乙醇丙醇篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)與計(jì)算

1、 吉林化工學(xué)院 化 工 原 理 課 程 設(shè) 計(jì)題目 乙醇-丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)教 學(xué) 院 化工與制藥工程學(xué)院 專業(yè)班級(jí) 學(xué)生姓名 學(xué)生學(xué)號(hào) 指導(dǎo)教師 計(jì)海峰 2013年6月 21日 課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)設(shè)計(jì)題目：乙醇-丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)任務(wù)要求：設(shè)計(jì)一連續(xù)篩板精餾塔以分離乙醇-丙醇具體工藝參數(shù)：1、原料加料量： 2、溜出液組成： 3、進(jìn)料組成： 4、釜液組成： 5、塔頂壓力： 6、單板壓降： 工藝操作條件：1、操作壓力：常壓精餾（絕壓）2、加熱方式：塔底間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器3、加料狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料，4、塔頂冷凝器的冷凝方式：全冷凝器5、冷卻介質(zhì)：水6、回流比的選擇：7、泡點(diǎn)回流,餾出

2、口與回流口組成相同主要設(shè)計(jì)內(nèi)容1、設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說(shuō)明2、工藝計(jì)算3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)（1）塔徑及精餾段（或提餾段）踏板結(jié)構(gòu)尺寸的確定（2）塔板的流體力學(xué)校核（3）塔板的負(fù)荷性能圖（4）總塔高4、輔助設(shè)備選型與計(jì)算5、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總6、工藝流程圖及精餾塔設(shè)備條件圖摘要化工生產(chǎn)常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同，借助于多次部分汽化和部分冷凝達(dá)到輕重組分分離的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。所以，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對(duì)選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過(guò)程中的各種參數(shù)是非常必要的。塔設(shè)備是

3、化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類型之一。本次設(shè)計(jì)的篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的汽液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問(wèn)題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過(guò)程，該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。本設(shè)計(jì)主要包括設(shè)計(jì)方案的選取和流程說(shuō)明、全塔物料衡算和熱量衡算、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)、輔助設(shè)備選型與計(jì)算、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總、工藝流程圖以及設(shè)備條件圖的繪制等內(nèi)容。在該設(shè)計(jì)中，工藝參數(shù)選定泡點(diǎn)進(jìn)料、泡點(diǎn)回流，操作回流比取最小回流比的1.5倍，計(jì)算出所需實(shí)際塔板數(shù)共計(jì)27塊（包括再沸器），其中精餾段10塊，提餾段17塊；精餾塔塔徑1.407m,全塔總塔高為17.416m，篩孔數(shù)目為7329個(gè)。通

4、過(guò)對(duì)精餾塔的塔板流體力學(xué)校核，可以得出精餾塔的各種設(shè)計(jì)如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件、物性參數(shù)及塔板的結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計(jì)都是合理的，各種接管尺寸也是合理的，這樣，既保證了精餾過(guò)程的順利進(jìn)行，也提高了全塔及精餾效率，為工業(yè)生產(chǎn)實(shí)際應(yīng)用提供了良好的裝置設(shè)備。關(guān)鍵詞：乙醇；丙醇；精餾段；提餾段；篩板塔。緒論1.精餾塔概述精餾塔（fractionating column）是進(jìn)行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。根據(jù)操作方式又可分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔。下面四關(guān)于各種類型塔板的介紹：主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮閥塔板；篩孔塔板；舌形塔板（斜孔塔板）；網(wǎng)孔塔板；垂直浮閥；

5、多降液管塔板；林德浮閥；無(wú)溢流塔板。 泡罩塔板泡罩塔板的氣體通道是由升氣管和泡罩構(gòu)成的。升氣管是泡罩塔區(qū)別于其它塔板的主要結(jié)構(gòu)特征。這種結(jié)構(gòu)不僅結(jié)構(gòu)過(guò)于復(fù)雜，制造成本高，而且氣體通道曲折多變、干板壓降達(dá)、液泛氣速低、生產(chǎn)能力小。 浮閥塔板浮閥塔板是對(duì)泡罩塔板的改進(jìn)，取消了升氣管，在塔板開(kāi)孔上訪設(shè)置了浮閥，浮閥可根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開(kāi)度。氣量較小時(shí)可避免過(guò)多的漏液，氣量較大時(shí)可使氣速不致過(guò)高，降低了壓降。 篩孔塔板 篩孔塔板是最簡(jiǎn)單的塔板，造價(jià)低廉，只要設(shè)計(jì)合理，其操作彈性是可以滿足生產(chǎn)需要的，目前已成為應(yīng)用最為廣泛的一種板型。 舌形塔板 舌形塔板是為了防止過(guò)量液沫夾帶而設(shè)計(jì)的一種塔型，由舌孔

