乙醇-水系统设计举例 挺详细(仅供参考)

目 录

1 概述………………………………………………………………………………………………3

1.1设计依据与原理………………………………………………………………………3 1.2技术来源………………………………………………………………………………3 1.3设计任务…………………………………………………………………………………3 2 塔的工艺计算…………………………………………………………………………………4

2.1最小回流比及操作回流比的确定………………………………………………………4 2.2塔顶产品产量、釜残液量的计算…………………………………………………………6 2.3理论塔板层数的确定………………………………………………………………………6 2.4实际塔板数N P 及全塔效率的估算………………………………………………………6 3 塔主要尺寸的设计计算………………………………………………………………………8

3.1精馏段与提馏段的体积流量……………………………………………………………8 3.2塔径………………………………………………………………………………………10

3.3塔板尺寸的确定…………………………………………………………………………11 3.4塔板结构…………………………………………………………………………………12

3.4.1堰高………………………………………………………………………………12 3.4.2降液管底隙高度h 0………………………………………………………………11 3.4.3进口堰高和受液盘……………………………………………………………13 3.4.4浮阀数目及排列………………………………………………………………13 4 流体力学验算及操作性能负荷图……………………………………………………………15

h

4.1气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) p ……………………………………………15

4.1.1干板阻力h c ………………………………………………………………………15 4.1.2由表面张力引起的阻力h 1………………………………………………………15 4.1.3板上充气液层阻力h ……………………………………………………………15 4.2漏液验算…………………………………………………………………………………15 4.3液泛验算…………………………………………………………………………………16 4.4雾沫夹带验算……………………………………………………………………………16 4.5操作性能负荷图…………………………………………………………………………17

4.5.1雾沫夹带上限线…………………………………………………………………17

4.5.24.5.34.5.44.5.54.5.6

液泛线……………………………………………………………………………17 液体负荷上限线…………………………………………………………………17 漏液线……………………………………………………………………………18 液相负荷下限线…………………………………………………………………18 操作性能负荷图…………………………………………………………………18

5 辅助设备的计算及选型……………………………………………………………………19 5.1进料管……………………………………………………………………………………19 5.2釜残液出料管……………………………………………………………………………19

5.3回流液管…………………………………………………………………………………19 5.4塔顶上升蒸汽管…………………………………………………………………………20 5.5水蒸汽进口管……………………………………………………………………………20 浮阀塔工艺设计计算结果………………………………………………………………21 参考文献…………………………………………………………………………………………22 致谢………………………………………………………………………………………………23 符号说明…………………………………………………………………………………………24 浮阀塔工艺条件图……………………………………………………………………………27 浮阀塔工艺流程图……………………………………………………………………………28 教师评语…………………………………………………………………………………………29

1 概述

乙醇~水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。

长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇~水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇`水体系的精馏设备是非常重要的。

塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。

1.1 设计依据与原理

本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。乙醇~水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，可以降低塔的操作费用，故操作压力选为常压其中塔顶压力为1.01325 105Pa . 虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易. 由于乙醇~水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，设备费用和操作费用都可以降低。精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。因此我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。

1.2 技术来源

目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。 1.3 设计任务

1、生产能力：年处理量5400吨乙醇～水混合液。 2、年工作日：325天（24小时） 3、原料及产品规格：原料液温度：45℃，料液含乙醇35%；产品乙醇含量92%；残液中乙醇含量0. 5%

4、设备型式：浮阀塔 5、塔顶压力：常压

6、进料热状况：泡点进料 7、回流比：R=1.5Rmin

2 塔的工艺计算

2.1最小回流比及操作回流比的确定 1. 换算

由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。F ：原料液流量（kmol/s） x F ：原料组成（摩尔分数，下同）

