1、板式精餾塔設(shè)計方案目錄1. 設(shè)計任務(wù) 52. 工藝流程圖 73. 設(shè)計方案 73.2 實驗方案的說明 94、板式塔的工藝計算 105、塔體和塔板的工藝尺寸計算 216、輔助設(shè)備的計算與選型 447、經(jīng)濟橫算 578 心得體會 59PP 氣體通過每層篩板的壓 t篩孔的中心距u'o液體通過降液管底隙的速Wc邊緣無效區(qū)寬度Wd弓形降液管的寬度Ws破沫區(qū)寬度Z板式塔的有效高度B-液體在降液管停留時間u-粘度mp密度廳-表面力卩-液體密度校正系數(shù)下標(biāo)max最大的min最小的L液相的V氣相的符號說明：英文字母Aa 塔板的開孔區(qū)面積， m2Af 降液管的截面積 , m2Ao 篩孔區(qū)面積 , m2AT

2、 塔的截面積 m2降C負荷因子 無因次C20 表面力為 20mN/m 的負荷因子do篩孔直徑度D 塔徑 mev-液沫夾帶量kg液/kg氣ET總板效率R回流比Rmin最小回流比M 平均摩爾質(zhì)量 kg/kmoltm-平均溫度Cg重力加速度 9.81m/s2Fo篩孔氣相動能因子 kg1/2/(s.m1/2)hl進口堰與降液管間的水平距離 mhc與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?mhd與液體流過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨萮f塔板上鼓層高度 mhL板上清液層高度 mh1與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨?mho降液管的義底隙高度 mhow 堰上液層高度 mhW出口堰高度 mh'W進口堰高度 mh <r-

3、與克服表面力的壓降相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨?mH板式塔高度 mHB塔底空間高度 mHd降液管清液層高度 mHD塔頂空間高度 mHF進料板處塔板間距 mHP人孔處塔板間距 mHT塔板間距 mH1封頭高度 mH2裙座高度 mK穩(wěn)定系數(shù)l W堰長 mLh液體體積流量 m3/hLs液體體積流量 m3/sn篩孔數(shù)目P操作壓力 KPaP-壓力降 KPaPp-氣體通過每層篩的壓降 KPaT理論板層數(shù)u空塔氣速 m/su0,min漏夜點氣速 m/suo'液體通過降液管底隙的速度 m/sVh氣體體積流量 m3/hVs氣體體積流量 m3/sWc邊緣無效區(qū)寬度 mWd弓形降液管寬度 mWs 破沫區(qū)寬度 mZ 板式塔的

4、有效高度 m希臘字母4-篩板的厚度m社-液體在降液管停留的時間su-粘度 mPa.sP密度 kg/m3廳-表面力N/m&-開孔率 無因次a 質(zhì)量分率無因次下標(biāo)Max 最大的 Min 最小的 L 液相的V 氣相的1. 設(shè)計任務(wù)1.1題目：分離乙醇一水板式塔精餾塔設(shè)計1.2生產(chǎn)原始數(shù)據(jù)：1）原料：乙醇一水混合物，含乙醇35%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），溫度35C；2）產(chǎn)品：餾出液含乙醇93% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)），溫度38T，殘液中 含酒精濃度w 0.5%;3）生產(chǎn)能力：原料液處理量 55000t/年，每年實際生產(chǎn)天數(shù) 330t，一年中有一個月檢修；4）熱源條件：加熱蒸汽為飽和蒸汽，其表壓為 2.5Kgf/cm

5、2;5）當(dāng)?shù)乩鋮s水水溫25C；6）操作壓力：常壓101.325kpa；1.3設(shè)計任務(wù)及要求1）設(shè)計方案的選定，包括塔型的選擇及操作條件確定等；2）確定該精餾的流程，繪出帶控制點的生產(chǎn)工藝流程圖，標(biāo)明 所需的設(shè)備、管線及其有關(guān)觀測或控制所必需的儀表和裝 置；3）精餾塔的有關(guān)工藝計算計算產(chǎn)品量、釜殘液量及其組成；最小回流比及操作回流比的確定；計算所需理論塔板層數(shù)及實際板層數(shù)；確定進料板位置。1.4塔主體尺寸的計算（塔徑）1.5塔板結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計1.6流體力學(xué)驗算1.7畫出負荷性能圖1.8輔助設(shè)備的選型1）確定各接管尺寸的大?。?）計算儲罐容積，確定儲罐規(guī)格；3）熱量衡算，計算全塔裝置所用蒸汽量和冷

6、卻水用量，確定每個換熱器的傳熱面積并進行選型；4）根據(jù)伯努利方程，計算揚程，確定泵的規(guī)格類型；5）壁厚，法蘭，封頭，吊柱等的選定。1.9設(shè)計結(jié)果匯總2. 工藝流程圖附圖i為帶控制點的工藝流程圖。流程概要；乙醇-水混合原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點后，送進精餾塔，塔頂 上升的蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分采用回流，其余為塔頂產(chǎn)物， 塔釜采用間接蒸汽加熱供熱，塔底產(chǎn)物冷卻后送人貯槽。3設(shè)計方案3.1設(shè)計方案的確定塔型的選擇化工 原理修 訂版下 冊，夏清 編篩板塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm,篩孔在 塔板上作正三角形排布。篩板塔的優(yōu)點是：結(jié)構(gòu)簡單，造價低廉， 氣壓降小，板上液面落差也較小，生產(chǎn)能

