1、標(biāo)準(zhǔn)符 號 說 明Ap 塔板鼓泡區(qū)面積，m2； Af降液管截面積，m2；A0篩孔面積，m2； AT塔截面積，m2；C負(fù)荷系數(shù)，無因次； C2020dyn/cm時的負(fù)荷系數(shù)，無因次Cf泛點負(fù)荷系數(shù)，無因次； Cp比熱，kJ/kg&S226;K；d0篩孔直徑，m； D 塔徑，m；D塔頂產(chǎn)品流量，kmol/h或kg/h；eV霧沫夾帶量，kg(液)/kg(氣) ；E液流收縮系數(shù)，無因次 ET總板效率或全塔效率，無因次；F原料流量，kmol/h或kg/h；g重力加速度，m/s2； hd干板壓降，m；hd液體通過降液管的壓降，m；ht氣相通過塔板的壓降，m； hf板上鼓泡層高度，m；hl板上液層的有效阻力

2、，m； hL板上液層高度，m；h0降液管底隙高度，m； h0w堰上液層高度，m；hp與單板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m； hW溢流堰高度，m；h與克服表面張力的壓強降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m；Hd降液管內(nèi)清液層高度，m； HT塔板間距，m；I物質(zhì)的焓，kJ/kg； K穩(wěn)定系數(shù)，無因次；堰長，m； LS塔內(nèi)液體流量，m3/s；M分子量； n篩孔總數(shù)；NT理論板數(shù)； N實際板數(shù)；P操作壓強，Pa； P單板壓強，Pa；Pp通過一層塔板的壓強降，Pa/層； Q熱負(fù)荷，kJ/h； q進(jìn)料熱狀況參數(shù)，無因次； QB再沸器熱負(fù)荷，kJ/h； QC全凝器熱負(fù)荷，kJ/h； QL熱負(fù)荷損失，kJ/h； r汽化潛熱，kJ/k

3、g； R氣體常數(shù)，8314J/kmol&S226;K；R回流比，無因次 t溫度，或K； t孔心距，m； T溫度，或K；TS塔頂溫度，或K； TS回流液溫度，或K；u空塔氣速，m/s； Umax極限空塔氣速，m/s；Ua按板上層液上方有效流通面積計的氣速，m/s；u0篩孔氣速，m/s； u0M漏液點氣速，m/s；uo降液管底隙處液體流速，m/s；V精餾段上升蒸氣量，kmol/h； Vh塔內(nèi)氣相流量，m3/h；Vs塔內(nèi)氣相流量，m3/s； V提餾段上升蒸氣量，kmol/h；W釜殘液流量，kmol/h或kg/h Wh加熱蒸氣量，kg/h；Wc邊緣區(qū)寬度，m； Wd弓形降液管的寬度，m；WS破沫區(qū)寬度

4、，m； x液相組成，摩爾分率；y氣相組成，摩爾分率； Z塔的有效高度，m。相對揮發(fā)度，無因次； o板上液層充氣系數(shù)，無因次；液體在降液管內(nèi)停留時間，無因次；粘度，mPa&S226;s； 密度，kg/m3；液體的表面張力，N/m； 校正系數(shù)，無因次。目 錄符號說明 1概述 51、設(shè)計任務(wù)書1.1 設(shè)計設(shè)計題目 51.2 已知條件 51.3 設(shè)計要求 51.4化工生產(chǎn)對塔設(shè)備的要求 52、精餾設(shè)計方案選定第二章 設(shè)計方案的確定52.1操作條件的確定 52.2確定設(shè)計方案的原則 6第三章 精餾塔的工藝尺寸得計算 63.1精餾塔的物料衡算 73.1.1平均摩爾質(zhì)量 73.1.2物料衡算 73.2塔板數(shù)

5、的確定 73.2.1理論板層數(shù)N的求取 83.2.2實際板層數(shù)的求取 103.3 精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 103.3.1 操作壓力計算 103.3.2 操作溫度計算 133.3.3 平均摩爾質(zhì)量計算 113.3.4 平均密度計算 133.3.5 液體平均表面張力計算143.3.6 液體平均黏度計算 153.4 精餾塔的塔體工藝尺寸設(shè)計 163.4.1 塔徑的計算 163.4.2 精餾塔有效高度的計算 183.5 塔板主要工藝尺寸的計算 193.5.1 溢流裝置計算 193.5.2 塔板布置 213.6 篩板的流體力學(xué)驗算 223.6.1 塔板壓降 233.6.2液面落差 233.6.3 液沫