D ：塔顶产品流量（kmol/s） xD ：塔顶组成 W ：塔底残液流量（kmol/s） x W ：塔底组成 原料乙醇组成：x f =塔顶组成：xd =

35/46

=17.4%

35/46+65/18

92/46

=81.82%

92/46+8/18

0. 5/46

塔底组成：x w ==0. 916%

0. 5/46+99. 5/18

乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系

2. 各段温度计算

利用表中数据由拉格朗日插值可求得t F 、t D 、t W

t F ：t D ：

t F -84. 1 t F = 83.94℃ 82. 7-84. 1=

23. 37-16. 6117. 4-16. 61

t D -78. 41 t = 78.28℃ 78. 15-18. 41D =

89. 43-74. 7281. 82-74. 74

t W ：100-95. 5

0-1. 9

=

t w -100 t = 99.54℃ W 0. 196-0

精馏段平均温度：t 1=t F +t D =823. 94+78. 28=81. 11℃

2

2

提馏段平均温度： t 2=t F +t W =83. 94+99. 54=91. 74℃

2

2

3. 各组分的计算 精馏段：t 1=81.11℃ 液相组成x 1：

81. 5-80, 78. 11-80. 7

=

32. 73-39. 65x 1-39. 65

, x 1 = 36.10%

气相组成y 1：81. 5-80. 7=81. 11-80. 7 , y 1 = 60.22%

59. 26-61. 22

y 1-61. 22

所以 M L1=46×0.3610+18×（1-0.3610）=28.108Kg/Kmol

M V1=46×0.6022+18×（1-0.6022）=34.8616Kg/Kmol

提馏段:t 2=91.74℃ 液相组成x 2：

89. 0-95. 591. 74-89. 0

, x 2 = 4.97% =

7. 21-1. 9x 2-7. 2195. 5-89. 091. 74-89. 0

, y 2 = 29.67% =

17. 00-38. 91y 2-38. 91

气相组成y 2：

所以 M L2=46×0.0497+18×（1-0.0497）=19.3916Kg/Kmol

M V2=46×0.2967+18×（1-0.2967）=26.3076Kg/Kmol

4. 相对挥发度

精馏段挥发度：由x A =0.3610，y A =0.6022得，x B =0.6390, yB =0.3978 所以 α= y A x B =0. 6022⨯0.3690=2.68

x A y B

0.3978⨯0.3610

提馏段挥发度：由x 'A =0.0497，y 'A =0.2967得x 'B =0.9503，y 'B =0.7033 同理可得：α'=8.07；

则塔顶塔底的挥发度相差很大时，不可取开平方，因此取精馏段的作为挥发度，即α=2.68 5. 回流比的计算 y F =

αx f 2. 68⨯0. 174==0.. 3608

1+(α-1) x F 1+(2. 68-1) ⨯0. 174

根据x -y 图得： Rmin=R=1.5×2.4486=3.673

x d -y f y f -x f

=

0. 8182-0. 3608

=2. 4486取R=1.5Rmin

0. 3608-0. 174

2.2 塔顶产品产量、釜残液量的计算

以年工作日为325天，每天开车24小时计，进料量为：

3

54000⨯10⨯[0. 35/46+(1-0. 35) /18]F==0. 08408km ol /s

325⨯24⨯3600

由全塔的物料衡算方程可写出： F=D+W和F xF = D xD + W xW

得到:D=0.01772kmol/s，W=0.06636kmol/s 2.3理论塔板层数的确定

理论板：指离开这种板的气液两相互成平衡，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逐板计算法。根据1.01325×105Pa 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，即q = 1，由于X F = 0.174， Y F = 0.3608，Rmin=2.4486，操作回流比R=1.5 Rmin=1.5⨯2. 4486=3. 673 已知：精馏段操作线方程： y n +1=提馏段操作线方程：y m +1=

Rx n x

+D =0. 786x n +0. 175 R +1R +1

f +R f -1

x m -x w =1. 8x m -0. 00157 R +1R +1

f =

F 0. 08408

==4. 47 D 0. 01772

由逐板计算法可以知道，在第五块塔时，x 5〈x f 则进料塔板在从上向下算第五块板。 有爱迪友斯关联式y=0.75(1-x0.567) y=

N -N m R -R m x (1-x w )

