畢業(yè)設計分離乙醇—水板式精餾塔設計設計說明書分離乙醇—水板式精餾塔設計-PAGE74-課程設計課程名稱：化工原理題目名稱：分離乙醇—水板式精餾塔設計學生學院：輕工化工學院專業(yè)班級：學生學號：學生姓名：指導教師：2010年6月20TOC\o"1-4"\h\z\u1.設計任務 52.工藝流程圖 83.設計方案 83.1設計方案的確定 83.1.1塔型的選擇 83.1.2操作壓力 83.1.3進料方式 93.1.4加熱方式 93.1.5熱能的利用 93.1.6回流方式 103.2實驗方案的說明 104、板式塔的工藝計算 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 144.3.1精餾段操作曲線方程 144.3.2提餾段操作曲線方程 144.4確定理論板層數(shù)NT 154.5確定全塔效率ET和實際塔板層數(shù)NP 154.5.1相對揮發(fā)度 154.5.2物系黏度 164.5.3全塔效率和實際塔板數(shù) 164.6操作壓強的計算 174.7平均分子量的計算 184.8平均密度的計算 184.9表面張力的計算 204.10平均流量的計算 215、塔體和塔板的工藝尺寸計算 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塔板流體力學驗算 325.4.1塔板阻力hp 325.4.2降液管泡沫層高度 345.4.3液體在降液管內(nèi)的停留時間 355.4.4霧沫夾帶量校核 355.4.5漏液點 375.5操作負荷性能圖 385.6設計結(jié)果 436、輔助設備的計算與選型 456.1料液儲罐的選型 456.2換熱器的選型 466.2.1預熱器 476.2.2再沸器 486.2.3全凝器熱負荷及冷卻水消耗量 496.2.4產(chǎn)品冷卻器 506.3各接管尺寸的確定 516.3.1進料管 516.3.2釜殘液出料管 516.3.3回流液管 516.3.4塔頂上升蒸汽管 526.3.5水蒸汽進口管 526.4塔高 536.5法蘭 546.6人孔 566.7視鏡 566.8塔頂?shù)踔?566.9泵的計算及選型 577、經(jīng)濟橫算 587.1成產(chǎn)成本 587.2水蒸汽費用CS 587.3冷卻水費用CW 587.4設備投資費CD 597.5總費用 597.6利潤 598心得體會 60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塔的截面積m2 △PP氣體通過每層篩板的壓降C負荷因子無因次 t篩孔的中心距C20表面張力為20mN/m的負荷因子do篩孔直徑 u’o液體通過降液管底隙的速度D塔徑m Wc邊緣無效區(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/s2 Z板式塔的有效高度Fo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m θ液體在降液管內(nèi)停留時間hc與干板壓降相當?shù)囊褐叨萴 υ粘度hd與液體流過降液管的壓降相當?shù)囊鹤⒏叨萴 ρ密度hf塔板上鼓層高度m σ表面張力hL板上清液層高度m Ψ液體密度校正系數(shù)h1與板上液層阻力相當?shù)囊鹤⒏叨萴 下標ho降液管的義底隙高度m max最大的how堰上液層高度m min最小的hW出口堰高度m L液相的h’W進口堰高度m V氣相的hσ與克服表面張力的壓降相當?shù)囊鹤⒏叨萴H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KPa△P壓力降KPa△Pp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板式塔的有效高度m希臘字母δ篩板的厚度mθ液體在降液管內(nèi)停留的時間sυ粘度mPa.sρ密度kg/m3σ表面張力N/mφ開孔率無因次α質(zhì)量分率無因次下標Max最大的Min最小的L液相的V氣相的1.設計任務1.1題目：分離乙醇—水板式塔精餾塔設計1.2生產(chǎn)原始數(shù)據(jù)：原料：乙醇—水混合物，含乙醇35%（質(zhì)量分數(shù)），溫度35℃；產(chǎn)品：餾出液含乙醇93%（質(zhì)量分數(shù)），溫度38℃，殘液中含酒精濃度≤0.5%；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；熱源條件：加熱蒸汽為飽和蒸汽，其表壓為2.5Kgf/cm2；當?shù)乩鋮s水水溫25℃；操作壓力：常壓101.325kpa；1.3設計任務及要求設計方案的選定，包括塔型的選擇及操作條件確定等；確定該精餾的流程，繪出帶控制點的生產(chǎn)工藝流程圖，標明所需的設備、管線及其有關(guān)觀測或控制所必需的儀表和裝置；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)尺寸的設計1.6流體力學驗算1.7畫出負荷性能圖1.8輔助設備的選型確定各接管尺寸的大?。挥嬎銉奕莘e，確定儲罐規(guī)格；熱量衡算，計算全塔裝置所用蒸汽量和冷卻水用量，確定每個換熱器的傳熱面積并進行選型；根據(jù)伯努利方程，計算揚程，確定泵的規(guī)格類型；壁厚，法蘭，封頭，吊柱等的選定。1.9設計結(jié)果匯總2.工藝流程圖附圖1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.