乙醇丙醇二元物系篩板精餾塔課程設計報告

1、 化工學院化 工 原 理 課程設計題目 乙醇-丙醇二元物系篩板精餾塔設計 教 學 院 化學與制藥工程學院 專業(yè)班級 學生 學生學號 指導教師 計海峰 2013年6月 21日課程設計任務書1、設計題目：乙醇-丙醇二元物系篩板精餾塔設計2、工藝操作條件(1) 加料量為: 100kmol/h (2) 加料狀態(tài)： 泡點進料(3) 分離要求： 進料組成x=0.429 餾出液組成xd=0.929 釜液組成xw=0.019 （以上均為摩爾分率） 加料熱狀況 q=1.0(4) 操作壓力：常壓（絕壓），單板壓降0.7KPa(5) 回流比 3、設計任務：（1） 完成該精餾塔的工藝設計，包括物料衡算、熱量衡算、篩板

2、塔的設計計算。（2） 畫出帶控制點的工藝流程圖(2號圖紙)、精餾塔工藝條件圖(2號圖紙)。（3） 寫出該精餾塔的設計說明書，包括設計結果匯總和設計評價。目錄摘 要.3第一章 前言.61.1 精餾原理與其在工業(yè)生產中應用.61.2 精餾操作對塔設備的要求.61.3 常用板式塔類型與本設計的選型 .61.4 本設計所選塔的特性；.6第2章 流程的確定和說明.72.1 設計思路.7 2.1.1精餾方式的選定.7 2.1.2 操作壓力的選取.7 2.1.3 加料狀態(tài)的選擇.7 2.1.4 加熱方式.7 2.1.5 回流比的選擇.7 2.1.6 塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質的選擇.72.2 流程說明圖

3、 .7第3章 精餾塔的設計計算.83.1 物料衡算.8 3.1.1 原料液與塔頂、塔底的平均摩爾質量.9 3.1.2 溫度計算.9 3.1.3 密度計算.10 3.1.4 表面力計算.12 3.1.5 黏度的求取.13 3.1.6 相對揮發(fā)度的求取：.133.2 塔板數(shù)的確定.14 3.2.1 回流比的確定 .14 3.2.2 汽液負荷計算：.14 3.2.3 理論塔層數(shù)NT的求取.14 3.2.4 實際板數(shù)的求取 .153.3 精餾塔主要工藝尺寸的設計計算.16 3.3.1 氣液相體積流量記算.16 3.3.2 塔徑計算與選擇.17 3.3.3 溢流裝置的計算.19 3.3.4 塔板布置.2

4、0 3.3.5 篩孔計算與其開孔率.20 3.3.6 塔總體高度計算.213.4 篩板的流體力學計算.22 3.4.1 氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨?22 3.4.2 液面落差.23 3.4.3 液沫夾帶量的驗算.23 3.4.4 漏液的鹽驗算.24 3.4.5 液泛的驗算.24 3.5 塔板負荷性能圖.24 3.5.1 液沫夾帶線.24 3.5.2 液泛線：.27 3.5.3 液體負荷上限線.28 3.5.4 液相負荷下限線.29 3.5.5 漏液線.293.6 塔的接管.30 3.6.1 進料管.30 3.6.2 回流管.31 3.6.3 塔底出料罐.31參考文獻.33附錄（一）.33附

5、錄（二）程序.36結束語.37化工原理課程設計教師評分表.3840 / 44摘要化工生產常需進行液體混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝達到輕重組分分離的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。 塔設備是化工、煉油生產中最重要的設備類型之一。本次設計的篩板塔是化工生產中主要的氣液傳質設備。此設計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設計過程，該設計方法被工程

6、技術人員廣的采用。 精餾設計包括設計方案的選取，主要設備的工藝設計計算物料衡算xF=0.429 xD=0.929 xW=0.019 實際塔板數(shù)精餾段16塊，提餾段17塊。工藝參數(shù)的選定泡點進料、泡點回流。設備的結構設計和工藝尺寸的計計算塔高為20.94m,篩孔數(shù)目為7643個，輔助設備的選型，工藝流程圖，主要設備的工藝條件圖等容。通過對精餾塔的運算，可以得出精餾塔的各種設計如塔的工藝流程、生產操作條件與物性參數(shù)是合理的，各種接管尺寸是合理的，以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。 關鍵詞：乙醇；丙醇；精餾段；提餾段；篩板塔。緒論1.精餾塔概述精餾塔（fractionating colu