6、夾帶 233.6.4 漏液 253.6.5 液泛 263.7 塔板負(fù)荷性能圖 263.7.1 漏液線 263.7.2 液沫夾帶線 283.7.3 液相負(fù)荷下限線 293.7.4 液相負(fù)荷上限線 293.7.5 液泛線 29第四章 塔附屬設(shè)計 334.1 精餾塔對外接管設(shè)計334.1.1 進(jìn)料管 334.1.2回流管 344.1.3塔頂蒸汽出料管 344.1.4塔釜排出管 354.2 精餾塔換熱裝置354.2.1 冷凝器 354.2.2再沸器 364.3 筒體與封頭 364.3.1筒體 364.3.2封頭 364.4除沫器 364.5 裙座 374.6吊柱 374.7人孔 375塔總體高度的設(shè)計

7、 375.1 塔的頂部空間高度 375.3 塔立體高度 375.2 塔的底部空間高度 37參考文獻(xiàn)39設(shè)計總結(jié)40概述塔設(shè)備是化工、石油化工、生物化工、制藥等生產(chǎn)過程中廣泛采用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸構(gòu)件的結(jié)構(gòu)形式，可分為塔板式和填料式兩大類。而工業(yè)上的塔板主要是應(yīng)用于蒸餾和吸收傳質(zhì)單元操作的過程。此次的設(shè)計主要是板式精餾塔的設(shè)計。精餾是一種利用回流使液體混合物得到高純度分離的蒸餾方法，是工業(yè)上應(yīng)用最廣的液體混合物分離操作，廣泛用于石油、化工、輕工、食品、冶金等部門。精餾操作按不同方法進(jìn)行分類。根據(jù)操作方式，可分為連續(xù)精餾和間歇精餾；根據(jù)混合物的組分?jǐn)?shù)，可分為二元精餾和多元精餾；根據(jù)是

8、否在混合物中加入影響汽液平衡的添加劑，可分為普通精餾和特殊精餾（包括萃取精餾、恒沸精餾和加鹽精餾）。乙醇水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，是無色、無毒、無致癌性、污染性和腐蝕性小的液體混合物。因其良好的理化性能，而被廣泛地應(yīng)用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè)。近些年來，由于燃料價格的上漲，乙醇燃料越來越有取代傳統(tǒng)燃料的趨勢，且已在鄭州、濟(jì)南等地的公交、出租車行業(yè)內(nèi)被采用。山東業(yè)已推出了推廣燃料乙醇的法規(guī)。長期以來，乙醇多以蒸餾法生產(chǎn)，但是由于乙醇水體系有共沸現(xiàn)象，普通的精餾對于得到高純度的乙醇來說產(chǎn)量不好。但是由于常用的多為其水溶液，因此，研究和改進(jìn)乙醇水體系的精餾設(shè)備是非常重要的。

9、塔設(shè)備是最常采用的精餾裝置，無論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過程中得到了廣泛的應(yīng)用，在此我們作板式塔的設(shè)計以熟悉單元操作設(shè)備的設(shè)計流程和應(yīng)注意的事項是非常必要的。1 設(shè)計任務(wù)11 設(shè)計題目：水-乙醇體系板精餾塔設(shè)計12 已知條件：生產(chǎn)能力4000kg/h（原料）、xF=40%，xD=90%，xW=1%、常壓精餾、塔頂全冷凝、塔底間接加熱、泡點回流、q=1、操作回流比、R=2Rmin13 設(shè)計要求（1） 能滿足工藝條件，達(dá)到指定的產(chǎn)量和質(zhì)量。（2） 操作平穩(wěn)，易于調(diào)節(jié)。（3） 經(jīng)濟(jì)合理（4） 生產(chǎn)安全14 化工生產(chǎn)對塔設(shè)備的要求 （1）生產(chǎn)能力大。 （2）高的傳質(zhì)傳熱效率。 （3）操作穩(wěn)定，操

