浮阀塔塔板工艺尺寸计算
浮阀塔塔板尺寸
塔板工艺尺寸计算(1)塔径欲求塔径应先求出空塔气速u，而u=(安全系数)×u maxu max=C√ρL−ρVρV式中C可由史密斯关联图查出，其横坐标的数值为L h V h (ρLρV)0.5=0.010×36002.65×3600(611.923.35)0.5=0.051取板间距H T=0.45m，取取板上液层高度h L=0.05m，则H T-h L=0.5-0.05=0.45m查得C20=0.1C=C20(σL20)0.2=0.1×(13.6320)0.2=0.093u max= C√ρL−ρVρV =0.093√611.92−3.353.35=1.25m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7u max=0.88 m/s塔径D=√4V sπu =√4×2.653.14×0.88=1.96m按标准塔径圆整为D=2m，则塔截面积 A T=π4D2=3.14m2实际空塔气速 u=2.65/3.14=0.84m/s(2)溢流装置选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。
①堰长l W：取堰长l W=0.66D，即l W=0.66×2=1.32m②出口堰高h W：h W=h L-h OW采用平直堰，近似取E=1，堰上液层高度h OW=2.841000E(L hl W)23⁄=2.841000×1×(0.0095×36001.32)23⁄=0.025mh W=h L-h OW=0.05-0.025=0.025m③弓形降液管宽度W d和面积A f，由图弓形降液管的宽度与面积查得：A f A T =0.072，W dD=0.124A f= 0.072A T=0.072×3.14=0.23m2 W d=0.124D=0.124×2=0.25m液体在降液管中停留时间，即θ=3600H T A fL h =H T A fL s=0.23×0.50.0095=12.11s﹥5s，故降液管尺寸可用。
浮阀塔设计
化工原理课程设计Ⅱ——浮阀塔的选型设计专业班级:姓名：学号：指导教师：成绩：目录前言--------------------------------------------------------1设计任务书------------------------------------------------2 设计计算及验算------------------------------------------3 塔板工艺尺寸计算---------------------------------------------3 塔的流体力学验算---------------------------------------------7 塔板负荷性能图------------------------------------------------9 分析与讨论-----------------------------------------------13 结果列表--------------------------------------------------14化工原理课程设计任务书拟建一浮阀塔用以分离甲醇—水混合物，决定采用F1型浮阀（重阀），是根据以下条件做出浮阀塔的设计计算。
已知条件：要求：1.进行塔的工艺计算和验算2.绘制负荷性能图3.绘制塔板的结构图4.将结果列成汇总表5.分析并讨论前言浮阀塔结构简单，有两种结构型式，即条状浮阀和盘式浮阀，它们的操作和性能基本是一致的，只是结构上有区别，其中以盘式浮阀应用最为普遍。
盘式浮阀塔板结构，是在带降液装置的塔板上开有许多升气孔，每个孔的上方装有可浮动的盘式阀片。
为了控制阀片的浮动范围，在阀片的上方有一个十字型或依靠阀片的三条支腿。
前者称十字架型，后者称V型。
目前因V型结构简单，因而被广泛使用，当上升蒸汽量变化时，阀片随之升降，使阀片的开度不同，所以塔的工作弹性较大。
浮阀(F1)塔的设计计算
浮阀（F1）塔的设计计算板式塔设计中，一般按防止出现过量雾沫夹带液泛的原则，首先确定液泛气速，然后根据它选取一适宜的设计气速来计算所需的塔径。
关于液泛气速这一极限值，理论上由悬浮于气流中的液滴的受力平衡关系导出如下：()246223fv pV L pu dg d ρπξρρπ=-式中：f u --液泛气速，m/s ；p d --液滴直径，m ；l v ρρ、 --气、液相密度，kg/m 3ξ---阻力系数 得： vv l p f g d u ρξρρ.3)(4-=但实际上，气液两相在塔板接触所形成的液滴直径、阻力系数均为未知，所以又将这些难以确定的变量和常数合并，使上式变为：VVL f cu ρρρ-= m/s 对于筛板塔、浮阀塔、及泡罩塔，式中的C 值可从Smith 图查得。
此图是按液体表面张力20=σN/m 时的经验数据绘出的，若塔内液体表面张力为其他数值时，应在图上查出的C 值后，按下式进行校正：2.020)20(σσ=C C C 20---表面张力为20mN/m 时的C 值，从Smith 图查得；σC --表面张力为σ时的C 值； σ --物系的表面张力，mN/m 。
求出U f 后，按u=(0.6～0.8)U f 确定设计的空塔气速。
按下式求出塔径：uV D Sπ4=Vs —设计条件下的气相流量；D---塔径u---空塔气速，m/s 。
浮阀塔的设计、计算是在半个多世纪大量的实验、工业化应用总结的基础上形成的标准化设计。
1、对于浮阀塔，根据四十多种物系在不同操作条件下的工业实验结果，得出阀孔动能因子F 0与操作状况的关系如下：阀孔动能因子：G o O u F ρ=F 0—阀孔动能因子，Pa 0.5 U 0---阀孔气速，m/sv ρ--气相密度，kg/m 3F 0反映密度为v ρ的气体以U 0速度通过阀孔时动能的大小。
综合考虑了F 0对塔效率、阻力降和生产能力的影响，根据经验可取F 0=8～12，即阀孔刚全开时作为设计点。
浮阀式精馏塔的设计
