板式塔中的浮閥塔課程設(shè)計(jì)說明書

1、前言精餾按其操作方式可分為簡(jiǎn)單蒸餾、閃蒸和精餾等。前兩者是僅進(jìn)行一次部分汽化和部分冷凝的過程，故只能部分的分離液體混合物；后者是進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過程，可使混合液得到近乎完全的分離。將單級(jí)分離加以組合變成多級(jí)分離。若將第一級(jí)中溶液的部分汽化所得氣相產(chǎn)品在冷凝器中加以冷凝，然后再將冷凝液在第二級(jí)中進(jìn)行部分汽化，此時(shí)所得氣相組成為y2，且y2必大于y1(第一級(jí)氣相產(chǎn)品組成)，若部分汽化的次數(shù)越多，所得蒸氣的組成也越高，最后所得到幾乎純態(tài)的易揮發(fā)組分。同理，若將從各分離器中所得到的液相產(chǎn)品進(jìn)行多次的部分汽化和分離，那么這種級(jí)數(shù)越多，所得液相產(chǎn)品的組成越低，最后可得幾乎純態(tài)的難揮發(fā)組分。因此

2、，汽化和部分冷凝是使得混合液得以完全分離的必要條件。不同溫度且互不平衡的氣液兩相接觸時(shí)，必然會(huì)同時(shí)產(chǎn)生傳熱和傳質(zhì)的雙重作用，所以使上級(jí)液相回流與下一級(jí)氣相直接接觸，就可以省去中間加熱器和冷凝器，因此，回流和溶液的部分汽化而產(chǎn)生上升蒸氣是保證精餾過程連續(xù)操作的兩個(gè)必不可少的條件。總之，精餾是將由不同揮發(fā)度的組分所組成的混合液在精餾塔中同時(shí)多次地部分汽化和冷凝，使其分離成幾乎純態(tài)組分的過程。實(shí)現(xiàn)精餾操作的塔設(shè)備有板式塔和填料塔兩大類，本次設(shè)計(jì)內(nèi)容為板式塔中的浮閥塔。1流程的選擇乙醇水混合液經(jīng)預(yù)熱器加熱到指定溫度后，送入精餾塔的進(jìn)料板，在進(jìn)料板上與自塔上部釋放的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底

3、再沸器中。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程。操作時(shí)，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海糠忠后w汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中被全部冷凝，并將部分冷凝液用泵送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)冷卻器后被送出作為塔頂產(chǎn)品（餾出液）。2工藝計(jì)算2.1物料衡算：查文獻(xiàn)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，查文獻(xiàn)5得精餾段操作線方程：進(jìn)料熱狀況：查文獻(xiàn)1得乙醇與水的有關(guān)物性為：汽化熱：加料液的平均汽化熱：由文獻(xiàn)5查出組成的乙醇-水溶液泡點(diǎn)為85c，平均溫度查文獻(xiàn)1得：q線方程為：提留段操作

4、線方程為： 2.2塔板數(shù)確定由圖解法求得（包括再沸器），第16塊為進(jìn)料板位置圖2.1 常壓下乙醇-水溶液的x-y圖塔頂溫度由查文獻(xiàn)7得 塔底溫度由查文獻(xiàn)7得查文獻(xiàn)5得查文獻(xiàn)3得查文獻(xiàn)7得 根據(jù)公式 得因?yàn)樗敳捎萌?，所以查文獻(xiàn)7可知所以同理得：表 2.1每層塔板上的相對(duì)揮發(fā)度序號(hào)12345678相對(duì)揮發(fā)度1.0941.1071.1271.1461.1631.1891.2171.244序號(hào)910111213141516相對(duì)揮發(fā)度1.2821.3221.3651.4501.5721,.8472.6945.916序號(hào)171819相對(duì)揮發(fā)度9.59312.08612.940由奧康奈爾關(guān)聯(lián)式：求解實(shí)

