化工原理课程设计乙醇水精馏塔设计(浮阀塔)

1、1目录 12设计任务书 43 设计方案的确定及流程说明5塔 的 类 型 选目录目录择5塔板类型的选择 5塔压确定 5进料热状况的选择 5塔釜加热方式的确定 5塔顶冷凝方式 6塔板溢流形式 6塔径的选取 6适宜回流比的选取 6操作流程64塔的工艺设计 7精储塔全塔物料浓度计算：7理论板的计算 7最小回流比的计算 7理论板数的计算 8塔板效率的计算 13塔顶的温度tD的计算13塔底的温度tw和总板效率 日的计算 14实际板数的计算 16进料温度的计算 16平均参数的计算 17全塔物料衡算 17平均温度的计算 17平均压力的计算 171化工传质与分离过程课程设计乙醇水精储塔设计气液两相平均密度的计算

2、18气液相组成的计算18各液相平均密度的计算19平均相对分子量的计算20各气相平均密度的计算21平均表面张力的计算22气液两相平均体积流率的计算25塔径的初步设计26精微段塔径的计算26提储段塔径的计算27塔高的设计计算285塔板结构设计30溢流装置计算30塔板及浮阀设计 31塔板的结构尺寸31浮阀数目及排列32精微段浮阀数目及排列 32提储段浮阀数目及排列34塔板流体力学验算35气相通过浮阀塔板的压降35精储段压降的计算 35提储段压区$的计算36液泛36精储段液泛计算36提储段液泛计算37雾沫夹带37漏液386塔板负荷性能图38雾沫夹带线38液泛线382化工传质与分离过程课程设计乙醇水精储

3、塔设计天津大学液相负荷上限线 39漏液线39液相负荷下限线 39塔板负荷性能图 40精微段塔板负荷性能图 40提储段塔板负荷性能图 417附属设备设计 43产品冷却器设计选型 43接管尺寸计算 44进料管44塔顶蒸汽出口管 44回流液入口管 45塔顶出料管 45塔底出料管 46塔底蒸汽入口管 468设计结果汇总 47各主要流股物性汇总 47浮阀塔设计参数汇总 47产品冷却器设计结果汇总 48接管尺寸汇总 489设计评述及感悟 4910参考文献5011附录 51附录1主要符号说明 51附录2乙醇水系统的气液平衡数据表 51附录3不同温度下乙醇和水的粘度 52附录4不同温度下乙醇和水的密度 53附

4、录5不同温度下乙醇和水的表面张力 5312附图 533化工传质与分离过程课程设计乙醇水精储塔设计天津大学2设计任务书一、设计题目：乙醇一一水体系浮阀式精储塔设计二、设计任务及条件1进精储塔料液含乙醇25%颁量分数），其余为水。2产品乙醇含量不得低于94%断量分数）。3.残液中乙醇含量不得高于（质量分数）。4生产能力为日产（24小时）115吨 94%的乙醇产品。5操作条件：精储塔顶压力进料状况4kPa战压）泡点进料回流比R/Rnin =不大于667Pa（表压）单板压降加热蒸汽压力6设备型式：浮阀塔三、设计内容及要求1设计方案的确定及流程说明2精储塔的工艺计算（包括物料衡算、理论塔板数、回流比、总

5、板效率、平均参 数、塔高、塔径设计等）3塔板结构设计及流体力学验算4塔板负荷性能图的绘制5.附属设备的设计（包括产品冷却器和接管选型）6设计结果汇总（包括主要设备尺寸及衡算结果等）7设计评述及心得感悟8.附图：图解理论板（包括塔顶和塔底区域的局部放大图），塔板负荷性能图（精储 段和提储段各一个），生产工艺流程图及主题设备图（2号图）。4化工传质与分离过程课程设计乙醇水精储塔设计天津大学3设计方案的确定及流程说明塔的类型选择本设计任务为分离乙醇一水混合物。对二元混合物的分离，应采用连续精储流 程。一般来讲，板式塔的空塔速度较高，因而生产能力较大，塔板效率稳定，操作 弹性大，且造价低，检修、清洗方