化工原理课程设计––––浮阀式精馏塔的设计学校：班级：姓名：学号：指导教师：时间：课程设计任务书一、设计题目：分离苯—甲苯混合液的浮阀式精馏塔二、设计的原始数据及分离要求1、原料的规格及分离要求：（1）、生产能力：年处理苯—甲苯混合液6.0万吨（2）、年开工率：8000小时（3）、原料组成：苯含量45%（质量分率）（4）、进料热状况:饱和液体（5）、分离要求：塔顶苯含量不低于95%（质量分率）塔底苯含量不高于5%（质量分率）2、生产条件：（1）操作条件：常压（2）操作温度：原料和产品均为常温（25℃）（3）塔顶冷凝器：用循环水冷却（进口温度28℃）（4）塔底在沸器：用饱和水蒸气加热（5）回流比：取最小回流比的1.4倍三、设计要求：1、编制设计说明书（1）流程的确定及说明（2）精馏塔的设计计算（3）浮阀塔盘结构设计和计算（4）对设计结果讨论（5）参考文献2、绘制精馏系统工艺流程图四、指导教师：李英杰五、设计时间：2011年12月目录前言---------------------------------------------------------------------------------4 1.精馏塔的物料衡算----------------------------------------------------------------5 1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率---------------------------------------5 1.2．原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量--------------------------------51.3．物料衡算-------------------------------------------------------------------52.塔板数的确定---------------------------------------------------------------------5 2.1．理论板层数NT的求取-----------------------------------------------------5 2.2最小回流比及操作回流比----------------------------------------------------5 2.3精馏塔的气、液相负荷-------------------------------------------------------6 2.4操作线方程-------------------------------------------------------------------62.5塔的有效高度-----------------------------------------------------------------63.精馏塔的塔体工艺尺寸计算------------------------------------------------------73.1精流段塔体工艺尺寸计算---------------------------------------------------73.2塔经的计算------------------------------------------------------------------73.3 溢流装置-----------------------------------------------------------------------------------84.塔板负荷性计算--------------------------------------------------------------------------------114.1. 雾沫夹带线----------------------------------------------------------------------------114.2漏液线------------------------------------------------------------------------------------124.3液相负荷上限线-------------------------------------------------------------------------124.4液相负荷下限线-------------------------------------------------------------------------12 参考目录----------------------------------------------------------------------------14前言在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门，塔设备是一种重要的单元操作设备。
分离苯—苯乙烯混合液的浮阀塔工艺设计
化工原理课程设计分离苯—苯乙烯混合液的浮阀塔工艺设计课程设计任务书苯－苯乙烯混合液的常压连续蒸馏塔设计一、工艺要求：日处理原料量80吨，一天按20小时工作时计算。
原料液中轻组分含量41%，要求塔顶馏出液中轻组分含量不低于96%，釜液中重组分含量不低于96%（以上均为质量含量）。
二、设计条件1、操作压力：常压2、进料热状况自选3、回流比自选三、塔板类型：浮阀塔设计任务1、精馏塔的物料衡算2、塔板数的确定3、精馏塔的工艺条件及有关数据的计算4、精馏塔的塔体工艺尺寸计算5、塔板主要工艺尺寸的计算6、塔板的流体力学验算7、塔板负荷性能图8、精馏塔接管尺寸计算9、绘制工艺流程图10、对设计过程的评述和有关问题的讨论目录第一部分概述1.1设计目标 (4)1.2设计任务 (4)1.3设计条件 (5)1.4设计内容 (5)1.5工艺流程图 (5)第二部分工艺设计计算一、设计方案的确定 (7)二、精馏塔的物料衡算 (7)2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (7)2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和质量分数 (7)2.3物料衡算原料处理量 (7)三、塔板数的确定 (8)N的求取 (9)3.1理论板层数T3.2相对挥发度 (9)3.3进料状态参数 (9)3.4最小回流比 (9)四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (11)4.1操作压强计算 (11)4.2操作温度计算 (12)4.3平均摩尔质量计算 (12)4.4平均密度计算 (13)4.5液相平均表面张力计算 (14)五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (15)5.1精馏段塔径的计算....................................... - 14 -5.2精馏塔的有效高度的计算 (17)六、塔板主要工艺尺寸的计算 (17)6.1溢流装置计算 (17)6.2塔板布置 (21)6.3筛孔数n与开孔率 (23)七、筛板的流体力学验算 (24)7.1气体通过干板压降....................................... - 23 -e的验算 (26)7.2雾沫夹带量V7.3液泛验算 (27)八、塔板负荷性能图 (28)8.1漏液线 (28)8.2雾沫夹带线 (29)8.3液相负荷下限线 (29)8.4液相负荷上限线 (30)8.5液泛线 (30)九、接头管设计 (33)9.1接管尺寸 (33)9.2回流管管径 (34)9.3塔底进气管 (34)9.4加料管管径 (34)9.5料液排出管管径 (34)十一、有关问题的讨论 (36)设计一览表 (38)操作方案的说明： (38)总结 (38)参考文献 (39)第一部分概述1.1设计目标分离苯与苯乙烯混合液的浮阀式精馏塔设计1.2设计任务日处理原料量80吨，一天按20小时工作时计算。