5、際塔板數(shù) 精餾段塔板數(shù)提餾段塔板數(shù)2.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（1）操作壓力：塔頂操作壓力：每層塔板壓降：進(jìn)料板壓力：塔底操作壓力：精餾段平均壓力：提餾段平均壓力：（2）操作溫度：塔頂采用全凝器塔 頂 溫度：由 ，查得：進(jìn)料板溫度：由 ，查得： 由 ，查得：塔 底 溫度：由 ，查得：精餾段平均溫度：提餾段平均溫度：（3）平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算： 塔 頂：查文獻(xiàn)7得 進(jìn)料板上一塊：查得 精餾段平均摩爾質(zhì)量： 提餾段：查得 塔底：查得 提餾段平均摩爾質(zhì)量： （4）平均密度的計(jì)算： 汽相平均密度計(jì)算： 由理想氣體方程得： 精餾段氣相平均密度： 提餾段汽相平均密度： 液相平均密度計(jì)算： 塔頂

6、：由查文獻(xiàn)5得 查文獻(xiàn)3得 進(jìn)料板上一塊：查得，, 精餾段液相平均密度： 塔底由查得， 進(jìn)料板由查， 提餾段液相平均密度： 液相平均表面張力 由查文獻(xiàn)3得 查文獻(xiàn)5 進(jìn)料板上一塊板查得， 精餾段液相平均表面張力： 由查得， 由查得， 提餾段液相平均表面張力：2.4塔徑的計(jì)算（1）精餾段氣相體積流量液相體積流量取塔板間距，板上液層高度及 查文獻(xiàn)5史密斯關(guān)聯(lián)圖得取安全系數(shù)為0.8，則精餾段塔徑取塔徑 則塔空速則，在0.60.8的安全系數(shù)之間（2）提餾段氣相體積流量液相體積流量取塔板間距，板上液層高度及查文獻(xiàn)5史密斯關(guān)聯(lián)圖得取安全系數(shù)為0.7，則提餾段塔徑取塔徑 則塔空速則，在0.60.8的安全系數(shù)

7、之間查文獻(xiàn)5塔高的計(jì)算：2.5熱量衡算及冷凝器選擇 塔頂：由所以其質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.93 查文獻(xiàn)1可知： 由，得 塔頂冷凝器： 設(shè)，則水的平均溫度 查得20時(shí) 又 k預(yù)設(shè)為500w/（m2） 則 查文獻(xiàn)5可知： 選取列管換熱器 公稱直徑：600mm 管程數(shù)：1 管子總根數(shù)：245 管長(zhǎng)：6m 碳鋼管：252.5 實(shí)際面積s：113.5m2 符合3501160之間2.6塔底再沸器 查得， 選用絕壓的蒸汽，其沸點(diǎn)為120.2，氣化潛熱為2205 kj/kg 加熱蒸汽消耗量 k預(yù)設(shè)為3000 w/（m2） 則公稱壓強(qiáng)：2.5103kpa 公稱直徑：600mm 管程數(shù)：1 管子總根數(shù)：245 中心排管數(shù)：

8、17 碳鋼管：252.5 實(shí)際面積s：55.8m2符合要求3流體力學(xué)驗(yàn)算與負(fù)荷性能圖3.1溢流裝置 由文獻(xiàn)5可知：由于塔徑為1.2m，屬于直徑較大的塔，常采用弓形降液管，單溢流又稱直徑流，液體自受液盤流向溢流堰，廣泛用于直徑2.2m以下的塔中。對(duì)于800mm以上的大塔，目前多采用凹形受液盤，故用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。（1）堰長(zhǎng)lw查文獻(xiàn)1，取，（2）溢流堰高度hw假設(shè)采用平直堰，則查文獻(xiàn)5得一般情況下可取e值為1，所引起的誤差不大。 重新驗(yàn)算提餾段：氣相體積流量液相體積流量取塔板間距，板上液層高度及查文獻(xiàn)5史密斯關(guān)聯(lián)圖得取安全系數(shù)為0.7，則提餾段塔徑取塔徑 則塔空速則，在0.60

