化工原理課程設計--篩板式精餾塔的設計

1、<p><b>　　篩板式精餾塔的設計</b></p><p><b>　　專業(yè)年級： </b></p><p><b>　　學 生： </b></p><p><b>　　指導老師： </b></p><p><b>　　201

2、1年8月</b></p><p><b>　　目錄</b></p><p><b>　　目錄2</b></p><p><b>　　摘要5</b></p><p><b>　　1概述5</b></p><p>　　

3、2 精餾工藝流程確定6</p><p>　　2.1進料熱狀況6</p><p><b>　　2.2進料方式6</b></p><p><b>　　2.3冷凝方式7</b></p><p><b>　　2.4加熱形式7</b></p><p>　

4、　3、精餾塔的物料衡算7</p><p>　　3.1、原料液、餾出液、釜液組成7</p><p>　　3.1.1、原料液組成7</p><p>　　3.1.2、餾出液組成7</p><p>　　3.1.3、釜液組成8</p><p>　　3.2、物料衡算8</p><p>　　3.2

5、.1、質量流量8</p><p>　　3.2.2、摩爾流量8</p><p>　　3.2.3、體積流量及體積分率9</p><p>　　3.3、結果匯總表10</p><p>　　4、塔板數的確定11</p><p>　　4.1、理論塔板數的確定11</p><p>　　4.1.1、

6、最小回流比Rmin11</p><p>　　4.1.2、最小理論塔板數Nmin的確定12</p><p>　　4.1.3、最佳回流比的確定12</p><p>　　4.2 操作線方程13</p><p>　　4.2.1 精餾段操作線方程14</p><p>　　4.2.2 提溜段操作線方程14</p&

7、gt;<p>　　4.2.3 q線方程14</p><p>　　4.2.4 用逐板計算出理論塔板數14</p><p>　　4.3、總板效率η的估計16</p><p>　　4.3.1、平均揮發(fā)度16</p><p>　　4.3.2、加料摩爾組成的液體平均摩爾粘度μav17</p><p>　

8、　4.3.3、估計總板效率η17</p><p>　　4.3.4 實際板數的確定17</p><p>　　5、塔板結構的工藝設計18</p><p>　　5.1、初選塔板間距H T18</p><p>　　5.2、塔徑初算18</p><p>　　5.2.1液泛氣速uF18</p><p

9、>　　5.2.2、塔徑的核算20</p><p>　　5.3、塔板上溢流型式的確定20</p><p>　　5.4、塔板布置21</p><p>　　5.4.1、篩孔孔徑21</p><p>　　5.4.2、篩孔中心距t0和開孔率φ021</p><p>　　5.4.3、 篩板厚度tp22</p

10、><p>　　5.4.4、溢流堰長lw22</p><p>　　5.4.5、堰板高度hw22</p><p>　　5.4.6、降液管下沿與塔板板間距ta23</p><p>　　5.4.7、安定區(qū)寬度Ws和邊緣區(qū)寬度Wc23</p><p>　　5. 5、塔板各部分面積和對應氣速計算24</p>&

11、lt;p>　　5.5.1降液管面積Ad24</p><p>　　5.5.2塔板工作面積Aa24</p><p>　　5.5.3塔有效截面積An25</p><p>　　5.5.4篩孔總面積25</p><p>　　6. 塔板流體力學校核26</p><p>　　6.1、板上溢流強度檢查26</p

12、><p>　　6.2、氣體通過塔板的壓力降ΔHt26</p><p>　　6.3、液面落差校核27</p><p>　　6.4、漏液點氣速校核27</p><p>　　6.5、降液管內液面高度Hd和液體停留時間t校核27</p><p>　　6.5.1、降液管內液面高度Hd27</p><p&

13、gt;　　6.5.2、停留時間t28</p><p>　　7. 塔板負荷性能圖29</p><p>　　7.1負荷性能圖的繪制29</p><p>　　7.1.1液體流量下限線29</p><p>　　7.1.2液體流量上限線29</p><p>　　7.1.3漏液線29</p><p&

14、gt;　　7.1.4液泛線30</p><p>　　7.1.5霧沫夾帶上限線31</p><p>　　7.2、塔板結構設計評述32</p><p>　　8.、塔總體結構32</p><p>　　8.1、塔體與裙座結構及封頭的選用32</p><p>　　8.2、塔盤結構32</p><p

15、>　　8.3、除沫裝置33</p><p>　　8.4、塔附件33</p><p>　　8.5、塔高的計算33</p><p>　　8.5.1、塔的頂部空間高度33</p><p>　　8.5.2、塔的底部空間高度33</p><p>　　8.5.3、加料板的空間高度34</p><

16、;p>　　8.5.4、支座高度34</p><p>　　8.5.5、人孔34</p><p>　　8.5.6塔高34</p><p><b>　　8.6、接管34</b></p><p>　　8.6.1、回流管和液體進料管34</p><p>　　8.6.2、釜液出口管36<

17、;/p><p>　　8.6.3、氣體進口管36</p><p>　　8.6.4、氣體出口管37</p><p>　　9、精餾塔附屬設備選型計算38</p><p>　　9.1、釜底再沸器38</p><p>　　9．2、餾出蒸汽冷凝器（余熱利用）38</p><p>　　9．3、產品冷卻器

18、39</p><p>　　9.4、泵的選用40</p><p>　　10．數據匯總42</p><p><b>　　參考文獻45</b></p><p><b>　　摘要</b></p><p>　　本實驗設計采用篩板式精餾塔對乙醇～水溶液進行分離。以9200kg&#

19、183;h-1,24.8%的溶液進料，塔頂餾出液的質量分率為89.3%，塔釜餾出液的質量分率為0.95%。該篩板式精餾塔塔高12m,塔板數為15塊，其中，精餾段12塊，提餾段3塊，且第13塊板為進料板。塔板間距選用450mm ,塔徑為1200mm，塔板篩孔孔徑為5mm，篩孔中心距為17.5mm，開孔率7.4%，篩板厚度為3mm，溢流堰長864mm，堰板高度為40.93mm，安定區(qū)寬度80mm，邊緣區(qū)寬度30 mm。塔板降液管截面積為0.