,x=, N m =d ]/ln α N +1R +1x w (1-x d )

根据以上公式，可以得到理论塔板数为13. 2.4实际塔板数N P 及全塔效率的估算

板效率可用奥康奈尔公式计算。

α—— 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度

μL —— 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa·s 1. 混合物的粘度

t 1=81.11℃，查表得： u 水=0.353mpa ⋅s , u 醇=0.441mpa ⋅s

'=0. 312mPa ⋅s , μ醇'=0. 390mPa ⋅s

t 2=91.20℃，查表得：μ水精馏提馏段粘度：

=0. 441⨯0. 360+0. 353⨯(1-0. 361) =0. 385mPa ⋅s

0. 390⨯0. 0497+0. 312⨯(1-0. 0497) =0. 316mPa ⋅s

2. 精馏段实际塔板数

已知：α=2. 68, μL 1=0. 385mPa ⋅s ， 所以：E T =0. 49(2. 68⨯0. 385) -0. 245=0. 482

N p 精=

N T 5

==10. 3，故11块 E T 0. 482

3. 提馏段实际塔板数及全塔效率

已知：α'=8. 07, μL 2=0. 316mPa ⋅s ，

'=0. 49(8. 07⨯0. 316) -0. 245=0. 390, , N p 提=所以:E T

N '8-1T

==17. 9，故N p 提=18块 E '0. 389T

全塔所需实际塔板数：N P =N P 精+N P 精=11+18=29块

''=全塔效率:E T

N T 13-1

=⨯100%=41.4% N P 29

3 塔主要尺寸的设计计算

3.1精馏段与提馏段的体积流量

1. 密度计算

已知：混合液密度：

混合气密度：

不同温度下乙醇和水的密度

求得在与

下的乙醇和水的密度

t 1=81.11℃，

85-8081. 11-80

, ρ乙=733.86 kg/m3 =

730-735ρ乙-735

85-8080.37-80

=，ρ水=971.09kg/ m3

968. 6-971. 8ρ水-971.8

同理：t 2=91.74℃，ρ'乙=722.61kg/ m3，ρ'水=964.10kg/ m3

在精馏段：液相密度

1

：

ρL1

=

0. 3610⨯46/[0. 3610⨯46+(1-0. 3610) ⨯18]1-0.5908

+ ，ρ971.09733. 89

L1

=815.39kg/m3

气相密度：ρ

v1=

34. 8616⨯273. 15

=1. 20 kg/ m3

22. 4⨯237. 15+81. 11同理，在提馏段：液相密度

=878.09kg/m3

气相密度：ρv2=0.8792kg/ m3

2. 气液相体积流量计算

精馏段：

L =RD =3. 673⨯0. 01772=0. 0651kmol /s V =(R +1) D =4. 673⨯0. 01772=0. 0828kmol /s

已知：M L 1=28. 108kg /mol ，M V 1=34. 8016kg /mol

ρL 1=815. 39kg /m 3, ρV 1=1. 20kg /m 3

则有质量流量：L 1=M L 1L =28. 108⨯0. 0651=0. 1. 827kg /s

V 1=M V 1V =34. 8016⨯0. 0828=0. 2. 882kg /s

L 1

V 1. 8272. 882

=2. 24⨯10-3m 3/s ，V S 1=1==2. 402m 3/s

815. 39ρV 11. 2

体积流量： L S 1=

ρL 1

=

提馏段：因本设计为饱和液体进料，所以L '=L +qF =0. 065+1⨯0. 0. 08408=0. 1492kmol /s

V '=V +(q -1) F =0. 0828kmol /s

已知： M L 2=19. 3916kg /mol , M V 2=26. 3076kg /mol

ρL 2=878. 09kg /m 3, ρV 2=0. 8792kg /m 3

则有质量流量：

L 2=M L 2L '=19.. 3916⨯0. 1492=2. 893kg /s , V 2=M V 2V '=26.. 3076⨯0. 0828=2. 178kg /s 体积流量： L S 2=