7、mn）是進行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。根據(jù)操作方式又可分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔。關于各種類型塔板的介紹主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮閥塔板；篩孔塔板；舌形塔板（斜孔塔板）；網(wǎng)孔塔板；垂直浮閥；多降液管塔板；林德浮閥；無溢流塔板。 泡罩塔板泡罩塔板的氣體通道是由升氣管和泡罩構成的。升氣管是泡罩塔區(qū)別于其它塔板的主要結構特征。這種結構不僅結構過于復雜，制造成本高，而且氣體通道曲折多變、干板壓降達、液泛氣速低、生產能力小。  浮閥塔板  浮閥塔板是對泡罩塔板的改進，取消了升氣管，在塔板開孔上訪設置了浮閥，浮閥可根據(jù)氣體的流

8、量自行調節(jié)開度。氣量較小時可避免過多的漏液，氣量較大時可使氣速不致過高，降低了壓降。 篩孔塔板 篩孔塔板是最簡單的塔板，造價低廉，只要設計合理，其操作彈性是可以滿足生產需要的，目前已成為應用最為廣泛的一種板型。 舌形塔板   舌形塔板是為了防止過量液沫夾帶而設計的一種塔型，由舌孔噴出的氣流方向近于水平，產生的液滴幾乎不具有向上的初速度。同時從舌孔噴出的氣流，通過動量傳遞推動液體流動，降低了板上液層厚度和塔板壓降。  網(wǎng)孔塔板  網(wǎng)孔塔板采用沖有傾斜開孔的薄板制造，具有舌形塔板的特點，并易于加工。 垂直浮閥   垂直浮閥是在塔

9、板上開有若干直徑為100-200mm的大圓孔，孔上設置圓柱形泡罩，泡罩下緣于塔板有一定的間隙，泡罩側壁開有許多篩孔。氣流噴射方向是水平的，液滴在垂直方向的初速度為零，液沫夾帶量很小。  多降液管塔板  在普通浮閥上設置多根降液管以適應大液體量的要求，降液管為懸掛式。 林德浮閥   林德浮閥是專為真空精餾設計的高效低壓降塔板，在整個浮閥上布置一定數(shù)量的導向斜孔，并在塔板入口處設置鼓泡促進裝置。 無溢流塔板 無溢流塔板是一種簡易塔板，只是一塊均勻開有一定縫隙或篩孔的圓形平板，無降液管，結構簡單，造價低廉。2.儀器的選用篩板精餾塔是煉油、化工、石油化

10、工等生產中廣泛應用的汽液傳質設備。它的結構特點是塔板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板和大孔徑篩板兩類。工業(yè)上以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場合（如分離難度大、易結焦的物系）。篩板的優(yōu)點是結構簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產能力較大，氣體分散均勻，傳質效率較高。合理的設計和適當?shù)牟僮髂軡M足要求的操作彈性，而且效率高。篩板塔制造維修方便，一樣條件下生產能力比泡罩塔高10%15%，板效率亦約高10%15%，而每板壓力降則低30%左右，適用于真空蒸餾；塔板效率較高，但稍低于浮閥塔。具有較高的操作彈性，但稍低于泡罩塔。其缺點是小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理臟的

11、、粘性大的和帶固體粒子的料液。第1章設計方案1.1 裝置流程的確定蒸餾裝置包括精餾塔，原料預熱器，蒸餾釜（再沸器），冷凝器，釜液冷卻器和產品冷卻器等設。按過程按操作方式的不同，分為聯(lián)組整流和間歇蒸餾兩種流程。連續(xù)蒸餾有生產能力大，產品質量穩(wěn)定等優(yōu)點，工業(yè)生產中以連續(xù)蒸餾為主。間歇蒸餾具有操作靈活，適應性強等優(yōu)點，適合于小規(guī)模，多品種或多組分物系的初步分離。蒸餾通過物料在塔的多次部分汽化與多次部分冷凝實現(xiàn)分離，熱量自塔釜輸入，由冷凝器中的冷卻質將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定裝置流程時應考慮余熱的利用。譬如，用余料作為塔頂產品（或釜液產品）冷卻器的冷卻介質，既可以將原料預熱，