6、噴出的氣流方向近于水平，產(chǎn)生的液滴幾乎不具有向上的初速度。同時(shí)從舌孔噴出的氣流，通過(guò)動(dòng)量傳遞推動(dòng)液體流動(dòng)，降低了板上液層厚度和塔板壓降。 網(wǎng)孔塔板 網(wǎng)孔塔板采用沖有傾斜開(kāi)孔的薄板制造，具有舌形塔板的特點(diǎn)，并易于加工。 垂直浮閥 垂直浮閥是在塔板上開(kāi)有若干直徑為100-200mm的大圓孔，孔上設(shè)置圓柱形泡罩，泡罩下緣于塔板有一定的間隙，泡罩側(cè)壁開(kāi)有許多篩孔。氣流噴射方向是水平的，液滴在垂直方向的初速度為零，液沫夾帶量很小。 多降液管塔板 在普通浮閥上設(shè)置多根降液管以適應(yīng)大液體量的要求，降液管為懸掛式。 林德浮閥 林德浮閥是專為真空精餾設(shè)計(jì)的高效低壓降塔板，在整個(gè)浮閥上布置一定數(shù)量的導(dǎo)向斜孔，并在

7、塔板入口處設(shè)置鼓泡促進(jìn)裝置。 無(wú)溢流塔板 無(wú)溢流塔板是一種簡(jiǎn)易塔板，只是一塊均勻開(kāi)有一定縫隙或篩孔的圓形平板，無(wú)降液管，結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低廉。2.儀器的選用篩板精餾塔是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的汽液傳質(zhì)設(shè)備。它的結(jié)構(gòu)特點(diǎn)是塔板上開(kāi)有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板和大孔徑篩板兩類。工業(yè)上以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場(chǎng)合（如分離難度大、易結(jié)焦的物系）。篩板的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大，氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高。合理的設(shè)計(jì)和適當(dāng)?shù)牟僮髂軡M足要求的操作彈性，而且效率高。 篩板塔制造維修方便，相同條件下生產(chǎn)能力比泡罩塔高10

8、%15%，板效率亦約高10%15%，而每板壓力降則低30%左右，適用于真空蒸餾；塔板效率較高，但稍低于浮閥塔。具有較高的操作彈性，但稍低于泡罩塔。其缺點(diǎn)是小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液。第一章 設(shè)計(jì)方案1.1 裝置流程的確定蒸餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，蒸餾釜（再沸器），冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)。按過(guò)程按操作方式的不同，分為聯(lián)組整流和間歇蒸餾兩種流程。連續(xù)蒸餾有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)蒸餾為主。間歇蒸餾具有操作靈活，適應(yīng)性強(qiáng)等優(yōu)點(diǎn)，適合于小規(guī)模，多品種或多組分物系的初步分離。蒸餾通過(guò)物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝實(shí)現(xiàn)分離

9、，熱量自塔釜輸入，由冷凝器中的冷卻質(zhì) 將余熱帶走。在此過(guò)程中，熱能利用率很低，為此，在確定裝置流程時(shí)應(yīng)考慮余熱的利用。譬如，用余料作為塔頂產(chǎn)品（或釜液產(chǎn)品）冷卻器的冷卻介質(zhì)，既可以將原料預(yù)熱，又可以節(jié)約冷卻質(zhì)。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵這節(jié)送入塔原料外也可以用高位槽送料，以免受泵操作波動(dòng)的影響。塔頂冷凝裝置可采用全冷凝器，分冷凝器兩種不同的設(shè)置。甲醇和水不反應(yīng)，且容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔頂出來(lái)的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無(wú)需進(jìn)一步冷卻，此次分離也是希望得到甲醇，選用全凝器符合要求。 總之，確定流程時(shí)要較全面，合理地兼顧設(shè)備，操作費(fèi)用，操作控制及安全諸因

10、素。1.2 操作壓力的選擇蒸餾過(guò)程中按操作壓力不同，分為常壓蒸餾，減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般地，除熱明性物系，凡通過(guò)常壓蒸餾能夠?qū)崿F(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來(lái)的物系，都能采用常壓蒸餾；對(duì)敏性物系或者混合物泡點(diǎn)過(guò)高的物系，則宜采用減壓蒸餾；對(duì)常壓下餾出物冷凝溫度過(guò)低的物系，需提高塔壓或者采用深井水，冷凍鹽水作為冷卻劑；而常壓下呈氣態(tài)的物系必須采用加壓蒸餾。乙醇和丙醇在常壓下就能夠分離出來(lái)，所以本實(shí)驗(yàn)在常壓下操作就可以。1.3 進(jìn)料狀況的選擇進(jìn)料狀況一般有冷液進(jìn)料，泡點(diǎn)進(jìn)料。對(duì)于冷液進(jìn)料，當(dāng)組成一定時(shí)，流量一定對(duì)分離有利，節(jié)省加熱費(fèi)用。采用泡點(diǎn)進(jìn)料不僅對(duì)穩(wěn)定操作較為方便，且不受季