L 2

ρL 2

=

V 2. 8932. 178

=3. 29⨯10-3m 3/s , V S 2=2==2. 477m 3/s

878. 09ρV 20. 8792

3.2 塔径的计算

由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。有以上的计算结果可以知道：

汽塔的平均蒸汽流量：

V s =

V s 1+V s 22. 477+2. 402

==2. 4385m 3/s 22

汽塔的平均液相流量：

L s =

L S 1+L S 20. 00224+0. 00329

==0. 002765m 3/s 22

汽塔的汽相平均密度： ρV =

ρV 1+ρV 2

2

=

1. 2+0. 8792

=1. 039kg 6/m 3 2

汽塔的液相平均密度： ρL =

ρL 1+ρL 2

2

=

815. 39+878. 09

=846. 74kg /m 3

2

塔径可以由下面的公式给出：

D =

由于适宜的空塔气速u =(0.6~0.8) u max ，因此，需先计算出最大允许气速u

max 。

u max =取塔板间距H T =0.4m ，板上液层高度h 1=60mm =0.06m ，那么分离空间： H T -h 61=0. 4-0. 0=

340. m

功能参数： (

L S ρL 0. 002765846. 74) ==0. 03236 V S ρV 2. 43851. 0396

从史密斯关联图查得：C 20=0.073，由于C =C 20(

83. 94+78. 28+99. 54

=87. 3

3

0. 174+0. 8182+0. 00196

=0. 331，

3

σ

20

) 0.2，需先求平均表面张力：

全塔平均温度，

平均塔温下乙醇~水溶液的表面张力可以由下面的式子计算：

σ2T mc -T 21.2609-(273+86.5) 1.2

]⨯26=19.95dyn /cm =() ，σ2=[

609-(273+25) σ1T mc -T 1

19.90.2

) =0.073 所以：C =0.073(20

u max =C

ρL -ρV 846. 74-1. 0396

=0. 073⨯=2. 08m /s ρV 1. 0396

u =0.7⨯2.11=1.476m /s u =0. 7⨯2. 08=1. 456m /s

D =

4⨯2. 4385

=1. 46m

π⨯1. 456

根据塔径系列尺寸圆整为D=1460mm 此时，精馏段的上升蒸汽速度为：u J =

4V S T

4V SJ 4⨯2. 402

==1. 435m /s 22

πD π⨯1. 46

提馏段的上升蒸汽速度为：u T =

πD 2

=1. 480m /s

3.3 塔高的计算

塔的高度可以由下式计算：

Z =H ) H +S T H +F H + W H P +(N -2-S T

已知实际塔板数为N=29块，板间距H T =0.4m 由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔6块板设一个人孔，则人孔的数目S 为:

S =

29

-1=4个 6

取人孔两板之间的间距H T =0. 8m ，则塔顶空间H D =1.2m ，塔底空间H W =2.5m ，进料板

空间高度H F =0.5m ，那么，全塔高度：

Z =1. 2+(29-2-4) ⨯0. 8+4⨯0. 8+0. 5+2. 5=25. 8m

3.4 塔板尺寸的确定

由于塔径大于800mm ，所以采用单溢流型分块式塔板。 取无效边缘区宽度W C =40mm ，破沫区宽度W S =70mm ， 查得l W =705mm

弓形溢流管宽度W d =146mm 弓形降液管面积A f =0.0706m 2

A f A T

=0. 070/61. 673=0. 042 2

R=D/2-WC =0.73-0.04=0.69m

x=D/2-Wd -Ws=0.73-0.146-0.07=0.514 验算：

液体在精馏段降液管内的停留时间 τJ =

A f H f L SJ

=

0. 0706⨯0. 8

=23. 5s >5s

0. 00224

液体在精馏段降液管内的停留时间

τJ =

A f H f l ST

=

0. 0706⨯0. 8

=17. 17s >5s

0. 00329

3.4.1 堰高

采用平直堰，堰高h w =h 1-h ow

取h 1=60mm , h ow =10mm ，则h w =60-10=50mm 3.4.2 降液管底隙高度h 0

若取精馏段取h 0=15mm ，提馏段取为25mm ，那么液体通过降液管底隙时的流速为

精馏段：

u '