9、.8的安全系數(shù)之間（3）弓形降液管的寬度和截面積查文獻(xiàn)5得 則 降液管內(nèi)液體停留時(shí)間：精餾段：提餾段：故降液管尺寸可用（4）降液管底隙高度h0 精餾段：取降液管底隙處液體流速則對(duì)大塔取提餾段：取降液管底隙處液體流速則對(duì)大塔取3.2塔板布置及浮閥數(shù)目與排列查文獻(xiàn)1得f0在817之間（1）精餾段：取閥孔動(dòng)能因子，則（2）提餾段： 取閥孔動(dòng)能因子，則查文獻(xiàn)5，取邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔間距則精餾段考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此取。按，的等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)128個(gè)圖2.2塔板上浮閥的

10、排列布局按個(gè)重新核算孔速及閥動(dòng)能因數(shù)閥孔動(dòng)能因數(shù)f0變化不大，仍在817范圍內(nèi)提餾段 考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此取。按，的等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)128個(gè)按個(gè)重新核算孔速及閥動(dòng)能因數(shù)閥孔動(dòng)能因數(shù)f0變化不大，仍在817范圍內(nèi)3.3流體力學(xué)驗(yàn)算（1）氣體通過單層浮閥塔板的壓降將壓強(qiáng)降折合成塔內(nèi)液體的液柱高度表示，即 精餾段：1）干板阻力hc因?yàn)?，故按?jì)算，即2）板上充氣液層阻力hl液相為水時(shí)，3）液體表面張力所造成的阻力hp，此阻力很小，可忽略不計(jì)因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)母叨葹閯t，單板壓降提餾段：1）干板阻力hc因?yàn)椋?/p>

11、故按計(jì)算，即2）板上充氣液層阻力hl液相為水時(shí)，3）液體表面張力所造成的阻力hp，此阻力很小，可忽略不計(jì)因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)母叨葹閯t，單板壓降精餾段及提餾段單板壓降均小于0.7kpa，故符合壓強(qiáng)要求（2）液泛 為使液體能由上層塔板穩(wěn)定地流入下層塔板，降液管內(nèi)必須維持一定高度的液柱。 精餾段：1)單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?)液體通過降液管的壓強(qiáng)降，塔板上不設(shè)進(jìn)口堰3)板上液層高度則查文獻(xiàn)5得，對(duì)于一般物系，取0.30.4取又， 可見，符合防止液泛要求提餾段：1)單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?)液體通過降液管的壓強(qiáng)降，塔板上不設(shè)進(jìn)口堰3)板上液層高度則查文獻(xiàn)5得，對(duì)于

12、一般物系，取0.30.4取又， 可見，符合防止液泛要求（3）霧沫夾帶或板上液體流徑長(zhǎng)度：板上液流面積：乙醇和水為正常系統(tǒng)，查文獻(xiàn)5得精餾段：查文獻(xiàn)5得或提餾段：查圖得或精餾段和提餾段泛點(diǎn)率均在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求 3.4塔板負(fù)荷性能圖（1）霧沫夾帶線 精餾段：按泛點(diǎn)率為80%計(jì)算如下：即表3.1精餾段確定霧沫夾帶線的數(shù)據(jù)（m3/s）0.0020.007（m3/s）1.9971.852 提餾段：按泛點(diǎn)率為80%計(jì)算如下：表3.2提餾段確定霧沫夾帶線的數(shù)據(jù)（m3/s）0.0020.007（m3/s）2.3562.170根據(jù)表中數(shù)據(jù)可分別繪出精餾段和提餾段霧沫夾帶線（1）（2）