設計方案3.1設計方案的確定3.1.1塔型的選擇篩板塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為3~8mm，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。本設計中，根據(jù)生產(chǎn)任務，若按年工作日330天，每天開動設備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，本設計最終選用篩板塔。3.1.2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。《化工原理》修訂版下冊，夏清編一般來說，常壓蒸餾最為簡單經(jīng)濟，若物料無特殊要求，應盡量在常壓下操作。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備費用的增加，尤其是真空操作不僅需要增加真空設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，因此塔設備費用增加。因此，本設計選擇常壓操作條件。3.1.3進料方式進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預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，設計制造均比較方便。因此，本設計選擇泡點進料。3.1.4加熱方式精餾段通常設置再沸器，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，本設計選用間接蒸汽加熱的方式提供熱量。3.1.5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《常用化工單元設備設計》第二版，李功樣編大量的熱量，但其位能低，不可能直接用來作塔釜的熱源。但可作低溫熱源，或通入廢熱鍋爐產(chǎn)生低壓蒸氣，供別處使用。或可采用熱泵技術(shù)，提高溫度再用于加熱釜液。采用釜液產(chǎn)品去預熱原料，可以充分利用釜液產(chǎn)品的余熱，節(jié)約能源。因此本設計利用釜殘液的余熱預熱原料液至泡點。3.1.6回流方式泡點回流易于控制，設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停诒驹O計中為設計和計算方便，暫時忽略其溫度的波動。因此，本設計選用泡點回流。3.2實驗方案的說明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熱和釜液的冷卻，經(jīng)過熱量與物料衡算，設想合理。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。原料液經(jīng)預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。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塔頂蒸汽進行冷凝和冷卻。從預熱器、全凝器、冷卻器出來的液體溫度分別在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利用。本設計的多數(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?！冻Ｓ没卧O備設計》第二版，李功樣編，P854、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。將各個質(zhì)量分數(shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分數(shù)2、各個相對摩爾質(zhì)量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W代入得解得：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)35930.5(摩爾分數(shù))0.17400.83860.001962摩爾質(zhì)量27.8441.53418.08沸點溫度/℃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而言，應選擇適宜的回流比。適宜的回流比應該通過經(jīng)濟核算來確定，即操作費用和設備折舊費用之和為最低時的回流比為最適宜的回流比。NN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1.1~1.5倍?？紤]到原始數(shù)據(jù)和設計任《化工原理》修訂版下冊，夏清編務，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)液相中乙醇的含量(摩爾分數(shù))汽相中乙醇的含量(摩爾分數(shù))液相中乙醇的含量(摩爾分數(shù))汽相中乙醇的含量(摩爾分數(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。