6、便，因而在工业上应用较为广泛。考虑到设计、制造及生产技术的成熟稳定性，确定采用板式塔进行精储操作。塔板类型的选择在板式塔的塔板类型中，浮阀塔板吸收了泡罩塔板和筛孔塔板的优点，具有结 构简单、制造方便、造价低，塔板开孔率大，生产能力大，操作弹性大，塔板效率 高等诸多优点。因此优先选用浮阀塔板。塔压确定工业精储可在常压、加压或减压下进行。确定操作压力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。一般来说，常压精储最为简单经济，可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用，提高经济效益。若无特殊要求，应尽量在常压下操作。加 压精储可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热

7、的利用，或可以使用较便宜的冷却 剂，减少冷凝和冷却费用。在相同的塔径下，适当提高塔的操作压力还可以提高塔 的处理能力。减压精储可以防止某些易分解组分在精储过程之中受热分解。乙醇一一水物系在操作温度下非常稳定，在综合平衡操作可行性及设备、操作 费用各因素之后，确定采用塔顶压力为+4）kPa进行操作。进料热状况的选择工业上均采用接近泡点的液体进料或泡点进料，这样可以保证进料温度不受季 节、气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作也比较容易控制。因此本设计采用 泡点进料。塔釜加热方式的确定蒸储塔塔釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。但本设计案例具 5化工传质与分离过程课程设计乙醇水精储塔设计

8、天津大学有其特殊性，由于其塔底产物接近于纯水，而且在实际生产中直接蒸汽加热有更高 的热效率。结合设计任务要求，确定其塔釜加热方式为蒸汽直接加热。塔顶冷凝方式泡点回流易于控制，设计和控制时比较方便，而且可以节约能源。塔板溢流形式U形流的液体流径比较长，可以提高板效率，具板面利用率也高，但是液面落 差大，只适用于小塔及液体流量小的场合。单溢流的液体流径较长，塔板效率较高， 塔板结构简单，加工方便，在直径小于 的塔中被广泛使用。双溢流的优点是液 体流动的路程短，可降低液面落差，但塔板结构复杂，板面利用率低，一般用于直 径大于2m的塔中。阶梯式双溢流的塔板结构最为复杂，只适用于塔径很大、液流量 很大的

9、特殊场合。通过对本例中的液体流量、塔径等进行初步估计，确定选用单溢流塔板。塔径的选取板式塔的塔径依据流量公式计算，在设计时，一般依据严重液沫夹带时的极限 空塔气速来决定。在估算出塔径后，还应按塔径系列标准进行圆整，并进行流体力 学验算。精储段和提储段的汽液负荷及物性是不同的，故设计时两段的塔径应该分别计 算，若二者相差不大，应取较大者作为塔径；若二者相差较大，应采用变径塔。 适宜回流比的选取适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最 低时的回流比为最适宜的回流比。确定回流比的方法为：先求出最小回流比Rnin,根据经验取实际操作回流比为最小回流比的倍。乙醇一水混合物系属

10、易分离物系，最小回流比较小，结合 此设计任务要求，操作回流比取最小回流比的 倍。操作流程乙醇一水溶液经预热器预热至泡点后，用泵送入精储塔进料板。塔顶上升蒸气 采用全冷凝后，进入回流罐部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。6化工传质与分离过程课程设计乙醇水精储塔设计天津大学塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品用于预热原料液，冷却后送入贮槽。精储装置有 精储塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔底蒸汽 输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精微分离，由冷凝器中的冷却介 质将余热带走。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。按照设计任务书要

11、求绘制生产工艺流程图一份，附后。4塔的工艺设计精储塔全塔物料浓度计算：F原料液流量（kmol/s）XF原料组成（摩尔分数） 塔顶组成（摩尔分数） 塔底组成（摩尔分给D塔顶产品流量（kmol/s） xdW塔底残液流量（kmol/s）xwV0加热蒸汽量（kmol/s）M= kg/kmol M= kg/kmol 进料组成：塔顶组成： 塔底组成： 日生产量： /XD =XW =/ 115000 86400 （1D = 115t/d =s则以纯净乙醇计的产量为Dxd= x = kmol/s 理论板的计算 最小回流比的计算根据xi5Pa下乙醇水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即 x-y曲线 7化工传质与分离