12、又可以節(jié)約冷卻質。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵這節(jié)送入塔原料外也可以用高位槽送料，以免受泵操作波動的影響。塔頂冷凝裝置可采用全冷凝器，分冷凝器兩種不同的設置。甲醇和水不反應，且容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔頂出來的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產品溫度不高，無需進一步冷卻，此次分離也是希望得到甲醇，選用全凝器符合要求。總之，確定流程時要較全面，合理地兼顧設備，操作費用，操作控制與安全諸因素。1.2 操作壓力的選擇蒸餾過程中按操作壓力不同，分為常壓蒸餾，減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般地，除熱明性物系，凡通過常壓蒸餾能夠實現(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的物系，都能采用常

13、壓蒸餾；對敏性物系或者混合物泡點過高的物系，則宜采用減壓蒸餾；對常壓下餾出物冷凝溫度過低的物系，需提高塔壓或者采用深井水，冷凍鹽水作為冷卻劑；而常壓下呈氣態(tài)的物系必須采用加壓蒸餾。乙醇和丙醇在常壓下就能夠分離出來，所以本實驗在常壓下操作就可以。1.3 進料狀況的選擇進料狀況一般有冷液進料，泡點進料。對于冷液進料，當組成一定時，流量一定對分離有利，節(jié)省加熱費用。采用泡點進料不僅對穩(wěn)定操作較為方便，且不受季節(jié)溫度影響。綜合考慮，設計上采用泡點進料。泡點進料時，基于恒摩爾流假定，精餾段和提餾段上升蒸汽的摩爾流量相等，故精餾段和提餾段塔徑基本相等，制造上較為方便。1.4 加熱方式的選擇加熱方式可分為直

14、接蒸汽和間接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱直接由塔底進入塔。由于重組分是丙醇，故省略加熱裝置。但在一定的回流比條件下，塔底蒸汽回流液有稀釋作用，使理論板數(shù)增加，費用增加。間接蒸汽加熱使通過加熱器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下來的冷液進行傳質，其優(yōu)點是釜液部分汽化，維持原來的濃度，以減少理論塔板數(shù)，其缺點是增加加熱裝置。本設計塔釡采用間接加熱蒸汽，塔底產品經(jīng)冷卻后送至儲罐。1.5 回流比的選擇回流方式可分為重力回流和強制回流。對于小型塔，回流冷凝器一般安裝在塔頂。其優(yōu)點是回流冷凝器無需支持結構，其缺點是回流冷凝器回流控制較困難。如果需要較高的塔頂處理或塔板數(shù)較多時，回流冷凝器不宜安裝在塔頂。因為塔頂冷凝

15、器不易安裝，檢修和清理。在這種情況下，可采用強制回流，塔頂上蒸汽采用冷凝器冷卻以冷回流流入塔中。由于本次設計為小型塔，故采用重力回流。本設計物系屬易分離物系，故操作回流比為最小回流比的2倍。第 2 章工藝計算2.1物料衡算已知 F=100kmol/h, xF=0.429, xD=0.929, xW=0.019乙醇的摩爾質量 MA=46kgkmol丙醇的摩爾質量 MB=60kgkmol2.1.1原料液與塔頂、塔底產品的平均摩爾質量2.1.2物料衡算原料處理量原料液 ：總物料流量衡算：易揮發(fā)組分：聯(lián)立求解得 ：表21物料衡算結果表進料塔頂出料塔底出料平均摩爾質量/(kg/kmol)53.994 4