當操作線與q線的交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Y軸的交點為（0，0.298），如附圖3所示，然后由下式進行計算：4.3操作線的確定4.3.1精餾段操作曲線方程精餾段操作線方程：4.3.2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，夏清編4.4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)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（O，connell）方法目前被認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)μL可按下式計算，即——液相任意組分i的黏度，mPa·s；——液相中任意組分i的摩爾分數(shù)。4.5.1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《常用化工單元設備設計》第二版，李功樣編進料板相對揮發(fā)度塔釜相對揮發(fā)度全塔平均相對揮發(fā)度4.5.2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℃泡點進料溫度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μL=0.38mPa·s，水的黏度μL=0.3269mPa·s4.5.3全塔效率和實際塔板數(shù)即全塔效率ET《化工原理》修訂版下冊，夏清編《化工原理》修訂版上冊，夏清編即實際塔板層數(shù)NP精餾段理論板層數(shù)NT，=13，所以實際加料板位置為4.6操作壓強的計算因為常壓下乙醇－水是液態(tài)混合物，其沸點較低（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：PD=101.3KPa，取每層壓強降：塔底壓強：進料板壓強：全塔平均操作壓強：精餾段平均操作壓強：提餾段平均操作壓強：《化工原理》修訂版下冊，夏清編4.7平均分子量的計算1．塔頂：=0.83860.849氣相0.849×46＋（1－0.849）×18＝41.77Kg/Kmol液相41.538Kg/Kmol2．進料：＝0.1740，=0.51氣相0.51×46＋（1－0.51）×18＝32.28Kg/Kmol液相27.84Kg/Kmol塔釜：＝0.001962，＝0.02158氣相0.02158×46＋（1－0.02158）×18＝18.60Kg/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）/2＝25.74Kg/Kmol(27.84+18.08)/2=22.96Kg/Kmol4.8平均密度的計算1．液相平均密度塔頂tD=78.3℃，查得(液)＝0.9728g/cm3；進料塔板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，夏清編不同溫度下乙醇的密度可用方程式查得當t0=25℃時，乙醇的代入式中，求得在tD=78.3℃時，=0.7369g/cm3tF=84.0℃時，=0.7314g/cm3tW=99.9℃時，=0.7155g/cm3塔頂密度：進料密度：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-水蒸汽在常壓沸騰溫度下的密度（Kg/m3）可通過查表得到，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物理化學實驗，潘湛昌主編《常用化工單元設備設計》第二版，李功樣編4.9表面張力的計算25℃時乙醇—水溶液的表面張力可由圖表面張力-乙醇質(zhì)量分數(shù)關(guān)系圖查得，而其他溫度（T2）下的表面張力σ2，可由已知溫度（T1）下的表面張力σ1Tc—液體的臨界溫度，K；當混合液的臨界溫度無法查到時，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)量分數(shù)93%，查得σ1=21mN/m，T1=298.15K，T2=351.45K，2、進料：乙醇質(zhì)量分數(shù)35%，查得σ1=29.5mN/m，T1=298.15K，T2=357.15K，3、塔釜：《常用化工單元設備設計》第二版，李功樣編乙醇質(zhì)量分數(shù)0.5%，查得σ1=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平均流量的計算5、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：提餾段：(2)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0.05-0.08m），本設計中取板上液層高度hL=0.05mHT-hL=0.40-0.05=0.35m(3)查附圖4，Smith關(guān)聯(lián)圖,得精餾段：《常用化工單元設備設計》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，即其中本設計中安全系數(shù)暫取0.78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。液體流徑長，塔板效率高，塔板結(jié)構(gòu)簡單，廣泛應用于直徑2.2m以下的塔中。化工原理課程設計指導書（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體負荷及塔徑的經(jīng)驗關(guān)系，可供設計參考。