11、節(jié)溫度影響。綜合考慮，設(shè)計(jì)上采用泡點(diǎn)進(jìn)料。泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，基于恒摩爾流假定，精餾段和提餾段上升蒸汽的摩爾流量相等，故精餾段和提餾段塔徑基本相等，制造上較為方便。1.4 加熱方式的選擇加熱方式可分為直接蒸汽和間接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱直接由塔底進(jìn)入塔內(nèi)。由于重組分是水，故省略加熱裝置。但在一定的回流比條件下，塔底蒸汽回流液有稀釋作用，使理論板數(shù)增加，費(fèi)用增加。間接蒸汽加熱使通過(guò)加熱器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下來(lái)的冷液進(jìn)行傳質(zhì)，其優(yōu)點(diǎn)是釜液部分汽化，維持原來(lái)的濃度，以減少理論塔板數(shù)，其缺點(diǎn)是增加加熱裝置。本設(shè)計(jì)塔釡采用間接加熱蒸汽，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。 1.5 回流比的選擇回流方式可分為重力

12、回流和強(qiáng)制回流。對(duì)于小型塔，回流冷凝器一般安裝在塔頂。其優(yōu)點(diǎn)是回流冷凝器無(wú)需支持結(jié)構(gòu)，其缺點(diǎn)是回流冷凝器回流控制較。如果需要較高的塔頂處理或塔板數(shù)較多時(shí)，回流冷凝器不宜安裝在塔頂。因?yàn)樗斃淠鞑灰寻惭b，檢修和清理。在這種情況下，可采用強(qiáng)制回流，塔頂上蒸汽采用冷凝器冷卻以冷回流流入塔中。由于本次設(shè)計(jì)為小型塔，故采用重力回流。本設(shè)計(jì)物系屬易分離物系，故操作回流比為最小回流比的1.5倍。第二章 工藝計(jì)算2.1全塔物料衡算1、原料摩爾分?jǐn)?shù)的計(jì)算設(shè)f、d、w分別為進(jìn)料、溜出液和釜液的摩爾流量；、分別為進(jìn)料、溜出液和釜液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)；已知：、，由物料衡算式： 總物料： 易揮發(fā)組分： 聯(lián)立，可計(jì)

13、算出餾出液和釜液的摩爾流量分別為2、溫度的確定表2-1 乙醇-丙醇相平衡數(shù)據(jù)表序號(hào)液相組成氣相組成沸點(diǎn)/序號(hào)液相組成氣相組成沸點(diǎn)/10.0000.00097.1670.5460.71184.9820.1260.24093.8580.6000.76084.1330.1880.31892.6690.6630.79983.0640.2100.33991.60100.8440.91480.5950.3580.55088.32111.0001.00078.3860.4610.65086.25根據(jù)乙醇-丙醇相平衡數(shù)據(jù)表，用數(shù)值插值法確定塔頂溫度、進(jìn)料溫度、塔釜溫度。塔頂溫度： 進(jìn)料溫度： 塔釜溫度： 根據(jù)

14、溫度-飽和蒸氣壓關(guān)系式（安托因方程）可計(jì)算出a（乙醇）、b（丙醇）組分分別在塔頂、進(jìn)料板、塔釜時(shí)的分壓。計(jì)算結(jié)果如下： 塔頂： 進(jìn)料板： 塔釜： 3、相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算將該體系視為理想體系，根據(jù)拉烏爾定律，有代入上文計(jì)算出的分壓值，可得 所以，全塔平均相對(duì)揮發(fā)度為精餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度為 提餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度為 4、回流比的確定因?yàn)椴扇∨蔹c(diǎn)進(jìn)料，即，所以 則又最小回流比 取操作回流比 5、摩爾流量的計(jì)算設(shè)、分別為精餾段和提餾段上升蒸汽的摩爾流量；和分別為精餾段和提餾段下降液體的摩爾流量。則精餾段下降液體的摩爾流量精餾段上升蒸汽的摩爾流量提餾段下降液體的摩爾流量提餾段上升蒸汽的摩爾流量6、平均摩

