1、生產(chǎn)用精餾塔設(shè)計(jì)方案一、設(shè)計(jì)任務(wù)書現(xiàn)擬設(shè)計(jì)一個(gè)完成乙醇和水的分離任務(wù)，其具體設(shè)計(jì)要求和條件為：1）進(jìn)精餾塔料液含乙醇25%（質(zhì)量），其余為水；2）產(chǎn)品乙醇含量不得低于94%（質(zhì)量）；3）殘液中乙醇含量不得高于0.1%（質(zhì)量）；4）生產(chǎn)能力為日產(chǎn)（ 24 小時(shí)） 130 噸 94%的乙醇產(chǎn)品；5）操作條件：精餾塔頂壓力4kPa（表壓）進(jìn)料狀況泡點(diǎn)進(jìn)料回流比R / Rmin1.7單板壓降不大于667Pa加熱蒸汽壓力101.3kPa（表壓）；6）設(shè)備型式：浮閥塔；7）廠址：天津地區(qū)。二、設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明2.1 精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求1）生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會(huì)產(chǎn)生液泛等不正

2、常流動(dòng)。2）效率高：氣液兩相在塔保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。3）流體阻力?。毫黧w通過塔設(shè)備時(shí)阻力降小，可以節(jié)省動(dòng)力費(fèi)用，在減壓操作是時(shí)，易于達(dá)到所要求的真空度。4）有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動(dòng)時(shí)，兩相均能維持正常的流動(dòng)，而且不會(huì)使效率發(fā)生較大的變化。5）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，安裝檢修方便。6）能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。2.2 塔的類型選擇從大的方面來說， 精餾塔分為填料塔和板式塔。 填料塔分離效率較高， 壓力降相對(duì)于板式塔來說也較小， 但是其操作彈性較小， 并且生產(chǎn)能力較板式塔來說較小，一般小塔多采用填料塔， 而板式塔雖然在某些方面不如填料塔

3、， 但是總的來說，其踏板效率穩(wěn)定，操作彈性大，造價(jià)低，檢修、清洗方便。對(duì)于本工藝來說，采用板式塔是可行的，因此選擇板式塔。板式塔又分為泡罩塔， 浮閥塔，篩板塔等多種類型。 泡罩塔是工業(yè)上應(yīng)用最早的塔板，其操作彈性較大，液氣比圍較大，不易堵塞，適于處理各種物料。但是其結(jié)構(gòu)復(fù)雜，造價(jià)高，塔板壓降大等原因?qū)е陆陙砼菡炙呀?jīng)逐漸被篩板塔、 浮閥塔所取代，在新建的塔設(shè)備中以很少采用； 篩板塔結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，落差小，氣體壓降低，傳質(zhì)效率較高，但是缺點(diǎn)是篩孔易堵塞，不宜處理易結(jié)焦、粘度大的物料，且若設(shè)計(jì)或操作不當(dāng)， 易產(chǎn)生漏液，使得操作彈性減小，傳質(zhì)效率下降，故在工業(yè)上應(yīng)用較為謹(jǐn)慎； 浮閥塔是在泡罩塔和

4、篩板塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的， 它吸收了兩種塔的優(yōu)點(diǎn)， 浮閥塔結(jié)構(gòu)也較簡(jiǎn)單、 制造方便、造價(jià)低；塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大，而且其操作彈性也較大，氣液接觸時(shí)間較長，因此傳質(zhì)效率較高。綜合分析下來，選擇浮閥塔作為最終的塔設(shè)備。2.3 塔壓精餾可以在減壓、常壓、加壓條件下進(jìn)行。 常壓下為氣態(tài)（如空氣、石油氣）或常壓下泡點(diǎn)為室溫的混合物， 可以采用加壓精餾；常壓下，泡點(diǎn)為室溫至 150 左右的混合液， 一般采用常壓精餾； 對(duì)于常壓下泡點(diǎn)較高或熱敏性物質(zhì)， 宜采用減壓精餾，以降低操作溫度。 乙醇和水的常壓沸點(diǎn)分別為 78和 100，因此采用常壓精餾，稍稍加壓，塔頂壓力為（ 101.3+4） kPa。2.4