10、作彈性大。(4)分離效率好2 設(shè)計方案流程選定【1】2.1操作條件的確定2.1.1精餾方式的選擇：本設(shè)計采用連續(xù)精餾方式。連續(xù)精餾具有產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點。將原料液送入精餾塔，由于該物系屬于易分離物質(zhì)且在所在涉及濃度范圍內(nèi)乙醇-水的相對揮發(fā)度較大，因而無須采用特殊精餾。2.1.2 操作壓力：本設(shè)計中水和乙醇在常壓下因為液態(tài)混合物，且沸點適中，故選在常壓下進(jìn)行。2.1.3 塔板形式：塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯流式塔板和逆流式兩類，工業(yè)以錯流式塔板為主。常用的錯流式塔板主要為泡罩塔、篩板塔、浮閥塔板。根據(jù)生產(chǎn)要求，選擇結(jié)構(gòu)簡單，易于加工，造價低廉的篩板塔，篩板塔處理能力大，塔板效率高

11、，壓降較低，在乙醇和水這種粘度不大的分離工藝有較好的表現(xiàn)。2.1.4 進(jìn)料熱狀況的選擇：加料方式選擇加料泵打入，設(shè)計中考慮操作費用和設(shè)備問題，由題目已知給定q=1進(jìn)料（泡點）。2.1.5加熱方式的選擇：蒸餾大多采用間接蒸汽加熱，由題目給定為塔底間接加熱。乙醇和水體系也可采用直接蒸汽加熱，可以利用壓力較低的加熱蒸汽以節(jié)省操作費用，并間接省掉加熱設(shè)備，但其釜液濃度相應(yīng)降低，故需要在提餾段增加塔板以達(dá)到生產(chǎn)需求。2.1.6 回流比的選擇：回流比的選擇是精餾操作的重要工藝條件。其選擇的原則是使設(shè)備費用和操作費用之和最低，故在做回流比取最小回流比的兩倍，即R=2Rmin。2.1.7 再沸器，冷凝器等附屬

12、設(shè)備的安排：塔底設(shè)置再沸器，塔頂蒸汽完全冷凝后再泡點回流入塔。冷凝器安裝在較低的框架上，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分通過回流比控制期分流后，用回流泵打回塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。冷凝劑優(yōu)選為水，水的初溫由氣候條件決定。水與被冷卻流體之間一般應(yīng)用5-35溫度差。水的出口溫度一般不超過40-50。蒸餾釜產(chǎn)品主要為水，一部分用來補充加熱蒸汽，其余儲槽備用西式其他工段污水排放。2.1.8工藝流程布置圖（見附圖）2.2確定設(shè)計方案的原則確定設(shè)計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、

13、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點：2.2.1滿足工藝和操作的要求所設(shè)計出來的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進(jìn)行調(diào)節(jié)，必要時傳熱量也可進(jìn)行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措

14、施。2.2.2滿足經(jīng)濟(jì)上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當(dāng)?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設(shè)備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設(shè)備費也有很大影響。 2.2.3保證安全生產(chǎn)例如酒精屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發(fā)生火花的設(shè)備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計中，對第一個原則應(yīng)

15、作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。3 精餾塔工藝計算3.1 物料衡算：【2】生產(chǎn)能力4000kg/h（原料），塔頂產(chǎn)品組成xD=95%，原料進(jìn)料xF=45%，釜殘液含乙醇xW=1.0%的水溶液。3.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 乙醇的摩爾質(zhì)量 M C2H50H =46kg/kmol 水的摩爾質(zhì)量 MH2O =18kg/kmol 3.1.2物料衡算 原料處理 總物料衡算 F=D+W=136.99 由公式FXF=DXD+WXW 136.990.4=0.95D+（136.99-D）0.01 聯(lián)立解得D=59.75kmol/h W=77.24km

16、ol/h 表1 物料衡算匯總 摩爾流量Kmol/h+摩爾組成%平均分子量g/mol原料F136.9929.2水82.19440乙醇54.79660釜液W77.241828水76.4799乙醇0.771餾出液D59.7546.4水2.995乙醇56.76953.2 塔板數(shù)的確定3.2.1理論板層數(shù)N的求取3.2.1.1 乙醇與水的平均相對揮發(fā)度的計算【3】已知乙醇的沸點為78.3，水的沸點為100。查表【4】可得乙醇在78.3的Antoine參數(shù)為A=7.30342 B=1630.868 C=-43.596水的在78.3的Antoine參數(shù)為A=7.07406 B=1657.459 C=-46.