浮阀精馏塔设计计算
吉林化工学院化工原理课程设计吉林化工学院化工原理课程设计题目苯-甲苯二元物系浮阀精馏塔设计吉林化工学院化工原理课程设计目录设计任务书 (1)摘要 (2)前言 (3)第一章工艺部分 (I)§1.1精馏塔物料衡算 (4)§1.2有关理论板的设计计算 (6)§1.3有关实际板的设计计算 (7)第二章板式塔主要工艺尺寸的设计计算 (9)§2.1物性及塔的工艺条件的设计 (9)§2.2塔和塔板主要工艺尺寸的计算....................................................错误！未定义书签。
§2.3塔板流体力学计算 (16)§2.4塔板负荷性能图 (18)第三章辅助设备及选型 (23)§3.1接管 (23)§3.2筒体与封头 (24)§3.3除沫器 (24)§3.4裙座 (24)§3.5人孔 (24)§3.6塔总高度的设计 (25)第四章辅助设备计算 ······················································································错误！未定义书签。
化工原理课程设计—浮筏式精馏塔设计2
p p pc pl p
p h ,m L g
即要验算： pp (1)干板阻力hc：（F1型重阀） 阀全开前
hp hc hl h
h p Lg 设计值（0.7kpa）
u0 u0c u0 u0c
hc 19.9
u0
0.175
L
（m液柱）
u0
F0
v
式中： F0——气体通过阀孔的动能因子； uo——孔速，m/s; ρV——气相密度，kg/m3； d0——阀孔直径，由浮阀的型号决定。对F1型重阀取0.039m。 Vs——气相流量，m3 /s； n——阀孔数；
2、阀孔排列
浮阀在塔板上常按三角形排列，可顺排或叉排，采用叉排更好。
整块板：正三角形叉排，t =75、100、125、150mm等； 分块板：等腰三角形叉排，t =75mm； t'=65mm、70mm、80mm、90mm、100mm、110mm几种。
一般了解
若低于此值或Lh/lw＜3m3/(m.h)，改用齿形堰。how也不宜超过 0.06~0.07m，否则改用双溢流型塔板。
hOW
齿形堰：
hOW由齿根算起
LS hn 1.17 lW
2 5
液层不超过齿顶
lw LS 0.735 hn
5 5 2 2 [hOW (hOW hn ) ] 超过齿顶
（2）板上充气液层阻力hl：
பைடு நூலகம்
hl 0 hL （h W +h OW） 0
ε0 ——反映板上液层充气的程度称充气因数。水：0.5；油： 0.2～0.35；烃：0.4～0.5。
(3)液体表面张力阻力hσ
2 h h L g
浮阀塔
例7-1拟建一浮阀塔以分离苯——甲苯混合物，决定采用F1型浮阀（重阀），试根据以下条件作出浮阀塔的设计计算。
气相流量；液相流量；气相密度；液相密度；物系表面张力。
解：1.塔板工艺尺寸计算（1）塔径欲求塔径应先求出空塔气速u，而依式知，式中C可由史密斯关联图查出，横标的数值为：取板间距，取板上液层高度，则图中参数值为：根据以上数值，由史密斯关联图查得，因物系表面张力，很接近20mN/m，故无需校正，即：则取安全系数为0.6，则空塔气速为：塔径按标准塔径圆整为则塔截面积空塔气速（2）溢流装置选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。
各项计算如下：①堰长，取堰长，即：②出口堰高依式知：采用平直堰，堰上液层高度可依式计算，即近似取，则可由列线图查出值。
因，由该图查得则③弓形降液管宽度和面积，用图求取和，因为：由该图查得：，则依式验算液体在降液管中停留时间，即：停留时间θ>5s，故降液管尺寸可用。
④降液管底隙高度依式可知：取降液管底隙处液体流速，则：，取（3）塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因子，用式求孔速，即：依式求每层塔板上的浮阀数，即：取边缘区宽度泡沫区宽度依式计算塔板上的鼓泡区面积，即：浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。
取同一横排的孔心距，则可按式估算排间距，即：考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用80mm，而应小于此值，故取。
按，以等腰三角形叉排方式作图（见本例附图1），排得阀数228个。
按重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因数变化不大，仍在9～12范围内。
2．塔板流体力学验算（1）气相通过浮阀塔板的压强降可根据下式计算塔板压强降，即：①干板阻力由下式计算，即：或因，故按下式计算干板阻力，即：②板上充气液层阻力本设备分离苯和甲苯混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数，依式计算：③液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，忽略不计。
因此，气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为：（单板压降）（2）淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度。
浮阀塔的设计例示 - 副本
浮阀塔的设计例示板式塔化工设计程序装置的有关条件：操作条件、物料平衡、热量平衡、分离要求、榙板数。
给定塔板设计条件气液流量的范围、物性常数、允许压力降。
准备事项确认物料的起泡性能、选定塔盘型式。
确定塔径假定塔板间距、气液接触区面积、溢流区面积及塔径的确定。
溢流区的设计1溢流堰长度及宽度、堰高、降液管空间。
气液接触区的设计2浮阍数及排列（浮阀塔盘）、泡罩的设计及排列（泡罩塔盘）、孔径、开孔面积及排列（筛板塔盘）。
各项校核计算3塔板上液层高度、压力降、降液管内液体高度。
45有下述情况时，须对以上步骤中的1~5项，作重复计算。
溢流区设计算得的出口堰长度，使气体通道的面积不够或不在限定的范围内。
孔的排列间距及开孔面积不在限定的范围内。
雾沫夹带量超过限度或发生液泛。
允许压力降及漏液量超出限度。
降液管内的液体高度超出限度。
题目拟建一浮阀塔用以分离某种液体混合物，决定采用F1型浮阀（重阀，33g），试按所给条件进行浮阀塔的设计计算。
塔设备主要结构尺寸的确定塔高板式塔的高度（如图）系由主体高度H z、顶部空间高度H a、底部空间高度H b、以及裙座高度H s构成。
