平焊法兰PL表4.8管法兰的尺寸PN(kg/cm2）DN(mm）标准管子外径A1法兰外径D螺栓孔中心直径K塔顶出口管管径1