分離乙醇—水板式精餾塔設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)

1、課 程 設(shè) 計(jì) 課程名稱(chēng)： 化 工 原 理 題目名稱(chēng)： 分離乙醇水板式精餾塔設(shè)計(jì) 學(xué)生學(xué)院： 輕 工 化 工 學(xué) 院 專(zhuān)業(yè)班級(jí)： 學(xué)生學(xué)號(hào)： 學(xué)生姓名： 指導(dǎo)教師： 2010 年 6 月 20 日1.設(shè)計(jì)任務(wù)52.工藝流程圖83.設(shè)計(jì)方案83.1設(shè)計(jì)方案的確定8塔型的選擇8操作壓力8進(jìn)料方式9加熱方式9熱能的利用9回流方式103.2實(shí)驗(yàn)方案的說(shuō)明104、板式塔的工藝計(jì)算114.1物料衡算114.2最小回流比RMIN和操作回流比R的確定124.3操作線的確定14精餾段操作曲線方程14提餾段操作曲線方程144.4確定理論板層數(shù)NT154.5確定全塔效率ET和實(shí)際塔板層數(shù)NP15相對(duì)揮發(fā)度15物系黏

2、度16全塔效率和實(shí)際塔板數(shù)164.6操作壓強(qiáng)的計(jì)算174.7平均分子量的計(jì)算184.8平均密度的計(jì)算184.9表面張力的計(jì)算204.10平均流量的計(jì)算215、塔體和塔板的工藝尺寸計(jì)算225.1塔徑225.2溢流裝置255.3塔板布置及篩板塔的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)305.4塔板流體力學(xué)驗(yàn)算32塔板阻力HP32降液管泡沫層高度34液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間35霧沫夾帶量校核35漏液點(diǎn)375.5操作負(fù)荷性能圖385.6設(shè)計(jì)結(jié)果436、輔助設(shè)備的計(jì)算與選型456.1料液儲(chǔ)罐的選型456.2換熱器的選型46預(yù)熱器47再沸器48全凝器熱負(fù)荷及冷卻水消耗量49產(chǎn)品冷卻器506.3各接管尺寸的確定51進(jìn)料管516.3.

3、2 釜?dú)堃撼隽瞎?1回流液管516.3.4 塔頂上升蒸汽管526.3.5 水蒸汽進(jìn)口管526.4塔高536.5法蘭546.6人孔566.7視鏡566.8塔頂?shù)踔?66.9泵的計(jì)算及選型577、經(jīng)濟(jì)橫算587.1成產(chǎn)成本587.2水蒸汽費(fèi)用CS587.3冷卻水費(fèi)用CW587.4設(shè)備投資費(fèi)CD597.5總費(fèi)用597.6利潤(rùn)598心得體會(huì)60符號(hào)說(shuō)明：英文字母Aa- 塔板的開(kāi)孔區(qū)面積，m2Af- 降液管的截面積, m2Ao- 篩孔區(qū)面積, m2 AT-塔的截面積 m2PP-氣體通過(guò)每層篩板的壓降C-負(fù)荷因子 無(wú)因次t-篩孔的中心距C20-表面張力為20mN/m的負(fù)荷因子do-篩孔直徑 uo-液體通過(guò)

4、降液管底隙的速度D-塔徑 mWc-邊緣無(wú)效區(qū)寬度ev-液沫夾帶量 kg液/kg氣Wd-弓形降液管的寬度ET-總板效率Ws-破沫區(qū)寬度R-回流比Rmin-最小回流比 M-平均摩爾質(zhì)量 kg/kmoltm-平均溫度 g-重力加速度 9.81m/s2Z-板式塔的有效高度Fo-篩孔氣相動(dòng)能因子 kg1/2/(s.m1/2)hl-進(jìn)口堰與降液管間的水平距離 m-液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間hc-與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?m-粘度hd-與液體流過(guò)降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨?m-密度hf-塔板上鼓層高度 m-表面張力hL-板上清液層高度 m-液體密度校正系數(shù)h1-與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨?m下標(biāo)ho-降液管的

5、義底隙高度 mmax-最大的how-堰上液層高度 mmin-最小的hW-出口堰高度 mL-液相的hW-進(jìn)口堰高度 mV-氣相的h-與克服表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨?mH-板式塔高度 mHB-塔底空間高度 mHd-降液管內(nèi)清液層高度 mHD-塔頂空間高度 mHF-進(jìn)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)lW-堰長(zhǎng) 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(guò)每層篩的壓降 KPaT-理論板層數(shù)u-空塔氣速 m/su0,min-漏夜點(diǎn)氣速 m/suo