塔的顶部、底部空间及裙座高度塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是批塔顶第一导塔盘到塔顶封头切线的距离，为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，顶部空间一般取1.2~1.5m。
有时为了提高产品质量，必须更多地除去气体中夹带的雾沫，则可在塔顶设置除沫器。
如有金属除沫网，则网底到塔盘的距离一般不小于塔板间距。
塔的底部空间高度塔的底部空间高度是批塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线处的距离。
当进料系统有15min的缓冲容量时，釜液的停留时间可取3~5min，否则须取15min。
但对釜液量流量大的塔，停留时间一般也取3~5min；对于易结焦的物料，在塔底的停留时间应缩短，一般取1~1.5min。
据此，就可从釜液流量求出底部空间，再由已知的塔径求出底部空间的高度。
加料板的空间高度加料板的空间高度取决于加料板的结构型式及进料状态。
浮阀塔的设计
3.6.F1型浮阀塔板设计3.6.1溢流装置选用单溢流方形降液管，不设进口堰，各项计算如下： 3.6.1.1.堰长l w :取堰长l w =0.66D=0.66×0.8=0.528 3.6.1.2.出口堰高h w :h w =h L -h ow ,2'32.84()1000h ow wL h E l = ，近似取E=1，L h =Ls ×3600=0.0022×3600=7.92m 3/s 因为l w =0.528,故h ow =0.015m 则 h w =h L -h ow =0.07-0.015=0.055m3.6.1.3弓形降液管宽度W d 和面积A f ：由l w /D =0.528/0.8=0.66,查弓形降液管的宽度和面积图可得，A f /A T =0.0721，W d /D=0.124故A f =0.0721×0.502=0.0362m 2,W d =0.124×0.8=0.0992m 验算液体在降液管中的停留时间：s L H A h T f 40.7)0022.03600/(45.00362.03600/3600=⨯⨯⨯=⨯=θ s 5>θ故降液管尺寸可用。
3.6.1.4降液管底隙高度h o'00s w L h l u = 可取降液管底隙处液体流速取u o '=0.13m/s 则 h o =0.0022/(0.66*0.13) =0.0256mw o h h >合理同理可得出其他回流比的各项计算，总结果如下表：表3-17 溢流装置参数表R堰上液层高度h 0w /m堰长l w /m出口堰高h w /m降液管宽度W d /m降液管的面积A f /m 2停留时间θ/S 底隙高度h o /mR 1 0.0150.528 0.0550.09920.03627.40 0.0256R 2 0.017 0.792 0.053 0.145 0.0815 11.83 0.030 R 30.0180.7920.0520.1450.081510.790.0333.6.2塔板布置及浮阀数目与排列选用F1型重阀，阀孔直径d 0=39mm ，底边孔中心距t=75mm取阀孔动能因子F 0=10 ，孔速s m F u V /99.401.4/10/00===ρ每一层塔板上的浮阀数N ：8.91)99.4*039.0*4/14.3/(547.0)*4//(2020===u d V N s π取边缘区域宽度W c =0.06m W s =0.10m塔板上的鼓泡面积2222arcsin 180a x A x R x R R π⎡⎤=-+⎢⎥⎣⎦R=D/2-W c ==0.5-0.05=0.45m x=D/2-(W d +W s )=0.5-(0.0992+0.10)=0.3008m 把数据代入得Aa=0.4978浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0.075m 则估算排间距mm t N Aa t 73)075.0*8.91/(4978.0)*/('=== 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版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73mm ，而应小于此值。
浮阀塔的设计计算
浮阀塔的设计计算1选取设计塔板1.1板型选取：根据化学工业出版社《化工原理》提供的液相流量参考表选取单流型塔板，单流型塔板是最常用的形式，结构简单，制作方便，且横贯全板的流道长，有利于达到较高的塔板效率。
1.2板间距的初选：板间距N的选定很重要，对完成一定生产任务，若采用较大的板间距，能T允许较高的空塔气速，对塔板效率、操作弹性及安装检修有利；但板间距增大后，会增加塔身总高度，金属消耗量，塔基、支座等的负荷，从而导致全塔造价增加。
反之，采用较小的板间距，只能允许较小的空塔气速，塔径就要增大，但塔高可降低；但是板间距过小，容易产生液泛现象，降低板效率。
所以在选取板间距时，要根据各种不同情况予以考虑。
如对易发泡的物系，板间距应取大一些，以保证塔的分离效果。
板间距与塔径之间的关系，应根据实际情况，结合经济权衡，反复调整，已做出最佳选择。
设计时通常根据塔径的大小，由塔板间距的经验数值选取.初选板间距为0.45m.2汽、液体体积流量计算2.1 精馏段、提馏段的摩尔流量计算：精馏段气体摩尔流量：V=L+D=(R+1)D=(0.4331+1)×866.02=1241.1kmol/h提馏段气体摩尔流量：v′=v=1241.1kmol/h=0.34475kmol/s精馏段液体摩尔流量：L=RD=0.4331×866.02=375.07kmol/h提馏段液体摩尔流量：L′=L+F=375.07+1299=1674.07kmol/h精馏段、提馏段的体积流量计算：表4-1 气体体积流量计算表塔顶气体密度：()33311101.31066.42722687.57/ 2.69/273.15288.314V v pM g m kg m RT ρ⨯⨯====+⨯塔底气体密度塔底气体密度：()3322101.31086.34 3.05/273.15728.314V v pM kg m RT ρ⨯⨯===+⨯气体平均密度：3122.693.052.87/22v v v kg m ρρρ++=== 塔顶气体体积流量：31111241.166.398.509/2.693600v s v V M V m s ρ⨯===⨯塔底气体积流量：32221241.186.349.76/3.053600v s v V M V m s ρ⨯===⨯全塔平均气体体积流量：128.5099.769.134522S S S V V V ++===全塔平均气体体积流量：表4-2 液体体积流量计算表塔底液体密度：3111617.7/1.619L i ikg m m ρρ===∑ 塔顶液体密度：3211598.0k /1.6722L i ig m m ρρ===∑ 液体平均密度：312617.7598.0607.9/22L L L kg m ρρρ++===塔顶液体体积流量：3111375.0789.490.01509/617.73600s L LM L m s ρ⨯===⨯塔底液体体积流量：'31221674.0771.960.05600/598.03600s L LM L m s ρ⨯===⨯。