12、过程课程设计 乙醇水精储塔设计 天津大学图。已知乙醇一一水为非理想物系，具平衡曲线有下凹部分，当操作线与 q线的交 点尚未落到平衡线上之前，操作线已经与平衡线相切，对应的回流比为最小的回流比。最小回流比的求法是由点，向平衡线的下凹部分作切线，该线与 q线的交点坐标为（Xq = , yq =。见图1。1,和点x-y图中不难看从J 7Rnin通常可£保41X图1最小回流比计算图q = , xq = XF= , yq = , XD=,XDyq yq XqR = = X =精储段操作线方程为：R;XDy R 1 x R 11提储段操作线方程可以根据精储段操彳,0)这两点坐标确定，y = x

13、-理论板数的计算 关于理论板层数的计算,8化工传质与分离过程课程设计 乙醇水精储塔设计 天津大学来解理论板数，会因为曲线间距离太小而无法准出，若采用图解法在x-y图中离阶梯 确作图。因此采用逐板计算法求取理论板数。考虑到乙醇一一水为非理想物系，在采用逐板计算法时不能将相对挥发度视为常数代入计算。因此对于平衡线上的点，考虑用插值法由气相组成求取各点对应的 相对挥发度，然后求取其液相组成。而对于操作线上的点，依然是根据相应的操作 线方程由其液相组成求取其气相组成。首先用相平衡方程和精微段操作线方程进行逐板计算，直到 刈q时，改用提储 段操作线方程与相平衡方程继续逐板计算，直至 xmW为止。计算过程

14、如下。 因为塔顶采用全凝器：y1 = xd =用插值法求得对应的相对挥发度为:X1由相平衡方程计算:y1X1(1 y1)y1(11乎由精微段操作线方程求得：y2= + = x + =继续用相平衡方程和精储段方程逐板计算，当求得 X24= < Xq = (加料板)，改用提储段操作线方程，当X28= <XW=时，停止计算, 28即NT= 28。因为采用直接蒸汽加热，塔釜不能起到一层理论板的作用。塔内安装 层理论板即可满足分离要求，加料板为第 24层理论板。计算结果列表如下。9化工传质与分离过程课程设计乙醇水精储塔设计天津大学表1逐板计算法求解理论板层数计算结果列表序号1yax备注进料板

15、2345678910111213141516171819202122232425262728改用提储段操作线方程<xw XW =将逐板计算的结果绘制成阶梯图，如图 2所示。10化工传质与分离过程课程设计 乙醇水精储塔设计 天津大学1化工传质与分离过程课程设计 乙醇水精储塔设计 天津大学图3塔顶区域放大图图4塔底区域放大图12化工传质与分离过程课程设计 乙醇水精储塔设计天津大学塔板效率的计算根据设计要求，塔顶压力pD= 0根据卜面的计算线果，塔体内需要_28块理论板才能满足分离要求.假讲以此效率为，则所需的实际板数目为 Np= (Nt -1)/Ei=56o按照设计要求中的单板压降不大于 6

16、67Pa计，塔底压力为pw = pD + NpX = +56 X =塔顶的温度tD的计算根据常压下塔顶的XD =查出其所对应的温度t0= C,以及对应的气相组成y =。用Antoine方程计算出t0温度下C, W组分的饱和蒸汽压分别为：+p0C0+p0W0用修正的拉乌尔定律计算活度系数分别为pycC0p20CpyW0(1W 0p XW(1对组分C, W的常数分别为 C，CW,于是可得三CC= T0log(/)=+ x Ig =CW= T0log(杷0) = + X Ig =此时考虑到精储塔内塔顶压力略大于大气压，可设定塔顶温度初值为tD= 79C用Antoine方程计算出tD温度下A, B组分

17、的饱和蒸汽压分别为：79+p0C79+p0W忽略压力的影响，可以认为压力变化不大时组分C, W的常数 Cc, Cw不变,溶液浓度为XW的活度系数可表示如下：CC 10T 107913化工传质与分离过程课程设计 乙醇水精储塔设计天津大学CW 10 T 1079计算气相总压力，校验原设温度的正确性:PCXD pW(1 XD)pW00C+ (1显然与 略有差异。因此调整温度初值，重复上述计算。直至tD= C时，所计算出的压力值p-与pD=几乎相等。因此得出塔顶温度tD = C一塔底的温度tW和总板效率日的计算设定总板效率初值为Er=0则实际塔板数为Np = Nt/Et= 28/ = 56。按照设计条