7、力及板效率較高，氣流分 布均勻，傳質(zhì)系數(shù)高；缺點：操作彈性小，篩孔小易發(fā)生堵塞，不 利于黏度較大的體系分離。本設(shè)計中，根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日 330天，每天開動設(shè) 備24小時計算，原料液流量為55000t /年，由于產(chǎn)品粘度較小， 流量較大，因此即使篩孔小也不易堵塞，為減少造價，降低生產(chǎn)過 程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率。因此，本設(shè)計最終選用篩板塔。操作壓力精餾可在常壓、加壓和減壓下進行，確定操作壓力主要是根據(jù) 處理物料的性質(zhì)、技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性考慮的。常用化工單 元設(shè)備 設(shè)計第 二版，功 樣編一般來說，常壓蒸餾最為簡單經(jīng)濟，若物料無特殊要求，應(yīng)盡 量在常壓下操作。

8、對于乙醇-水體系，在常壓下已經(jīng)是液態(tài)，且乙 醇-水不是熱敏性材料，在常壓下也可成功分離，所以選用常壓精 餾。因為高壓或者真空操作會引起操作上的其他問題以及設(shè)備費用 的增加，尤其是真空操作不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操作費 用，而且由于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設(shè)備 費用增加。因此，本設(shè)計選擇常壓操作條件進料方式進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點或接近泡點才送 入塔中。這樣一來，進料溫度就不受季節(jié)、氣溫變化和前道工序波 動的影響，塔的操作就比較容易控制。此外，泡點進料時，精餾段 與提餾段的塔徑相同，設(shè)計制造均比較方便。因此，本設(shè)計選擇泡點進料。加熱方式精餾段通常設(shè)置再沸器，

9、采用間接蒸汽加熱，以提供足夠的熱 量。若待分離的物系為某種組分和水的混合物，往往可以采用直接 蒸汽加熱的方式。但當(dāng)在塔頂輕組分回收率一定時，由于蒸汽冷凝 水的稀釋作用，可使得釜殘液中的輕組分濃度降低，所需的理論塔 板數(shù)略有增加，且物系在操作溫度下黏度不大有利于間接蒸汽加 熱。因此，本設(shè)計選用間接蒸汽加熱的方式提供熱量。熱能的利用精餾的原理是多次進行部分汽化和冷凝，因此，熱效率很低，通常進入再沸器的能量僅有5%被有效的利用。塔頂蒸氣冷凝放出大量的熱量，但其位能低，不可能直接用來作塔釜的熱源。但可作低溫?zé)嵩矗蛲ㄈ霃U熱鍋爐產(chǎn)生低壓蒸氣，供別處使用?；蚩?采用熱泵技術(shù)，提高溫度再用于加熱釜液。采用釜

10、液產(chǎn)品去預(yù)熱原料，可以充分利用釜液產(chǎn)品的余熱，節(jié)約能源。因此本設(shè)計利用釜殘液的余熱預(yù)熱原料液至泡點。常用 化工單 元設(shè)備 設(shè)計第 二版，功 樣編，P85回流方式泡點回流易于控制，設(shè)計和控制時比較方便，而且可以節(jié)約能 源。但由于實驗中的設(shè)計需要，所需的全凝器容積較大須安裝在地 面，因此回流至塔頂?shù)幕亓饕簻囟壬杂薪档?，在本設(shè)計中為設(shè)計和 計算方便，暫時忽略其溫度的波動。因此，本設(shè)計選用泡點回流。3.2實驗方案的說明1）本精餾裝置利用高溫的釜液與進料液作熱交換，同時完成 進料液的預(yù)熱和釜液的冷卻，經(jīng)過熱量與物料衡算，設(shè)想 合理。釜液完全可以把進料液加熱到泡點，且低溫的釜液 直接排放也不會造成熱污染。

11、2）原料液經(jīng)預(yù)熱器加熱后先通過離心泵送往高位槽，再通過 閥門和轉(zhuǎn)子流量計控制流量使其滿足工藝要求。3）本流程采用間接蒸汽加熱，使用25 E水作為冷卻劑，通入全凝器和冷卻器對塔頂蒸汽進行冷凝和冷卻。從預(yù)熱器、 全凝器、冷卻器出來的液體溫度分別在50-60C、40C和35C左右，可以用于民用熱澡水系統(tǒng)或輸往鍋爐制備熱蒸汽的重復(fù)利用。4）本設(shè)計的多數(shù)接管管徑取大，為了能使塔有一定操作彈性， 允許氣體液體流量增大，所以采取大于工藝尺寸所需的管 徑。4、板式塔的工藝計算4.1物料衡算通過全塔物料橫算，可以求出精餾產(chǎn)品的流量、組成和進料流量、 組成之間的關(guān)系。1、將各個質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù)Xf35463