6、 -液體通過(guò)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(wú)效區(qū)寬度 mWd-弓形降液管寬度 mWs -破沫區(qū)寬度 mZ - 板式塔的有效高度 m 希臘字母-篩板的厚度 m-液體在降液管內(nèi)停留的時(shí)間 s-粘度 mPa.s-密度 kg/m3-表面張力N/m-開(kāi)孔率 無(wú)因次-質(zhì)量分率 無(wú)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(jì)任務(wù)1.1題目：分離乙醇水板式塔精餾塔設(shè)計(jì)1.2生產(chǎn)原始數(shù)據(jù)：1） 原料：乙醇水混合物，含乙醇35%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），溫度35；2） 產(chǎn)品：餾出液含乙醇93%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），溫度38，殘液中含酒精濃度

7、0.5%；3） 生產(chǎn)能力：原料液處理量55000t年，每年實(shí)際生產(chǎn)天數(shù)330t，一年中有一個(gè)月檢修；4） 熱源條件：加熱蒸汽為飽和蒸汽，其表壓為2.5Kgf/cm2；5） 當(dāng)?shù)乩鋮s水水溫25；6） 操作壓力：常壓101.325kpa；1.3設(shè)計(jì)任務(wù)及要求1） 設(shè)計(jì)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(diǎn)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(cè)或控制所必需的儀表和裝置；3） 精餾塔的有關(guān)工藝計(jì)算Ò 計(jì)算產(chǎn)品量、釜?dú)堃毫考捌浣M成；Ò 最小回流比及操作回流比的確定；Ò 計(jì)算所需理論塔板層數(shù)及實(shí)際板層數(shù)；Ò 確定

8、進(jìn)料板位置。1.4塔主體尺寸的計(jì)算（塔徑）1.5塔板結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)1.6流體力學(xué)驗(yàn)算1.7畫(huà)出負(fù)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(jì)算儲(chǔ)罐容積，確定儲(chǔ)罐規(guī)格；3） 熱量衡算，計(jì)算全塔裝置所用蒸汽量和冷卻水用量，確定每個(gè)換熱器的傳熱面積并進(jìn)行選型；4） 根據(jù)伯努利方程，計(jì)算揚(yáng)程，確定泵的規(guī)格類(lèi)型；5） 壁厚，法蘭，封頭，吊柱等的選定。1.9設(shè)計(jì)結(jié)果匯總2.工藝流程圖附圖1為帶控制點(diǎn)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(diǎn)后，送進(jìn)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.

9、設(shè)計(jì)方案3.1設(shè)計(jì)方案的確定塔型的選擇篩板塔板上開(kāi)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(diǎn)是：結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低廉，氣壓降小，板上液面落差也較小，生產(chǎn)能力及板效率較高，氣流分布均勻，傳質(zhì)系數(shù)高；缺點(diǎn)：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(jì)中，根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日330天，每天開(kāi)動(dòng)設(shè)備24小時(shí)計(jì)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(jià)，降低生產(chǎn)過(guò)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(jì)最終選用篩板塔。操作壓力精餾可在常壓、加壓和減壓下進(jìn)行，確定操作壓力主要是根

10、據(jù)處理物料的性質(zhì)、技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性考慮的?；ぴ硇抻啺嫦聝?cè)，夏清編一般來(lái)說(shuō)，常壓蒸餾最為簡(jiǎn)單經(jīng)濟(jì)，若物料無(wú)特殊要求，應(yīng)盡量在常壓下操作。對(duì)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?yàn)楦邏夯蛘哒婵詹僮鲿?huì)引起操作上的其他問(wèn)題以及設(shè)備費(fèi)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(fèi)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(fèi)用增加。因此，本設(shè)計(jì)選擇常壓操作條件。進(jìn)料方式進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中。這樣一來(lái)，進(jìn)料溫度就不受季節(jié)、氣溫變化和前道工序波動(dòng)的影響，塔的操作就

11、比較容易控制。此外，泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，精餾段與提餾段的塔徑相同，設(shè)計(jì)制造均比較方便。因此，本設(shè)計(jì)選擇泡點(diǎn)進(jìn)料。加熱方式精餾段通常設(shè)置再沸器，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(shí)，由于蒸汽冷凝水的稀釋作用，可使得釜?dú)堃褐械妮p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(jì)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(jìn)行部分汽化和冷凝，因此，熱效率很低，通常進(jìn)入再沸器的能量?jī)H有5%被有效的利用。塔頂蒸氣冷凝放出常用化工單元設(shè)備設(shè)計(jì)第二版，李功樣