18、件中所给出的单板压降不能大于667Pq求得塔底压力为pw= pD + Np X =+56 X =根据常压下塔顶的XW =查出其所对应的温度t0= C,以及对应的气相组成y =。用Antoine方程计算出to温度下C, W组分的饱和蒸汽压分 别为：+p p0C0+0W0用修正的拉乌尔定律计算活度系数分别为pycC0p20CpyW0(1W 0p XW(1对组分C, W的常数分别为Cc, CW,于是可得：CC= T0log(/)=+ x Ig =CW= T0log(20)= + X Ig = 此时考虑到精储塔内塔底压力略大于大气压，可设定塔顶温度初值为tW= 108c用Antoine方程计算出tW温

19、度下A, B组分的饱和蒸汽压分别为： 14化工传质与分离过程课程设计 乙醇水精储塔设计 天津大学108+p0 C108+p0W忽略压力的影响，可以认为压力变化不大时组分C, W的常数 CC, CW不变,溶液浓度为XW的活度系数可表示如下： CC10T 10108W 10 T 10108计算气相总压力，校验原设温度的正确性： pCXW pcW (1 xw ) pw00+ (1显然与略有差异。因此需要调整温度初值，重复上述计算。另一方面，还需要考察温度对板效率的影响所引起的塔板数目的变化，也会引 起塔底压力的变化。 tw tD2 108 C 在 tw= 108c 时，t2根据附录3中提供的乙醇和水

20、的粘度，用内插法求得平均温度下的粘度:9393948080 100mixXF C (1XF ) W将此处算出的液相平均粘度带入到(1sEt计算公式中，即可得总板效率为:Et( mix)此时的塔底压力为pW= pD + NpX =+28/ X =调整温度初值，并以每次得出的总板效率Et带入塔底压力计算式中进行迭代,重复上述计算，直至总板效率 Er= , tW = C时，所计算出的压力值p =与pD=几乎相等。因此得出塔底温度tW= C,总板效率Et= o15化工传质与分离过程课程设计乙醇水精储塔设计天津大学实际板数的计算精储段实际塔板数N= 23/ = -SB提储段实际塔板数N= 5/ = -S

21、1进料温度的计算进料温度tF的计算与塔顶温度tD的计算过程大致相同。已经求得精储段实际塔板数N= 48层，按照设计条件中所给出的单板压降不能大于667Pa,可计算出进料板上的压力为：pF= pD+ 48 X = + 48。X =根据常压下进料板上的液相组成 XF=查出其所对应的温度t0= C,以及对应的气相组成y =。用Antoine方程计算出t0温度下C, W组分的饱和蒸汽压分别为：+p0C0+p0W0用修正的拉乌尔定律计算活度系数分别为pycC0p xc0cpyW0(1W 0p XW(1W对组分C, W的常数分别为Cc, CW,于是可得：Cc= Tolog(筑0) = +x lg =CW=

22、 T0log(型0) = + X lg =此时考虑到精储塔内进料板压力略大于大气压，可设定塔顶温度初值为tF=93C用Antoine方程计算出tF温度下A, B组分的饱和蒸汽压分别为：93+p0C108+p0W忽略压力的影响，可以认为压力变化不大时组分C, W的常数 CC, CW不变,溶液浓度为xf的活度系数可表示如下：16化工传质与分离过程课程设计 乙醇水精储塔设计天津大学CC 10T 1093CW 10 T 1093计算气相总压力，校验原设温度的正确性：pCXF pW(1 XF)p00CW+ (1显然与略有差异。因此需要调整温度初值，重复上述计算。直至tD= C时，所计算出的压力值p=Wp

23、F=相等。因此得出进料板温度tF =平均参数的计算全塔物料衡算本例为直接蒸汽加热的精储塔，由于泡点进料，根据为摩尔流假定,则有:L F L WV0 VV D且全塔物料衡算： V0+ F = D + W乙醇组分衡算：FXf = Dxd + Wxwyq0 提储段操作线斜率=,即W = V0V 0xq XW又其中已知 D = § XD= , XF= , XF=, 联立求解得到：F= kmol/s W = kmol/sV 0= kmol/s平均温度的计算tFtD9 4.2 1 7 9=. 8186.7 0精储段平均温度titi22tFtw9 4.2 1 1 0 9=.19072 . 0 9提