12、5 6546180.1740 xD93460.838693746180.5xw0.001962460.599.54618355000 10330 24 27.84249.44 Kmol / h2、各個相對摩爾質(zhì)量mf4635%1865%27.84Kg / KmolMd4693%187%41.534 Kg / KmolM W460.5%1899.5% 18.08Kg/Kmol3、各個摩爾流量由年處理量55000t ,330天有效工作日，可得進料液流量F為由物料衡算式可算出產(chǎn)品流量 D和釜殘液流量 WD W FDx DWxWFx F代入得W 249.44 D249.44 0.174 0.8386D

13、0.001962(249.44 D)解得：D 51.29Kmol/hW 19815Kmol/h由此可查得原料液，塔頂和塔底混合物的沸點，以上計算結(jié)果見表表1原料液、餾出液與釜殘液的流量與溫度名稱原料液(F)餾出液(D)釜殘液(W)G/%35930.5x (摩爾分?jǐn)?shù))0.17400.83860.001962摩爾質(zhì)量27.8441.53418.08kg / kmol沸點溫度t/c8478.399.94.2最小回流比Rmin和操作回流比R的確定化工 原理修 訂版下 冊，夏清 編回流是保證精餾塔連續(xù)穩(wěn)定操作的必要條件之一，且回流比是 影響精餾操作費用和投資費用的重要因素。 對于一定的分離任務(wù)而 言，應(yīng)

14、選擇適宜的回流比。適宜的回流比應(yīng)該通過經(jīng)濟核算來確定，即操作費用和設(shè)備折 舊費用之和為最低時的回流比為最適宜的回流比。圖2理論板和回流比關(guān)系圖確定回流比的方法為：先求出最小回流比 Rmin，根據(jù)經(jīng)驗取操 作回流比為最小回流比的1.1-2.0 倍,為了節(jié)能，回流比傾向于取較 小的值，有人建議取Rmin的1.11.5倍?？紤]到原始數(shù)據(jù)和設(shè)計任務(wù)，本方案取1.4,即：R= 1.4Rmin ；求最小回流比的方法有作 圖法和解析法，本設(shè)計使用作圖法。根據(jù)附錄表 2乙醇水溶液體 系的平衡數(shù)據(jù)在坐標(biāo)紙上繪出平衡曲線，并畫出對角線。表2乙醇水溶液體系的平衡數(shù)據(jù)液相中乙醇汽相中乙醇液相中乙醇汽相中乙醇的含量（摩

15、爾的含量（摩爾的含量（摩爾的含量（摩爾分?jǐn)?shù)）分?jǐn)?shù)）分?jǐn)?shù)）分?jǐn)?shù)）0.00.00.400.6140.0040.0530.450.6350.010.110.500.6570.020.1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.340.650.7250.080.3920.700.7550.100.430.750.7850.140.4820.800.820.180.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.01.0某些不正常曲線，具有下凹的部分。當(dāng)操作線與q線的交

16、點尚未落到平衡線上之前，操作線已與平衡線相切。對于此種情況下 Rmin的求法是由點（Xd，Xd）向平衡線做切線，再由切線的斜率或截 距求Rmin。由于乙醇水溶液平衡曲線屬于不平衡曲線，因此，過點d（0.8386, 0.8386）向平衡曲線做切線，讀出與 丫軸的交點為 （0，0.298），如附圖3所示，然后由下式進行計算：Rmin0.8386 0.298Rmin 10.8386 0Rmin1.814R 1.4Rmin 2.544.3操作線的確定精餾段操作曲線方程XdR 10.83862.54 10.2372.542.54 10.7175精餾段操作線方程：y 0.237x 0.7175化工 原理修

17、 訂版下 冊，夏清 編提餾段操作曲線方程L RD 2.54 51.29130.28Kmol /hV L D 130.28 51.29182.57Kmol /hq 1V V 182.57Kmol /hL L qF 130.28 249.44 379.72Kmol/h提餾段操作線方程：LW379.72198.15yxXwx0.001962VD182 .5751 .292.08x 0.007584.4確定理論板層數(shù)NT理論板層數(shù)的計算方法有圖解法、逐板計算法和簡捷法。本設(shè) 計方案中使用圖解法，由于精餾段和提餾段操作曲線方程的確定， 可在平衡曲線上做階梯，所畫出的階梯數(shù)就是所需理論板層數(shù)Nt(包含再沸

18、器)。如附圖3所示由圖可知Nt=16，精餾段塔板層數(shù)NT =134.5確定全塔效率Et和實際塔板層數(shù)NPEt 0.49(L)0.245常用 化工單 元設(shè)備 設(shè)計第 二版，功 樣編塔板總效率與物系性質(zhì)、塔板結(jié)構(gòu)及操作條件都有密切的關(guān) 系，由于影響因素很多，目前尚無精確的計算方法。目前，塔板效 率的估算方法大體分為兩類。一類是較全面的考慮各種傳質(zhì)和流體 力學(xué)因素的影響，從點效率出發(fā)，逐步計算出全塔效率；另一類是 簡化的經(jīng)驗計算法。奧康奈爾(0, conn ell )方法目前被認(rèn)為是較好 的簡易方法。對于精餾塔，奧康奈爾法將總板效率對液相黏度與相 對揮發(fā)度的乘積進行關(guān)聯(lián)，表達式如下：對于多組分系統(tǒng)