17、13當(dāng)溫度為78.3時，lg lg 查表可得乙醇在100的Antoine參數(shù)為A=6.84806 B=1358.124 C=-71.034水的在100的Antoine參數(shù)為A=7.707406 B=1657.459 C=-46.13當(dāng)溫度為100時，lg lg 平均揮發(fā)度 3.2.1.2 最小回流比及操作回流比計算因 ，故 Xe=XF=0.4將代入相平衡方程 R=2Rmin=3.53.2.1.3 逐板法求塔板數(shù)因XF=0.4 XD=0.95 XW=0.01 R=3.5 則相平衡方程 精餾段操作線方程 求精餾塔的氣、液相負(fù)荷L=RD=3.559.75=209.125kmol/hV=(R+1)D=

18、（3.5+1）59.75=268.875kmol/hL=L+F=209.125+136.99=346.115kmol/hV =V=268.875kmol/h提餾段操作線方程為 (3)操作線交點橫坐標(biāo)（q=1）：xF=0.4理論板數(shù)計算：先交替使用相平衡方程與精餾段操作線方程計算如下y1=0.95帶入（1）x1=0.894 再帶入（2）得y2y2=0.907x2=0.813y3=0.852x3=0.719y4=0.770x4=0.598y5=0.676x5=0.481y6=0.585x6=0.385第6板為加料板。以下交替使用提餾段操作線方程與相平衡方程計算如下x6=0.385y7=0.493x

19、7=0.302y8=0.386x8=0.218y9=0.278x9=0.146y10=0.185x10=0.0916y11=0.115x11=0.0546 y12=0.0674x12=0.0311 y13=0.0372x13=0.0169 y14=0.0189x14=0.00849Xw總理論板數(shù)為12塊（包括再沸器），精餾段理論板數(shù)為5塊，第6塊為進(jìn)料板。 3.2.2實際板層數(shù)的求取由塔頂和塔底平均溫度得（由后面的計算倒推）=查手冊得，由內(nèi)插法可得在87.84下，乙醇【5】的粘度為，水的粘度【9】為可以有下式求得平均粘度【2】其中xi-進(jìn)料中某組分的摩爾分?jǐn)?shù)-該組分的粘度，按照塔的平均溫度下的

20、液體計則=0.4*0.3790+0.6*0.3245=0.3463mPaS帶入回歸方程E1=0.563-0.276lg2=0.594該算法為泡罩塔蒸餾塔總板效率，則篩板塔為E=1.1E1=0.653精餾段實際板層數(shù) = 5/0.653=8提餾段實際板層數(shù) =9/0.653=14進(jìn)料板位置 總的塔板數(shù) Nc=8+14=223.3 精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算3.3.1 操作壓力計算 操作壓力取4kPa（塔頂表壓）塔頂操作壓力：因為板式塔的每個理論級壓降約為0.4-1.1KPa，取 【1】 則進(jìn)料板壓力=105.3+0.79=111.6KPa；塔底操作壓力精餾段的平均壓力： 提餾段的平均壓力：3.3.

21、2 操作溫度計算查手冊【6】得水和乙醇?xì)庖浩胶鈹?shù)據(jù)，t數(shù)據(jù)利用表2中數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得、。進(jìn)料口： , =79.26塔頂：，=78.05塔釜：，=97.63精餾段平均溫度提餾段平均溫度 表2乙醇水氣、液平衡組成（摩爾）與溫度關(guān)系溫度/液相氣相溫度/液相氣相溫度/液相氣相1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.

22、312.3847.0479.850.7965.6484.116.6150.8979.751.9865.993.3.3平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由xD=y1=0.95，查平衡曲線得：x1=0.93 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算由逐板計算法得 ： xF=0.385 時， yF=0.585 塔底平均摩爾質(zhì)量計算由查平衡曲線得Mvwm=0.01546+(1-0.015)18=18.42Kg/KmolMLwm=0.0146+(1-0.01)18=18.28Kg/Kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量：提餾段平均摩爾質(zhì)量圖1 乙醇和水氣液平衡曲線3.3.4平均密度的計算 表3不同溫度下乙醇和水的密度溫度/溫度/4

23、0787.9992.2100717.4958.460765.7983.2120690.6943.180742.3971.83.3.4.1氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即：精餾段 提餾段 3.3.4.2液相平均密度計算： 液相平均密度依下式計算，即 塔頂液相平均密度的計算 由 ，查表3用內(nèi)插法得： aD 進(jìn)料板液相平均密度的計算： 由 ，查表得： 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)aF=kg/m3塔底液相平均密度的計算： 由 查表3得： aW= 精餾段液相平均密度為： 提餾段液相平均密度為： 3.3.5液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即 = 塔頂液相平均表面張力的計算 由 查表【7