15、爾質(zhì)量的計(jì)算已知，乙醇的摩爾質(zhì)量，丙醇的摩爾質(zhì)量，根據(jù)乙醇-丙醇的相平衡數(shù)據(jù)，用數(shù)值插值法有塔頂溫度 塔頂汽相組成 進(jìn)料板溫度 進(jìn)料板汽相組成 塔釜溫度 塔釜汽相組成 精餾段平均液相組成 精餾段平均汽相組成 提餾段平均液相組成 提餾段平均汽相組成 塔頂液相平均分子量塔頂汽相平均分子量進(jìn)料板液相平均分子量進(jìn)料板汽相平均分子量塔釜液相平均分子量塔釜汽相平均分子量精餾段液相平均分子量精餾段汽相平均分子量提餾段液相平均分子量提餾段汽相平均分子量7、原料質(zhì)量分?jǐn)?shù)的計(jì)算已知：進(jìn)料板摩爾分?jǐn)?shù)，則其質(zhì)量分?jǐn)?shù)為塔頂摩爾分?jǐn)?shù)，則其質(zhì)量分?jǐn)?shù)為塔頂摩爾分?jǐn)?shù)，則其質(zhì)量分?jǐn)?shù)為表2-2 物料衡算結(jié)果表項(xiàng)目塔頂進(jìn)料塔底溫度7

16、9.1086.4996.14液相摩爾分?jǐn)?shù)0.9490.4490.039液相乙醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)0.93450.38450.0302相對(duì)揮發(fā)度2.1312.0822.029摩爾流量45.05510054.945摩爾質(zhì)量46.71453.71459.4548、理論塔板數(shù)的計(jì)算采用逐板法計(jì)算，該法應(yīng)用相平衡方程與操作線方程從塔頂開(kāi)始逐板計(jì)算各板的汽相與液相組成，從而求得所需要的理論板數(shù)。精餾段操作線方程提餾段操作線方程全塔相平衡方程計(jì)算過(guò)程如下所示：理論塔板數(shù)值值備注10.9530.907塔頂20.9160.84030.8620.75040.7890.64250.7020.53160.6130.432進(jìn)料板

17、70.5440.36480.4600.29090.2810.158100.2050.110110.1460.076120.1460.146130.1040.053140.0770.039再沸器則 精餾段所需理論塔板數(shù)為 提餾段所需理論塔板數(shù)為 （不包括再沸器）2.2物性參數(shù)的計(jì)算表2-3 乙醇、正丙醇黏度表溫度60801000.6010.4950.3610.8990.6190.4441、液體黏度的計(jì)算應(yīng)用數(shù)值插值法，計(jì)算過(guò)程如下：精餾段平均溫度 精餾段平均黏度為提餾段平均溫度 提餾段平均黏度為2、塔效率的估算運(yùn)用oconnell法估算塔效率，即 塔頂、塔釜平均溫度為根據(jù)溫度-飽和蒸氣壓關(guān)系式計(jì)

18、算得 由拉烏爾定律知 運(yùn)用內(nèi)差法計(jì)算該溫度下的液相摩爾分?jǐn)?shù)同理，計(jì)算該溫度下的液體黏度該溫度下液體的黏度則，全塔效率 實(shí)際塔板數(shù) 塊（包括再沸器）精餾段實(shí)際板數(shù) 塊提餾段實(shí)際板數(shù) 塊進(jìn)料板位于第 塊板處3、操作壓強(qiáng)的計(jì)算塔頂壓強(qiáng)，取每層塔板壓降 d，則進(jìn)料板壓強(qiáng) d塔釜壓強(qiáng) d精餾段平均操作壓強(qiáng) 提餾段平均操作壓強(qiáng) 4、密度的計(jì)算表2-4 液相密度溫度708090100110754.2742.3730.1717.4704.3759.6748.7737.5726.1714.2（1）液相平均密度應(yīng)用數(shù)值插值法有：塔頂溫度，則進(jìn)料板溫度，則塔釜溫度，則所以，精餾段平均液相密度為提餾段平均液相密度為（

19、2）汽相平均密度根據(jù)理想氣體狀態(tài)方程，有精餾段 提餾段 5、液體表面張力的計(jì)算表2-5 液體的表面張力溫度608010020.2518.2816.2921.2719.4017.50運(yùn)用內(nèi)差法計(jì)算，已知：塔頂溫度，有塔頂液體表面張力為進(jìn)料板溫度，有進(jìn)料板液體表面張力為塔釜溫度，有塔釜液體表面張力為則，精餾段平均液體表面張力提餾段平均液體表面張力6、液體比熱容與汽化潛熱的計(jì)算表2-6乙醇、正丙醇汽化熱和比熱容數(shù)據(jù)溫度乙醇正丙醇汽化熱熱容汽化熱熱容0985.292.23839.882.2110969.662.30827.622.2820953.212.38814.802.3530936.032.46