12、編大量的熱量，但其位能低，不可能直接用來(lái)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?；蚩刹捎脽岜眉夹g(shù)，提高溫度再用于加熱釜液。采用釜液產(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(jì)利用釜?dú)堃旱挠酂犷A(yù)熱原料液至泡點(diǎn)?；亓鞣绞脚蔹c(diǎn)回流易于控制，設(shè)計(jì)和控制時(shí)比較方便，而且可以節(jié)約能源。但由于實(shí)驗(yàn)中的設(shè)計(jì)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(jì)中為設(shè)計(jì)和計(jì)算方便，暫時(shí)忽略其溫度的波動(dòng)。因此，本設(shè)計(jì)選用泡點(diǎn)回流。3.2實(shí)驗(yàn)方案的說(shuō)明1) 本精餾裝置利用高溫的釜液與進(jìn)料液作熱交換，同時(shí)完成進(jìn)料液的預(yù)熱和釜液的冷卻，經(jīng)過(guò)

13、熱量與物料衡算，設(shè)想合理。釜液完全可以把進(jìn)料液加熱到泡點(diǎn)，且低溫的釜液直接排放也不會(huì)造成熱污染。2) 原料液經(jīng)預(yù)熱器加熱后先通過(guò)離心泵送往高位槽，再通過(guò)閥門(mén)和轉(zhuǎn)子流量計(jì)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水作為冷卻劑，通入全凝器和冷卻器對(duì)塔頂蒸汽進(jìn)行冷凝和冷卻。從預(yù)熱器、全凝器、冷卻器出來(lái)的液體溫度分別在50-60、40和35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(jì)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。常用化工單元設(shè)備設(shè)計(jì)第二版，李功樣編，P854、板式塔的工藝計(jì)算4.1物

14、料衡算通過(guò)全塔物料橫算，可以求出精餾產(chǎn)品的流量、組成和進(jìn)料流量、組成之間的關(guān)系。1、 將各個(gè)質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù)2、各個(gè)相對(duì)摩爾質(zhì)量3、 各個(gè)摩爾流量由年處理量55000t，330天有效工作日，可得進(jìn)料液流量F為由物料衡算式可算出產(chǎn)品流量D和釜?dú)堃毫髁縒代入得解得：由此可查得原料液，塔頂和塔底混合物的沸點(diǎn)，以上計(jì)算結(jié)果見(jiàn)表表1 原料液、餾出液與釜?dú)堃旱牧髁颗c溫度名稱(chēng)原料液(F)餾出液(D)釜?dú)堃?W)35930.5(摩爾分?jǐn)?shù))0.17400.83860.001962摩爾質(zhì)量27.8441.53418.08沸點(diǎn)溫度/8478.399.94.2最小回流比Rmin和操作回流比R的確定回流是保證精餾

15、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(fèi)用和投資費(fèi)用的重要因素。對(duì)于一定的分離任務(wù)而言，應(yīng)選擇適宜的回流比。適宜的回流比應(yīng)該通過(guò)經(jīng)濟(jì)核算來(lái)確定，即操作費(fèi)用和設(shè)備折舊費(fèi)用之和為最低時(shí)的回流比為最適宜的回流比。 N 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(yàn)取操作回流比為最小回流比的1.12.0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。考慮到原始數(shù)據(jù)和設(shè)計(jì)任化工原理修訂版下冊(cè)，夏清編務(wù)，本方案取1.4，即：R1.4Rmin；求最小回流比的方法有作圖法和解析法，本設(shè)計(jì)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

16、坐標(biāo)紙上繪出平衡曲線，并畫(huà)出對(duì)角線。表2 乙醇水溶液體系的平衡數(shù)據(jù)液相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù))汽相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù))液相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù))汽相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù))0.00.00.400.6140.0040.0530.450.6350.010.110.500.6570.020.1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.340.650.7250.080.3920.700.7550.100.430.750.7850.140.4820.800.820.180.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.898

17、0.300.5750.950.9420.350.5951.01.0某些不正常曲線，具有下凹的部分。當(dāng)操作線與q線的交點(diǎn)尚未落到平衡線上之前，操作線已與平衡線相切。對(duì)于此種情況下Rmin的求法是由點(diǎn)(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(guò)點(diǎn)d（0.8386，0.8386）向平衡曲線做切線，讀出與Y軸的交點(diǎn)為（0，0.298），如附圖3所示，然后由下式進(jìn)行計(jì)算：4.3操作線的確定精餾段操作曲線方程精餾段操作線方程：提餾段操作曲線方程 提餾段操作線方程:化工原理修訂版下冊(cè)，夏清編4.4確定理論板層數(shù)NT理論板層數(shù)的計(jì)算方法有圖解法、