16、6.99459.734摩爾分數(shù)/ %0.4290.9290.019摩爾流量/(kmol/h)10045.0554.95溫度（露點）-氣相組成關系式： (1)溫度-飽和蒸汽壓關系式（安托因方程）：乙醇： (2)丙醇： (3)各層塔板壓力計算公式： (4)塔頂：已知乙醇的氣相組成y為產品組成0.929，操作壓力為常壓，則通過聯(lián)立（1）、（2）、(3)可求得操作溫度與組分飽和蒸汽壓；塔底：已知乙醇組成0.019，操作壓力經(jīng)初步計算為。通過聯(lián)立（2）、（3）、(4)并進行迭代可得實際操作溫度與組分飽和蒸汽壓。（計算過程使用excel軟件進行迭代計算）結果如下：塔頂：塔底：進料：2.1.3 平均相對揮發(fā)

17、度，根據(jù)上文求出的數(shù)據(jù)可得：塔頂：塔底：進料板：平均相對揮發(fā)度：2.1.4 回流比的確定 最小回流比 (5) (7)（6），（7）聯(lián)立得：代入式（5）可以求得：取操作回流比2.2熱量衡算2.2.1 加熱介質的選擇常用的介質有飽和水蒸汽和煙道氣。飽和水是一種應用最廣的加熱劑。由于飽和水蒸汽冷凝時的傳熱系數(shù)很高，可以通過改變蒸汽壓力準確地控制加熱溫度。燃料燃燒所排放的煙道氣溫可達1001000，適用于高溫加熱。煙道氣的缺點是比熱容與傳熱系數(shù)很低，加熱溫度控制困難。本設計采用300kPa(溫度133.3)的飽和水蒸氣作為加熱物質。水蒸氣易獲得、清潔、不易腐蝕加熱管，不但成本會相應降低，塔結構也不復雜

18、。2.2.2冷卻劑的選擇常用的冷卻劑是水和空氣，應因地制宜地加以選用。本設計建廠地區(qū)，夏季最熱月份日平均氣溫為25。故選用25的冷凝水，選溫升10，即冷卻水的出口溫度為35。2.2.3比熱容與汽化潛熱的計算乙醇丙醇比熱容與汽化潛熱與溫度關系表溫度60708090100乙醇汽化熱879.17859.32828.05815.79792.52比熱容2.762.883.013.143.29丙醇汽化熱757.6741.78725.34708.20690.30比熱容2.692.792.892.922.96(1)、比熱容的計算（根據(jù)上表，利用插值法計算）塔頂溫度tD下的比熱容（79.58） 求得Cp乙醇 =

19、3.005kj/(kg.k)=138.23KJ/(Kmol.k)同理求得Cp丙醇=173.65KJ/(Kmol.k)KJ/(Kmol.k)同理分別求得進料溫度tF=86.89 Cp乙醇=142.58KJ/Kmol.k Cp丙醇=174.64 KJ/(Kmol.k) 塔底溫度tW=96.66 Cp乙醇=149.04(KJ/Kmol.k) Cp丙醇=176.80(KJ/Kmol.k) KJ/(Kmol.k)(2)、汽化潛熱的計算（方法與比熱熔的算法一樣）2.2.4熱量衡算0時塔頂上升的熱量：Qv，塔頂以0為基準（）回流液的熱量：Qr ,tD=79.58此溫度下 QR=L tR=161.549

20、15;140.744×79.58=1809414.634KJ/h塔頂流出液的熱量： 因為塔頂流出液與回流液組成一樣=140.744 KJ/（Kmol） 進料的熱量：QF 塔底殘液的熱量：冷凝器消耗的熱量：再沸器提供的熱量： （全塔圍列衡算式）塔釜熱損失為10%，則=0.1再沸器的實際熱負荷：計算得QB=8984197.16kJ/h熱量衡算計算結果：項目進料冷凝器塔頂溜出液塔底殘液再沸器平均比熱容KJ/Kmol.k160886_140.744176.273_熱量Q/(KJ/h)1397938.4548042869.317504578.3588936268.22258984197.162