19、卩L可按下式計算，即LXj LiLi液相任意組分i的黏度，mPas；Xj液相中任意組分i的摩爾分?jǐn)?shù)相對揮發(fā)度由附表1乙醇水溶液平衡曲線查得yD=0.849, yF=0.51,yw=0.02158塔頂相對揮發(fā)度YdXb0.849(1 0.849) 08213XDyB0.8386(1 0.8386)YfXbFXfYb進料板相對揮發(fā)度0.51(1 O.51)4.9410.1740 (10.1740)塔釜相對揮發(fā)度yW XBWXW y B°.°2158(1 °.°2158)11.220.001962 (10.001962 )全塔平均相對揮發(fā)度w 3 1.0821

20、3 4.941 11.223.915化工 原理修 訂版下 冊，夏清 編物系黏度由常壓下乙醇-水溶液的溫度組成t-x-y圖可查得塔頂溫度tD=783C泡點進料溫度tF=84.0C塔釜溫度tw=99.9C全塔平均溫度t tD tF tw87.4°C化工 原理修 訂版上 冊，夏清 編3由液體的黏度共線圖可查得t=87.4C下，乙醇的黏度4=0.38mPas,水的黏度仏=0.3269mPasL 人 Li 0.1740 0.38 (1 0.1740) 0.32690.336mPa s全塔效率和實際塔板數(shù)即全塔效率EtEt 0.49( l)0.2450.49(3.9150.336)0.4582即

21、實際塔板層數(shù)NpNpNt 1161Et0.458232.7433精餾段理論板層數(shù)Nt，=13，所以實際加料板位置為N；13Nm- 11 29.37 30Et0.45824.6操作壓強的計算化工 原理修 訂版下 冊，夏清 編因為常壓下乙醇水是液態(tài)混合物，其沸點較低（小于100C）, 且不是熱敏性材料，采用常壓精餾就可以成功分離。故塔頂壓強：PD=101.3KPa,取每層壓強降：P 0.4KPa塔底壓強：PWPDPNp101.30.433114.5KPa進料板壓強：PFPDN精 P101.30.430113.3KPa全塔平均操作壓強:pmPD Pw2101.3 114.52107.9 KPa精餾段

22、平均操作壓強:c PF Pd 113.3 101.3PL D107.3KPa2 2提餾段平均操作壓強：Pf PW 1133 1145113.9KPa4.7平均分子量的計算1塔頂：xD =0.8386yD0.849氣相M VDM0.849 X 46+(1 0.849) X 18= 41.77Kg/Kmol液相M LDM41.538Kg/Kmol2進料：xF = 0.1740， yF=0.51氣相M VFM0.51 X 46+( 10.51 ) X 18= 32.28Kg/Kmol液相M LFM27.84Kg/Kmol塔釜：xW=0.001962， yW :=0.02158氣相M VWM0.021

23、58 X 46+(1 0.02158) X 18= 18.60Kg/Kmol液相M LWM18.08Kg/Kmol4.精餾段平均分子量M VM (41.77+32.28)/2=37.08Kg/KmolM lm (41.538+27.84)/2=34.69Kg/Kmol5提餾段平均分子量Mvm (32.28+18.60 ) /2 = 25.74Kg/KmolM lm （27.84+18.08）/2=22.96Kg/Kmol4.8平均密度的計算化工 原理修 訂版上 冊，夏清 編1. 液相平均密度塔頂 tD=783C，查得 水（液）=0.9728g/cm?;進料塔板tF=84C，查得 水（液）=0.

24、9693g/cm3;塔釜 tW=99.9C，查得 水（液）=0.9584g/cm3;不同溫度下乙醇的密度可用方程式t 0 (t to)10 3 (t to)210 6 (t to)310 3查得當(dāng)t0=25C時，乙醇的 00.78506g/cm3tD=783C 時,t =0.7369 g/cm3tF=84OC 時,t =0.7314g/cm3tw=99.9C 時,3t =0.7155g/cm物理化 學(xué)實驗， 湛昌主 編代入式中，求得在塔頂密度:LD 0.8386 0.7369 0.9729 (1 0.8386)0.775g/cm3進料密度:LF 0.174 0.73140.9694 (10.1

25、74)0.9279 g/cm3塔釜密度:LW 0.0019620.71550.9584 (1 0.001962)0.9579 g/cm33精餾段液相平均密度：(775+927.9) /2=851.45 kg / m提餾段液相平均密度：(927.9+957.9)/2=942.9kg / m32 氣相平均密度乙醇-水蒸汽在常壓沸騰溫度下的密度(Kg/m3)可通過查表得到,3vd 1.449Kg / mVF 0.785Kg / m3 vw 0.592Kg /m3精餾段氣相平均密度：(1.449+0.785)/2=1.117kg/m3常用 化工單 元設(shè)備 設(shè)計第 二版，功 樣編4.9表面力的計算常用化