13、液泛線 由上式確定液泛線，忽略式中h 又精餾段：表3.3精餾段確定液泛線的數(shù)據(jù)（m3/s）0.0010.005（m3/s）2.52.25 提餾段： 表3.4提餾段確定液泛線的數(shù)據(jù)（m3/s）0.0010.005（m3/s）3.232.91（3）液相負(fù)荷上限線 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于35s 以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則求出上限液體流量ls值（常數(shù)），做出精餾段和提餾段液相負(fù)荷上限線（3） （4）漏液線對(duì)于f1型重閥，依計(jì)算，則，又知?jiǎng)t 以作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則 精餾段： 提餾段： 據(jù)此做出與液體流量無關(guān)的水平漏液線（4） （5）液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高

14、度作為液相負(fù)荷下限條件，依how的計(jì)算式36計(jì)算出ls的下限值，依此做出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線（5） 取，則 分別做出精餾段和提餾段塔板負(fù)荷性能圖（1）、（2）、（3）、（4）、（5）vs(m3/s) 圖3.1 精餾段塔板負(fù)荷性能圖vs(m3/s) 圖3.2提餾段塔板負(fù)荷性能圖 由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作點(diǎn)p、p（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制按照固定的液氣比，查出精餾段的塔板的氣相負(fù)荷上限及氣相負(fù)荷下限。 ；現(xiàn)將計(jì)算結(jié)果匯總列于下列附表3.1中表3.1浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目計(jì)算數(shù)

15、據(jù)備注精餾段提餾段塔徑d/m1.2板間距ht/m0.45塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速u/(m/s)1.521.67堰長(zhǎng)lw/mm794堰高h(yuǎn)w/m0.038板上液層高度hl/m0.0500.057降液管底隙高h(yuǎn)0/m0.04浮閥數(shù)n/個(gè)128等腰三角形叉排閥孔氣速u0/(m/s)11.2512.36浮閥動(dòng)能因子f013.6512.35臨界閥孔氣速uoc/(m/s)8.4910.51孔心距t/mm75同一橫排孔心距排間距t/mm0.065相鄰橫排中心距離單板壓降pp/pa699669液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間/s18.29.7降液管內(nèi)清液層高度hd/mm136.6132.7泛點(diǎn)率/%7

16、3.4268.19氣相負(fù)荷上限(vs)max/(m3/s)1.912.33氣相負(fù)荷下限(vs)min/(m3/s)0.630.76霧沫夾帶控制操作彈性3.033.05漏液控制4結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)4.1塔體壁厚其中p設(shè)計(jì)壓力=1.1pw（工作壓力），容器頂部的最高表壓力。 （1） 選材：鋼號(hào)q235a，鋼板標(biāo)準(zhǔn)gb912。查得在20150內(nèi)，鋼板的許用應(yīng)力為113mpa（2） 焊接接頭系數(shù)：采用雙面焊對(duì)接接頭或相當(dāng)于雙面焊的對(duì)接接頭，焊接接頭無損，其中（3） 壁厚的確定 查文獻(xiàn)6得， 查文獻(xiàn)1得，圓整后 （4）塔高的計(jì)算（包括再沸器） 查文獻(xiàn)1 進(jìn)料高度： 塔頂空間高度： 取1.2m 塔底空間高度： 塔底

17、有再沸器，故取 （5）人孔的選用 查文獻(xiàn)1 對(duì)于直徑大于或等于800mm的塔，采用每隔6塊塔板設(shè)一個(gè)人孔，取圓形人孔規(guī)格為，即為4806mm表4.1人孔dndwsdd1bbb1b24504806570535250141012dnh1h2螺栓，螺母螺栓總質(zhì)量數(shù)量直徑長(zhǎng)度kg4501609020m165044.3 則筒體的總高度 4.2塔盤結(jié)構(gòu) （1）由塔徑為1200mm查文獻(xiàn)2得堰長(zhǎng)為794mm，受液盤最大寬度為150mm，支承圓的內(nèi)半徑，支承圓弦長(zhǎng)為790mm，塔盤長(zhǎng)度，一層塔盤件數(shù)共計(jì)3（弓形板2塊，通道板1塊） （2）受液盤結(jié)構(gòu) 查文獻(xiàn)1可知： 選用凹形受液盤，受液盤深度。因?yàn)?，厚度?m