20、801.422.4340918.122.55787.422.4950899.312.65772.862.5960879.772.76757.602.6970859.322.88741.782.7980838.053.01725.342.8990815.793.14708.202.92100792.523.29690.302.96運(yùn)用插值法計(jì)算，已知：塔頂溫度，有塔頂液體平均比熱容為進(jìn)料板溫度，有進(jìn)料板液體平均比熱容為塔釜溫度，則塔釜液體平均比熱容為同理，運(yùn)用插值法可計(jì)算出液體汽化潛熱，計(jì)算結(jié)果如下表所示表2-7 汽化潛熱計(jì)算結(jié)果表溫度汽化潛熱乙醇丙醇平均值79.05831.021726.902

21、826.12686.41820.191714.353762.29896.03801.758697.406701.8937、精餾塔汽、液相負(fù)荷的計(jì)算（1）精餾段的汽、液相負(fù)荷汽相負(fù)荷 液相負(fù)荷 （2）提餾段的汽、液相負(fù)荷汽相負(fù)荷 液相負(fù)荷 2.3熱量衡算1、塔頂上升蒸汽的熱量2、殘液帶出的熱量3、回流帶入的熱量采用泡點(diǎn)回流，則餾出口與回流口組成相同，即，4、進(jìn)料帶入的熱量5、塔頂餾出液的熱量6、冷凝器消耗的熱量7、散于周?chē)臒崃咳?、加熱蒸汽代入的熱量全塔范圍內(nèi)列熱量衡算式，有 且 即 則 表2-8 熱量衡算計(jì)算結(jié)果：項(xiàng)目進(jìn)料冷凝器塔頂溜出液塔底殘液再沸器平均比熱容155.55-139.7017

22、5.58-熱量1345351.958460712.38497869.91927485.959489684.772.4塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算1、塔徑的計(jì)算以精餾段計(jì)算為例取板間距 ，塔板清液層高度 液體表面張力時(shí)的氣體負(fù)荷因子為 氣體負(fù)荷因子 液泛氣速 取泛點(diǎn)率為0.7，則空塔氣速 所以，精餾段塔徑 同理，計(jì)算得提餾段的塔徑為1.455m 按標(biāo)準(zhǔn)圓整后，精餾段和提餾段塔徑均取1.6m2、有效高度的計(jì)算精餾段： 提餾段： 在進(jìn)料口安裝防沖設(shè)施，取進(jìn)料板板間距，且要求每68塊板設(shè)計(jì)一個(gè)人孔，則全塔27塊板應(yīng)設(shè)計(jì)3個(gè)人孔，人孔處板間距所以，全塔有效高度為3、溢流裝置計(jì)算（1）堰長(zhǎng)塔徑，可選用單溢流弓

23、形降液管，采用凹形受液盤(pán)。取 ,則堰長(zhǎng)（2）溢流堰高度選用平直堰，堰上液層高度由弗朗西斯公式計(jì)算，近似取,則 同理，計(jì)算出提餾段 （3）弓形降液管寬度和截面積查圖3-16， 得 又 液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間 s 符合要求同理，計(jì)算出提餾段 s 符合要求（4）降液管底隙高度和液體流經(jīng)底隙的流速 且 取 則 同理，提餾段 4、塔板設(shè)計(jì)（1）塔的分塊因 ，故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為4塊，具體如下表所示：表2-9 塔的分塊塔徑塔板分塊數(shù)（2）邊緣區(qū)寬度確定取邊緣區(qū)寬度，入口安定區(qū)寬度,出口安定區(qū)寬度均?。?）開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算 （4）篩孔計(jì)算及其排列本設(shè)計(jì)取篩孔直徑，按正三角形排列，一般碳鋼厚度取

24、，則孔中心距塔板上的篩孔總數(shù) 個(gè)（5）開(kāi)孔率因?yàn)楹Y孔按三角形排列，則開(kāi)孔率氣體通過(guò)篩孔的速度同理，計(jì)算得提餾段5、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算（1）干板阻力的計(jì)算則，流量系數(shù) 開(kāi)孔率，干板阻力按下式計(jì)算：同理，計(jì)算出提餾段干板阻力 （2）氣體通過(guò)液層的阻力的計(jì)算按有效流通面積計(jì)算氣速 ，有 汽相動(dòng)能因子 充氣系數(shù)為則 同理，計(jì)算出提餾段 （3）液體表面張力的阻力的計(jì)算精餾段液體表面張力 同理，計(jì)算出提餾段 （4）塔板壓降的計(jì)算 液柱高度 氣體通過(guò)塔板的壓降 同理，計(jì)算出提餾段的液柱高度 由以上計(jì)算結(jié)果可知，氣體通過(guò)塔板的壓降均低于設(shè)計(jì)允許值，符合要求。（5）液面落差對(duì)于的篩板塔，液面落差很小，可忽略液面