10=

L S L h =0. 00224

7⨯0. 015

=0. 213m 3/s W 00. 提馏段：

u '

20. 00390=

L S l =2

=0. 22m 4/s w h 00. 7⨯0. 025

u '

的一般经验数值为0.07~0.25m /s 3.4.3 进口堰高和受液盘

本设计不设置进口堰高和受液盘 3.4.4 浮阀数目及排列

采用F 1型重阀，重量为33g ，孔径为39mm 。 1 浮阀数目

浮阀数目N =

4V S πD 2u 气体通过阀孔时的速度u 0

=0取动能因数F =11，那么u 110=

. 0396

=10. 79m /s ，因此

N =

2. 4385⨯4

π⨯0. 0392

⨯10. 79

=189 2 排列

由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一横排的阀孔中心距，么相邻两排间的阀孔中心距t '

计为：

t '

A a

计=

N t

t '

计=82mm 那

A a =2[π

180︒

R 2sin -1

x ]R

=2[0.284 =0.487m 2t ' =

1. 28

=82. 5mm

189⨯0. 082

π

180︒

⨯0.462sin -1

0.284

] 0.46

取t ' =83mm 时画出的阀孔数目只有60个，不能满足要求，取t ' =65mm 画出阀孔的排布图如图所示，其中t =82mm , t ' =72mm 图中，通道板上可排阀孔91个，弓形板可排阀孔50个，所以总阀孔数目为N =98+50⨯2=189个 3.4.5 校核

气体通过阀孔时的实际速度： u 0=

4V S

πd 02N

=

4⨯2. 4385

=10. 80m /s 2

3. 14⨯189⨯0. 039

实际动能因数： F 0=10. 8⨯. 0396=11. 01(在9~12之间) 开孔率：

πd 0N 3. 14⨯0. 0392⨯189阀孔面积

⨯100%===13. 5%

塔截面积4A T 4⨯1. 673

开孔率在10%~14%之间，满足要求。

2

4 流体力学验算及操作性能负荷图

4.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) h p

气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) h p =h c +h 1+h σ

4.1.1 干板阻力h c

浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为u oc ：

u 0c =1. 73. 1

=10. 28m /s

1. 0396

因为u 0c

ρv u 021. 0396⨯10. 82

所以h c =5. 34=5. 34⨯=0. 039m

2ρL g 2⨯846. 74⨯9. 81

4.1.2 板上充气液层阻力h 1

取板上液层充气程度因数ε=0.5，那么：

h 1=εh L =0.5⨯0.06=0.03m

4.1.3 由表面张力引起的阻力h σ

由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略，所以：

h F =0. 039+0. 03=0. 069m 4.2 漏液验算

动能因数F 0=5，相应的气相最小负荷V S min 为：

V S min =

π

4

d 02Nu 0min

其中u F

0min =ρ=

5V

. 0396

=4. 9m /s

所以V S min =

π

4

⨯0. 0392⨯189⨯4. 9=1. 10m 3/s

可见不会产生过量漏液。 4.3 液泛验算

溢流管内的清液层高度H d =h p +h d +h L +h σ 其中， h F =0. 069m , h L =0. 06m 所以， Hd =0. 069⨯2=0. 138m

为防止液泛，通常H d ≤φ(H T +h w ) ，取校正系数φ=0.5φ(H T +h w =)