18、m。凹形受液盤上應(yīng)開一個(gè)直徑為10mm的淚孔。 （3）浮閥型式的選擇 查文獻(xiàn)1可知 采用f1型重閥，閥孔為39mm，閥徑為48mm （4）封頭的設(shè)計(jì) 查文獻(xiàn)1可知 采用橢圓形標(biāo)準(zhǔn)封頭，由公稱直徑，查得曲面高度 直邊高度封頭厚度 4.3接管的設(shè)計(jì) 查文獻(xiàn)1可知 （1）塔頂蒸氣出口管的直徑dv 操作壓力為常壓，故 取 考慮到生產(chǎn)中操作回流比的變動(dòng)，vs應(yīng)比設(shè)計(jì)值大些 查文獻(xiàn)1可得表4.2塔頂蒸氣出口管接管伸出長(zhǎng)度及補(bǔ)強(qiáng)圈尺寸接管公稱直徑接管接管伸出長(zhǎng)度補(bǔ)強(qiáng)圈dn外徑*厚度h外徑d內(nèi)徑d400426*11200680430（2）回流管管徑dr 塔頂冷凝器安裝在塔頂平臺(tái)上，回流液靠重力自流入塔，流速u

19、r取0.4m/s 表4.3回流管接管伸出長(zhǎng)度及補(bǔ)強(qiáng)圈尺寸接管公稱直徑接管接管伸出長(zhǎng)度補(bǔ)強(qiáng)圈dn外徑*厚度h外徑d內(nèi)徑d8089*615018093（3）進(jìn)料管管徑df 采用高位槽進(jìn)料入塔，則料液速度可取 表4.4進(jìn)料管接管伸出長(zhǎng)度及補(bǔ)強(qiáng)圈尺寸接管公稱直徑接管接管伸出長(zhǎng)度補(bǔ)強(qiáng)圈dn外徑*厚度h外徑d內(nèi)徑d8089*615018093（4）塔底出料管徑dw 一次通過式再沸器取 表4.5塔底出料管接管伸出長(zhǎng)度及補(bǔ)強(qiáng)圈尺寸接管公稱直徑接管接管伸出長(zhǎng)度補(bǔ)強(qiáng)圈dn外徑*厚度h外徑d內(nèi)徑d5057*3.5150/（5）塔底至再沸器的接管管徑dl 一次通過式再沸器，液相流量即為提餾段的液相負(fù)荷，ul取1.0 m/s 表4.6塔底至再沸器接管伸出長(zhǎng)度及補(bǔ)強(qiáng)圈尺寸 接管公稱直徑接管接管伸出長(zhǎng)度補(bǔ)強(qiáng)圈dn外徑*厚度h外徑d內(nèi)徑d8089*615018093（6）再沸器返塔取接管管徑db 其流量為提餾段氣相負(fù)荷取， 表4.7再沸器返塔接管伸出長(zhǎng)度及補(bǔ)強(qiáng)圈尺寸接管公稱直徑接管接管伸出長(zhǎng)度補(bǔ)強(qiáng)圈dn外徑*厚度h外徑d內(nèi)徑d400426*112006804304.4管法蘭選擇 管法蘭尺寸查文獻(xiàn)8 用hg20593 用板式平焊法蘭pl表4.8管法蘭的尺寸pn(kg/cm2）dn(mm）標(biāo)準(zhǔn)管子外徑a1法蘭外徑d螺栓孔中心直徑k塔頂出口管管徑1400hg20593426540495回流管管徑18