24、储段平均温度22平均压力的计算塔顶压力PD =17化工传质与分离过程课程设计乙醇水精储塔设计天津大学进料压力PF =塔底压力PW =P1pF pD1 3 7.3 4 1 1 0 5 .132215. 3 3 3 k精微段平均压力提储段平均压力22p2pF pw1 3 7.3 4 1 1 4 4 *04608. 7 0 422气液两相平均密度的计算气液相组成的计算已知混合液体密度公式为：1 aaBB(其中a为质量分数)AAL混合气体密度公式为：V MvT0MVVm(其中M为平均相对分子质量)仍然是利用附录2中乙醇一一水系统的气液平衡数据，直接查出或由各进、出料口液相组成根据相对挥发度关系求得各气

25、相组成：塔顶液相组成：XD =气相组成 yD： yD (1 ) = DyD =(1 yD)进料液相组成：XF =气相组成 yF： yw (1 ) = f , yF =(1 yw)塔底温度：xw =气相组成 yw： yw (1 ) = w , yw=(1 yw)精储段平均组成：XD XF2100%液相组成X12yD yF2100%气相组成y12提储段平均组成：xw XF2100%液相组成X2218化工传质与分离过程课程设计乙醇水精储塔设计天津大学气相组成y2ywyF100%22各液相平均密度的计算利用附录3中不同温度下乙醇和水的密度，由各进、出料口液相组成求取个液 相平均密度。塔顶温度：tD =

26、 C此温度下水密度为唧D：807980, wd =mwd乙醇密度为©D： 3735807074680735cd,cD=m3液相密度为p:1a1 aD1aw1DCDWDD可得 pD= kg/m3。进料温度：tF = C 此温度下水密度为pWF：959495WF WF =乙醇密度为西：10090100, cf716724716 cf1FaI aFWF1液相密度为FCF可得 pF= kg/m30塔底温度：tW= C 此温度下水密度为（:WW： 19化工传质与分离过程课程设计乙醇水精储塔设计天津大学110100951110, ww m3951 ww乙醇密度为然:110100110, cw =

27、m3703716703 cw液相密度为W1aWCWww w 可得 fW= kg/m3。所以，对于精储段，其液相平均密度为：II FDm 3 2 2对于提储段，具液相平均密度为：L2FWm322平均相对分子量的计算方法一：由中已经算出的精储段、提储段的气液相平均组成来计算气液 相的平均分子量。精储段：液相平均相对分子量 M L1 = + X (1x1)=x + 1= kmol 气相平均相对分子量 M V1 = + x Gy1)=x + 1= kmol提储段：液相平均相对分子量M L2 = + X(1X2)=x + 1= kmol气相平均相对分子量 M V2= + X (1 y2)=x + x 十

28、 1 = kmol 20化工传质与分离过程课程设计乙醇水精储塔设计天津大学方法二：由塔顶、进料、塔底的气液相组成分别算出各处的气液相平均分子量, 然后再求取精储段、提储段的气液相的平均分子量。XD1XDkmolXF1XFkmolXW1XWkmolM ldM lfM LW塔顶液相平均相对分子量：M LD 进料液相平均相对分子量： M LF 塔底液相平均相对分子量：M LW 则精储段液相平均相对分子量M L124 2 . 1 3 4 822 1 .9 5 1 k g /提储段液相平均相对分子量M L2M LF21 8.0 3 1 02 1 . 4 3 2 k g /2塔顶气相平均相对分子量：Mvd

29、XD1 XDkmol进料气相平均相对分子量：MvfXF1XFkmol塔底气相平均相对分子量：M vwxw1xwkmol则精储段气相平均相对分子量MM VDM VFV124 2.2 5 5 43 0 .5 1 2 k g /2一提储段气相平均相对分子量MMvwMvfV 221 8 . 1 6 0 02 -3 0 .0 3 5 k g /显然，通过此两种方法得出的结果基本一致。各气相平均密度的计算M VDm3塔顶气相密度 VD进料气相密度 VF塔底气相密度 VWtD一M VF-m3-tFM VWtwm321化工传质与分离过程课程设计乙醇水精储塔设计天津大学精微段气相平均密度VF VDm3V122提