24、】得： 進(jìn)料板液相平均表面張力的計算 由 查手冊得： 塔底液相平均表面張力的計算 由 查手冊得： 精餾段液相平均表面張力為： 提餾段液相平均表面張力為： 3.3.6 液體的平均粘度計算 液體平均粘度依下式計算，即 塔頂液相平均粘度的計算 由 查表【8】得： 進(jìn)料板液相平均粘度的計算由 查表得 塔底液相平均粘度的計算 由 查表的 lg=XWlg+(1-XW)lg =0.01lg0.3804+（1-0.01）lg0.2910精餾段液相平均粘度為： 提餾段液相平均粘度為： 表 4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)匯總 平均壓力平均溫度()平均摩爾質(zhì)量(Kmol)平均密度()液相平均表面張力()液相平均

25、粘度汽相液相汽相液相塔頂105.378.0544.644.04 748.919.600.440進(jìn)料板111.679.2634.3828.78 817.3144.520.387塔釜115.197.6318.4218.28 958.6658.810.292精餾段108.4578.6539.4936.411.46782.732.060.4135提餾段113.3588.44526.423.531.006887.9851.670.339453.4 精餾塔的塔體工藝尺寸的計算3.4.1 塔徑的計算 精餾段的氣、液相體積流率為 提餾段的氣、液相體積流率為由 由下式計算由史密斯關(guān)聯(lián)圖查?。壕s段：圖的橫坐標(biāo)為

26、：取板間距 板上液層高度 ，則 HT-hL=0.40-0.05=0.35m查圖得 =1.903m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為： 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為=1.4m塔截面積為 精餾段實際空塔氣速為 提餾段：圖的橫坐標(biāo)為：取板間距 板上液層高度 ，則查圖得 =1.026m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為： 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為=1.4m塔截面積為 提餾段實際空塔氣速為 3.4.2 精餾塔有效高度的計算精餾塔有效高度為： 提餾段有效高度為：在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為： 表5 塔板間距與塔徑的關(guān)系塔 徑/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.4

27、4.0板間距/HT，mm200300250350300450350600400600由表驗算以上所計算的塔徑對應(yīng)的板間距均符合，所以以上所假設(shè)的板間距均成立。3.5 塔板主要工藝尺寸的計算3.5.1溢流裝置計算因塔徑D=1.4m ,可選用單溢弓形降液管,采用凹形受液盤.各項計算如下: 3.5.1.1堰長的計算 堰長一般根據(jù)經(jīng)驗公式確定，對于常用的弓形降液管：單溢流 堰長 lw取 3.5.1.2溢流堰高度的計算溢流堰高度可由下式計算：式中：板上清液層高度，m；一般取50100 堰上液層高度，；一般設(shè)計時不宜超過6070 mm. 對于平直堰，堰上液層高度可用弗蘭西斯（Francis）公式計算，即式

28、中：塔內(nèi)液體流量， 液體收縮系數(shù)。近似取E=1 精餾段： ，故取則取板上清液層高度 故 提餾段： ， 故取 則取板上清液層高度 故 3.5.1.3弓形降液管寬度Wd及截面積AF精餾段： 由 查弓形降液管的參數(shù)表得：得： 液體在降液管中停留時間,按式，即故降液管設(shè)計合理，可以實現(xiàn)分離。提餾段：由查弓型降液管參數(shù)圖得：得： 液體在降液管中停留時間,按式，即故降液管設(shè)計合理，可以實現(xiàn)分離。3.5.1.4 降液管底隙高度h0式中：液體通過底隙時的流速， 根據(jù)經(jīng)驗，取=0.060.25精餾段：取 則故降液管底隙高度設(shè)計合理.選用凹形受液盤深度：提餾段：取 則故降液管底隙高度設(shè)計合理.選用凹形受液盤深度：