20、109m2，工作面積為0.719m2,有效截面積為1.021m2，篩孔總面積為0.0532m2。本塔選用IS 65-50-160 型號的進料泵冷液進料，塔頂采用冷卻水用量為22795.2kg·h-1的A900-240-0.6-280型號的冷凝器及冷卻水用量為2865.6kg·h-1 的A600V-120-6-50型號的產品冷卻器，塔釜采用蒸汽用量為6802.343kg·h-1 的A400-60-1-10型號

21、的再沸器。</p><p>　　關鍵詞：乙醇～水溶液 精餾 分離</p><p><b>　　1 概述 </b></p><p>　　均相物系的分離方法有吸收、萃取、干燥、精餾等操作，其中工業(yè)上分離均相液體混合物最常用的過程是蒸餾。利用液體混合物中組分揮發(fā)性能的差異，以熱能為媒介使其部分汽化，從而在氣相富集易揮發(fā)組分，液相富集難揮發(fā)組分，使

22、混合物得以分離的方法稱為蒸餾。根據操作方式，蒸餾分為簡單蒸餾、平衡蒸餾和精餾。前兩種只能實現初步分離，而精餾能實現混合物的高純度分離，無需與外界進行熱量交換，采用多次平衡級的蒸餾過程來實現混合液的高純度分離，這種多級蒸餾過程的組合就是精餾。</p><p>　　塔設備是實現精餾、吸收、解吸和萃取等化工單元操作的主要設備，它可以使氣（或汽）液或液液兩相之間進行緊密接觸，達到相際傳質及傳熱的目的。因此，塔設備在化工過

23、程中有時也用來實現氣體的冷卻、除塵、增濕或減濕等。</p><p>　　最常用的塔設備可分為兩大類：板式塔和填料塔。此外，還有多種內部裝有機械運動構件的塔，例如脈動塔河轉盤塔等，則主要用于萃取操作。</p><p>　　板式塔按其塔盤結構，填料塔按所用填料的不同，又各細分為多種塔型。</p><p>　　不管是對何種塔型，除了首先要能使氣（汽）液兩相充分接觸，獲得較

24、高的傳質效率，還希望能綜合滿足下列要求：</p><p>　　(1) 生產能力大。在較大的氣液流速下，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶及液泛等破壞正常操作的現象。</p><p>　　(2) 操作穩(wěn)定，操作彈性大。當塔設備的氣液負荷量有較大的波動時，仍能在較高的傳質效率下進行穩(wěn)定的操作。</p><p>　　(3) 流體流動阻力小，即流體通過塔設備的壓力降小。以節(jié)省動力消耗

25、，降低操作費用。對于減壓蒸餾，較大的壓力降還將使系統(tǒng)無法維持必要的真空度。</p><p>　　(4) 結構簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。</p><p>　　(5) 耐腐蝕，不易堵塞，方便操作、調節(jié)和檢修。</p><p>　　事實上，任何一種塔形都難以全面滿足上述要求，而只能在某些方面具有獨特之處。但是，對于高效率、大生產能力、穩(wěn)定可靠的操作和低壓降的追求

26、，則推動著塔設備新結構型式的不斷出現和發(fā)展。</p><p>　　篩板塔是板式塔中較早出現的塔型之一 ，它綜合具有結構簡單，制造維修方便，生產能力大（可比浮閥塔大），塔板效率較高，壓降小等優(yōu)點，不足之處是操作彈性較小。篩孔也易堵塞，使用曾一度受到限制，但是近幾十年來，經過大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設計方法，還開發(fā)了大孔徑篩板，導向篩板等形式，使篩板塔的不足得到補救，即合理的設計可

27、以保證較高的操作彈性。現在，篩板塔已經成為生產上最廣泛采用的塔型之一。</p><p>　　二元物系精餾用篩板塔的工藝設計，主要包括精餾系統(tǒng)工藝流程的確定、物料衡算、塔板數的計算、塔結構工藝設計、熱量衡算和附屬設備的選型計算等項。</p><p>　　2 精餾工藝流程確定</p><p><b>　　2.1進料熱狀況</b></p>

28、<p>　　選擇20℃冷液進料。</p><p><b>　　2.2進料方式</b></p><p>　　選擇進料泵進料。泵的主要目的是迫使液體通過過程的固定阻力和克服過程中可能有的靜壓頭。</p><p><b>　　2.3冷凝方式</b></p><p>　　塔頂蒸汽采用全凝器冷凝

29、，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，剩余部分經產品冷卻器后送至儲罐。由于調節(jié)回流比時分凝器不如全凝器便利準確，故采用全凝器。</p><p><b>　　2.4加熱形式</b></p><p>　　塔釜采用分離式間接蒸汽加熱。</p><p>　　所需工藝流程見附圖一。</p><p>　　3、精餾塔的物料衡算</p

30、><p>　　3.1、原料液、餾出液、釜液組成</p><p>　　3.1.1、原料液組成</p><p>　　已知 水的摩爾質量：MA=46.07 kg·mol-1</p><p>　　乙醇摩爾質量：MB=18.02 kg·mol-1 </p><p>　　質量分率：ωF=