化工原理课程设计之苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的设计
化工原理课程设计设计题目：苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的设计设计人：班级：学号：指导老师：设计时间：目录设计任务书 (3)前言 (4)第一章工艺流程设计 (5)第二章塔设备的工艺计算 (6)第三章塔和塔板主要工艺尺寸计算 (15)第四章塔板的流体力学验算 (18)第五章塔板负荷性能图 (21)第六章换热器的设计计算与选型 (25)第七章主要工艺管道的计算与选择 (28)结束语 (30)参考文献 (32)附录 (33)化工原理课程设计任务书设计题目：苯—甲苯连续精馏塔(浮阀塔)的设计一、工艺设计部分（一）任务及操作条件1. 基本条件：含苯25％(质量分数，下同)的原料液以泡点状态进入塔内，回流比为最小回流比的1。
25倍。
2. 分离要求：塔顶产品中苯含量不低于95％，塔底甲苯中苯含量不高于2％。
3. 生产能力：每小时处理9.4吨。
4. 操作条件：顶压强为4 KPa (表压），单板压降≯0.7KPa，采用表压0。
6 MPa的饱和蒸汽加热。
（二)塔设备类型浮阀塔.（三）厂址：湘潭地区（年平均气温为17。
4℃）（四）设计内容1. 设计方案的确定、流程选择及说明。
2。
塔及塔板的工艺计算塔高（含裙座）、塔径及塔板结构尺寸；塔板流体力学验算；塔板的负荷性能图;设计结果概要或设计一览表。
3. 辅助设备计算及选型（注意：结果要汇总)。
4。
自控系统设计(针对关键参数）。
5. 图纸：工艺管道及控制流程图；塔板布置图；精馏塔的工艺条件图。
6。
对本设计的评述或有关问题的分析讨论。
二、按要求编制相应的设计说明书设计说明书的装订顺序及要求如下：1。
封面（设计题目，设计人的姓名、班级及学号等)2. 目录3。
设计任务书4. 前言(课程设计的目的及意义）5. 工艺流程设计6。
塔设备的工艺计算（计算完成后应该有计算结果汇总表)7。
换热器的设计计算与选型(完成后应该有结果汇总表）8。
主要工艺管道的计算与选择（完成后应该有结果汇总表)8。
结束语（主要是对自己设计结果的简单评价）9. 参考文献（按在设计说明书中出现的先后顺序编排，且序号在设计说明书引用时要求标注）10。
浮阀塔计算
1、塔板工艺尺寸计算（1）塔径欲求塔径应先求出空塔气速U,而U=(安全系数)×u maxu=依式3-3知U max=max式中C可由史密斯关联图（图3-5）查处，横坐标的数值为=0.071取板间距H T=0.3m h L=0.06m 则图中参数值为H T-h L=0.3-0.06=0.24m根据以上数值，由图3-5差得C20=0.08.因物系表面张力为20.176mN/m,很接近20mN/m,故无需矫正，即C20=0.05，则U max=0.772m/s取安全系数为0.6，则空塔气速为U=0.6 u max=0.46m/s塔径=0.6226m按标准塔径圆整为D=0.6,则实际空塔气速U=0.14/0.2826=0.4953m/s（2）溢流装置选单溢流弓形降液管，不设进口堰。
各项计算如下①堰长lw:取堰长=0.6DLw=0.36m②出口堰高hw=h L－how采用平直堰，堰上液层高度how可依式3-6计算，即h ow=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)取取E=1，由3-9查出h ow因Lw=0.36m Lh=2.304差得h ow=0.008m，则hw=0.052m③弓形降液管宽度w d和面积Af，用图3-10求取w d及Af，因为lw/D=0.36/0.6=0.6 由该图查得Af/A T=0.055，Wd/D=0.11则Af=0.055×0.28=0.0154 m2Wd=0.11×0.6=0.066m7.218 sh0=0.025m0.07m/s210.04m0.04m0.26m0.164m0.1585m2浮阀塔排列方式采用等边三角形=11F阀空动能因数F0变化不大，仍在9-12范围内7.5％=5.56因U o﹥U0c,故按公式=0.5×0.06=0.03m液柱hp=0.043＋0.03=0.073m则单板压降0.073m=0.000302m0.06 0.073＋0.06＋0.000302=0.133m取φ=0.6H T=0.3 hw=0.052m则0.6×(0.3+0.052)=0.211m12Z=D-2Wd=0.6-2×0.066=0.468Ab=A T-2Af=0.2826-2×0.0154=0.2518m2苯和甲苯为正常系统，可按表3-5取物性系数K=1.0又由图3-13查得泛点负荷系数C F=0.097，将以上数值代入泛点率公式1，得泛点率=38.78％由泛点率公式2得泛点率=42.40％根据式1和式2 计算出泛点率都在80％以下，故可知物沫夹带量能够满足ev=0.1液/Kg(气)的要求整理得0.065Vs+0.636Ls=0.0195Vs=0.3-9.78Ls得Vs=0.049-702.19L2s-0.74L2/3s2(3)液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管仲停留时间不低于3-5s。
浮阀塔的设计3
?
NT ET
可根据实验数据或用经验公式估算
塔高 Z ? ?NP ? 1?HT ? Z1 ? Z2
式中：Z1 —— 最上面一块塔板距塔顶的高度，m； Z2 —— 最下面一块塔板距塔底的高度，m。
? HT 对塔的生产能力、操作弹性以及塔板效率均有影响 HT? ，允许的操作气速? ，塔高? , 塔径? 。。
常压塔 hL=50~100 mm ； 减压塔 hL=25~30 mm 。
注意： 液相表面张力
? = 2? 10-2 N/m
若实际液相表面张力不同，按下式校正 C? ? ?? ? ??0.2
C20 ? 20 ?
uf
?
C
20
?? ?
?
20
??0.??0.5
u，A' 最后进行圆整。
单溢流 lw=(0.6~0.8)D 双溢流 lw=(0.5~0.7)D。 出口堰高 hw：降液管上端高出板面的高度。堰高
hw 决定了板上液层的高度 hL和堰
上液层高度 how。
对于平堰： hw ? hL ? how
对常压塔，板上液层高度 hL可在0.05-0.1m 范围内选择
弗朗西斯（Francis ）公式
液体表面张力引起的压降
h?
?