29、3.5.2塔板的布置板式塔類型有多種，經(jīng)過比較工藝條件的考慮，本設(shè)計采用篩板，以下為篩板的計算。3.5.2.1塔板分塊 因 , 故塔板采用分塊式.查表6 表6塔徑mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分塊數(shù)3456得,塔板分為4塊.3.5.2.2邊緣區(qū)寬度確定溢流堰前安定區(qū)寬度為 進(jìn)口堰后的安定區(qū)寬度為Ws=50-100mm邊緣區(qū)（無效區(qū)）寬度為 取，3.5.2.3開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積，按下式計算,即其中故3.5.2.4篩孔計算及其排列 本例所處理的物系無腐蝕性,可選用 =3mm碳鋼板,取篩孔直徑 d0=5mm 篩孔按正三角形排列,取孔中心距t 為：

30、 篩孔數(shù)目n 為 ： 開孔率為 精餾段氣體通過閥孔的氣速為： 提餾段氣體通過閥孔的氣速為： 3.6 篩板的流體力學(xué)驗算3.6.1塔板壓降3.6.1.1精餾段 ：干板阻力hc計算干板阻力 hc 由下式計算, 即 由，查常用化工單元設(shè)備的設(shè)計得, C0=0.772故 液柱氣體通過液層的阻力氣體通過液層阻力可由下式計算，即 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得到故 液體表面張力的阻力的計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力可由下式計算，即 則氣體通過每層塔板的液柱高度 則 液柱氣體通過每層塔板的壓降為 （設(shè)計允許值）提餾段：干板阻力hc計算干板阻力 hc 由下式計算, 即 由，查常用化工單元設(shè)備的設(shè)計得, C0=0.772故

31、液柱塔上液層有效阻力hl計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力hl計算,即 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得到故 液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計算，即氣體通過每層塔板的液柱高度 則 液柱氣體通過每層塔板的壓降為 (設(shè)計允許值)3.6.2液面落差對于篩板塔,液面落差很小,且本例的塔徑和液流量均不大,故可忽略液面落差的影響.3.6.3液沫夾帶精餾段：液沫夾帶量由下式計算,即故在本設(shè)計中液沫夾帶量ev在允許范圍內(nèi)。提餾段：液沫夾帶量由下式計算,即 故在本設(shè)計中液沫夾帶量ev在允許范圍內(nèi)3.6.4漏液對篩板塔,漏液點氣速u0,min計算,即精餾段：實際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設(shè)計中無明顯漏液提餾段：

32、實際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設(shè)計中無明顯漏液8.5液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高 Hd應(yīng)服從下式的關(guān)系,即精餾段：乙醇-水體系屬一般物系，取=0.5,則而板上不設(shè)進(jìn)口堰, hd 可由下式計算,即液柱 液柱 =0.22m故在本設(shè)計中不發(fā)生液泛現(xiàn)象.提餾段：乙醇-水物系屬一般物系，取=0.5,則而板上不設(shè)進(jìn)口堰, hd 可由下式計算,即液柱 液柱 =0.2175m故在本設(shè)計中不發(fā)生液泛現(xiàn)象.3.7 塔板負(fù)荷性能圖 3.7.1 漏液線由 得=4.40.7720.1011.1 整理得 在操作范圍內(nèi),任取幾個Ls 值, 依上計算 Vs 值, 計算結(jié)果列于表 7 . 表70.00060.00150

33、.00300.00450.77100.79820.83180.8589由上表數(shù)據(jù)即可作出精餾段漏液線提餾段漏液線：得=4.40.7720.1011.1 整理得 在操作范圍內(nèi),任取幾個Ls 值, 依上計算 Vs 值, 計算結(jié)果列于表 8 .0.00060.00150.00300.00450.83710.91960.96731.0063.7.2 液沫夾帶線以 ev =0.1kg液/kg氣為限,求Vs- Ls 關(guān)系如下:由 精餾段：hf=2.5hl=2.5(hw+how)hw=0.0364m故 整理得 ,0.00060.00150.00300.0045,3.0112.9522.8122.695 在操

34、作范圍內(nèi),任取幾個值,依上式計算出值,計算結(jié)果列于下表 9由上表數(shù)據(jù)即可作出精餾段液沫夾帶線提餾段：hf=2.5hl=2.5(hw+how)hw=0.0351m故 整理得 ,0.00060.00150.00300.0045,3.5943.4683.3063.169 在操作范圍內(nèi),任取幾個值,依上式計算出值,計算結(jié)果列于下表 10由上表數(shù)據(jù)即可作出提餾段液沫夾帶線3.7.3液相負(fù)荷下限線對于平直堰,取堰上液液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn).由下式得取E=1則精餾段提餾段據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3.7.4液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管理中停留時間的下限,由下式得故精餾段據(jù)此可作出