31、24.80 %</p><p><b>　　摩爾分率：</b></p><p>　　注：所有下標A代表乙醇，所有下標B代表水。</p><p>　　3.1.2、餾出液組成</p><p>　　質量分率：ωD=89.30%</p><p><b>　　摩爾分率：</b><

32、/p><p>　　3.1.3、釜液組成</p><p>　　質量分率：ωW=1.04%</p><p><b>　　摩爾分率：</b></p><p><b>　　3.2、物料衡算</b></p><p>　　3.2.1、質量流量</p><p><

33、b>　　全塔物料橫算式：</b></p><p><b>　　mF=mD+mW</b></p><p>　　mFωF=mDωD+mwωw</p><p>　　已知mF=9200kg·h-1,代入數據得</p><p>　　9200=mD+mW</p><p>　　920

34、00.248=mD0.893+mw0.0095</p><p><b>　　聯立，解方程得</b></p><p>　　mD=2383.531 kg·h-1</p><p>　　mw=6716.469 kg·h-1</p><p>　　3.2.2、摩爾流量 </p><p&g

35、t;<b>　　原料液的摩爾流量</b></p><p><b>　　全塔物料衡算式：</b></p><p><b>　　F=D+W</b></p><p>　　FxF=DxD+Wxw</p><p><b>　　代入數據：</b></p>

36、<p>　　433.45=D+W</p><p>　　433.450.114=D0.766+W0.00374</p><p><b>　　解方程得</b></p><p>　　D=62.699 kmol·h-1</p><p>　　W=370.755 kmol·h-1</p>

37、<p>　　3.2.3、體積流量及體積分率</p><p>　　(1)、進料體積流量及分率</p><p>　　由于采用冷液進料，查表【1】，進料組成F=24.80%時，20℃時，進料液的密度=959.781kg·m-3</p><p>　　查表【2】，當tF=20 ℃時，乙醇的的密度= 795kg·m-3 </p>

38、<p><b>　　進料體積流量</b></p><p><b>　　進料體積流率</b></p><p>　　xF′==0.299</p><p>　　(2)、餾出液體積流量</p><p>　　由于采用泡點回流，查表【3】，D=89.3%時，氣液混合物的泡點為78.731℃。 <

39、;/p><p>　　查表【1】，當tD=78.731℃時餾出液的密度=758.408 kg·m-3 </p><p>　　查表【2】，當tD=78.731 ℃時，乙醇的的密度= 730.350kg·m-3 </p><p><b>　　餾出液體積流量</b></p><p><b>　　VD=&

40、lt;/b></p><p>　　=3.275m3·h-1 </p><p><b>　　餾出液體積分率</b></p><p>　　xD′==0.927</p><p>　　(3)、釜液體積流量</p><p>　　查表【3】，w=0.95%時，氣液混合物的泡點為98.98℃。

41、</p><p>　　查表【4】，當tW=98.98℃時，水的密度=959.104 kg·m-3</p><p>　　查表【2】，當tW=98.98℃時，乙醇的密度= 717.428kg·m-3 </p><p><b>　　進料時混合物的密度</b></p><p>　　= 958.200 kg&#

42、183;m-3</p><p><b>　　釜液體積流量</b></p><p><b>　　VW=</b></p><p>　　= 7.009 m3·h-1 </p><p><b>　　釜液體積流率</b></p><p><b>

43、;　　xW′=</b></p><p><b>　　3.3、結果匯總表</b></p><p><b>　　表1</b></p><p><b>　　表2</b></p><p><b>　　4、塔板數的確定</b></p>&l

44、t;p>　　4.1、理論塔板數的確定</p><p>　　4.1.1、最小回流比Rmin</p><p>　　查表【5】，質量分率為24.8℅的乙醇～水溶液的泡點溫度為85.75℃，露點溫度為96.97℃。</p><p>　　將料液由20℃升溫至85.75℃，</p><p><b>　　查圖【6】，</b>&l

45、t;/p><p>　　20℃時，CPA =2.345kJ·kg-1·K-1,CPB=4.179kJ·kg-1·K-1</p><p>　　CP1=CPAxF+CPB(1-xF)=2.345×0.114+4.179×(1-0.114)=3.970kJ·kg-1·K-1</p><p>　　87

46、.75℃時，CPA =3.433kJ·kg-1·K-1,CPB=4.271kJ·kg-1·K-1</p><p>　　CP2=CPAxF+CPB(1-xF)=3.433×0.114+4.271×(1-0.114)=4.175kJ·kg-1·K-1</p><p>　　CP=4.07kJ·kg-1

47、83;K-1</p><p>　　iL-iF=CP(t2-t1)=4.07×(85.75-20)=267.603kJ· kmol-1</p><p>　　繼續(xù)加熱，水由85.75℃升溫至96.97℃</p><p>　　查表【3】，F=24.8%時，iL=414.697kJ·kg-1,iV=2347.28kJ·kg-1<

48、/p><p><b>　　q=1.138</b></p><p>　　由表【7】繪制圖2，y～x圖，找出f(xF,xF)點作斜率為8.246的直線與平衡線相交于e。</p><p>　　讀圖可知， e點的坐標為（0.1595,0.503）。</p><p>　　最小回流比Rmin==0.766</p><

49、p>　　4.1.2、最小理論塔板數Nmin的確定</p><p>　　當全回流時，達到分離要求所需要的塔板數最小，即Nmin.。由圖解法得</p><p><b>　　Nmin= 塊</b></p><p>　　4.1.3、最佳回流比的確定</p><p>　　由《化工原理 下冊》吉利蘭關聯式</p>