25、落差的影響。本設(shè)計(jì)的，故液面落差可忽略不計(jì)。（6）液沫夾帶量設(shè)計(jì)中規(guī)定霧沫夾帶量，本設(shè)計(jì)采用亨特（hunt）的經(jīng)驗(yàn)式計(jì)算霧沫夾帶量。按泡沫層相對(duì)密度為0.4計(jì)算，則塔板上鼓泡層高度 霧沫夾帶量同理，計(jì)算出提餾段，均小于，所以，本設(shè)計(jì)液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。（7）漏液點(diǎn)氣速本設(shè)計(jì) ，所以，漏液點(diǎn)氣速按下式計(jì)算 穩(wěn)定性系數(shù)同理，計(jì)算得提餾段漏液點(diǎn)氣速，穩(wěn)定性系數(shù)，在設(shè)計(jì)允許范圍值內(nèi)。（8）液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度，本設(shè)計(jì)塔板上不設(shè)置進(jìn)口堰，液體流過(guò)降液管的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨瓤捎孟率接?jì)算： 取 ，則 同理，計(jì)算得提餾段 ，均符合設(shè)計(jì)要求。根據(jù)以上各項(xiàng)流體力學(xué)驗(yàn)算結(jié)果，可認(rèn)

26、為本設(shè)計(jì)精餾塔塔徑及各工藝尺寸是合適的。6、塔板負(fù)荷性能圖以精餾段為例計(jì)算（1）霧沫夾帶線取極限值 ，已知式中 , , ，整理，得 同理，整理得提餾段霧沫夾帶線 在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值, 依上式計(jì)算，將結(jié)果列于表中2.7832.642.5362.4512.3402.9282.8842.6842.6002.490根據(jù)上表中數(shù)據(jù)，可繪出霧沫夾帶線。（2）液泛線令，即 ，式中：,取 ，已知： ， ，整理，得同理，整理得提餾段液泛線 在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值, 依上式計(jì)算，將結(jié)果列于表中2.09371.9441.7951.6381.5292.172.0531.8701.7061.532根據(jù)上表中數(shù)據(jù)

27、，可繪出霧沫夾帶線。（3）液相負(fù)荷上限線取液體在降液管中停留時(shí)間為,則作出液相負(fù)荷上限線，是一條與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直線。（4）漏液線已知 , 代入漏液點(diǎn)氣速式整理，得 同理，整理得提餾段漏液線 在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值, 依上式計(jì)算，將結(jié)果列于表中0.3090.3250.3380.3480.3570.2670.2830.2950.3050.313根據(jù)上表中數(shù)據(jù)，可繪出霧沫夾帶線。（5）液相負(fù)荷下限線取平直堰，堰上液層高度 作為液相負(fù)荷下限線的條件，整理得作出液相負(fù)荷下限線，也是一條與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直線。（6）塔的操作彈性 根據(jù)以上各線方程,可做出篩板塔的負(fù)荷性能圖如圖所示在負(fù)荷性能圖上,作出

28、操作點(diǎn) , 連接 ,即作出操作線.由圖可知 故操作彈性為：同理可算出提鎦段：3.6 板式塔的結(jié)構(gòu) 3.6.1 塔體結(jié)構(gòu)(1)塔頂空間 指塔內(nèi)最上層塔極與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，設(shè)計(jì)中通常取塔頂間距為(1.52.0)ht。若需要安裝除沫器時(shí)，要根據(jù)除沫器的安裝要求確定塔頂間距。 (2)塔底空間 指塔內(nèi)最下層培板到塔底間距。其值由如下因素決定： 塔底儲(chǔ)液空間依儲(chǔ)存液量停留 38 min(易結(jié)焦物料可縮短停留時(shí)間)而定；再沸器的安裝方式及安裝高度； 塔底液面至最下層塔板之間要留有12m的間距。 (3)人孔 對(duì)于d1000mm的板式塔，為安裝、檢修的需要，一般每隔

29、68層塔板設(shè)一人孔。人孔直徑一般為450 mm600mm，其伸出塔體的筒體長(zhǎng)為200250 mm，人孔中心距操作平臺(tái)約8001200mm。設(shè)人孔處的板間距應(yīng)等于或大于600mm。 (4)塔高 板式塔的塔高如圖所示。可按下式計(jì)算，即 h=(n-nf-np-1)ht+nfhf+nphp+hd+hb+h1+h2 式中 h塔高，m； n實(shí)際塔板數(shù)； nf進(jìn)料板數(shù)； hf進(jìn)料板處板間距，m； np人孔數(shù)； hb塔底空間高度，m； hp設(shè)人孔處的板間距，m； hd塔頂空間高度，m； h1封頭高度，m； h2裙座高度m。 3.6.2 塔總體高度計(jì)算 塔體總高度利用下式計(jì)算：（1）塔頂封頭封頭分為橢圓形、蝶形