5、進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料狀態(tài)分為五種狀態(tài)，包括冷液進(jìn)料、飽和液體進(jìn)料（即泡點(diǎn)進(jìn)料） 、氣液混合物進(jìn)料、 飽和蒸汽進(jìn)料和過熱蒸汽進(jìn)料。 在實(shí)際生產(chǎn)中， 以接近泡點(diǎn)的冷進(jìn)料和泡點(diǎn)進(jìn)料者居多， 泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)精餾段和提餾段的塔徑相同， 無論是設(shè)計(jì)計(jì)算還是實(shí)際加工制造這樣的精餾塔都比較容易。因此選擇進(jìn)料方式為泡點(diǎn)進(jìn)料。2.5 塔釜加熱方式一般塔釜都設(shè)置再沸器， 輸入一定熱量使部分液體汽化， 產(chǎn)生上升蒸汽， 使精餾過程得以進(jìn)行， 大多數(shù)情況下均采用間接加熱， 但是對(duì)于塔重組分是水的體系來說，由于水將作為塔釜產(chǎn)品從塔底排出， 此時(shí)就可以省去一個(gè)再沸器， 采用直接蒸汽加熱的方式來對(duì)塔釜進(jìn)行加熱，本系統(tǒng)中乙醇為輕組分，水為重

6、組分，因此可以采用直接蒸汽加熱，加熱蒸汽的溫度由塔釜溫度和加熱蒸汽規(guī)格決定，提供的加熱蒸汽壓力為 101.3 kPa （表壓），可作為加熱的熱源。2.6 塔頂冷凝方式精餾塔頂一般設(shè)置全凝器， 以保證將上升蒸汽全部冷凝成液體， 當(dāng)塔頂有氣相出料時(shí)，可以考慮在全凝器之前設(shè)置一個(gè)分凝器， 將部分氣體冷凝， 剩下的氣體作為氣相采出， 這時(shí)的分凝器相當(dāng)于一層理論板。 在本工藝中， 沒有塔頂氣相采出，因此采用全凝器即可滿足要求。2.7 塔板溢流形式板式塔常見的溢流方式（降液管布置方式）有U型流、單溢流、雙溢流及階梯式雙溢流等。 U型流液體流徑長，可以提高板效率，其板面利用率也高，但它的液面落差大， 只適用

7、于小塔和液體流量較小的塔；單溢流液體流徑較長， 塔板效率較高，結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，加工方便，在直徑小于2.2m 的塔中被廣泛應(yīng)用；雙溢流的液體流動(dòng)的路程短，可降低液面落差，但塔板結(jié)構(gòu)復(fù)雜，板面利用率低，一般用于直徑大于 2m的塔中。階梯式雙溢流結(jié)構(gòu)最為復(fù)雜，只適用于塔徑很大、液流量很大的特殊場(chǎng)合 2 。對(duì)產(chǎn)量做簡(jiǎn)單估計(jì)后， 選擇單溢流作為塔板溢流形式的初步結(jié)果， 具體設(shè)計(jì)視情況決定。2.8 塔徑的選取精餾塔的塔徑由塔的氣相體積流量和空塔氣速?zèng)Q定， 一般來說，精餾段和提餾段由于操作條件的不同， 塔徑會(huì)有所區(qū)別， 在兩者相差不大的情況下， 應(yīng)盡量按照較大的那個(gè)圓整至標(biāo)準(zhǔn)尺寸， 產(chǎn)用的標(biāo)準(zhǔn)塔徑為（mm）：40