50、<p>　　Y=0.75×(1-X0.567)</p><p><b>　　X=</b></p><p>　　通常情況下,適宜的回流比取為最小回流比的1.1-5倍,</p><p>　　在R=(1.1~5)Rmin范圍內取9個回流比，分別利用吉利蘭夫關聯式求出與其對應的N值并在直角坐標圖上畫出圖3，N-R曲線，確定最佳回流

51、比范圍及選取實際回流比。</p><p>　　取R=1.1Rmin=1.1×0.766=0.8426做典型計算，</p><p>　　X===0.0416，</p><p>　　查圖【8】，Y=0.67</p><p><b>　　又，</b></p><p>　　∴理論板數N===20

52、.21</p><p><b>　　數據整理：</b></p><p><b>　　表 1</b></p><p>　　由圖3可以看出在（1.2～1.8）Rmin時，曲線開始變平緩，取為最佳回流比的范圍，即陰影部分，取R=1.5作為實際回流比。</p><p><b>　　4.2 操作線方

53、程</b></p><p><b>　　由回流比R=</b></p><p>　　且D=62.699 kmol·h-1 ,,</p><p>　　V=L+D=94.049+62.699=156.748 kmol·h-1 </p><p>　　mv=mL+mD=3725.297+2483.5

54、31=6208.828</p><p>　　由于是冷液進料，q=1. 138</p><p>　　因此 L′=L +q F = 94.049+1.138×433.454=587.320 </p><p>　　V′= L ′-W=587.320-370.755=216.565</p><p>　　=3725.297+1.138

55、5;9200=14194.897 </p><p>　　VL′=VL +q VF=4.912+1.138×9.586=15.821</p><p><b>　　數據整理： </b></p><p><b>　　表 2</b></p><p>　　4.2.1 精餾段操作線方程<

56、/p><p>　　0.6x+0.3064</p><p>　　4.2.2 提溜段操作線方程</p><p>　　4.2.3 q線方程</p><p>　　==8.246x-0.826</p><p>　　4.2.4 用逐板計算出理論塔板數</p><p>　　由y1=xD=0.766</p&

57、gt;<p>　　查表【7】得與y1=0.766成相平衡的液相組分x1=0.719</p><p>　　代入精餾段操作線方程，yn+1=0.6xn+0.3064</p><p>　　y2=0.60.719+0.3064=0.738</p><p>　　由x1，y1可求得相對揮發(fā)度α 1</p><p>　　由y2=0.738，查

58、得x2=0.676</p><p>　　y3=0.6x2+0.3064=0.6×0.676+0.3064=0.712</p><p>　　由y3=0.712，查得x3=0.627</p><p>　　0.6x3+0.3064=0.6×0.627+0.3064=0.683</p><p>　　由y4=0.683，查得x4=0

59、.571</p><p>　　0.6x4+0.3064=0.6×0.571+0.3064=0.649</p><p>　　由y5=0.649，查得x5=0.29</p><p>　　0.6x5+0.3064=0.6×0.29+0.3064=0.48</p><p>　　由y6=0.48，查得x6=0.132</p&g

60、t;<p>　　0.6x6+0.3064=0.6×0.132+0.3064=0.386</p><p>　　由y7=0.386，查得</p><p>　　∵x6=0.132>xF=0.114>x7=0.071且xF較接近x6</p><p>　　∴第七塊板為進料板，需要折返</p><p>　　精餾段理論板

61、數= 塊</p><p>　　2.712x6-0.0064=2.712×0.132-0.0064=0.352</p><p>　　由y7=0.352，查得x7=0.0577</p><p>　　2.712x7-0.0064=2.712×0.0577-0.0064=0.15</p><p>　　由y8=0.15，查得<

62、/p><p>　　2.712x8-0.0064=2.712×0.00895-0.0064=0.0179</p><p>　　由y9=0.0179，查得x9=0.00149</p><p><b>　　∵ </b></p><p>　　全塔理論板數為塊（包括塔底再沸器）</p><p&g

63、t;　　提溜段理論板數為（8.7-1）-6.295 =1.405塊</p><p>　　由xW=0.00374查得yW=0.0435</p><p>　　理論塔板數總匯：表 3</p><p>　　4.3、總板效率η的估計</p><p>　　4.3.1、平均揮發(fā)度</p><p>　　由于乙醇-水物系為非理想物系，

64、α隨x的變化不可忽略。</p><p><b>　　由得</b></p><p><b>　　代入數據： </b></p><p><b>　　求得：=0.081</b></p><p><b>　　由 查得 </b></p><p&

65、gt;<b>　　平均相對揮發(fā)度</b></p><p>　　4.3.2、加料摩爾組成的液體平均摩爾粘度μav</p><p>　　以塔頂溫度與塔底溫度的平均值作為定性溫度</p><p><b>　　查表【9】得℃時</b></p><p><b>　　查圖【10】得℃時</b&g

66、t;</p><p>　　以加料摩爾組成為準的液體平均摩爾粘度</p><p>　　4.3.3、估計總板效率η</p><p>　　E可用奧康乃爾關聯圖的回歸方程求得</p><p><b>　　總板效率為：</b></p><p>　　4.3.4 實際板數的確定</p><p

67、><b>　　精餾段實際板數為</b></p><p>　　取實際板數為12塊,</p><p>　　故實際加料板為13層</p><p><b>　　提餾段實際板數為</b></p><p><b>　　取實際板數為3塊</b></p><p>