18、逐板計(jì)算法和簡(jiǎn)捷法。本設(shè)計(jì)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(huà)出的階梯數(shù)就是所需理論板層數(shù)NT（包含再沸器）。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(shí)際塔板層數(shù)NP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(wú)精確的計(jì)算方法。目前，塔板效率的估算方法大體分為兩類(lèi)。一類(lèi)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(diǎn)效率出發(fā)，逐步計(jì)算出全塔效率；另一類(lèi)是簡(jiǎn)化的經(jīng)驗(yàn)計(jì)算法。奧康奈爾（O，connell）方法目前被認(rèn)為是較好的簡(jiǎn)易方法。對(duì)于精餾塔，奧康奈爾法將總板效率對(duì)液相黏

19、度與相對(duì)揮發(fā)度的乘積進(jìn)行關(guān)聯(lián)，表達(dá)式如下：對(duì)于多組分系統(tǒng)L可按下式計(jì)算，即液相任意組分i的黏度，mPa·s；液相中任意組分i的摩爾分?jǐn)?shù)。相對(duì)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(duì)揮發(fā)度常用化工單元設(shè)備設(shè)計(jì)第二版，李功樣編進(jìn)料板相對(duì)揮發(fā)度塔釜相對(duì)揮發(fā)度全塔平均相對(duì)揮發(fā)度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=78.3泡點(diǎn)進(jìn)料溫度 tF=84.0塔釜溫度 tW=99.9全塔平均溫度由液體的黏度共線圖可查得t=87.4下，乙醇的黏度L=0.38mPa·s，水的黏度L =0.3269mPa&

20、#183;s 全塔效率和實(shí)際塔板數(shù)即全塔效率ET化工原理修訂版下冊(cè)，夏清編化工原理修訂版上冊(cè)，夏清編即實(shí)際塔板層數(shù)NP精餾段理論板層數(shù)NT，=13，所以實(shí)際加料板位置為4.6操作壓強(qiáng)的計(jì)算因?yàn)槌合乱掖妓且簯B(tài)混合物，其沸點(diǎn)較低（小于100），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(qiáng)： PD=101.3KPa，取每層壓強(qiáng)降：塔底壓強(qiáng)：進(jìn)料板壓強(qiáng)：全塔平均操作壓強(qiáng)：精餾段平均操作壓強(qiáng)：提餾段平均操作壓強(qiáng)：化工原理修訂版下冊(cè)，夏清編4.7平均分子量的計(jì)算1塔頂：=0.8386 0.849氣相0.849×46（10.849）×1841.77Kg/Kmol液相41.

21、538Kg/Kmol2進(jìn)料：0.1740，= 0.51氣相0.51×46（10.51）×1832.28Kg/Kmol液相27.84Kg/Kmol塔釜：0.001962，0.02158氣相0.02158×46（10.02158）×1818.60Kg/Kmol液相18.08Kg/Kmol4精餾段平均分子量 (41.77+32.28)/2=37.08Kg/Kmol(41.538+27.84)/2=34.69Kg/Kmol5提餾段平均分子量 （32.28+18.60）/225.74Kg/Kmol (27.84+18.08)/2=22.96Kg/Kmol4.8平均

22、密度的計(jì)算1液相平均密度塔頂tD=78.3，查得(液)0.9728g/cm3；進(jìn)料塔板tF=84，查得(液)=0.9693g/cm3；塔釜tW=99.9，查得(液)=0.9584g/cm3；化工原理修訂版上冊(cè)，夏清編不同溫度下乙醇的密度可用方程式查得當(dāng)t0=25時(shí)，乙醇的代入式中，求得在tD=78.3時(shí)，=0.7369 g/cm3tF=84.0時(shí)， =0.7314g/cm3tW=99.9時(shí)，=0.7155g/cm3塔頂密度： 進(jìn)料密度： 塔釜密度： 精餾段液相平均密度：（775+927.9）/2=851.45提餾段液相平均密度：（927.9+957.9）/2=942.92氣相平均密度乙醇-水蒸

23、汽在常壓沸騰溫度下的密度（Kg/m3）可通過(guò)查表得到，精餾段氣相平均密度：（1.449+0.785）/2=1.117提餾段氣相平均密度：（0.785+0.592）/2=0.6885物理化學(xué)實(shí)驗(yàn)，潘湛昌主編常用化工單元設(shè)備設(shè)計(jì)第二版，李功樣編4.9表面張力的計(jì)算25時(shí)乙醇水溶液的表面張力可由圖表面張力-乙醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)關(guān)系圖查得，而其他溫度（T2）下的表面張力2，可由已知溫度（T1）下的表面張力1，利用公式求出： Tc液體的臨界溫度，K；當(dāng)混合液的臨界溫度無(wú)法查到時(shí)，可采用下式估算：其中乙醇的臨界溫度Tic=243=516.15K，水的臨界溫度Tic=374.2=647.35K。1、塔頂：乙醇質(zhì)量分