8、0、500、600、700、800、1000、1200、1400、1600、2000、 。若精餾段和提餾段的塔徑相差較大，應(yīng)考慮采用變徑塔。另外，塔徑的選取還應(yīng)通過流體力學(xué)的驗(yàn)算。2.9 回流比的選取回流比對(duì)于精餾操作的費(fèi)用有很大的影響。 回流比大，完成相同的任務(wù)所需要的理論板數(shù)就少， 相應(yīng)的塔高就會(huì)較低， 設(shè)備費(fèi)用會(huì)減少， 但是增大回流比會(huì)導(dǎo)致回流量增大，需要消耗更多的能量，操作費(fèi)用會(huì)上升，回流比小則反之。因此選擇一個(gè)合適的回流比是很重要的， 一般來說，操作回流比都選為最小回流比的一個(gè)倍數(shù)，本工藝中選擇系數(shù)為 1.7 。2.10 操作流程來自儲(chǔ)罐的混合液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)后， 由泵送入精餾塔的進(jìn)料

9、板上， 塔氣液兩相不斷接觸，進(jìn)行傳熱和傳質(zhì)，使輕組分不斷上升，重組分不斷下降。塔頂蒸汽在全凝器中冷凝后， 一部分作為產(chǎn)品采出， 一部分回流繼續(xù)和塔氣相接觸； 塔釜液體一部分采出， 一部分由直接蒸汽加熱汽化回到塔和液相接觸。 塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后進(jìn)入產(chǎn)品儲(chǔ)罐。操作流程簡(jiǎn)圖見附圖。圖 1：流程示意圖三、塔的工藝計(jì)算3.1 物料衡算將進(jìn)料和產(chǎn)品中乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)換算為摩爾分?jǐn)?shù)， 乙醇和水的摩爾質(zhì)量分別為（這里下標(biāo) 1 代表乙醇，下標(biāo) 2 代表水）：M 146g / mol ， M 218g / mol則0.25xF460.11540.250.7546 180.94xD460.85980.940.0646

10、180.001xW460.000390.0010.9994618乙醇產(chǎn)量為 130t/day ，則其每小時(shí)的產(chǎn)量為 5.4167t/hr ，從而得到乙醇產(chǎn)品中乙醇和水的產(chǎn)量分別是：m15.41670.945.0917t / hrm25.41670.060.3250t / hr則餾出液的摩爾流量為：5.09171030.3250103D18128.74kmol / hr46因?yàn)榛亓鞅热晕粗?且塔氣相流量未知， 還不能完成整個(gè)的物料衡算，因此下一步應(yīng)確定回流比，首先需要計(jì)算精餾操作的最小回流比。由于本工藝的操作條件在常壓附近，可以認(rèn)為在壓力圍， 常壓的相平衡數(shù)據(jù)可以滿足設(shè)計(jì)計(jì)算的需要， 因此可以

11、用常壓下的汽液平衡數(shù)據(jù)繪制相圖從而進(jìn)行設(shè)計(jì)工作，汽液平衡數(shù)據(jù)見表1。表 1 常壓下乙醇 - 水氣液平衡組成（摩爾）與溫度的關(guān)系溫度 t/乙醇摩爾數(shù) (%)溫度 t/乙醇摩爾數(shù) (%)氣相 (y)氣相 (y)液相 (x)液相 (x)99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5079.265.6472.719

12、7.650.798.7678.9568.9274.9695.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41首先作出常壓下的x-y 相圖，再連接一條對(duì)角線。然后作出進(jìn)料線，即 q 線。由于進(jìn)料為泡點(diǎn)進(jìn)料，所以進(jìn)料線方程為X=0.1154。由于乙醇 - 水物系的特殊性，平衡曲線具有下凹部分，在尋找最小回流比對(duì)應(yīng)的操作