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，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以下90～160110～200110～230110～250Lh=0.001474m3/s=5.30m所以選擇單溢流。受液盤上一般不設置進口堰，進口堰既占面積，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。設計時，堰上液層高度應大于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，堰流裝置設計可選用單溢流，弓形降液管，不設進口堰，平形受液盤以及平形溢流堰。其塔板示意圖6如下圖6塔板示意圖各項計算如下：1.堰長lW：堰長=(0.6-0.8)D取堰長lW=0.661D=0.661×1.2=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：(3)堰高：根據(jù)0.1－≧≧0.05－，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Af圖7弓形的寬度與面積用圖7求取Wd及Af，因為由該圖查得：，4.驗算液體在降液管中停留時間保留時間θ>(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可用下式計算液體通過降液管底隙的流速一般可取0.07~0.25m/s，本設計取uo=0.07m/s。則以免因堵塞而造成液泛，該值應不少于20～25mm，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）、篩板布置塔板上在靠近塔壁的部分，應留出一圈邊緣區(qū)，供塔板安裝之用，通常邊緣區(qū)寬度WC為50～70mm。塔板上液體的入口和出口需設安定區(qū)。以避免大量含有氣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50～100mm。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d0，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?。ㄔ陂_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倍篩孔直徑的范圍內(nèi)，實際設計時，t/d0宜盡可能在3-4的范圍內(nèi)。在確定開孔區(qū)板厚時，對于不銹鋼塔板的小孔直徑d0應小于（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，本設計選取（3）、開孔率在目前的工業(yè)生產(chǎn)中，對于常壓或減壓操作的篩板塔，開孔率應在10%~14%范圍中。在本設計中《常用化工單元設備設計》第二版，李功樣編式中，Aa為開孔面積，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：《化工原理》修訂版下冊，夏清編開孔率變化不大，仍在10%~14%之間。5.4塔板流體力學驗算塔的操作能否正常進行，與塔內(nèi)氣，液兩相的流體力學狀況有關(guān)。板式塔的流體力學性能包括：塔板壓降、液泛、霧沫夾帶、漏液及液面落差等。5.4.1塔板阻力hp氣體通過塔板的壓降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hσ，可表示為hp=hc+hl+hσ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。所以式中：hP—氣體通過每一層塔板的阻力，m液柱；hC—干板阻力，m液柱；h1—塔板上的液層阻力，m液柱。篩孔塔板的干板可用下式計算。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篩孔的氣體動能因子有關(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，該設計方案中的單板壓降為359Pa，在適宜的范圍內(nèi)。5.4.2降液管泡沫層高度為了防止降液管液泛，應保證降液管內(nèi)泡沫液層總高度不超過上層塔板的溢流堰頂，通常可通過求出的降液管內(nèi)清液層高度Hd是否滿足Hd≤Ф（HT+hw）來進行驗算，即Hd=hp+hw+how+hc≤Ф（HT+hw）Ф為降液管中泡沫層的相對密度。對于一般物系，Ф=0.5；對于發(fā)泡嚴重的物系，Ф=0.3~0.4；對于不易發(fā)泡的物系，Ф=0.6~0.7。本設計方案中取Ф=0.5。其中液體在降液管出口阻力：（1）、液體通過降壓管損失因不設進口堰。所以：（2）、氣體通過塔板間的壓強降所相當?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，夏清編Hd=hp+hw+how+hc=0.043+0.0399+0.0101+7.497×10-4=0.0937m可見，，符合防止降液管液泛要求。5.4.3液體在降液管內(nèi)的停留時間為避免嚴重的氣泡夾帶使傳質(zhì)性能降低，液體通過降液管時應有足夠的停留時間，以便釋放出其中夾帶的絕大部分氣體。