21、.3 理論塔板數(shù)的計算2.3.1精餾塔的氣、液相負荷2.3.2求操作線方程精餾段操作線方程 ，代入數(shù)據(jù)得： （8）精餾段操作線方程，代入數(shù)據(jù)得： （9）=2.067，則相平衡方程為 （10）2.3.3用逐板法計算理論層板數(shù)聯(lián)立（8）、（9）、（10）yn-1 xn-1 yn xn yn+1 xn+1在同一塔板上的計算運用相平衡方程，上下塔板間的計算，運用操作線方程表2-2塔板物料數(shù)據(jù)層數(shù)y值x值備注10.9290.8636塔頂20.87780.766330.80180.6618 40.72010.554550.63620.4583 60.5609 0.3875進料板70.48550.31348

22、0.39170.237590.29560.1688 100.2086 0.1131110.13810.0719120.085970.0435130.0500 0.0248底層塔板140.02630.0129塔釜（4） 實際板層數(shù)的求取表2-3乙醇、正丙醇黏度表物質t/6080100乙醇0.6010.4950.361正丙醇0.8990.6190.444精餾段平均溫度t1=83.235 提餾段平均溫度t1=93.69精餾段粘度：提餾段粘度：板效率：精餾段：提餾段： 精餾段實際板層數(shù) ：提餾段實際板層數(shù) ：全塔所需總板數(shù)： (不包括塔底再沸器) 全塔效率： 加料板位置在第 3 章 板式塔主要工藝尺寸

23、的計算3.1 塔的工藝條件與物性數(shù)據(jù)計算乙醇和丙醇物性數(shù)據(jù)表3-1液相密度溫度t,708090100110A,kg/m3754.2742.3730.1717.4704.3B,kg/m3759.6748.7737.5726.1714.2表3-2液體的表面力溫度t,6080100A,mN/m20.2518.2816.29B,mN/m21.2719.4017.50表3-3液體的粘度L溫度t,6080100LA mPa0.8990.6190.444LB mPa0.6010.4950.3613.1.1平均摩爾質量計算塔頂進料板塔釜精餾段提餾段3.1.2平均密度計算：液相平均密度塔頂 ，通過差法：進料板

24、進料板 精餾段液相平均密度提餾段液相平均密度氣相平均密度塔頂壓強：精餾段：提鎦段：有理想狀態(tài)方程計算，即3.1.3液相表面力計算塔頂,用差法有：進料板 :進料板 :精餾段平均表面力提餾段平均表面力3.1.4精餾塔負荷計算摩爾流量 精餾段液相流量:提餾段液相流量:3.2 精餾塔的塔體工藝尺寸計算3.2.1.塔徑的計算取板間距HT=0.40m, 板上液層高度hL=0.05m, 則查史密斯關聯(lián)圖得C20=0.074取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為按標準塔徑圓整后D=1.5m 。精餾段塔截面積為實際空塔氣速為0.92m/s提鎦段：取板間距HT=0.40m, 板上液層高度hL=0.05m, 則查史密斯關

25、聯(lián)圖得C20=0.070取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為按標準塔徑圓整后D=1.5m 。精餾段塔截面積為實際空塔氣速為0.89m/s3.2.2.精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為提餾段有效高度為在進料板上方開一個人孔，其高度為0.8米故精餾塔的有效高度為3.3.塔板的工藝尺寸計算3.3.1.溢流裝置計算塔徑 D=1.5米可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。（1）堰長 lW 5（2）溢流堰高度hW由 hW=hL-hOW ,選用平直堰，堰上液層高度 由弗朗西斯公式計算，近似取E=1則則取板上清液層高度hL=50mm ,故 hW=hL-hOW=0.05-0.0137=0.363m 同理：提鎦段

26、 （1）堰長 lW 5（2）溢流堰高度hW由 hW=hL-hOW ,選用平直堰，堰上液層高度 由弗朗西斯公式計算，近似取E=1則則取板上清液層高度hL=50mm ,故 hW=hL-hOW=0.05-0.02036=0.2964m （3）弓形降液管寬度 和截面積由故依式 驗算液體在降液管中的停留時間,故降液管設計合理。（4）降液管底隙高度h0取u0=0.1 m/s 則同理：提鎦段=0.0533m3.3.2.塔板布置（1）塔的分塊因，故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為4塊 表3-4塔徑,mm 8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù) 3456(2)邊緣區(qū)寬度確定 ，