26、 工單元 設(shè)備設(shè) 計第二 版，功樣 編25C時乙醇一水溶液的表面力可由圖表面力-乙醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)關(guān) 系圖查得，而其他溫度（T2）下的表面力 應(yīng)，可由已知溫度（T1） 下的表面力01,利用公式求出：1.21Tc T1Tc液體的臨界溫度，K;當(dāng)混合液的臨界溫度無法查到時，可采用下式估算:TmcXiTc其中乙醇的臨界溫度Tic=243C =516.15K,水的臨界溫度Tic=3742C =647.35K。1、塔頂:乙醇質(zhì) 量分?jǐn)?shù)93%，查得 0=21mN/m，T1=298.15K，T2=351.45K，TmcD 0.8386 516.15 (1 0.8386) 647.35 537.35K1 .2253

27、7.35 351 .4521537.35 298 .15215.52mN / m2、進料:乙醇質(zhì)量分?jǐn)?shù) 35%，查得 o=29.5mN/m，T1=298.15K，T2=357.15K，Gcf 0.174 51615 (1 0.174) 647.35 624.52K1.2_624.52357.1529.5624.52298.152 2322mN/m3、塔釜:乙醇質(zhì) 量分?jǐn)?shù) 0.5% ,查得 e=64mN/m , Ti=298.15K ,T2=373.05K,TmcW0.001962 516.15 (1 0.001962 647.35 647.09K2641 .2647.09373.05647.0

28、9298.15247 .89 mN / m4、精餾段平均表面力:(精)=(15.52+23.22)/2=19.37mN/m5、提餾段平均表面力：(提)=(23.22+47.89)/2=35.555mN/m4.10平均流量的計算(R 1)D(2.54 1) 51.29 181.57kmol/hVM Vm181.5737.08Vm1.1173600VM Vm181.5725.47Vm0.68853600RD2.54 51.29 130RDqF 130.28 249LM Lm130.2834.69Lm851.453600LM Lm379.7222.96Lm942.93600V提L提V精1.674m3

29、 / s331.474 10 3m3/s332.568 10 m /s31.8658m3/sV精 181.57kmol / h379.72kmol/h5、塔體和塔板的工藝尺寸計算5.1塔徑塔徑可根據(jù)選定的適宜空塔速度，先利用下式進行估算Vs0.785u對于精餾過程，精餾段與提餾段的氣液負荷及物性是不相同的， 故應(yīng)分別計算出估算塔徑；但若兩者相差不大時，為制造方便，可 取較大者作為兩段塔徑。計算步驟如下：1.求空塔氣速u(1)動能參數(shù)的計算精餾段：10.001474 851.45 1.6741.1170.0243提餾段:12 LV10.002568 942.9 勺1.86580.68850.05

30、094初選板間距 HT=0.40m，對于常壓塔，板上液層高度一般取0.05-0.1m(通常取)，本設(shè)計中取板上液層高度 hL=0.05mHT-hL=0.40-0.05=0.35m 查附圖4, Smith關(guān)聯(lián)圖,得精餾段：C200.0730.2C20 200.073 空0.20.07253常用 化工單 元設(shè)備 設(shè)計第 二版，功 樣編提餾段:C200.07480.2C20 200.074835.555200.20.08392圖4史密斯關(guān)聯(lián)圖(4)求空塔氣速適宜的空塔速度通常取最大允許空塔速度的倍，即u (0.6 0.8)uFUf其中本設(shè)計中安全系數(shù)暫取0.78精餾段:0.07253 85145 “

31、171.1172.001m/s提餾段:Uf0.08392942.9 O.68853.104m/s0.68850.78 3.104 2.422m/s(5)求估算塔徑精餾段:Vs1.674提餾段:0.785 u 0.7851 .5611.17mVs1.8660.785 u0.7852.4220 .991 m取較大者為精餾塔塔徑，即D=1.17m，圓整得到D=1.2m塔的截面積:At4D21.13m2實際空塔氣速:精餾段:Vsu1.13實際安全系數(shù)1.6741.131.482m/ s丄進0.74Uf 2.0011.866提餾段:1.131.651m/sVs u1.13實際安全系數(shù)16510.532u

32、F 3.104在精餾段的安全系數(shù)滿足圍的情況下，提餾段也盡可能 的接近0.6，所以本設(shè)計中塔徑和板間距的選取均合理。5.2溢流裝置板式塔的溢流裝置包括溢流堰、降液管和受液盤等幾部分，其 結(jié)構(gòu)和尺寸對塔的性能有很重要的影響。降液管的類型：降液管是塔板間流體流動的通道，也是使溢流 液中所夾帶氣體得以分離的場所。降液管有圓形和弓形兩類。通常, 圓形降液管用于小直徑塔，而大直徑塔一般用弓形降液管。降液管溢流方式：一般常用的有如下圖 5所示的幾種類型，即（a）U形流、（b）單溢流（c）雙溢流等。圖5塔板溢流類型（a）U形流、（b）單溢流（c）雙溢流其中，單溢流又稱直徑流，液體自受液盤流向溢流堰。液體流徑