30、储段气相平均密度VF VWm3V 222平均表面张力的计算已知二元有机物一一水溶液表面张力可用下列各式计算:1/4SW W 1/4SC C1/4xwVWxwVWXCVcXCVcxwVWXCVc注： W, c,(W和 oC查表可得。qwcqcVc2/3B lgcVc2/3TqA B Q , A lg2SW , SW SO 1 SO式中下角标，W、C S分别代表水、有机物及表面部分；XW、XC指主体部分的分子数，VW、VC主体部分的分子体积， 网 %为纯水、有机物的表面张力，对乙醇 q = 2。首先计算出液相中的乙醇和水在各进出料口温度下的摩尔体积。McCDVcDVCFCFVcwCCWMeWDVW

31、DVWDMeWDVWwMeWW22化工传质与分离过程课程设计乙醇水精储塔设计一天津大学然后利用附录4中的不同温度下乙醇和水的表面张力数据，计算在 tD, tF, tW温 度下乙醇和水的表面张力。乙醇表面张力的求取：80 701870, CD cm2塔顶：进料：塔底：CD 18 100 9090CF, cf cm 2110 100, CW cm 2CW水表面张力的求取:80 7070塔顶：进料：塔底：WDcm2WD100 9090WF, wf cm2110 100WW, ww cm2塔顶表面张力的求取:2XwdVwdx VWDXCdVcD1 x VD WD2XDVcd 1 xVDxdVCD2 W

32、DCDWDXCdVcdXwdVwdxcdVcdD_ 121WDlgCDCDVq2/3CDWDVWD2/3qQdTd22/32/3223化工传质与分离过程课程设计 乙醇水精储塔设计天津大学Ad= Bd+ Qd= + =2 SWDSCD2又 AdlgSWD 10A10,即SCD2SWD,可得 （|）SCD= , （|）SWD =联立方程组SCDSWD SCD 11/4SWDSCD1/4WD1/4CD1/41/4贝m (MD = dyn/cm2进料表面张力的求取:2XwfVwfx VWFXCFVCF1 x VF WF 2XFVcf 1 XVWFXfVcf2 WFCFWFXcfVcfXwfVwfxcf

33、VcfF211Bf1g WF 1gCFcFVq2/3CFWFVWF2/3qQfTf1 5.7 8 6 23/ 39 3 6 0 . 0 03.7 222 7 3.1 5 9 4.21 7 70.4 4 121/82Af= Bf+ Qf= + =2 SWFSCF2又 Af1gSWF 10A 10,即SCF2SWF, 可得 (|)SCF= , (|SWF =联立方程组SCFSWF SCF 1SCFSWF1/41/41/41/4WF1/4CF则有24(mf= dyn/cm2化工传质与分离过程课程设计乙醇水精储塔设计天津大学塔底表面张力的求取;2XWwVwwX VWwXcwVcw1 x VW WW2X

34、WVCW 1 X VWXwV2 WWCWWWXCwVcwCWXWwVww xcWVcwW21Bw1g WWCW1gcwV2/3q CWwwVwwqQW2/3Tw1 4.4 0 65 .2 / 35 3 5 6 . 9 81. 9 52 / 322 7 3.1 5 1 0 90.4 4 12AW= Bw + Qw= + =2 SWWSCW2又 Aw1gSWW 10 a 10,即SCW 2SWW, 可得 （|）SCW= , （|）SWW = 联立方程组 SCWSWW SCW 11/4SWW1/4WWSCWCWI/41/41/4贝U 有（MW = dyn/cm2精储段液相平均表面张力：1 MFMD2

35、cm22提储段液相平均表面张力：2 MFMW2cm22气液两相平均体积流率的计算在前面的计算中已经得出: 最小回流比为Rnin =实际回流比为R = = X =精储段 25化工传质与分离过程课程设计V M VsmlV1LmiL1/s3Lsi体积流率Vm1V1/s3V1提储段q = 1。摩尔流率L L qF1 sVVosLn2M L2LsVm2MV 2Vs质量流率体积流率Lm2 /s3Ls 2达2L2Vm2V 2/s塔径的初步设计3LVVUmaxC CC20L其中20其中的。需从史密斯关系图中查出1/2-L11/2LsiVS1横坐标为:V1取板间距Ht=,板上液层高度hL=,则HT hL=-=2