27、WC=0.04m （3）開孔區(qū)面積計算故（3）篩孔計算與其排列本設計選用碳鋼板，取篩孔直徑取空中心t為 篩孔數(shù)目 開孔率為 氣體通過篩孔的氣速 同理提鎦段：3.4.篩板的流體力學驗算3.4.1.塔板壓降（1）干板阻力計算篩板開孔率% ， 干板阻力由式計算由，查干篩孔的流量系數(shù)圖得故 同理提鎦段：（2）氣體通過液層的阻力計算氣體通過液層的阻力可由式 ： 計算查充氣系數(shù)關聯(lián)圖得故同理求得 =0.031（3）液體表面力的阻力計算提鎦：氣體通過每層塔板的液柱高度 可按下式計算，即氣體通過每層塔板的壓降為 （設計允許值）提鎦段：3.4.2.液面落差對于的篩板塔，液面落差很小，可忽略液面落差的影響。本設計

28、的,故液面落差可忽略不計。3.4.3.液沫夾帶液沫夾帶量由式計算故故本設計液沫夾帶量在允許圍3.4.4.漏液對于篩板,漏液點氣速 可由式：計算實際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為 提鎦段：對于篩板,漏液點氣速 可由式：計算實際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為 3.4.5.液泛為防止塔發(fā)生液泛,降液管液層高度 應服從式 的關系苯-甲苯物系屬一般物系,取 則而故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象.同理測得提鎦段故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象.3.5.塔板負荷性能圖3.5.1.漏液線由得 ： 整理得 提鎦段：在操作圍,任取幾個 值,依上式計算 值結果列于表中0.00010.0100.00100.0400.9331.1180.9691.361

29、0.8050.9890.8451.22由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線13.5.2.液沫夾帶線以 為限,求 關系如下:由 故整理得提鎦段：在操作圍,任取幾個 值, 依上式計算 值結果列于表中0.00300.0100.00100.0202.7092.3032.88 1.8701.8061.5691.9061.317由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2 3.5.3.液相負荷下限對于平直堰,取堰上液層高度 作為最小液體負荷標準.由式取E=1,則由此可做出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限3.3.5.4.液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限,由式 故由此可做出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限43.5.5.

30、液泛線令由;聯(lián)立得忽略,將 與 , 與, 與 的關系帶入上式,并整理得式中， 與有關的數(shù)據(jù)代入得：故 同理提鎦段：在操作圍,任取幾個值,依上式計算結果列于表中0.00010.00100.00300.004018.73317.74716.41615.58716.56415.74014.57314.079由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線53.5.6.負荷性能圖與操作彈性根據(jù)以上各線方程,可做出篩板塔的負荷性能圖如圖所示在負荷性能圖上,作出操作點 , 連接 ,即作出操作線.由圖可知故操作彈性為：同理可算出提鎦段：3.6 板式塔的結構3.6.1 塔體結構(1)塔頂空間 指塔最上層塔極與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣

31、體夾帶的液滴沉降，其高度應大于板間距，設計常取塔頂間距為(1.52.0)HT。若需要安裝除沫器時，要根據(jù)除沫器的安裝要求確定塔頂間距。 (2)塔底空間 指塔最下層培板到塔底間距。其值由如下因素決定： 塔底儲液空間依儲存液量停留 38 min(易結焦物料可縮短停留時間)而定；再沸器的安裝方式與安裝高度； 塔底液面至最下層塔板之間要留有12m的間距。 (3)人孔 對于D1000mm的板式塔，為安裝、檢修的需要，一般每隔68層塔板設一人孔。人孔直徑一般為450 mm600mm，其伸出塔體的筒體長為200250 mm，人孔中心距操作平臺約8001200mm。設人孔處的板間距應等于或大于600mm。 (