24、數(shù)93%，查得1=21mN/m，T1=298.15K，T2=351.45K， 2、進(jìn)料：乙醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)35%，查得1=29.5mN/m，T1=298.15K，T2=357.15K，3、塔釜：常用化工單元設(shè)備設(shè)計(jì)第二版，李功樣編乙醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)0.5%，查得1=64mN/m，T1=298.15K，T2=373.05K，4、精餾段平均表面張力：(精)=(15.52+23.22)/2=19.37mN/m5、提餾段平均表面張力：(提)=(23.22+47.89)/2=35.555mN/m4.10平均流量的計(jì)算5、塔體和塔板的工藝尺寸計(jì)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(jìn)行估算對(duì)于精餾過(guò)程，

25、精餾段與提餾段的氣液負(fù)荷及物性是不相同的，故應(yīng)分別計(jì)算出估算塔徑；但若兩者相差不大時(shí)，為制造方便，可取較大者作為兩段塔徑。計(jì)算步驟如下：1.求空塔氣速u(mài)(1)動(dòng)能參數(shù)的計(jì)算精餾段： 提餾段：(2)初選板間距HT=0.40m，對(duì)于常壓塔，板上液層高度一般取0.05-0.1m（通常取0.05-0.08m），本設(shè)計(jì)中取板上液層高度hL=0.05m HT-hL=0.40-0.05=0.35m(3) 查附圖4，Smith關(guān)聯(lián)圖,得精餾段：常用化工單元設(shè)備設(shè)計(jì)第二版，李功樣編提餾段： 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0.6-0.8倍，即其中 本設(shè)計(jì)中安全系數(shù)暫取0.

26、78精餾段：則提餾段：則（5）求估算塔徑D精餾段：提餾段：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：實(shí)際空塔氣速： 精餾段：提餾段：在精餾段的安全系數(shù)滿足0.6-0.8范圍的情況下，提餾段也盡可能的接近0.6，所以本設(shè)計(jì)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(pán)等幾部分，其結(jié)構(gòu)和尺寸對(duì)塔的性能有很重要的影響。降液管的類(lèi)型：降液管是塔板間流體流動(dòng)的通道，也是使溢流液中所夾帶氣體得以分離的場(chǎng)所。降液管有圓形和弓形兩類(lèi)。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(lèi)型，

27、即（a）U形流、（b）單溢流（c）雙溢流等。圖5 塔板溢流類(lèi)型（a）U形流、（b）單溢流（c）雙溢流其中，單溢流又稱(chēng)直徑流，液體自受液盤(pán)流向溢流堰。液體流徑長(zhǎng)，塔板效率高，塔板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，廣泛應(yīng)用于直徑2.2m以下的塔中?；ぴ碚n程設(shè)計(jì)指導(dǎo)書(shū)（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(lèi)型與液體負(fù)荷及塔徑的經(jīng)驗(yàn)關(guān)系，可供設(shè)計(jì)參考。表3 液相負(fù)荷、塔徑與液流型式的關(guān)系塔徑D，mm液體流量Lh，m3/hU形流單溢流雙溢流1000140020003000400050007以下9以下11以下11以下11以下11以下45以下70以下90以下110以下110以下110

28、以下90160110200110230110250Lh=0.001474m3/s=5.30m3/h所以選擇單溢流。受液盤(pán)上一般不設(shè)置進(jìn)口堰，進(jìn)口堰既占面積，又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(jì)時(shí)，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(huì)增大塔板壓降及霧沫夾帶量。綜上所述，堰流裝置設(shè)計(jì)可選用單溢流，弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，平形受液盤(pán)以及平形溢流堰。其塔板示意圖6如下圖6 塔板示意圖各項(xiàng)計(jì)算如下：1.堰長(zhǎng)lW：堰長(zhǎng)=(0.6-0.8)D取堰長(zhǎng)lW=0.661D=0.661×1.2=0.794m2.出口堰高h(yuǎn)W(1)液流收縮系數(shù)

29、E可近似取E=1，所引起的計(jì)算誤差對(duì)結(jié)果影響不大。(2)堰上液層高度：(3)堰高：根據(jù)0.10.05 ，驗(yàn)算： 0.10.01010.03990.050.0101是成立的。3.弓形降液管高度Wd及降液管面積Af圖7弓形的寬度與面積 用圖7求取Wd及Af，因?yàn)?由該圖查得：，4.驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間保留時(shí)間>(3-5)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(jì)算液體通過(guò)降液管底隙的流速一般可取0.070.25m/s，本設(shè)計(jì)取uo=0.07m/s。則以免因堵塞而造成液泛，該值應(yīng)不少于2025mm，計(jì)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）、