36、6一化工传质与分离过程课程设计 乙醇水精储塔设计天津大学查图5史密斯关系图得：C20 = sC C20L 0 . 20 . 2=s2020LVV=0.0 8 5871 7.3 7 1 1 . 2 4 3=22 . 11 . 2 4 3 2Um a xC故一取安全系数为，则空塔气速为U = = X = s4Vs1u4D按标准塔径圆整后为塔截面积Di =Di22-Ati244 uVsi二s空塔气速AT1图5史密斯关联图提储段塔径的计算LVUm a x C 由V27化工传质与分离过程课程设计 乙醇水精储塔设计 天津大学CC20L其中20V其中的C20需从史密斯片串1/2L11/2Lsi横坐标为:Vs

37、iV1取板间距Ht=,HT hL=-=查图5史密斯关系图得:20CC200 . 2L 0 . 20.01O JO 0400.60 Q.BO LOO二s2020LV=0.0 9 4931 9.3 1 60.8 0 1=03 . 10.8 0 1 0Um a xC故取安全系数为，则空塔气速为U = = X = s 4Vs1u4D2按标准塔径圆整后为一- 塔截面积 D2 =D22 2AT2244UVs 2=s空塔气速AT2由于精储段与提储段塔径相差不大，故塔径都取为。塔高的设计计算I .(1)人孔”¥人孔作为安装和检修人员进出塔的唯一通道，其设置应便于进出任何一层塔板。但是由于设置人孔处塔

38、板间距较大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，考虑到料液较清洁，无需经常清洗，可每隔8块板设一个人孔，共设置np= 8个人孔。在设置人孔处，取板间距为 Hp = 800mm,人孔直径为500mm,筒体伸出塔体28 化工传质与分离过程课程设计乙醇水精储塔设计天津大学200mm。(2讲顶空间根据文献资料中提供的设计推荐值，结合目前已有的实际案例，确定塔顶空间为 Hd= 1200mm。(3讲底空间塔底空间的设计应满足：保证液体能有足够的贮存量使塔底液体不至于流空, 即有足够长的停留时间；能使从塔釜进入到塔内的蒸汽均匀分布。釜液停留时间取10min。V=tLs2= 10 X60X =1

39、 42V釜液R322 3R3Hb=22因此取Hb=。(4)1料段高度进料段空间高度Hf取决于进料口的结构型式和物料状况，一般 Hf比Ht大，有 时要大一倍。为了防止进料直冲塔板，常在进料口处考虑安装防冲措施，如防冲板, 入口堰，缓冲管等，Hf应保证这些实施的安装。在这里，取Hf = 800mm。进料板口与某人孔在同一层板上。(5讲总高度H (n nf np 1)Ht +Hd+Hb+nf Hf+npHp式中：H塔高(不包括裙座)，m；Hd塔顶空间(不包括头盖部分)，m；Hb塔底空间(不包括底盖部分)，m；Ht塔板间距，m；Hf进料段高，m；_Hp设人孔处的塔板间距，m；一 一np人孔数nf进料口

40、数29化工传质与分离过程课程设计乙醇水精储塔设计天津大学n实际塔板数H = (59-1-8+1) X + + + 1 X + 7 X =5塔板结构设计因塔径D =,可选用单溢流弓形降液管，采用平直堰，凹形受液盘。各项 计算如下。溢流装置计算(1期长lw的计算lw = = X =(2河流堰高度hw的计算由hw = hL- how,选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算：2/3Lh lwhow =E 1000其中近似取E = 1 对于精储段有3600how =1故hw =-=对于提储段有36002/31 h = ow 1000故h w =-=(3)弓形降液管宽度 Wd和截面积Af 由l wD二,

41、查弓形降液管参数图，得：Af =及 W At d D 故 Af = = X = Wd=义= 30化工传质与分离过程课程设计 乙醇水精储塔设计 天津大学验算液体在降液管中停留的时间，对于精储段:=3600Af Ht 3600=>5sLi 3600 对于提储段： 一=3600Af Ht 3600=>5sLi3600故降液管设计合理。Lh降液管底隙高度 ho ho= 3600LwUo , 则对于精储段取降液管底隙流速 uoi=s3600 = hoi=3600hw1 - ho1 = >对于提储段降液管底隙流速 Uo2_=S3600 =ho2=3600 hw2 - ho2 = >