32、4)塔高 板式塔的塔高如圖所示?？砂聪率接嬎悖?H=(n-nF-nP-1)HT+nFHF+nPHP+HD+HB+H1+H2 式中 H塔高，m； n實際塔板數(shù)； nF進料板數(shù)； HF進料板處板間距，m； np人孔數(shù)； HB塔底空間高度，m； HP設人孔處的板間距，m； HD塔頂空間高度，m； H1封頭高度，m； H2裙座高度m。 3.6.2 塔總體高度計算塔體總高度利用下式計算：（1）塔頂封頭封頭分為橢圓形、蝶形封頭等幾種，本設計采用橢圓形封頭。由公稱直徑DN=1500mm，查化工原理課程設計附錄2得，曲面高度h1=400mm直邊高度h2=40mm表面積,容積。則封頭高度H1=h1+h2=44

33、0+40=0.44m（2）塔頂空間 設計中取塔頂間距考慮到需要安裝除沫器，所以選取塔頂空間1.2m。（3）塔底空間塔底空間高度HB是指從塔底最下一層塔板到塔底封頭的底邊處的距離，取釜液停留時間為5min，取塔底液面至最下一層塔板間距離為1.5m。則：HB=(tl*60)/AT+1.5=（5*60*0.0056）/1.77+1.5m=2.1007m(4) 人孔對的板式塔，為安裝、檢修的需要，一般每隔68塊塔板設一個人孔，本塔具有33塊塔板，需設置4個人孔，每個人孔直徑為450mm，在設置人孔處板間距 。（5）進料處板間距考慮在進口處安裝防沖設施，取進料板處板間距。(6) 裙座塔底常用裙座支撐，本

34、設計采用圓筒形裙座；由于裙座徑>800mm，故裙座壁厚取16mm. 基礎環(huán)徑： 基礎環(huán)外徑： 圓整后：,考慮到再沸器，取裙高。 塔體總高度：第 4 章 輔助設備與選型4.1精餾塔的附屬設備精餾塔的附屬設備包括蒸氣冷凝器、產品冷卻器、再沸器(蒸餾釜)、原料預熱器等，可根據(jù)有關教材或化工手冊進行選型與設計。以下著重介紹再沸器(蒸餾釜)和冷凝器的型式和特點，具體設計計算過程從略。 （1）再沸器(蒸餾釜)該裝置的作用是加熱塔底料液使之部分氣化，以提供精餾塔的上升氣流。工業(yè)上常用的再沸器(蒸餾釜)有：置式再沸器、釜式(罐式)再沸器、虹吸式再沸器、強制循環(huán)式再沸器等幾種，詳見第2章?lián)Q熱器設計部分。

35、應予指出，再沸器的傳熱面積是決定塔操作彈性的主要因素之一，故估算其傳熱面積時安全系數(shù)要選大一些，以防塔底蒸發(fā)量不足影響操作。 （2）塔頂回流冷凝器 塔頂回流冷凝器通常采用管殼式換熱器，有臥式、立式、管或管外冷凝等形式。按冷凝器與塔的相對位置區(qū)分，有以下幾類。 整體式與自流式 將冷凝器直接安置于塔頂，冷凝液藉重力回流入塔，此即整體式冷凝器，又稱回流式，如圖3-21(a)、(b)所示。其優(yōu)點是蒸氣壓降較小，節(jié)省安裝面積，可藉改變升氣管或塔板位置調節(jié)位差以保證回流與采出所需的壓頭。缺點是塔頂結構復雜，維修不便，且回流比難于精確控制。該方式常用于以下幾種情況：傳熱面較小(例如50m2以下)；冷凝液難以

36、用泵輸送或泵送有危險的場合；減壓蒸餾過程。 圖3-21(c)所示為自流式冷凝器，即將冷凝器置于塔頂附近的臺架上，靠改變臺架高度獲得回流和采出所需的位差。 強制循環(huán)式 當塔的處理量很大或塔板數(shù)很多時，若回流冷凝器置于塔頂將造成安裝、檢修等諸多不便，且造價高，可將冷凝器置于塔下部適當位置，用泵向塔頂輸送回流，在冷凝器和泵之間需設回流罐，即為強制循環(huán)式。圖3-21(d)所示為冷凝器置于回流罐之上，回流罐的位置應保證其中液面與泵入口間之位差大于泵的氣蝕余量，若罐液溫接近沸點時，應使罐液面比泵入口高出3m以上。圖3-21(e)所示為將回流罐置于冷凝器的上部，冷凝器置于地面，冷凝液藉壓差流入回流罐中，這樣