30、封頭等幾種，本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭。由公稱直徑，查化工原理課程設(shè)計(jì)附錄2得，曲面高度直邊高度內(nèi)表面積,容積。則封頭高度（2）塔頂空間 設(shè)計(jì)中取塔頂間距考慮到需要安裝除沫器，所以選取塔頂空間1.2m。（3）塔底空間塔底空間高度hb是指從塔底最下一層塔板到塔底封頭的底邊處的距離，取釜液停留時(shí)間為5min，取塔底液面至最下一層塔板間距離為1.5m。則：(4) 人孔對(duì)的板式塔，為安裝、檢修的需要，一般每隔68塊塔板設(shè)一個(gè)人孔，本塔具有32塊塔板，需設(shè)置4個(gè)人孔，每個(gè)人孔直徑為450mm，在設(shè)置人孔處板間距 。（5）進(jìn)料處板間距 考慮在進(jìn)口處安裝防沖設(shè)施，取進(jìn)料板處板間距。(6) 裙座 塔底常用裙座支撐，

31、本設(shè)計(jì)采用圓筒形裙座；由于裙座內(nèi)徑800mm，故裙座壁厚取16mm. 基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑： 基礎(chǔ)環(huán)外徑： 圓整后：,考慮到再沸器，取裙高。 塔體總高度：第 4 章 輔助設(shè)備及選型4.1精餾塔的附屬設(shè)備 精餾塔的附屬設(shè)備包括蒸氣冷凝器、產(chǎn)品冷卻器、再沸器(蒸餾釜)、原料預(yù)熱器等，可根據(jù)有關(guān)教材或化工手冊(cè)進(jìn)行選型與設(shè)計(jì)。以下著重介紹再沸器(蒸餾釜)和冷凝器的型式和特點(diǎn)，具體設(shè)計(jì)計(jì)算過(guò)程從略。 （1）再沸器(蒸餾釜)該裝置的作用是加熱塔底料液使之部分氣化，以提供精餾塔內(nèi)的上升氣流。工業(yè)上常用的再沸器(蒸餾釜)有：內(nèi)置式再沸器、釜式(罐式)再沸器、虹吸式再沸器、強(qiáng)制循環(huán)式再沸器等幾種，詳見(jiàn)第2章?lián)Q熱器設(shè)計(jì)部分

32、。 應(yīng)予指出，再沸器的傳熱面積是決定塔操作彈性的主要因素之一，故估算其傳熱面積時(shí)安全系數(shù)要選大一些，以防塔底蒸發(fā)量不足影響操作。 （2）塔頂回流冷凝器 塔頂回流冷凝器通常采用管殼式換熱器，有臥式、立式、管內(nèi)或管外冷凝等形式。按冷凝器與塔的相對(duì)位置區(qū)分，有以下幾類。 整體式及自流式 將冷凝器直接安置于塔頂，冷凝液藉重力回流入塔，此即整體式冷凝器，又稱內(nèi)回流式，如圖3-21(a)、(b)所示。其優(yōu)點(diǎn)是蒸氣壓降較小，節(jié)省安裝面積，可藉改變升氣管或塔板位置調(diào)節(jié)位差以保證回流與采出所需的壓頭。缺點(diǎn)是塔頂結(jié)構(gòu)復(fù)雜，維修不便，且回流比難于精確控制。該方式常用于以下幾種情況：傳熱面較小(例如50m2以下)；冷

33、凝液難以用泵輸送或泵送有危險(xiǎn)的場(chǎng)合；減壓蒸餾過(guò)程。 圖3-21(c)所示為自流式冷凝器，即將冷凝器置于塔頂附近的臺(tái)架上，靠改變臺(tái)架高度獲得回流和采出所需的位差。 強(qiáng)制循環(huán)式 當(dāng)塔的處理量很大或塔板數(shù)很多時(shí)，若回流冷凝器置于塔頂將造成安裝、檢修等諸多不便，且造價(jià)高，可將冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂輸送回流，在冷凝器和泵之間需設(shè)回流罐，即為強(qiáng)制循環(huán)式。圖3-21(d)所示為冷凝器置于回流罐之上，回流罐的位置應(yīng)保證其中液面與泵入口間之位差大于泵的氣蝕余量，若罐內(nèi)液溫接近沸點(diǎn)時(shí)，應(yīng)使罐內(nèi)液面比泵入口高出3m以上。圖3-21(e)所示為將回流罐置于冷凝器的上部，冷凝器置于地面，冷凝液藉壓差流入回