42、故降液管底隙高度设计合理。（5/用凹形受液盘，深度 hw = 50mm。不再单独设置出口堰。塔板及浮阀设计 塔板的结构尺寸由于塔径大于800mm,所以采用单溢流型分块式塔板，塔板面积可以分为四个 区域：鼓泡区，溢流区，破沫区，无效区。因D = >,取破沫区的宽度 Ws=,无效区宽度 Wc= 031化工传质与分离过程课程设计乙醇水精储塔设计天津大学图6塔板分区示意图 本塔设计塔径为，故采用分块式塔板，以便以后通过人孔装拆塔板。浮阀数目及排列采用F1型浮阀，重量为33g便阀），孔径为39mm。精储段浮阀数目及排列取阀孔动能因子F0=11,则孔速U01为：F0V111=s每层塔板上的浮阀数目为

43、:Vs14=317N1 = 4 d2U01 0 考虑到此处所需浮阀孔数目较多，因此不再系列标准中进行选型，自行设计。 前面已经假设取破沫区的宽度 Ws=,无效区宽度 Wc= 0塔板上的鼓泡区面积按照下式计算：Aa=2X2 2x sin 12180DWd Wsx= 2其中:+=32化工传质与分离过程课程设计 乙醇水精储塔设计 天津大学R=Wc=DsinAai=22所以180浮阀排列方式采用等腰三角形叉排,Aa/ ，口Q O Q Q ',-00000( A : o o o o o o 匕口 口匕。口t /! C O O O O O O取同厂横排的场满户口%1 . 6 5 4则排间距:t2=

44、tiN =0.0 7 5 3 1=70.0 7考虑到塔径较大,鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 形叉排方式作图，排得浮阀数目为 图7精微段浮阀孔排列示意图口口口 Q G Q 匚 , :口 0 G U 口 O Q b O O C O O O t ：0 O O O 0 O O rj 9 U d f ；c a o o a o o p o o o ( ：Q Q Q Q D Q Q OQQQQQD大O OO 0o a g'-., E'O O O 0 Q'. ，口 Ci 0 口口、 o o o o a o o ! I O O O <3 D O d IO o o o o o o

45、： booooooq i =,卜。口口 QC 0 0 O O Q ： o o o o o o o D O O 0 O O O ： P 9 < 口口匚 u U bj Q O 0 O O O ； b G O O Q O Q Q 0 Q Q 0： bQQQQGQQ些,foooooao.N = 335 个。' oocQoacfrocGOQO 7、o o o oo按照N = 335,重新核算孔速及阀孔动能因子:Vsi u =N =s33501V1 =4 d 20F =u001阀孔动能因子变化不大，仍在正常操作范围内塔板开孔率 =uu 100%=100%=%0133化工传质与分离过程课程设计

46、乙醇水精储塔设计天津大学提储段浮阀数目及排列同样取阀孔动能因子 F0=11, 则孔速 U02为:F0V211U02=s每层塔板上的浮阀数目为：VS24N2 =2624 d2U02 0 前面已经假设取破沫区的宽度 Ws=,无效区宽度 Wc= 0 塔板上的鼓泡区面积按照下式计算：Aa2=Aai=浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横科血bM_L1 =, 2A1 . 6 5 4则排间距:考虑到塔径较大，需采用分块式塔板，而各分块的去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 角形叉排方式作图，排得浮阀数目为 图8提储段浮阀孔排列示意图而应小些；:N =271 油按照N = 271,重新核算孔速及阀孔动能因子丁0co%0coJ°34化工传质与分离过程课程设计 乙醇水精储塔设计天津大学271=s02F =uV2=：口 OQOCiOthOOOOOQ：0 ooooocUoooooo 0 OOOQOOOOOOQO002阀孔动能因子变化不大，仍在正常操作范围内。U100%=板开孔率 =U01t1 N =0.0 8 0 2 6=20.0 7塔板流体力学验算气相通过浮阀塔板的压降可以根据式hp = hc+ hi+h% 即p= pihpg来计算。精储段压降的计算(1)干板压降的计算1