68、　　因此全塔實際板數為15塊（不包含塔底再沸器）.</p><p>　　5、塔板結構的工藝設計</p><p>　　精餾塔精餾段和提餾段的上升蒸汽量、下流液體量因進料熱狀況而不一定相同，即精餾段與提餾段的氣、液相負荷不一定相同。另外，各塊塔板上汽液濃度沿板序而變化，泡、露點不同，汽、液物性數據也不一樣。因此，作塔板結構設計時就要確定以哪一塊板上的條件作為設計的依據，故設計時的塔頂第一塊板為

69、設計基準。</p><p>　　5.1、初選塔板間距H T</p><p>　　板間距對塔的液沫夾帶量和液泛汽速有影響，在一定的氣液負荷及塔徑條件下，適當增加板間距可以減少液沫夾帶量，且不易發(fā)生液泛，從而提高了操作負荷的上下限，但是，板間距與塔徑直接相關，其值不宜過大。</p><p><b>　　取HT=450mm</b></p>

70、<p><b>　　5.2、塔徑初算</b></p><p>　　5.2.1液泛氣速uF</p><p>　　第一板氣液組分 x1=0.719</p><p>　　由x1、y1查表【3】得，第一快板的溫度為t=78.78℃</p><p>　　查表【11】，得 t=78.78℃時，σA=17.254mN

71、·m-1</p><p>　　查表【4】，得t=78.994℃時，</p><p>　　σB=62.807mN·m-1 </p><p><b>　　混合物的表面張力：</b></p><p>　　查表【12】，當ωG1=0.893時，氣體密度ρG=1.386 kg·m-3</p>

72、;<p>　　查表【1】，用外延法查得 </p><p>　　第一塊板下降流體的體積流量</p><p>　　查圖【13】，氣體負荷參數C20=0.095</p><p><b>　　液泛速度 </b></p><p><b>　　氣體體積流率</b></p><p

73、>　　取液泛分率為0.7,得出塔的有效截面積為</p><p>　　取Ad/A=0.12 , 則塔的總截面積為</p><p><b>　　D= </b></p><p>　　圓整后塔徑 D=1200mm </p><p><b>　　塔截面積</b></p><p>

74、;　　An=A=1.1304×（1-0.12）=0.995m2

75、

76、 </p><p><b>　　實際操作氣速 </b></p><p>　　5.2.2、塔徑的核算</p><p><b>　　液泛分率：</b></p><p>

77、　　查圖【14】，得液沫分率 ψ=0.029<0.10,設計合理。</p><p>　　5.3、塔板上溢流型式的確定</p><p>　　溢流型塔板，流體流動須要克服板上汽液接觸元件所引起的阻力，形成液面落差，于是氣體較多地從塔板上底液位處通過，影響汽體均勻分布降低板效率，然而篩板塔形成的液面落差小，這一因素影響不大，根據《篩板式精餾塔的設計》表二板上溢流形式與塔徑塔體負荷關系中查得

78、塔徑D=1200mm與液體流量VL=4.899m3·h-1<9m3·h-1以及溢流形式的關系進行綜合考慮選擇單流型。

79、 </p><p><b>　　5.4、塔板布置</b>&

80、lt;/p><p>　　設計降液管形式的弓形降液管，把堰與壁之間的全部截面區(qū)域作為降液面積，弓形降液板，塔板面積利用率高。如下圖所示：</p><p>　　5.4.1、篩孔孔徑</p><p>　　孔徑的大小直接影響塔板操作性能。在開孔率、空塔氣速和液流量相同的條件下增大孔徑，雖可減小板壓降，不易阻塞，但漏液量增大，操件彈性降低。一般工業(yè)上常用的孔徑經常取3～8mm，通

81、常用d0=4~6mm的孔徑。孔徑太小加工制造困難，而且易堵,結合本設計d0=5mm為宜。</p><p>　　5.4.2、篩孔中心距t0和開孔率φ0</p><p>　　開孔一般采用正三角形排列，篩孔中心距t0一般為（2.5～5）d0，t0、d0過小，易相互干擾，過大則鼓泡不均勻，都會影響傳質效率，實際設計時，宜可能取3～4范圍內。本設計取=3.5為宜</p><p&g

82、t;　　=0.9069×()2=0.074</p><p>　　所以開孔率φ0為7.4％，小于10％，大于5％，符合要求 </p><p>　　5.4.3、 篩板厚度tp </p><p>　　在塔板結構強度、剛度許可的條件下，應盡可能選用較薄的板材制作篩板，這不僅可以降低干板壓降，而且可以改善氣液接觸狀態(tài)。篩孔用沖壓加工制造的篩板，其厚度的選取范圍為

83、tp=（0.4～0.8）d0，本設計采用tp=0.6d0為宜</p><p><b>　　tp=0.6 d0</b></p><p>　　=0.6×5=3.00mm </p><p>　　5.4.4、溢流堰長lw </p><p>　　溢流堰具有保持塔板上一定的液層高度和促使液流均勻分布的作用，常用的溢流堰

84、長為 LW=（0.68～0.76）D </p><p>　　由于溢流堰過長則堰上溢流強度低，且塔板構件的安裝誤差，液體越堰時分布不均；堰長不夠則堰上液流強度高，堰上液頭大，影響塔板操作的穩(wěn)定性，也不利于液流中的氣液分離。本設計LW=0.72D 為宜。</p><p>　　LW=0.72×1200=864mm</p><p><b>　　堰上溢流強