35、與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)液上限線。3.7.5 液泛線令由; ; ; 聯(lián)立得 忽略 將 與,與, 與 的關(guān)系式代入上式,并整理得 式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入,得精餾段： 故 在操作范圍內(nèi),任取幾個值,依上式計算出 值,計算結(jié)果列于下表 11 ,0.00060.00150.00300.0045,3.4703.3873.2623.132由以上數(shù)據(jù)即可作出精餾段液泛線提餾段： 故 在操作范圍內(nèi),任取幾個值,依上式計算出 值,計算結(jié)果列于下表 12,0.00060.00150.00300.0045,4.1584.0583.9123.766由以上數(shù)據(jù)即可作出提餾段液泛線根據(jù)以上各線方程,可作出精餾段篩板塔的

36、負(fù)荷性能圖,如圖所示. 在負(fù)荷性能圖上，作出精餾段操作線，由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏夜控制。由圖查得 s max=0.78m3/s ， s min=3.24m3/s故操作彈性為 s max/s min=3.24/0.78=4.15根據(jù)以上各線方程,可作出提餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖,如圖所示. 在負(fù)荷性能圖上，作出提留段操作線；由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏夜控制。由圖查得 s max=0.85 m3/s ， s min=3.6m3/s故操作彈性為 s max/s min=0.85/3.6=4.23根據(jù)以上各線方程,可作出提餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖,如圖所示.

37、 篩板塔設(shè)計計算結(jié)果序號項目數(shù)值1平均溫度tm，（精餾段）78.65平均溫度tm，(提餾段)88.4452平均壓力Pm,，kPa（精餾段）108.45平均壓力Pm,，kPa(提餾段)113.353氣相流量VS（m3/s）（精餾段）2.015氣相流量VS（m3/s）（提餾段）1.9814液相流量LS(m3/s) （精餾段）0.002702液相流量LS(m3/s) （提餾段）0.0030815實際塔板數(shù)226有效段高度Z，m887塔徑,m1.48板間距,m0.49溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長,m0.92412堰高,m（精餾段）0.0364堰高,m（提餾段）0.035113板上液層高度,

38、m0.05014堰上液層高度,m（精餾段）0.0136堰上液層高度,m（提餾段0.0148915降液管底隙高度m(精餾段)0.0244降液管底隙高度m(提餾段)0.027816安定區(qū)寬度,m0.0717邊緣區(qū)寬度,m0.03518開孔區(qū)面積,m21.1119篩孔直徑,m0.00520篩孔數(shù)目569821孔中心距,m0.01522開孔率,%10.123空塔氣速,m/s1.28824篩孔氣速,m/s(精餾段)1797篩孔氣速,m/s(提餾段)17.6725穩(wěn)定系數(shù)(精餾段)2.355穩(wěn)定系數(shù)(提餾段)2.04326負(fù)荷上限液泛控制27負(fù)荷下限漏液控制28液沫夾帶eV,(kg液/kg氣)0.129液

39、相負(fù)荷上限,m3/s0.00788230液相負(fù)荷下限m3/s0.011131操作彈性（精餾段）4.15操作彈性（提餾段）4.234 塔附屬設(shè)備設(shè)計4.1 精餾塔對外接管設(shè)計【3】4.1.1 進(jìn)料管前已算出，塔徑D=0.7m，故可采用簡單的直管進(jìn)料結(jié)構(gòu)，不加套管，手可入塔檢修，由下式計算進(jìn)料管直徑 料液由泵輸送時可取1.52.5m/s取則D=0.031m=31mm， 選內(nèi)管為323.5，a=10mm b=25mm c=10mm H2=150mm 4.1.2回流管通常重力回流管內(nèi)液速度取0.2-0.5m/s，由泵輸送uR=1.2-2.5m/s，取uR=2m/s，回流管直徑液相：L=209.12540.66=8503.02kg/hD=取管規(guī)格45mm4.1.3塔頂蒸汽出料管 塔頂?shù)臏囟葹?8.3，此時氣相組成：塔頂蒸氣密度蒸氣體積流量常壓下蒸汽的速度為15m/s蒸汽量為V=m3/s取回流管規(guī)格為。4.1.4塔釜排出管 一般取0.5-1.0m/s，取0.8m/sMl=18.28kg/kmol 3Lw= 取此管規(guī)格為60