34、流罐中，這樣可減少臺(tái)架，且便于維修，主要用于常壓或加壓蒸餾。 回流冷凝器的工藝計(jì)算步驟如下： 按工藝要求決定冷凝器的熱負(fù)荷qr,選擇冷卻劑、冷卻劑進(jìn)出口溫度并計(jì)算冷卻劑用量； 初估設(shè)備尺寸，由平均溫度tm和總傳熱系數(shù)k的經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)，計(jì)算所需的傳熱面積a,并由此選擇標(biāo)準(zhǔn)型號(hào)的冷凝器，或自行設(shè)計(jì)； 復(fù)核傳熱面積，對(duì)已選型號(hào)或自行設(shè)計(jì)的設(shè)備，核算實(shí)際上的總傳熱系數(shù)k和實(shí)際所需的傳熱面積； 決定安裝尺寸，估計(jì)各管線長(zhǎng)度及阻力損失，以決定冷凝器底部與回流液入口之間的高度差hr.需要注意的是，由于冷凝器常用于精餾過(guò)程，考慮到精餾塔操作常需要調(diào)整回流比，同時(shí)還可能兼有調(diào)節(jié)塔壓的作用，故應(yīng)適當(dāng)加大其傳熱面積的裕

35、度。按經(jīng)驗(yàn)，其面積裕度應(yīng)在30左右。 4.2精餾塔的接管（1）塔頂蒸氣出口管的直徑dv操作壓力為常壓，蒸汽管中常用流速為u=12-20m/s，取由 所以查標(biāo)準(zhǔn)系列選取37710規(guī)格的熱軋無(wú)縫鋼管。（2）回流管的直徑dr由于塔頂冷凝器安裝在塔頂平臺(tái)，回流液靠重力自留入塔內(nèi)，本設(shè)計(jì)取 所以有查標(biāo)準(zhǔn)系列選取253.5規(guī)格的熱軋無(wú)縫鋼管。(3)進(jìn)料管的直徑df進(jìn)料管得結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、t形進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。管徑計(jì)算如下：本設(shè)計(jì)采用泵輸送料液，料液速度可取uf=1.5-2.5m/s，本設(shè)計(jì)取查標(biāo)準(zhǔn)系列選取424規(guī)格的熱軋無(wú)縫鋼管。(4)塔底出料管的直徑dw一般可采用塔底

36、出料管的流速u(mài)w，本設(shè)計(jì)取查標(biāo)準(zhǔn)系列選取573規(guī)格的熱軋無(wú)縫鋼管。(5)塔底蒸汽的直徑dw一般可采用塔底出料管的流速u(mài)v=20-25m/s，本設(shè)計(jì)取查標(biāo)準(zhǔn)系列選取32510規(guī)格的熱軋無(wú)縫鋼管。 本章符號(hào)說(shuō)明aa塔板開(kāi)孔區(qū)面積，m2； af降液管截面積，m2； a0篩孔總面積，m2； at塔截面積，m2； c0流量系數(shù)，無(wú)因次； c計(jì)算umax時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，m/s；cs氣相負(fù)荷因子，m/s； d0篩孔直徑，m；d塔徑，m；ev液沫夾帶量,kg(液)/kg(氣)； e液流收縮系數(shù)，無(wú)因次;f氣相動(dòng)能因子，kg1/2/(sm1/2)； f0篩孔氣相動(dòng)能因子，kg1/2/(sm1/2)； hl進(jìn)口堰與

37、降液管間的水平距離，m； hc與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱； hd與液體流過(guò)降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m： hl與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m； hl板上清液層高度，m； h0降液管的底隙高度，m； how堰上液層高度，m； hw溢流堰高度，m； hw進(jìn)口堰高度，m； h與克服的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m； h板式塔高度; hd降液管內(nèi)清液層高度，m； ht塔板間距，m； k穩(wěn)定系數(shù)，無(wú)因次； lw堰長(zhǎng)，m； lh液體體積流量，m3/h； ls液體體積流量，m3/s； n篩孔數(shù)目； nt理論板層數(shù)； p操作壓力，pa； p壓力降，pa； t篩孔的中心距，m； u空塔氣速，m/s； u0氣體通過(guò)篩孔的速度，m/s； u0.min漏液點(diǎn)氣速，m/s； u0液體通過(guò)降液管底隙的速度，m/s； vs氣體體積流量，m3/s； ls液體體積流量，m3/s