30、篩板布置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)。以避免大量含有氣泡的液體進(jìn)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(kāi)孔。Wc=0.04m； Ws=0.07m（2）、篩孔的直徑d0，孔中心距 t，板厚篩孔直徑的大小對(duì)塔板壓降及塔板效率無(wú)顯著影響;但隨著孔徑的增大，操作彈性減?。ㄔ陂_(kāi)孔率、空塔氣速及液流強(qiáng)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

31、費(fèi)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倍篩孔直徑的范圍內(nèi)，實(shí)際設(shè)計(jì)時(shí)，t/d0宜盡可能在3-4的范圍內(nèi)。在確定開(kāi)孔區(qū)板厚時(shí)，對(duì)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0.002-0.0025m。綜上所述，本設(shè)計(jì)選取 （3）、開(kāi)孔率在目前的工業(yè)生產(chǎn)中，對(duì)于常壓或減壓操作的篩板塔，開(kāi)孔率應(yīng)在10%14%范圍中。在本設(shè)計(jì)中常用化工單元設(shè)備設(shè)計(jì)第二版，李功樣編式中，Aa為開(kāi)孔面積，m2；A0為篩孔面積，m2。其中 所以由得 （4）、孔數(shù)按t=13mm以正三角形叉排方

32、式作圖，見(jiàn)附圖8，排得孔數(shù)5980個(gè)，按n=5980重新核算孔速及開(kāi)孔率：化工原理修訂版下冊(cè)，夏清編開(kāi)孔率變化不大，仍在10%14%之間。5.4塔板流體力學(xué)驗(yàn)算塔的操作能否正常進(jìn)行，與塔內(nèi)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(guò)塔板的壓降hp包括：干板壓降hc，板上充氣液層阻力hl以及克服液體表面張力的阻力h，可表示為hp=hc+hl+h其中氣體克服液體表面張力所造成的阻力通常很小，可以忽略不計(jì)。所以 式中：hP氣體通過(guò)每一層塔板的阻力，m液柱； hC干板阻力，m液柱；h1塔板上的液層阻力，m液柱。篩孔塔板的干板可

33、用下式計(jì)算。 式中：篩孔氣速，m/s；流量系數(shù)，可由附圖9查得；分別為氣相和液相的密度，Kg/m3。圖9 與/的關(guān)系查附圖9 ，得，即 板上充氣液層阻力與通過(guò)篩孔的氣體動(dòng)能因子有關(guān)，可由附圖10查得圖10 有效液層阻力hl由 查得 所以 單板壓降對(duì)于一般氣體通過(guò)每塊常壓和加壓塔塔板的壓降為260-530Pa，該設(shè)計(jì)方案中的單板壓降為359Pa，在適宜的范圍內(nèi)。降液管泡沫層高度為了防止降液管液泛，應(yīng)保證降液管內(nèi)泡沫液層總高度不超過(guò)上層塔板的溢流堰頂，通?？赏ㄟ^(guò)求出的降液管內(nèi)清液層高度Hd是否滿足Hd（HT+hw）來(lái)進(jìn)行驗(yàn)算，即Hd=hp+hw+how+hc（HT+hw）為降液管中泡沫層的相對(duì)密度

34、。對(duì)于一般物系，=0.5；對(duì)于發(fā)泡嚴(yán)重的物系，=0.30.4；對(duì)于不易發(fā)泡的物系，=0.60.7。本設(shè)計(jì)方案中取=0.5。其中液體在降液管出口阻力：（1）、液體通過(guò)降壓管損失因不設(shè)進(jìn)口堰。所以： （2）、氣體通過(guò)塔板間的壓強(qiáng)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。則化工原理修訂版下冊(cè)，夏清編Hd= hp+hw+how+hc=0.043+0.0399+0.0101+7.497×10-4=0.0937m可見(jiàn)，符合防止降液管液泛要求。液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間為避免嚴(yán)重的氣泡夾帶使傳質(zhì)性能降低，液體通過(guò)降液管時(shí)應(yīng)有足夠的停留時(shí)間，以