85、度Li：</b></p><p>　　符合要求,相應的堰上液頭約44mm.</p><p>　　5.4.5、堰板高度hw</p><p>　　(1)堰上液頭how</p><p><b>　　由弗蘭西斯經驗式</b></p><p>　　(2)堰板高度一般為hw=hL-how, hL為

86、清液層高度，取hL=50～100mm</p><p>　　本設計取hL=50mm，hw=50-how=50-9.07=40.93mm</p><p>　　在25～75mm范圍內，符合要求。</p><p>　　5.4.6、降液管下沿與塔板板間距ta</p><p>　　在確定降液管下沿與塔板板間距ta的大小時，應使液體通過此截面的流速 &l

87、t;/p><p>　　Wb<0.4 m·s-1 ，從而保證液流通過此截面的壓力降在13～25mm液柱</p><p>　　本設計取Wb=0.07m·s-1</p><p>　　由于ta的要求大于20～25mm，且要求ta比hw低6～12mm以上，即hW-ta=40.91-22.5=18.43mm.。以保證液封，所以ta=22.5mm符合要求。&

88、lt;/p><p>　　5.4.7、安定區(qū)寬度Ws和邊緣區(qū)寬度Wc</p><p>　?。?）、塔板入口安定區(qū)是為防止氣體短路進入降液管即防止因降液管流出液流沖擊而漏液；出口安定區(qū)則為使液體在進入降液管前，有一定時間脫除其中所含的氣體。取Ws=80mm.</p><p>　?。?）、邊緣區(qū)留出一定的寬度Wc，為固定塔板用，其值大小與塔徑相應，取Wc=30mm</p

89、><p>　　5. 5、塔板各部分面積和對應氣速計算</p><p>　　5.5.1降液管面積Ad </p><p>　　5.5.2塔板工作面積Aa</p><p>　　5.5.3塔有效截面積An </p><p>　　指塔板之上可供氣體通過的面積，又稱凈截面積。其值為塔截面積扣除降液管截面積，即：</p>

90、<p>　　5.5.4篩孔總面積</p><p><b>　　綜上數據匯總表</b></p><p><b>　　表 4</b></p><p>　　6. 塔板流體力學校核</p><p>　　6.1、板上溢流強度檢查</p><p>　　平直堰板設計，可采用弗蘭

91、西斯公式計算堰上液頭高度how。how宜在45mm左右，上限不宜超過60mm，過大需改用雙流型或多流型。</p><p>　　為保持液流均勻，以往曾規(guī)定當平直堰水平偏差超過3mm時，how的下限為6mm,再小則該用齒形堰。但隨塔徑的增加要求堰的水平偏差不超過3mm是困難的，因此又規(guī)定how的下限為13mm，再小就要改用齒形堰。</p><p>　　綜上所述，本設計的how為9.07mm&l

92、t;13 mm，采用齒形堰板。</p><p>　　6.2、氣體通過塔板的壓力降ΔHt</p><p>　　氣體通過塔板的壓力降是塔板的重要流體力學特性，它是由兩個方面引起的， 一是氣體通過塔板各部件（如孔件）時克服的各種阻力，二是氣體通過泡沫層克服的靜壓力。</p><p>　　(1) 氣體通過篩孔的壓力降（干板壓力降）hO </p>

93、;<p>　　6.3、液面落差校核</p><p>　　篩板塔板面液體流動阻力小，其液面落差通?？珊雎圆挥?，Δ=0</p><p>　　6.4、漏液點氣速校核</p><p>　　6.5、降液管內液面高度Hd和液體停留時間t校核</p><p>　　板式塔的液泛一般是由兩個原因造成的：一是由于氣速過高，塔板壓降增大，使降液管內液

94、層增高；二是由于液體流量增加，通過降液管的流體阻力增大，也會使降液管內液層增高。當降液管內液面高到溢流堰頂時，即為液泛。</p><p>　　6.5.1、降液管內液面高度Hd</p><p>　　液體自降液管下流，必須克服三項阻力</p><p>　　1）液體通過降液管的壓頭損失hd</p><p>　　6.5.2、停留時間t</p&g

95、t;<p>　　Hd也不能太小，才能保證液體在降液管內有足夠的停留時間釋放夾帶氣泡，通常規(guī)定按清液計的停留時間t要大于3～5 秒，即</p><p>　　7. 塔板負荷性能圖</p><p>　　7.1負荷性能圖的繪制</p><p>　　7.1.1液體流量下限線</p><p>　　堰上液頭取下限值6mm</p>

96、<p>　　7.1.2液體流量上限線</p><p>　　一般液體的停留時間不少于3s</p><p><b>　　7.1.3漏液線</b></p><p><b>　　漏液點的干板壓降為</b></p><p><b>　　據此列出：</b></p>

97、<p><b>　　表7</b></p><p><b>　　由此可繪出漏液線。</b></p><p><b>　　7.1.4液泛線 </b></p><p>　　當降液管內的泡沫液面高等于板距與堰高之和，便達到液泛，即 </p><p>　　∵△Ht+hw+ho

98、w+△+hd=(HT+hw)Φ</p><p>　　∴0.0526VG2+0.0246+0.443VL2/3+0.4093+0.739VL2/3+392.90VL2=0.245</p><p><b>　　據此列出：</b></p><p><b>　　表8</b></p><p><b>

99、;　　由此可繪出液泛線。</b></p><p>　　7.1.5霧沫夾帶上限線</p><p>　　令可容許的霧沫夾帶量上限值為，將已知量和關系式代入式</p><p><b>　　表9</b></p><p>　　由此可繪出霧沫夾帶上限線。</p><p>　　將上述5條極限負荷線繪