液體在降液管內(nèi)的平均停留時間可由下式計算：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)停留時間應大于3s；對于易起泡物系則要求大于7s。若求得的停留時間過小，可適當增加Af或HT。＞3s可見，該設計可使得液體所夾帶氣體釋出。5.4.4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，嚴重的話會造成霧沫夾帶液泛，從而導致塔板效率嚴重下降。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0.1kg，即控制霧沫夾帶量ev＜0.1kg（液）/kg（氣）。用泛點百分率關(guān)聯(lián)法先求uF《化工原理》修訂版下冊，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)定塔板開孔率φ≥10%時，β=1；若φ小于10%，查得的C20須乘以β值進行校正。φ=0.08，β=0.9；φ=0.06，β=0.8。本方案中φ=13.4%≥10%，所以β=1。因為；校正操作氣速：液泛分率：查附圖11霧沫夾帶分率圖得：化工原理課程設計指導書（篩板塔）圖11霧沫夾帶分率ev＜0.1kg液/kg氣條件成立。5.4.5漏液點正常操作時，液體應橫貫塔板，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，故操作中應盡可能減少漏液。當液體流量一定，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不同，所以不同研究者提出的計算漏液點的經(jīng)驗式亦不同。當孔速低于漏液點氣速時，大量液體從篩孔漏液，這將嚴重影響塔板效率。因此，漏液點氣速為下限氣速，篩孔漏液點氣速按下式計算：其中，C20=0.7635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，一般情況下，F(xiàn)值應大于1，宜在1.5~2.0以上，使塔的操作可有較大彈性。故在本設計中無明顯漏液。5.5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內(nèi)的氣、液負荷限制在一定范圍內(nèi)波動。通常在直角坐標系中，以氣相負荷V對液相負荷L標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計指導書（篩板塔）可近似取C0為前計算值不變，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)系可做得氣相負荷下限線，如圖12之曲線1。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)生嚴重霧沫夾帶現(xiàn)象的最高氣相負荷，它是一條直線。當氣相負荷超過此線時，表明霧沫夾帶現(xiàn)象嚴重，霧沫夾帶量過大，使板效率嚴重下降，而此時的霧沫夾帶量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)系可做得氣相負荷上限線，如圖12之曲線2。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：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勻分布的最低液相負荷，它是一條與縱軸平行的豎直線。V=1.339×10-4m3由上述關(guān)系可做得液相負荷下限線，如圖12之曲線3液相負荷上限線若操作的液相負荷高于液相負荷上限線時，表明液體量過大，此時，液體在降液管內(nèi)的停留時間過短，進入降液管內(nèi)的氣泡來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θ=5s作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式θ=（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關(guān)的垂直液相負荷上限線4液泛線當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，導致塔板上積液增加直至淹塔，這現(xiàn)象稱為液泛。發(fā)生液泛時氣體通過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?？梢娬２僮鞯乃O備不允許發(fā)生液泛。若操作的氣液負荷超過液泛線時，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，通常對降液管液泛進行驗算。為使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=ψ(HT＋hw)再由Hd=hp+hL+hdhP=hc+hl+hσhl=βhLhL=hw+hOW聯(lián)立得ψHT＋(ψ-β-1)hw=(β+1)hOW+hc+hd+hσ忽略hσ，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]×（ρv/ρl）b=ψHT＋(ψ-β-1)howc=1.18×10-8/(lwhO)2d=2.84×10-3×E×(1+β)lw(2/3)將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得a=[3.934×10-9/(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=0.1848-2.665×10-5L2-6.624×10-3由上述關(guān)系可做得液相負荷下限線，如圖12之曲線5。