35、便釋放出其中夾帶的絕大部分氣體。液體在降液管內(nèi)的平均停留時(shí)間可由下式計(jì)算：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內(nèi)停留時(shí)間應(yīng)大于3s；對(duì)于易起泡物系則要求大于7s。若求得的停留時(shí)間過(guò)小，可適當(dāng)增加Af或HT。3s可見(jiàn)，該設(shè)計(jì)可使得液體所夾帶氣體釋出。霧沫夾帶量校核上升氣流穿過(guò)塔板上液層時(shí)，將板上液體帶入上層塔板的現(xiàn)象稱(chēng)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(guò)量的霧沫夾帶造成液相在塔板間的返混，嚴(yán)重的話會(huì)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(dòng)的現(xiàn)象。為保證板式塔能維持正

36、常的操作效果，生產(chǎn)中將霧沫夾帶限制在一定的限度以內(nèi)，規(guī)定每1kg上升氣體夾帶到上層塔板的液體量不超過(guò)0.1kg，即控制霧沫夾帶量ev0.1kg（液）/kg（氣）。用泛點(diǎn)百分率關(guān)聯(lián)法先求uF化工原理修訂版下冊(cè)，夏清編由附圖4史密斯關(guān)聯(lián)圖，查得若液相的表面張力不等于20dyn/cm，可按下式校正規(guī)定塔板開(kāi)孔率10%時(shí)，=1；若小于10%，查得的C20須乘以值進(jìn)行校正。=0.08，=0.9；=0.06，=0.8。本方案中=13.4%10%，所以=1。因?yàn)椋?校正 操作氣速：液泛分率：查附圖11霧沫夾帶分率圖得：化工原理課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)書(shū)（篩板塔）圖11 霧沫夾帶分率ev0.1kg液/kg氣條件成立。漏液

37、點(diǎn)正常操作時(shí)，液體應(yīng)橫貫塔板，在與氣體進(jìn)行充分接觸傳質(zhì)后流入降液管。但有少量液體會(huì)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(shí)漏液量會(huì)明顯增多。一般將漏液量明顯增多時(shí)的空塔氣速稱(chēng)為在該液體流量下的漏液點(diǎn)空速u(mài)om，由于人們對(duì)漏液點(diǎn)判別的定量指標(biāo)不同，所以不同研究者提出的計(jì)算漏液點(diǎn)的經(jīng)驗(yàn)式亦不同。當(dāng)孔速低于漏液點(diǎn)氣速時(shí)，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(diǎn)氣速為下限氣速，篩孔漏液點(diǎn)氣速按下式計(jì)算：其中，C20=0.7635 實(shí)際篩孔氣速u(mài)o與漏液點(diǎn)篩孔氣速u(mài)om之比稱(chēng)為穩(wěn)定系數(shù)F，一般情況下，F(xiàn)值應(yīng)大于1

38、，宜在1.52.0以上，使塔的操作可有較大彈性。故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。5.5操作負(fù)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(fù)荷。對(duì)一定的塔板結(jié)構(gòu)，處理指定的物系時(shí)，其操作狀況只隨氣、液負(fù)荷的改變。要維持塔板正常操作必須將塔內(nèi)的氣、液負(fù)荷限制在一定范圍內(nèi)波動(dòng)。通常在直角坐標(biāo)系中，以氣相負(fù)荷V對(duì)液相負(fù)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、液流量范圍圖形，該圖形稱(chēng)為塔板的負(fù)荷性能圖。1、氣相負(fù)荷下限線氣相負(fù)荷下限線又稱(chēng)為漏液線，氣相負(fù)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。由下式化工原理課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)書(shū)（篩板塔）可近

39、似取C0為前計(jì)算值不變，并將式how和Lh關(guān)系代入上式整理之后，可得其中由已知數(shù)據(jù)可得所以由上述關(guān)系可做得氣相負(fù)荷下限線，如圖12之曲線1。2、 過(guò)量霧沫夾帶線過(guò)量霧沫夾帶線又稱(chēng)為氣相負(fù)荷上限線，放映出不發(fā)生嚴(yán)重霧沫夾帶現(xiàn)象的最高氣相負(fù)荷，它是一條直線。當(dāng)氣相負(fù)荷超過(guò)此線時(shí)，表明霧沫夾帶現(xiàn)象嚴(yán)重，霧沫夾帶量過(guò)大，使板效率嚴(yán)重下降，而此時(shí)的霧沫夾帶量ev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氣其中即：由上述關(guān)系可做得氣相負(fù)荷上限線，如圖12之曲線2。3、 液相負(fù)荷下限線若操作的液相負(fù)荷低于液相負(fù)荷下限線時(shí)，表明液體流量過(guò)小，板上的液流不能均勻分布，氣液接觸不良，