33、長，塔板效率高，塔板結(jié)構(gòu)簡單，廣泛應(yīng)用于直徑2.2m以下的化工原理課程設(shè)計指導(dǎo)書（篩板塔）選擇何種降液方式要根據(jù)液體流量、塔徑大小等條件綜合考慮。附表2列出了溢流類型與液塔中。體負荷及塔徑的經(jīng)驗關(guān)系，可供設(shè)計參考表3液相負荷、塔徑與液流型式的關(guān)系塔徑D, mm液體流量Lh，m/hU形流單溢流雙溢流10007以下45以下14009以下70以下200011以下90以下90 160300011以下110以下110200400011以下110以下110230500011以下110以下110250Lh=0.001474m3/s=5.30m3/h所以選擇單溢流。受液盤上一般不設(shè)置進口堰，進口堰既占面積，又

34、易使沉淀物 淤積此處造成阻塞。溢流堰的形式有平直形和齒形兩種。設(shè)計時，堰上液層高度應(yīng) 大于6mm,如果小于此值須采用齒形堰；堰上液層高度太大，會增 大塔板壓降及霧沫夾帶量。綜上所述，堰流裝置設(shè)計可選用單溢流，弓形降液管，不設(shè)進 口堰，平形受液盤以及平形溢流堰。其塔板示意圖 6如下各項計算如下:圖6塔板示意圖1.堰長lw:堰長 h=(0.6-0.8)D取堰長 Iw=0.661D=0.661 *2=0.794m2.出口堰高hw(1)液流收縮系數(shù)E可近似取E=1，所 引起的 計算誤 差對結(jié) 果影響 不大。(2)堰上液層高度：0.66122,2.84Lh 32.84,0.0014743600 3 cc

35、howE10.0101m1000lw10000.794(3)堰咼：hwhLhow0.05 0.01010.0399m根據(jù) 0.1 how hw 0.05 how，驗算:0.1-0.0101 0.0399 0.05 0.0101 是成立的。3弓形降液管高度Wd及降液管面積Afooi I圖7弓形的寬度與面積由該圖查得 ：用圖7求取Wd及Af，因為W D0.125 ,乞 0.0722AAt 1.13m2Af 0.0722Af 0.0722 1.13 0.0816m2D 1 .2mWd0.125D0.125 1.2 0.15m4.驗算液體在降液管中停留時間AHLs0.0816 0.400.001474

36、22.1s保留時間9 >(35)s,故降液管適用5.降液管底隙高度ho降液管底隙高度ho可用下式計算hoLsIlW u0液體通過降液管底隙的流速一般可取0.070.25m/s,本設(shè)計取uo=0.07m/s。貝UhoLsIlWU00.0014740.794 0.070.0265 m以免因堵塞而造成液泛，該值應(yīng)不少于 2025mm,計算結(jié)果符合要求。5.3塔板布置及篩板塔的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)(1) 、篩板布置常用化 工單元 設(shè)備設(shè) 計第 二版， 功樣編塔板上在靠近塔壁的部分，應(yīng)留出一圈邊緣區(qū)，供塔板安裝之 用，通常邊緣區(qū)寬度 Wc為5070mm。塔板上液體的入口和出口 需設(shè)安定區(qū)。以避免大量含有氣

37、泡的液體進入降液管而造成液泛。 一般，安定區(qū)的寬度 Ws可取50100 mm。邊緣區(qū)和安定區(qū)中的 塔板不能開孔。Wc=0.04m；Ws=0.07m(2) 、篩孔的直徑d。，孔中心距t,板厚篩孔直徑的大小對塔板壓降及塔板效率無顯著影響；但隨著孔徑的增大，操作彈性減小(在開孔率、空塔氣速及液流強度一定 的情況下，若孔徑增大，則漏液量和霧沫夾帶量都隨之增大，因 此，孔徑增大，操作下限上升，操作上限降低，導(dǎo)致操作彈性減 少)。此外，孔徑大，不易堵塞；且孔徑大，制造費用低。篩孔的排布一般為正三角形，篩孔直徑為0.003-0.008m,孔中心距與孔距之比常在2.5-5倍篩孔直徑的圍，實際設(shè)計時，t/d0宜

38、 盡可能在3-4的圍。在確定開孔區(qū)板厚時，對于不銹鋼塔板的小孔直徑d0應(yīng)小于(1.5-2)。一般碳鋼的 篩板的厚度為0.003-0.004m,合金鋼塔板的厚度為。綜上所述，本設(shè)計選取d0 5mm； t 2.6 5 13mm,2.5mm(合金鋼)(3) 、開孔率Ag0.907Aa（t d。）209（13在目前的工業(yè)生產(chǎn)中，對于常壓或減壓操作的篩板塔，開孔率 應(yīng)在10%14%圍中。在本設(shè)計中式中，Aa為開孔面積,m2； A0為篩孔面積，m2。Aa2 x r2x2r2sin 1180r化工 原理修 訂版下 冊，夏清 編其中ws120.15 0.070.38m2r D2 °.040.56m所