0⨯. 5+(0=. 40m . 0

可见，H d

泛点率

F b

查得物性系数K =1.0，泛点负荷系数C F =0.097

Z L =D -2W d =1-2⨯0. 146=0. 708m

A b =A t -2A f =1. 673-2⨯0. 0706=1. 5318m 2 所以，

2. 4385⨯

1. 0396

+1. 36泛点率=

846. 74-1. 0396

⨯0. 708⨯0. 002765

1⨯0. 097⨯1. 5318

=63. 45%

可见，雾沫夹带在允许的范围之内

则有：

，

4.5 操作性能负荷图 4.5.1 雾沫夹带上限线

取泛点率为80%代入泛点率计算式，有：

V S

0. 8=

ρV ρL -ρV

+1. 36L S Z L

=

V S

KC F A b

1. 0396

+1. 36⨯0. 708L S

846. 74-1. 0396

0. 097⨯1. 5318

整理可得雾沫夹带上限方程为：

V S =3. 4-27. 5L S

4.5.2 液泛线

2/3

液泛线方程为aV S 2=b -cL 2-dL S S

其中，a =1.91⨯105

ρV ρL N 2

=1.91⨯105⨯

1.0335

=0.0309

863⨯86

a ==1. 91⨯105

ρV ρL N

2

=1. 91⨯105⨯

1. 0396846. 74⨯189

2

=0. 0065

b =ΦH T +(Φ-1-ε0) =0.5⨯0.4+(0.5-1-0.5) ⨯0.05=0.15

c =

0.1530.153

==192.4 2222

l w h 00.705⨯0.015

1

2/3

l w

d =(1+ε0) E (0.667)

=(1+0.5) ⨯1.02⨯0.667⨯

2

2

1

=3.553 0.7052

23

代入上式化简后可得： V S =23-29. 6L S -538. 3L S 4.5.3 液体负荷上限线

取θ=5s ，那么

L S max =

A f H T 5

=

0.0706⨯0.4

=0.00565m 3/s 5

4.5.4 漏液线

取动能因数F 0=5，以限定气体的最小负荷：

V S min =

π

4

2d 0N

=0.523m 3/s

4.5.5 液相负荷下限线

L 2.84

⨯1.02⨯[S min ]2/3=0.006 1000l w

取h ow =0.006m 代入h ow 的计算式：

整理可得：L S min =2.1m 3/h =0.000584m 3/s 4.5.6 操作性能负荷图

由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。

根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P (0.00146，1.103) 在正常的操作范围内。连接OP 作出操作线，由图可知，该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏液所控制。由图可读得：

(V S ) max =1.65m 3/s ,(V S ) min =0.57m 3/s 所以，塔的操作弹性为1.65/0.57=2.89

5 辅助设备的计算及选型 5.1 进料管

进料体积流量

V Sf =

FM f

ρf

=

0. 08408⨯22. 3

=0. 00206m 3/s

911. 3

取适宜的输送速度u f =2.0m /s ，故

d f =

4V s f

πu

=

4⨯0. 00206

=0. 0362m

2⨯3. 14

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：φ45⨯3mm 实际管内流速： u f =5.2 釜残液出料管

釜残液的体积流量：

4⨯0. 00206

=1. 73m /s

3. 14⨯0. 0392

V SW =

WM W

ρW

=

0. 06636⨯18. 1

=0. 0013m 3/s

958. 4

取适宜的输送速度u W =1.5m /s ，则 d 计=

4⨯0. 0013

=0. 03m 3

1. 5⨯3. 14

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：φ45⨯3mm 实际管内流速： u W =5.3 回流液管

回流液体积流量 V SL =

4⨯0. 0013

=1. 1m /s

3. 14⨯0. 0392

LM L

ρL

=

0. 0651⨯28. 108

=0. 0022m 3/s

815. 39

利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度u L =0.5m /s ，那么

d =

4⨯0. 0022

=0. 714m

0. 5⨯3. 14

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格： Φ58⨯4. 5mm 实际管内流速： u w =5.4 塔顶上升蒸汽管