100、制于直角坐標圖上，即為篩板負荷性能圖4

101、 </p><p>　　7.2、塔板結構設計評述 </p><p>　　本設計的操作條件為VL=4.899m

102、3 ·h-1=0.00136 m3.s-1 ,VG=1.244 m3.s-1 ,在負荷性能圖中表示出此操作點，做連線OA分別與極限負荷線相交，由兩點的縱坐標值，</p><p>　　最小負荷VG min=0.650 m3.s-1最大負荷VG max= 1.745m3.s-1</p><p>　　操作彈性= >2 </p><p><b&

103、gt;　　8、塔總體結構</b></p><p>　　8.1、塔體與裙座結構及封頭的選用</p><p>　　根據塔徑D=1200mm，取塔厚為10 mm，精餾段與提溜段取等直徑，設置分離式加熱釜—再沸器。</p><p>　　裙座由座體、基礎環(huán)、螺栓座及管孔等結構組成，本設計中裙座采用筒形，用Q235-A材料，采用對接焊縫，裙座需開設人孔，在底部開設排

104、液孔以便隨時排除液體，基礎環(huán)通常是一塊環(huán)形墊板，基礎環(huán)板上的螺栓孔開圓缺口，螺栓座由筋板和蓋板構成，地腳螺栓穿過基礎環(huán)板與蓋板，把裙座固定在地基上。 </p><p>　　封頭 </p><p><b>　　查表【18】</b></p><p><b>　　8.2、塔盤結構</b></p>&

105、lt;p>　　(1) 塔板盤 由于塔徑D=1200mm>900mm，所以采用分塊式塔盤</p><p>　　(2) 受液盤 由于本設計氣流比較高，采用凹形受液盤</p><p>　　(3) 溢流堰 采用齒形堰板</p><p>　　(4) 降液管 采用弓形降液管，降液管出口處的液封由下層塔盤的受液盤來 保證，但在最下

106、層塔盤的降液管末端另設液封槽。</p><p>　　(5) 支撐件 塔盤支撐結構為定距管支撐，定距管對塔盤起支撐作用并保證相鄰兩塔盤的板間距，定距管內有一拉桿，拉桿穿過各層塔板上的拉桿孔，擰緊拉桿上、下兩螺母，就可以把各層塔盤緊固成一整體。</p><p>　　(6) 緊固件 使用螺栓和橢圓墊板，在塔盤板的連接中，為了避免因螺栓腐蝕生銹而拆卸困難，故螺栓材料選擇鉻鋼。</p>

107、;<p>　　(7) 密封件 在塔壁和塔盤之間，用2～3圈直徑為10～20mm的石棉繩為密封填料，其上安放墊圈和墊板，用焊在塔盤圈內壁上的螺栓與螺母擰緊。</p><p><b>　　8.3、除沫裝置</b></p><p>　　采用HG5-1405-81-5縮徑型絲網除沫器，絲網除沫器具有比表面積大，質量輕，空隙率大使用方便等優(yōu)點，尤其是它除沫效率高

108、，壓降小的特點。</p><p><b>　　8.4、塔附件</b></p><p>　　包括支撐保溫材料的保溫圈，吊裝塔盤用的吊柱及扶梯平臺等。</p><p><b>　　8.5、塔高的計算</b></p><p>　　有了塔板數和板間距，還需要計算塔的頂部、底部空間及支座高度，才能確定塔高，在

109、設計人孔和進料管時調大了部分板間距，計算塔高要相應考慮在內。</p><p>　　8.5.1、塔的頂部空間高度</p><p>　　塔的頂部空間高度是指塔頂的第一塊板到塔頂封頭切線處的距離，考慮到減少塔頂出口氣體夾帶葉液沫量，并安裝除沫器，且設置人孔，頂部空間取1.2m。</p><p>　　8.5.2、塔的底部空間高度</p><p>　　

110、塔的底部空間高度是指塔底最末一塊板到塔底封頭切線處的距離，取釜液的停留時間為15min，已知釜液的體積流量=7.009m3/h，因此</p><p><b>　　底部貯液空間</b></p><p><b>　　V=×15</b></p><p><b>　　=×15</b><

111、;/p><p><b>　　=1.752m3</b></p><p>　　且塔徑D=1200mm，因此底部貯液高度</p><p>　　所以，塔底空間高度為h=h′+HT=1.550+0.45=2m </p><p>　　8.5.3、加料板的空間高度</p><p>　　加料板的空間高度取決于加料板的

112、結構形式，及進料狀態(tài)，由于是液體進料，加料板的空間高度與板間距相同，即450mm。</p><p>　　8.5.4、支座高度</p><p>　　采用圓筒型裙座，使用對接焊縫，裙座高度是指從塔底封頭切線到基礎環(huán)間的高度，考慮出料管取1000mm,且人孔選取圓形回轉蓋板開人孔,綜合各因素，支座高度取為2 m。</p><p><b>　　8.5.5、人孔&l

113、t;/b></p><p>　　由于塔徑為1200mm，需開設人孔，本設計有15塊板，于是在進料管處設一個人孔。再在塔頂和塔底各設一個人孔，采用回轉蓋快開人孔。</p><p>　　在設置人孔處，板間距至少應比人孔大150mm，且不得小于600mm，所以取為650mm</p><p><b>　　8.5.6塔高</b></p>

114、<p>　　塔高=塔頂部空間高度+板間距×14+ 板間距余量+ 塔的底部空間高度+ 裙座高 度+上封頭高度</p><p>　　=1.2+0.45×14+0.2+2+2+0.3</p><p><b>　　=12m</b></p><p><b>　　8.6、接管</b></p