39、以2Aa 0.8756m由 °.134得2A。0.134 0.87560.1173m(4) 、孔數(shù)31158 1031158 101320.87565999個按t=13mm以正三角形叉排方式作圖，見附圖8,排得孔數(shù)5980 個，按n=5980重新核算孔速及開孔率：UoVA01.67414.3m/s-0.0052 59804A0Aa-0.0052 598040.87560.134開孔率變化不大，仍在10%14%之間。5.4塔板流體力學(xué)驗算塔的操作能否正常進行，與塔氣，液兩相的流體力學(xué)狀況有 關(guān)。板式塔的流體力學(xué)性能包括：塔板壓降、液泛、霧沫夾帶、 漏液及液面落差等。塔板阻力hp氣體通過

40、塔板的壓降hp包括：干板壓降he,板上充氣液層阻力hi以及克服液體表面力的阻力ha,可表示為hp=hc+hi+h a其中氣體克服液體表面力所造成的阻力通常很小，可以忽略不計。所以hp he h|式中：hp氣體通過每一層塔板的阻力，m液柱;he干板阻力，m液柱;hi塔板上的液層阻力，m液柱。篩孔塔板的干板可用下式計算。2hC0.051 亞CoL式中：Uo 篩孔氣速，m/s；Co 流量系數(shù)，可由附圖9查得;圖9 Co與d0/的關(guān)系查附圖9歸2，得Co 0.7635，即hc0.051件)C0L0.051(14.3 )20.7635)1.117851.450.023m液柱由F。山廠14.3 . 1.1

41、17查得hL0.020m 液柱所以hphc hL 0.023 0.0：板壓降Pphp Lg 0.04：板上充氣液層阻力與通過篩孔的氣體動能因子Fo(u° i v )有關(guān),可由附圖10查得圖10有效液層阻力hl對于一般氣體通過每塊常壓和加壓塔塔板的壓降為260-530Pa該設(shè)計方案中的單板壓降為 359Pa,在適宜的圍化工 原理修 訂版下 冊，夏清 編降液管泡沫層高度為了防止降液管液泛，應(yīng)保證降液管泡沫液層總高度不超過上層塔板的溢流堰頂，通?？赏ㄟ^求出的降液管清液層高度Hd是否滿足Hd<C>(HT+hw)來進行驗算，即Hd=hp+hw+how+hcW© (HT+h

42、w)為降液管中泡沫層的相對密度。對于一般物系，=0.5對 于發(fā)泡嚴(yán)重的物系，=0.30.4;對于不易發(fā)泡的物系，=0.60.7。本設(shè)計方案中取=05其中液體在降液管出口阻力:hd0.153LsL w ho(1) 、液體通過降壓管損失因不設(shè)進口堰。所以：2L s' 224hd0.153-0.153u00.153 0.072 7.497 10 4mLwho(2) 、氣體通過塔板間的壓強降所相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p=0.043m(3) 、板上液層高度，前已選定 hL=0.05m(4) 、前面已定 Ht 0.40m,hw 0.0399m。則Hd= hp+hw+ho w+hc=0.0 43+0.039

43、9+0.0101(Ht Hw)0.5 (0.40 0.0399)0.21995m+7.497 X0-4=0.0937m可見，Hd（Ht Hw），符合防止降液管液泛要求液體在降液管的停留時間為避免嚴(yán)重的氣泡夾帶使傳質(zhì)性能降低，液體通過降液管時應(yīng) 有足夠的停留時間，以便釋放出其中夾帶的絕大部分氣體。液體在 降液管的平均停留時間可由下式計算：AHLs式中Ht塔板間距，m；Af降液管面積，m2;Ls液體流量，m3/s。通常要求液體在降液管停留時間應(yīng)大于3s；對于易起泡物系則要求大于7s。若求得的停留時間過小，可適當(dāng)增加Af或Ht。AfHTLs0.0816 0.400.00147422.1s >3

44、s可見，該設(shè)計可使得液體所夾帶氣體釋出化工 原理修 訂版下 冊，夏清 編霧沫夾帶量校核上升氣流穿過塔板上液層時，將板上液體帶入上層塔板的現(xiàn)象 稱為霧沫夾帶。霧沫的生成固然可增加大氣、液體兩相的傳質(zhì)面積， 但過量的霧沫夾帶造成液相在塔板間的返混，嚴(yán)重的話會造成霧沫夾帶液泛，從而導(dǎo)致塔板效率嚴(yán)重下降。所謂返混是指霧沫夾帶的 液滴與液體主流做相反方向流動的現(xiàn)象。 為保證板式塔能維持正常 的操作效果，生產(chǎn)中將霧沫夾帶限制在一定的限度以，規(guī)定每1kg上升氣體夾帶到上層塔板的液體量不超過0.1kg，即控制霧沫夾帶量 evV 0.1kg （液）/kg （氣）。用泛點百分率關(guān)聯(lián)法先求UFL0.0243由附圖4