2? h? Lg
h：浮阀的开度
如果算出的板压降 hp 值超过规定的允许值，应
对相关的设计参数进行调整，如增大开孔率 ? 或
降低堰高 hw，以使 hf 值下降。
液沫夹带的校核
正常操作时的液沫夹带量为： ev ? 0.1kg液体/kg气体。 泛点率 F l ：操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速之比 D>0.9m ：F l < 80% ；D<0.9m：F l < 70% ；减压塔：F l < 75%
浮阀塔的设计及模拟计算
第17卷 第3期 吉 林 化 工 学 院 学 报V ol.17N o.3 2000年9月JOURNA L OF JI LIN INSTIT UTE OF CHE MICA L TECHNO LOGYSe p. 2000收稿日期:2000-06-22作者简介:于丽敏(1977-),女,吉林德惠人,吉林化工学院97级学生,主要从事化工系统工程研究. 文章编号:100722853(2000)0320004204浮阀塔的设计及模拟计算于丽敏,陈 丽,刘鸿雁(吉林化工学院化学工程系,吉林吉林 132022)摘要:对浮阀塔的结构设计问题进行了讨论,提出了一些简化的计算公式,从而可以利用计算机进行辅助计算,并用实例进行了考核.关 键 词:浮阀塔;精馏;结构设计中图分类号:T Q 053.5 文献标识码:A 由于浮阀塔具有处理能力大、操作弹性大、塔板效率高、压力降小、液面落差较小、操作周期较长、结构较简单等特点,因而在石油、化学工业中被广泛采用,尤其国内许多工厂进行蒸馏操作时最乐于采取该塔型,并取得了满意的结果[1,2].在浮阀塔的设计中要根据给定的操作条件,对各种不同的参数进行了合理选择,而且对大量的计算公式或图表进行求解才能确定设计方案.但由于设计参数较多,求解公式复杂,寻求浮阀塔设计问题提出一些新的计算方法.本文对原有的图表进行回归和一些复杂公式求解的参数进行了简化(公式前带3号的),从而应用计算机进行辅助设计.1 数学模型1.1 浮阀塔特点及操作时的气液流程浮阀塔盘操作时的气液流程是:蒸气自阀孔上升,顶开阀片,穿过环形缝隙,以水平方向吹入液层,形成泡沫.浮阀能够随着气速的增减,在相当宽广的气速范围内自由调节、升降、以保持稳定操作[3].1.2 塔的结构参数确定1.2.1 初估塔径uf =c (yl -yv )/yv (1)u =(0.6-0.8)uf(2)dl =vs/(0.785u )(3)3cf =exp [-4.531+1.652h +5.5496h 2-6.46953+(-0.474675+0.0789h -1.39h 2+1.32h 3)ln (flv )+0.07291+0.088307h -0.49123h 2+0.43196h 3)ln (flv )2](4)c =cf /(0.2/id )0.2(5)h =ht -hl (6)flv =ls/vsyl/yv(7)t 1=af ・ht/ls ≥325(8)aff =2・af(9)式中:uf ———有效空塔速度,m/s ;u ———空塔速度(按at 计),m/s ;d 1———塔径,m ;c 、cf ———经验系数ht ———板间距,m ;hl ———板上清液层高度;h ———降落高度;flv ———液、汽动能参数;t 1———液体在降液管中的停留时间s ;aff ———中间降液管截面积,m 2;af ———降液管面积,m 2.1.2.2 塔板上流型的确定,塔径圆整初选塔径后,由已知给出的液流量及初选塔径d ,确定出塔板上的流型,并对塔径圆整,选出标准的塔板系列参数.1.2.3 塔高的确定nnl =nnx +nn 2(10)hh 1=(zz -nnl )ht +0.95nnl(11)hh 2=1.3(12)hh 3=ls ・ttl/(0.785d 2)(13)若液相进料:hh4=ht(14)hh=hh1+hh2+hh3+hh4(15)式中:nnx———侧线采出口个数;nn2———最小人孔数;nn1———人孔数;hh———塔高,m;zz———塔板数;hh1———塔主体高度,m;tt1———塔底停留时间,s;hh2———塔顶部空间高度,m;hh3———塔底部空间高度,m;hh4———加料板空间高度,m.表1 人孔数的设置塔板数人孔数1≤252226～413342～614462～8051.3 塔板结构参数计算1.3.1 板面布置3e=1+(0.00012-0.00386ln(olwd))lh/lw2.52(16)式中:e———液流收缩系数;olwd—lw/d;lw———引形堰长.1.3.1.1 平堰3how=0.00284e(lh/lw)2/3(17) 1.3.1.2 齿形堰若溢流层不超过齿顶:how=1.17(ls・hhn/lw)2/5(18)若溢流层超过齿顶:how=(0.23+2.74hhn)・(ls/lw)(0.3-0.0326ln(hhn))(19)式中:hhn—齿形堰齿深m;how—堰上液流高度m.1.3.1.3 圆形溢流管how=0.14(ll/dd)0.70(20)hw=hl-how(21)ho=hw-0.015(22)当d<2.5时: wc=0.05(23)当d≥2.5时: wc=0.06(24)ws=0.085(25)wss=0.075(26)x=d/2-(wd+ws)(27)y=d/2-wc(28)若单流型:aa=2[x・r2-x2+r2・arcsin(x/r)](29)若双流型:xx=wdd/2+wss(30) aa=2[x・r2-x2+r2・arcsin(x/r)]-2[XX ・r2-xx2+r2arcsin(xx/r)](31)式中:aa———传质部件布置区域,m2;x、xx———鼓泡区宽度的1/2;r———鼓泡区半径,m.1.3.2 内堰的设置(1)当外堰高hw大于降液管底与塔板的间距h0时,内堰的高how可取为0.006～0.008m,必要时可与间距相等;(2)个别情况下,how<h0,此时应取hw′大于h0,以保证液封作用内堰与降液管的水平距离hj应小于h0.1.3.3 液面梯度△△=0.215(250b+1000hf)2μ(3600ls)z1/ [(1000b・hf)3ρl](32)其中,塔板上鼓泡层高度:hl=2.5hj(33)平均液流宽度:b=(d+lw)/2(34)式中:Z———内外堰间距离,m;μ———液相粘度cp.1.3.4 液体在液管内的停留时间ττ=Af・H T/Ls(35)式中:A f———降液管截面积,m2.1.3.5 