37、可減少臺架，且便于維修，主要用于常壓或加壓蒸餾。 回流冷凝器的工藝計算步驟如下： 按工藝要求決定冷凝器的熱負荷QR,選擇冷卻劑、冷卻劑進出口溫度并計算冷卻劑用量； 初估設備尺寸，由平均溫度tm和總傳熱系數(shù)K的經(jīng)驗數(shù)據(jù)，計算所需的傳熱面積A,并由此選擇標準型號的冷凝器，或自行設計； 復核傳熱面積，對已選型號或自行設計的設備，核算實際上的總傳熱系數(shù)K和實際所需的傳熱面積； 決定安裝尺寸，估計各管線長度與阻力損失，以決定冷凝器底部與回流液入口之間的高度差HR.需要注意的是，由于冷凝器常用于精餾過程，考慮到精餾塔操作常需要調整回流比，同時還可能兼有調節(jié)塔壓的作用，故應適當加大其傳熱面積的裕度。按經(jīng)驗，

38、其面積裕度應在30左右。4.2精餾塔的接管（1）塔頂蒸氣出口管的直徑dv操作壓力為常壓，蒸汽管中常用流速為u=12-20m/s，取由 所以查標準系列選取325×10規(guī)格的熱軋無縫鋼管。（2）回流管的直徑dR由于塔頂冷凝器安裝在塔頂平臺，回流液靠重力自留入塔，本設計取所以有查標準系列選取18×3.5規(guī)格的熱軋無縫鋼管。(3)進料管的直徑dF進料管得結構類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設計采用直管進料管。管徑計算如下：本設計采用泵輸送料液，料液速度可取uF=1.5-2.5m/s，本設計取查標準系列選取42×4規(guī)格的熱軋無縫鋼管。(4)塔底出料管的直徑

39、dW一般可采用塔底出料管的流速uW，本設計取查標準系列選取70×3規(guī)格的熱軋無縫鋼管。(5)塔底蒸汽的直徑dW一般可采用塔底出料管的流速uV=20-25m/s，本設計取查標準系列選取325×10規(guī)格的熱軋無縫鋼管。本章符號說明 英文字母Aa塔板開孔區(qū)面積，m2； Af降液管截面積，m2； A0篩孔總面積，m2； AT塔截面積，m2； C0流量系數(shù)，無因次； C計算umax時的負荷系數(shù)，m/s；Cs氣相負荷因子，m/s； d0篩孔直徑，m；D塔徑，m；eV液沫夾帶量,kg(液)/kg(氣)； E液流收縮系數(shù)，無因次;F氣相動能因子，kg1/2/(s·m1/2)； F

40、0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； hc與干板壓降相當?shù)囊褐叨?，m液柱； hd與液體流過降液管的壓降相當?shù)囊褐叨?，m： hl與板上液層阻力相當?shù)囊褐叨龋琺； hL板上清液層高度，m； h0降液管的底隙高度，m； how堰上液層高度，m； hw溢流堰高度，m； hw進口堰高度，m； h與克服的壓降相當?shù)囊褐叨龋琺； H板式塔高度; Hd降液管清液層高度，m； HT塔板間距，m； K穩(wěn)定系數(shù)，無因次； lW堰長，m； Lh液體體積流量，m3/h； LS液體體積流量，m3/s； n篩孔數(shù)目； NT理論板層數(shù)； P操作壓力，Pa； P壓力降，Pa； t篩孔的中心距，m； u空塔氣速，m/s； u0氣體通過篩孔的速度，m/s； u0.min漏液點氣速，m/s； u0液體通過降液管底隙的速度，m/s； VS氣體體積流量，m3/s； LS液體體積流量，m3/s； Wc邊緣無效區(qū)寬度，m； Wd弓形降液管寬度，m； Z板式塔的有效高度，m； 希臘字母 充氣系數(shù)，無因次； 篩板厚度，m液體在降液管