圖12負荷性能圖附圖12，即為該設計篩板的負荷性能圖。在負荷性能圖上可看出所設計的塔板是否有足夠的操作彈性（氣相負荷上限與下限之比），結(jié)構(gòu)是否合理，是否需要調(diào)整及如何調(diào)整。對于回流比一定（即L/V為定值）的精餾過程，由設計條件L和V可定出操作點P，過原點點O和點P便可畫出該設計條件下的操作線。由圖可以看出：設計點位于正常操作區(qū)的適中位置，表明該塔板對氣液負荷的波動具有較好的適應能力；操作線交嚴重漏液線于點A，過量霧沫夾帶線于B點。由此可見，此塔操作負荷上下限受嚴重漏夜線和過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/Vs,min=1.011m3故操作彈性為操作彈性=Vmax/Vmin=2.223/1.011=2.205.6設計結(jié)果現(xiàn)將以上設計計算結(jié)果列于附表4中附表4設計結(jié)果表序號項目數(shù)值及說明備注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lw/m0.7946堰高hw/m0.03997清液層高度hL/m0.058降液管底隙ho/m0.02659孔數(shù)n5980正三角形叉排10篩孔氣速m/s14.311孔心距t/mm13指同一排的孔心距12板壓降hp/m液柱0.02313降液管中清液層高度how/m0.010114塔截面積AT/m21.13015降液管底隙高度m0.030616降液管面積Af/m20.081617弓形降液管寬Wd/m0.1518板厚/mm2.519篩孔直徑m0.00520開孔率/%13.421霧沫夾帶量ev/kg/kg氣0.021822弓形中停留時間/s22.1323穩(wěn)定系數(shù)1.52324液相負荷上限m3/s0.00652825液相負荷下限m3/s0.000133926氣相負荷上限m3/h2.223過量霧沫夾帶線27氣相負荷下限m3/h1.011嚴重漏夜線28操作彈性2.206、輔助設備的計算與選型6.1料液儲罐的選型⒈原料貯罐設計原料的儲存利用時間為10天QF=55000000kg/330天×10天=1666667kg則可知：V=QF/進料密度=1666667/927.9=1796m設其安全系數(shù)為：1.1則有：2．產(chǎn)品貯罐設計產(chǎn)品的儲存時間為10天則可知：設其安全系數(shù)為：1.1則有：選擇設備：采用立式圓筒形固定頂儲罐系列（HG-21502.1-92）《常用化工單元設備的設計》陳英南.劉玉蘭主編.上海：華南理工大學出版社名稱公稱體積/m3計算體積/m3內(nèi)徑/mm總高/mm材料總重/kg規(guī)格19002000950010338Q235-A.F21840原料儲罐的選擇規(guī)格為：產(chǎn)品儲罐的選擇規(guī)格為名稱公稱體積/m3計算體積/m3內(nèi)徑/mm總高/mm材料總重/kg規(guī)格72575075008305Q235-A.F127606.2換熱器的選型預熱器一個：預熱進料,同時冷卻釜液。冷卻器一個：將產(chǎn)品冷卻到要求的溫度后排出。管程殼程K值范圍預熱器料液水蒸汽280～850W/m2s再沸器釜液水蒸汽850～1500W/m2s全凝器冷水物料蒸汽280～850W/m2s冷卻器冷水有機溶液850～1500W/m2s再沸器一個：將塔底產(chǎn)品加熱，提供提餾段的上升蒸汽。計算前均假定換熱器的損失為殼方氣體傳熱量的10%，即安全系數(shù)為1.1。下面四個換熱器的計算均按照這個假定。6.2.1預熱器設計流程要求泡點進料，進料濃度下的泡點溫度為84.0℃，而原料溫度為35℃。釜殘液的溫度為99.99℃，其主要成分是水，比熱比原料液大，所以完全可以利用釜液對進料液進行預熱，使其達到泡點，只要控制好釜殘液的流量，由于釜殘液能提供的熱量足夠，因而可以穩(wěn)定控制進料溫度為泡點。擬定將釜液降至40℃排出，以用于他途。F=6944.4kg/h，W=3582.55kg根據(jù)溫度，查相關(guān)表得：CP水=4.26KJ/(kg℃),CP乙醇＝3.10KJ/(kg℃)。則取總傳質(zhì)系數(shù)K=600W/m2.k=0.6kj/（s.m2.k）取安全系數(shù)1.1，則實際傳熱面積為：A=58.3。選取換熱器25×2.5mm型號為：G600Ⅰ—1.6—55.8《化工原理》修訂版上冊，夏清編名稱公稱直徑Dg/mm公稱壓力Pg/MPa管程數(shù)N管子根數(shù)n規(guī)格6001.61245名稱中心排管數(shù)管程流通面積/m2計算換熱面積/m2換熱管長度/mm規(guī)格170.076955.830006.2.2再沸器tW=99.99℃,釜液質(zhì)量分數(shù)為0.5％時，查表得汽化潛熱＝2244.23kJ/kg,平均摩爾質(zhì)量為18.616kg/kmol對于泡點進料：取傳熱系數(shù),安全系數(shù)為1.1換熱器面積：選取換熱器25×2.5mm型號為：G600Ⅵ—2.5—55.8名稱公稱直徑Dg/mm公稱壓力Pg/MPa管程數(shù)N管子根數(shù)n規(guī)格6002.56216名稱中心排管數(shù)管程流通面積/m2計算換熱面積/m2換熱管長度/mm規(guī)格160.011349.23000校核：A=49.2，傳熱量足夠，能夠滿足設計要求。