孔及孔数n=n′・A a=1158×103×A a/t2(36)式中:t———孔间距,m.1.4 塔板流体力学计算1.4.1 压降的计算1.4.1.1 干板压降hc当开阀前uo≤uoc时: hc=19.9uo0.175/yv(37)当开阀后uo>uoc时: hl=5.35yv uo2/(239.81yl)(38) 1.4.1.2 气相压降hphp=hc+h1其中,板上液层降力 h1=eo3hl=eo3(hw +how)5 第3期于丽敏,等:浮阀塔的设计及模拟计算 1.4.1.3 降液管内液面高度hhdhhd=hw+how+hd+hp其中:液相通过降液管底阻力hd1=0.153[ls/(lw・ho)2]内堰阻力hd2=0(不设内堰)hd2=0.2[(ls/(lw・ho)]2(设内堰) 局部阻力:hd=hd1+hd21.4.2 雾沫夹带evev=0.22(73/ρ){wg/[12(H T-hf)]}3.2= 0.0057/σ[wg/(HT-hf)]3.2(39)按有效通过截面At计算,对于单流型塔板,液层上部的气体速度wg:wg=Vs/(At-Af)式中,σ———液相表面张力,dyn/cm;Af———降液管总面积,m2.1.4.3 确定操作负荷的允许上下限1.4.3.1 负荷上限关于负荷上限可以分为两种情况讨论:(1)过量雾沫夹带控制:当ev=1.1时,可得负荷上限气速为:上限气速:u max=(0.1σ/0.0057)1/3.2(H T-2.5h L)(40)上限气相流量:Vs max=u max・Aa(41)泡沫层高度:hf=2.5h L(42)(2)降液管液泛控制:最大压降:hc max=0.5×(H T+hw)-hr-1.6×(hw+how)-hσ(43)最大筛孔气速:Uo max=Uo×(hc max/hc)0.5(44)最大气相流量:Vs′max=Uo max×Ao(45)最后取Vs max和Vs′max中较小值作为负荷上限.1.4.3.2 负荷下限最小降液管压降:hc min=0.0056+0.13×(hw +how)-hσ(46)最小筛孔气速:Uo min=Uo(hc min/hc)0.5(47)最小气相流量:Vs min=Uo min・Ao(48) 2 求解过程浮阀塔塔板计算的主要步骤:(1)输入所需要的基础数据;(2)根据所建立的数学模型进行塔径初算;(3)根据初算的塔径和液相流量确定塔板上的流型;(4)对塔径进行圆整;(5)根据圆整后的塔径和塔板上的流型,选出标准的塔板系列参数数据;(6)计算塔的主体高度;(7)计算塔板结构参数,包括计算降液管、堰的尺寸及堰高;(8)核算液体在降液管内的停留时间是否合理,若不合理重新选取塔板间距,返回到(5);(9)计算塔板上的孔及开孔数;(10)计算漏液点,并验算其稳定性,若不合理,调整孔数及开孔面积,返回到(9);(11)进行塔板流体力学计算;校核雾沫夹带量ev,应满足0.1,否则返回到(5);(12)校核液泛情况,校核塔板间距,及液相在降液管中停留时间,必要时做塔板间距的调整,返回到(5);(13)确定操作负荷的允许上下限;(14)画出全塔汽液相负荷性能图;(15)输出结果;(16)结束.3 浮阀塔结构设计的实例考核3.1 已知数据醋酸-水精馏塔:气相密度ρv:2.81kg/m3;液相密度ρl:940kg/m3;气相流量Vs:0.7720m3/s;液相流量Ls:0.0017m3/s;表面张力σ:32 dyn/cm;液相粘度μ:0.34cp.3.2 计算结果计算结果见表2.表2 浮阀塔设计结果与文献[1]中实例比较序号项目文献值实测值相对误差/% 1塔径d/m1.21.200000.002塔板间距ht/m0.350.350000.003塔板型式in11—4空塔速度u/(m/s)0.7450.766602.905堰长lw/m0.7940.794000.006外堰高hw/m0.060.060000.007板上清液层高度hl/m0.07160.071430.248降液管底与板距离ho/m0.0450.045000.009阀数n1061092.83% 10阀孔速度Uo/(m/s)6.15.965502.206 吉 林 化 工 学 院 学 报2000年 续表2序号项目文献值实测值相对误差/%11阀孔动能因数fo 10.210.000001.9612阀间距t/m 0.0750.075000.0013排间距tt/m 0.0800.080000.0014塔板压降hp/m0.0660.064672.0215液体在降液管中停留时间tl 16.5316.508672.1316降液管内清液层高度hhd 0.1380.136451.1217雾沫夹带量ev (kg/kgv )0.10.10000—18负荷上限(按泛计算)va (%)1.791.835062.5219负荷下限(按漏液计算)vi (%)0.490.500002.0420塔高hh/m12.81730—4 结 论由浮阀塔计算的实例可以看出,浮阀塔的设计是正确可靠的,可以很好地应用于各种情况下的浮阀塔的设计及计算过程,通过计算机编程进行各种计算,具有迅速性、准确性、适用性、等特点,适应于现代高科技迅猛发展的形势,更有利于化工工业的发展.参考文献:[1] 刘艳升,张连生,等.V 24型浮阀塔板液体力学研究[J ].华东石油学院,1986.[2] 卢义和,段道顺.不同接触状态下浮阀塔板传质的研究[J ].华东石油学院学报,1983:109.[3] 王幼良.板式塔设计问题[J ].化学工业与工程,1990,7(3):39247.The design and simulation of valve tow erY U Li 2min ,CHE N Li ,LI U H ong 2yan(Dept.of Chemical Engineering ,Jilin Institute of Chemical T echnology ,Jilin City132022,China )Abstract :The problem of structure design for valve tower was discussed.S ome new calculation method and formula was proposed.And simu lating calculation was carried out with practical exam ples.K ey w ords :valve tower ;distiuatrm ;structure design7 第3期于丽敏,等:浮阀塔的设计及模拟计算 。