塔顶上升蒸汽的体积流量： V SV =

(1+1) ⨯65.85⨯39.81

=3750m 3/h =1.042m 3/s

1.398

4⨯0. 0022

=1. 8m /s

3. 14⨯0. 0392

取适宜速度u V =2.0m /s ，那么

d 计=

=0.258m 经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：φ273⨯5mm 实际管内流速：u SV =5.5 水蒸汽进口管

通入塔的水蒸气体积流量： V SO =

131.7⨯18

=3971m 3/h =1.103m 3/s

0.597

4⨯1.042

=19.2m /s

π⨯0.2632

取适宜速度u 0=2.5m /s ，那么

d 计=

=0.237m 经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：φ245⨯5mm 实际管内流速：u 0=

4⨯1.103

=25.43m /s

π⨯0.2352

浮阀塔工艺设计计算结果

参考文献

[1]华东理工大学化工原理教研室编，化工过程设备及设计。 广州：华南理工大学出版社. 1996.02 [2]天津大学化工原理教研室编。 化工原理。天津：天津大学出版社. 1999.04 [3]《化学工程手册 第一篇 化工基础数据》化学工业出版社（1980） [4]《塔的工艺计算》 石油工业出版社（1977）

[5]《化工原理上、下册》朱家骅、叶世超等，科学出版社（2002） [6]《 化工原理课程设计》贾绍义等，天津大学出版社（2003）

致 谢

作者：年 月

日

符号说明

符 号

意 义 开孔区面积 弓形降液管截面积

塔截面积

计算u max 时的负荷系数

比热容 筛孔的孔径 塔顶产品流量

塔径 全塔效率 原料液处理量 阀孔动能因数 重力加速度

与干板压强降相当的液柱高度 与板上液层阻力相当的液柱高度

板上清液层高度 降液管底隙高度 堰上液层高度

与单板压强降相当的液柱高度

单 位

A a

m 2 m 2 m 2

量纲为1

A f A T

C

C P

kJ/(kg⋅K)

d 0

D D

mm

kmol/h

m

E T

F

kmol/h

F 0

g

kg 2/s ⋅m 2

m/s2 m 液柱

()

h c h l h L

m 液柱

m

h 0 h OW h P

m m

m 液柱

h W h H d H T

K

溢流堰高度

与克服表面张力的压强降相当的液柱高度

降液管内液层高度

塔板间距 稳定系数 溢流堰长度 塔内下降的液体流量 塔内液体流量 塔内液体流量 实际塔板数 理论塔板数 单板压降 操作压强 进料热状况参数

汽化热 回流比 温度 孔心距 排间距 空塔气速

m

m 液柱

m m

量纲为1

l W

L

m

kmol /h

L h L s

N

m 3/h m 3/s

块 块

N T Δp P

P

kPa

kPa

q

r

R

kJ /kg

℃

t t

t '

m m

m /s

u

u 0 u' 0

V

阀孔气速 降液管底隙处液体流速 上升蒸气的流量 塔内气体流量 塔底产品流量 安定区宽度 弓形降液管宽度 边缘区宽度

液相中易挥发组分的摩尔分数 气相中易挥发组分的摩尔分数

塔的有效高度 充气系数 塔板厚度 系数

液体在降液管内的停留时间

黏度 液相密度 气相密度 液体表面张力

m /s m /s

kmol/h

V s

W

m 3/s kmol/h

W c W d W s

m m m

x

y Z

m

量纲为1

ε0

δ

mm

量纲为1

φ θ μ

s

mPa ⋅s

ρL

kg/m3 kg/m3

mN/m

ρV

σ

下标：D ---塔顶 F ---进料 L ---液相 m ---平均

max ---最大 min ---最小 V ---气相 W ---塔底

浮阀塔工艺条件图

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学院化工原理课程设计

浮阀塔工艺流程图

28

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学院化工原理课程设计

教 师 评 语