40、易產(chǎn)生干吹、偏流等現(xiàn)象，導(dǎo)致塔板效率的下降。對(duì)于平直堰，通常按堰上液層高度how=0.006m作為最小液體負(fù)荷的下限考慮，故液相負(fù)荷下限線方程為：其中E為流量收縮系數(shù)，一般可取E=1計(jì)算。液相負(fù)荷下限線表示出為保證板上液體均勻分布的最低液相負(fù)荷，它是一條與縱軸平行的豎直線。V=1.339×10-4 m3/h由上述關(guān)系可做得液相負(fù)荷下限線，如圖12之曲線34、 液相負(fù)荷上限線若操作的液相負(fù)荷高于液相負(fù)荷上限線時(shí)，表明液體量過(guò)大，此時(shí)，液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間過(guò)短，進(jìn)入降液管內(nèi)的氣泡來(lái)不及與液相分離而被帶入下層塔板，造成氣相返混，使塔板效率下降了。以=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限

41、，由下式=（Af×HT）/Ls=5故Ls =（Af×HT）/5=（0.0816×0.40）/5=0.006528m3/s據(jù)此可以作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線45、 液泛線當(dāng)降液管排液能力不足，液體仍不斷加入，降液管內(nèi)液位上升至上層塔板溢流堰頂，影響上層塔板的排液，導(dǎo)致塔板上積液增加直至淹塔，這現(xiàn)象稱(chēng)為液泛。發(fā)生液泛時(shí)氣體通過(guò)塔板的壓降急劇上升，出塔氣體大量帶液，正常操作受到破壞?？梢?jiàn)正常操作的塔設(shè)備不允許發(fā)生液泛。若操作的氣液負(fù)荷超過(guò)液泛線時(shí)，塔內(nèi)將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作。液泛可分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況，通常對(duì)降液管液泛進(jìn)行驗(yàn)算。為使

42、液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管內(nèi)需維持一定的液層高度Hd。令Hd=(HThw)再由Hd=hp+hL+hdhP=hc+hl+hhl=hLhL= h w +hOW聯(lián)立得 HT(-1)hw=(+1) hOW+ hc + hd + h忽略h，將hOW與Ls、hd和Ls、hc與Vs的關(guān)系代入上式，得aV2=b-cL2-dL2/3 式中a=3.934×10-9/(AoCo)2×（v/l）b=HT(-1)howc=1.18×10-8/(lwhO)2d=2.84×10-3×E×( 1+) lw(2/3)將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得a=3.934&#

43、215;10-9/(0.1173×0.7635)2×（1.117/851.45）=6.43×10-10b=0.5×0.4(0.5-1-1)×0.0101=0.1848c=1.18×10-8/(0.794×0.02652=2.665×10-5d=2.84×10-3×1×( 1+1)/( 0.749)(2/3)=6.624×10-3 故6.43×10-10V2=0.1848-2.665×10-5 L2-6.624×10-3 L2/3由上述關(guān)系可做得液

44、相負(fù)荷下限線，如圖12之曲線5。 圖12 負(fù)荷性能圖附圖12，即為該設(shè)計(jì)篩板的負(fù)荷性能圖。在負(fù)荷性能圖上可看出所設(shè)計(jì)的塔板是否有足夠的操作彈性（氣相負(fù)荷上限與下限之比），結(jié)構(gòu)是否合理，是否需要調(diào)整及如何調(diào)整。對(duì)于回流比一定（即L/V為定值）的精餾過(guò)程，由設(shè)計(jì)條件L和V可定出操作點(diǎn)P，過(guò)原點(diǎn)點(diǎn)O和點(diǎn)P便可畫(huà)出該設(shè)計(jì)條件下的操作線。由圖可以看出：設(shè)計(jì)點(diǎn)位于正常操作區(qū)的適中位置，表明該塔板對(duì)氣液負(fù)荷的波動(dòng)具有較好的適應(yīng)能力；操作線交嚴(yán)重漏液線于點(diǎn)A，過(guò)量霧沫夾帶線于B點(diǎn)。由此可見(jiàn)，此塔操作負(fù)荷上下限受?chē)?yán)重漏夜線和過(guò)量霧沫夾帶線的控制。分別從圖中A（9.139×10-4,1.011），B（0.001783,2.223），可求得該塔的操作彈性。Vmax= 2.223m3/h Vs,min=1.011 m3/h故操作彈性為操作彈性=Vmax/ Vmin=2.223/1.011=2.205.6設(shè)計(jì)結(jié)果現(xiàn)將以上設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果列于附表4中附表4 設(shè)計(jì)結(jié)果表序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值及說(shuō)明備注1塔徑D/m1.22板間距HT/m0.43塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板4空塔氣速m/s1.4825堰長(zhǎng)lw/m0.7946堰高h(yuǎn)w/m0.03997清液層高度hL/m0.058降液管底隙ho/m0.