115、><p>　　8.6.1、回流管和液體進料管</p><p>　　液體不直接加在塔盤鼓泡區(qū)，盡量均勻分布，接管安裝高度不妨礙塔盤上液體流動，液體內含氣體時，應設法分離。</p><p>　　設管內允許流速為1.2 m·s-1，</p><p>　　進料液體體積流量為 m3·s-1,，</p><p>&

116、lt;b>　　進料管的截面積 </b></p><p><b>　　進料管的直徑 </b></p><p>　　因此取用57×3.5mm的固定式進料管，D=57-2×3.5=50mm</p><p><b>　　實際流速為</b></p><p>　　回流的

117、體積流量為=0.00136m3·s-1</p><p><b>　　回流管的截面積 </b></p><p><b>　　回流管的直徑 </b></p><p>　　因此取用45×3.5mm的固定式進料管 , D=45-3.5×2=38mm</p><p><

118、b>　　因此實際流速為</b></p><p>　　8.6.2、釜液出口管</p><p>　　由于支座直徑大于800mm，在出料管上焊有三塊支撐扁鋼，以便將出料管活嵌在引出管道點為了便于安裝，出料管外尺寸應小于座內徑d，引出管道直徑應大于出料管法蘭外徑。</p><p>　　設管內允許的流速為0.6 m·s-1</p>&

119、lt;p>　　釜液的體積流量為 m3·s-1</p><p>　　釜液出口管的截面積 </p><p>　　釜液出口管的直徑 </p><p>　　因此取用76×4mm的固定式出口管，D=76- 42=68mm</p><p><b>　　實際流速為</b></p><p

120、>　　8.6.3、氣體進口管</p><p>　　查表[12]，質量分數為0.95%，ρ=0.595kg/m3，體積流量為</p><p>　　設管內允許流速為20 m3·s-1，</p><p>　　氣體進口管的截面積 </p><p><b>　　進口管的直徑 </b></p>&l

121、t;p>　　因此取用480×9mm的固定式進料管，D=480- 92=462mm</p><p><b>　　實際流速為</b></p><p>　　8.6.4、氣體出口管</p><p>　　氣體出口管安置在塔壁上，采用設置簡單的除沫擋板。</p><p>　　查表[12]，質量分數為89.3%，ρ=1

122、.386kg/m3，體積流量為</p><p>　　設管內允許流速為20 m3·s-1，</p><p>　　氣體出口管的截面積 </p><p><b>　　出口管的直徑 </b></p><p>　　因此取用325×8mm的固定式出口管，D=325- 82=309mm</p>&

123、lt;p><b>　　實際流速為</b></p><p>　　9、精餾塔附屬設備選型計算</p><p><b>　　9.1釜液再沸器</b></p><p>　　采用列管式換熱器對釜液進行加熱，使其從98.98℃的液態(tài)汽化為98.98℃的蒸汽，使用120℃飽和水蒸汽作為加熱劑，出口為120℃飽和水。</p&g

124、t;<p>　　查表[3]，質量分數為0.95%的釜液的汽化熱為2233.395</p><p>　　查表[19],120℃,rB=2205.2</p><p>　　查表【20】，K=800cal·m-2·h-1·℃-1=0.93kJ·m-2·s-1·K-1</p><p><b>

125、　　乙醇～水溶液吸熱：</b></p><p>　　查表[21],取用A900-240-0.6-280型列管換熱器</p><p><b>　　蒸汽用量</b></p><p>　　9.2、餾出蒸汽冷凝器</p><p>　　采用列管式換熱器對餾出蒸汽進行冷卻，使其從78.731℃的蒸汽也化為78.731℃的

126、液體，使用10℃飽和液體水作為冷卻劑，出口為50℃水。</p><p>　　查表[3]，89.3%餾出液的汽化熱為r =1021.675 </p><p>　　Δt1=T1-t2=78.731-50=38.731℃ Δt2=T2-t1=78.731-10=68.731℃</p><p>　　查表[20]，取傳熱系數k=600=0.698 </p>

127、;<p>　　查表[22],取用A600V-120-6-50型列管換熱器</p><p>　　水的定性溫度：t = = 30℃</p><p>　　查表[4]，水的定壓比熱CpB=4.174</p><p><b>　　因此，冷卻水用量</b></p><p><b>　　9.3、產品冷卻器<

128、;/b></p><p>　　采用列管式換熱器對產品進行冷卻，使冷凝后的產品從78.731℃降為20℃的，使用10℃飽和水作為冷卻劑，出口為50℃水。</p><p>　　取定性溫度t = = 49.366℃</p><p>　　查表[4]，水的定壓比熱CpB=4.174</p><p>　　查圖[6]乙醇的定壓比熱容為CpA=3.01

129、</p><p><b>　　混合物的比熱：</b></p><p>　　Cp=xDCpA+(1-xD) CpB</p><p>　　=0.766×3.01+(1-0.766)×4.174 =3.282</p><p>　　Δt1=T1-t2=78.731-50=28.731℃ Δt2=T2

130、-t1=20-10=10℃</p><p>　　查表[22],取用A400-60-1-10型列管換熱器</p><p>　　水的定性溫度：t = = 30℃</p><p>　　查表[4]， Cp=4.174</p><p><b>　　冷卻水用量</b></p><p><b>　　9

131、.4、泵的選用</b></p><p>　　如前所述，選用57×3.5mm的進料管與其相接，進行進料。</p><p>　　流體通過管路所需壓頭：</p><p><b>　　(1)上式中</b></p><p>　　(2)進料管位置為第13層，再考慮裙座高度1.6m，塔底部空間2m，因此進料層離地