浮阀塔设计计算说明书
设计(论文)题目：乙醇-水连续精馏浮阀塔设计说明书目录摘要 (I)Abstract (I)第1章浮阀塔国内外研究现状及应用 (1)1.1 浮阀塔研究现状 (1)1.1.1 应用领域和应用现状 (1)1.1.2 国内外研究现状 (1)1.2 本文涉及的内容、目的以及意义 (1)1.2.1 本文涉及的内容 (1)1.2.2 本文的目的 (1)1.2.3 本文的意义 (2)第2章概述 (2)2.1 设计概述 (2)2.2 设计选材 (2)2.3 本章小结 (3)3.1总体形式 (4)第3章校核计算 (4)3.1总体形式 (4)3.2塔体结构设计 (4)3.2.1全塔高H估算 (4)3.2.2筒体、封头厚度 (5)3.2.3载荷分析 (6)3.2.4 筒体强度与稳定性校核 (12)3.2.5 筒体压力试验时的强度与稳定性校核 (13)3.3裙座的强度与稳定性校核 (13)3.3.1裙座筒体应力校核 (13)3.3.2基础环设计 (15)3.3.3地脚螺栓设计 (16)3.3.4筋板 (16)3.3.5盖板（环形盖板加垫板结构） (17)3.3.6裙座与塔壳对接焊缝校核 (17)3.4开孔与开孔补强设计 (17)3.4.1气体出口补强设计 (18)3.4.2气体入口补强设计 (20)3.4.3 液体出口补强设计 (21)3.4.4人孔补强 (23)第4章塔设备附件选择及计算 (24)4.1塔附件数据汇总 (24)4.2 自身梁式塔盘板设计计算 (24)4.2.1 塔盘及其尺寸选择如图 .................................................................................. 错误!未定义书签。
4.2.2 塔盘的设计载荷 (25)4.2.3塔盘板自身梁校核 (25)摘要筛板塔是传质过程常用的塔设备，在化工，石油，能源等行业的应用中处于板式塔应用的重要地位。
浮阀塔板式酒精精馏塔计算换算公式
降液管面积
Af
溢流堰 （精馏段）
（提馏段）
受液盘 安定区与边缘区 鼓泡区阀口分布
精馏段液体的线速度
精馏段
t
Hale Waihona Puke 提馏段t'堰长
lw
堰宽
Wd
溢流高度
how
堰高
hw
降液管底部与下一块塔
板间距离
ho
堰流高度
how'
堰高
hw'
降液管底部与下一块塔
板间距离
ho'
6<(how,how')<60（选平
流堰）
D>300mm选择凹型受液盘
年产量
P
年工作日
n
馏出液质量流量
D′
塔顶馏出液的平均分子
量
MlD
塔顶馏出液的摩尔流量 D
每层塔板下降液体的摩
尔流量
L
每层塔板上升蒸汽的摩
尔流量=v’(饱和进料） V
每层塔板下降液体的摩
尔流量
L'
每层塔板上升蒸汽的摩
尔流量
V'
进料流量
F
釜液流量
W
适宜回流比
R
B
实际塔板数Np
精馏段 提馏段
釜液温度
tw
平均温度
tm
数值
单位
46 g/mol
18 g/mol
0.4
40%
0.93
93%
0.00008 0.01%
0.20689655 20.69% 0.83867735 83.87% 3.1306E-05 0.00%
83.1 ℃ 78.27 ℃ 0.3217 32.17% 1.60701696 无
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因 ﹥ ，故 =5.34 =5.34× =0.051m液住
2板上充气液层阻力：本设备分离正戊烷和正己烷的混合液，即液相为碳氢化合物，可可取充气系数 =0.5
塔板工艺尺寸计算
(1)塔径 欲求塔径应先求出空塔气速u，而
u=(安全系数)×
=
式中C可由史密斯关联图查出，其横坐标的数值为
取板间距 =0.45m，取取板上液层高度 =0.05m，则
- =0.5-0.05=0.45m
查得 =0.1
C= =0.1× =0.093
= =0.093 =1.25m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为
按t=75mm， =65mm以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数366个。
按N=366重新核算孔速及阀孔动能因数：
= = =6.11m/s
= =6.11× =10.69
阀孔动能因数 变化不大，仍在9～12范围内
塔板开孔率= = ×100%=13.91%
塔板流体力学验算
(1)气相通过浮阀塔板的压强降
=
1干板阻力
=2[x ]
R= - =0.94m
x= -( )=0.65m
=2[0.65 ]=2.23
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t=0.075m，估算排间距 ，即
= = =0.076m
考虑到塔的直径较大，必须采用分块式踏板，而各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用76mm，而应小于此值，故取 =65mm
④降液管底隙高度 ： = =
取降液管底隙处液体流速 =0.13m/s，则
= =0.055m
(3)塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因子 =10
= = =5.71m/s
每层塔板上的浮阀数 取阀孔直径 =0.039m
N= = =392
取边缘区宽度 =0.06m，破沫区宽度 =0.10m，计算塔板上的鼓泡区面积
u=整为D=2m，则
塔截面积 =3.14
实际空塔气速 u=2.65/3.14=0.84m/s
(2)溢流装置 选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。
1堰长 ：取堰长 =0.66D，即
=0.66×2=1.32m
②出口堰高 ： = -
采用平直堰，近似取E=1，堰上液层高度
= =0.025m
= - =0.05-0.025=0.025m
③弓形降液管宽度 和面积 ，由图弓形降液管的宽度与面积查得：
=0.072， =0.124
= =0.072 3.14=0.23
=0.124D=0.124 2=0.25m
液体在降液管中停留时间，即
= = = =12.11s﹥5s，故降液管尺寸可用。