45、史密斯關(guān)聯(lián)圖，查得C200.073若液相的表面力不等于20dyn/cm,可按下式校正C20（20）0.2UF0.0725851.45 1.1171.1172.0m/ s操作氣速：u1.6741.13 0.08161.065m/s液泛分率：U 1.0650.5325uF2.0ATAf查附圖11霧沫夾帶分率圖得：0.032化工原理 課程設(shè) 計指導(dǎo) 書（篩板 塔）規(guī)定塔板開孔率（） 10%寸，B =1;若©小于10%查得的C20須乘以B值進行校正。忻0.08 ,B =0.9 ;忻0.06 ,B =0.8。本方 案中© =13.4滄10% 所以B =1。因為 19.37mN/m ;

46、0.219 37校正C20 0.0730.07252011霧沫夾帶分率L11 V130.28 34.69 0.0321 0.032 181.57 37.080.022kg 液 / kg 氣u om4.4C200.005ev 0.1kg液/kg氣條件成立。漏液點正常操作時，液體應(yīng)橫貫塔板，在與氣體進行充分接觸傳質(zhì)后 流入降液管。但有少量液體會由篩孔漏下。這少量漏下的液體如同 “短路”，傳質(zhì)不充分，故操作中應(yīng)盡可能減少漏液。當(dāng)液體流量 一定，氣體流量降到一定程度時漏液量會明顯增多。一般將漏液量 明顯增多時的空塔氣速稱為在該液體流量下的漏液點空速Uom，由于人們對漏液點判別的定量指標(biāo)不同， 所以不同

47、研究者提出的計算 漏液點的經(jīng)驗式亦不同。49810 Ld°C20=0.764 19.379810851.45當(dāng)孔速低于漏液點氣速時，大量液體從篩孔漏液，這將嚴(yán)重影 響塔板效率。因此，漏液點氣速為下限氣速，篩孔漏液點氣速按下 式計算：Uom4.4 0.7635°.°°56 °3 °.°5 僥5 E 斷45V1.1179.39m/ s實際篩孔氣速Uo與漏液點篩孔氣速Uom之比稱為穩(wěn)定系數(shù)F,uUom一般情況下，F(xiàn)值應(yīng)大于1,宜在1.52.0以上，使塔的操作可 有較大彈性。u om14.39.391.523故在本設(shè)計中無明顯漏液5

48、.5操作負荷性能圖影響板式塔操作狀況和分離效果的主要因素為物料性質(zhì)、塔板結(jié)構(gòu)及氣、液負荷。對一定的塔板結(jié)構(gòu)，處理指定的物系時，其操 作狀況只隨氣、液負荷的改變。要維持塔板正常操作必須將塔的氣、 液負荷限制在一定圍波動。通常在直角坐標(biāo)系中，以氣相負荷V對 液相負荷L標(biāo)繪出各種極限條件下的 V-L關(guān)系曲線，從而得到塔板 的適宜氣、液流量圍圖形，該圖形稱為塔板的負荷性能圖。1、氣相負荷下限線氣相負荷下限線又稱為漏液線，氣相負荷低于此線將發(fā)生嚴(yán)重 的漏液現(xiàn)象，氣液不能充分接觸，使板效率下降。近似取Co為刖計算值不變，并將式how可化工原理課程設(shè)計指導(dǎo)書（篩板塔）和Lh關(guān) 系代入 上式整 理之后， 可得

49、其中由下式0.0057ueHt 2.5其中V'uAtA 1.13即：0.0057 0.987V19.370.402.5(0.0399V 2.2240.061L2/3由已知數(shù)據(jù)可得4851 .45a1.594100.11730.76353.94110: 1.117b0.00560.130.03991.85510 38.932 103c3.69 10 4 /0.794 2/34.30310 4所以Vh 3.941104(8.93210 34.30310 4 L2/3)1/2由上述關(guān)系可做得氣相負荷下限線，如圖12之曲線1。2、過量霧沫夾帶線過量霧沫夾帶線又稱為氣相負荷上限線，放映出不發(fā)生嚴(yán)

50、 重霧沫夾帶現(xiàn)象的最高氣相負荷，它是一條直線。當(dāng)氣相負荷 超過此線時，表明霧沫夾帶現(xiàn)象嚴(yán)重，霧沫夾帶量過大，使板 效率嚴(yán)重下降，而此時的霧沫夾帶量e 一般大于0.1kg液/kg氣。令可容許的霧沫夾帶最大量為0.1kg/kg氣由上述關(guān)系可做得氣相負荷上限線，如圖 12之曲線2。3、液相負荷下限線若操作的液相負荷低于液相負荷下限線時， 表明液體流量 過小，板上的液流不能均勻分布，氣液接觸不良，易產(chǎn)生干吹、 偏流等現(xiàn)象，導(dǎo)致塔板效率的下降。對于平直堰，通常按堰上 液層高度how=0.006m作為最小液體負荷的下限考慮，故液相 負荷下限線方程為：2/3how2.84 10 3 EVl0.006其中E為流量收縮系數(shù)，一般可取 E=1計算。液相負荷 下限線表示出為保證板上液體均