加熱蒸氣消耗量6.2.3全凝器熱負荷及冷卻水消耗量取水進口溫度為25℃，水的出口溫度為35℃，塔頂出口氣體的溫度為78.3℃，塔頂乙醇質(zhì)量分數(shù)為93％時，查得乙醇的汽化熱為970.98kJ/kg，在此溫度下：取安全系數(shù)1.1，取A=選取換熱器25×2.5mm型號為：G600Ⅵ—2.5—74.6名稱公稱直徑Dg/mm公稱壓力Pg/MPa管程數(shù)N管子根數(shù)n規(guī)格6002.56216名稱中心排管數(shù)管程流通面積/m2計算換熱面積/m2換熱管長度/mm規(guī)格160.011374.645006.2.4產(chǎn)品冷卻器假設產(chǎn)品從78.3℃冷卻到40℃冷卻水從進口溫度25℃到40所用水量：取總傳熱系數(shù)K=450w/℃=0.450KJ/s℃A=取安全系數(shù)1.1，則A=1.1×7.28=8.01選取換熱器25×2.5mm型號為：G600Ⅵ—2.5—8.7名稱公稱直徑Dg/mm公稱壓力Pg/MPa管程數(shù)N管子根數(shù)n規(guī)格2732.5138名稱中心排管數(shù)管程流通面積/m2計算換熱面積/m2換熱管長度/mm規(guī)格60.01198.730006.3各接管尺寸的確定6.3.1進料管進料體積流量取適宜的輸送速度，故經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（摘自GB/T14976-94）規(guī)格：6.3.2釜殘液出料管釜殘液的體積流量：取適宜的輸送速度：，則經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（摘自GB/T14976-94）規(guī)格：。6.3.3回流液管回流液體積流量取適宜的輸送速度，回流一般為強制對流，需要泵的輸送，因此，則《常用化工單元設備設計》第二版，李功樣編經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（摘自GB/T14976-94）規(guī)格：。6.3.4塔頂上升蒸汽管塔頂上升蒸汽的體積流量：取適宜速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（摘自GB/T14976-94）規(guī)格：。6.3.5水蒸汽進口管水蒸氣體積流量：取適宜的速度,那么經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（摘自GB/T14976-94）規(guī)格：。主要接管設計尺寸進料管Φ68×5mm回流管Φ45×2.5mm（冷拔）釜液出口管Φ42×3mm（冷拔）塔頂蒸氣管Φ325×10mm加熱蒸氣管Φ351×17mm6.4塔高塔的高度可以由下式計算：已知實際塔板數(shù)為塊，精餾段實際塔板數(shù)為30塊，提餾段實際塔板數(shù)為3塊。板間距由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可取每隔8塊板設一個人孔，則人孔的數(shù)目S為：取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間，進料板空間高度。塔底空間HB的計算塔底空間具有中間貯槽的作用，塔釜料液最好能在塔底有10~15min的儲量，以保證塔底料液不致排完。本方案取10min的儲量，即塔截面積AT=1.13m210min=600s對于不易起泡沫的液體，釜中裝料系數(shù)可達80%；對于易起泡的液體，裝料系數(shù)一般不超過65%。為避免帶液現(xiàn)象，釜中液面據(jù)底層塔板高度至少要在0.5m以上。本設計取80%那么，塔高度：由已知塔徑和塔高，工作壓力P不大于3Kgf/c㎡，選取下列塔體結(jié)構(gòu)尺寸塔的總體結(jié)構(gòu)尺寸材料重量/kg封頭曲面高度h1/mm300Q235AGB3274封頭直邊高度h2/mm25Q235AGB3274封頭厚度/mm8106塔壁厚/mm8塔高/m15.6Q235AGB32743712.86.5法蘭法蘭分為壓力容器法蘭和管法蘭。筒體法蘭選取平面封面的甲型平焊法蘭（TB4702-92）甲型平焊筒體法蘭尺寸公稱直徑法蘭/mm（PN=0.25MPa）螺栓DN（mm）DD1D2D3D4δd規(guī)格數(shù)量1200133012901255124112384423M2036《化工設備機械基礎(chǔ)》董大勤編，北京：化學工業(yè)出版社管法蘭(選取板式平焊鋼制管法蘭)PN=0.6MPa名稱公稱直徑DN管子直徑聯(lián)接尺寸法蘭厚度C法蘭內(nèi)徑B1法蘭理論質(zhì)量/kg法蘭外徑D螺栓孔中心園直徑K螺栓孔直徑L螺栓孔數(shù)量n螺紋ThABAB進料管6576.176160130144M121677.5781.85回流管4048.345130100144M121677.5781.38釜液出口管4048.345130100144M121677.5781.38塔頂蒸氣管300323.93254403952212M2024327.532811.9加熱蒸氣管350355.63774904452212M2026359.538114.36.6人孔回轉(zhuǎn)蓋帶頸對焊法蘭人孔尺寸(HG21518—95)密封面型式公稱壓力MPa公稱直徑DNdw×SdDD1H1H2b突