13、線時(shí)， 發(fā)現(xiàn)操作線尚未落到平衡線前， 已與平衡線相切， 此時(shí)的操作線在縱軸上的截距為：xD27.62 Rmin1從而得到：Rmin2.113R1.7Rmin1.7 2.113 3.592由物料平衡關(guān)系： F VODWFxFVO xODx DWxWF 代表進(jìn)料量， V0 代表加熱蒸汽量， D代表餾出液量， W代表釜?dú)堃毫俊６s段的氣相摩爾流量為：V( R1) D( 3.5921)128.74591.174kmol / hr由于是泡點(diǎn)進(jìn)料， 所以提餾段和精餾段的氣相摩爾流量應(yīng)該是相同的，且由于塔恒摩爾流的假設(shè)，提餾段和加入的直接蒸汽的摩爾流量也是相同的，所以：VVV0362.864 kmol/h

14、將數(shù)據(jù)代入上述物料衡算關(guān)系中，在加熱蒸汽中不含有乙醇的前提下，聯(lián)立方程組，解得：F 964.134kmol / hr W 1426.570kmol / hr3.2 理論板數(shù)，板效率及實(shí)際板數(shù)的計(jì)算理論板數(shù)計(jì)算在精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算中， 確定理論板數(shù)經(jīng)常采用的方法是逐板計(jì)算法和圖解法。本次設(shè)計(jì)采用圖解法，其步驟如下：1）在已做好的 X-Y 相圖中找到 A（XD,X D）點(diǎn)，即（ 0.8598 ，0.8598 ）。2）又上述物料衡算過程可以知道精餾段操作箱方程，從而可得到其與q 線方程交點(diǎn) C 點(diǎn)（ 0.1154,0.2775 ）連接 AC，得精餾段操作箱3）由于采用直接蒸汽加熱，所以找到提餾段操作線在

15、橫軸上的截距B（ 0.00039 ， 0）。4）連接 CB，得到提餾段操作線。6）從 A 點(diǎn)開始，在精餾段操作線和平衡線之間畫梯級(jí)，當(dāng)梯級(jí)跨過 C 點(diǎn)后，在提餾段操作線和平衡線之間畫梯級(jí)，直到最后一級(jí)跨過B 點(diǎn)。由于塔頂和塔底部分平衡線和操作線之間距離太近，所以在圖解時(shí)將這兩部分放大。具體圖解情況見圖 2、圖 3 和圖 4。圖 2：理論塔板求解圖通過圖解理論板，可以很明顯的看出：理論板數(shù) N T20 ；進(jìn)料板位置 N f19 ；圖 3：塔頂圖解局部放大圖 4：塔釜圖解局部放大要確定最終實(shí)際的理論板數(shù)， 還必須知道塔板的全塔效率， 而塔板效率可由下式進(jìn)行估算：ET0.170.616log式中：

16、=料液在塔頂、塔底平均溫度下的平均黏度， cp。對(duì)多組分物系可按下式計(jì)算：xfLx f進(jìn)料中各組分的摩爾分?jǐn)?shù)；L 各組分在塔頂、塔底平均溫度下的液體黏度， cp 。由此可見要確定塔效率， 首先需要確定塔板的溫度， 而塔板的溫度又與實(shí)際板數(shù)息息相關(guān)，因此計(jì)算需要迭代，其迭代思路如下：初值 ETN PPwt D ,tWLET'塔板溫度和板效率及實(shí)際塔板數(shù)的確定取板效率 ET 的初值為 0.5 。則實(shí)際板數(shù)為： N P20400.5由每塊板的壓降為667Pa可知，P4066726.68kPa塔頂壓力為PD105.3 kPa塔釜壓力為PW105.326.68131.98kPa對(duì)非理想物系，由修

17、正的拉烏爾定律可得：P x P0x P0AAABBB式中， PA0 ， PB0 為純組分 A，B 的飽和蒸汽壓；A ，B 為組分 A， B 的活度系數(shù)。壓力、溫度和濃度對(duì)活度系數(shù)都有影響。壓力的影響較小，一般可忽略。溫度的影響可按照下面的經(jīng)驗(yàn)公式估算：Tlog常數(shù)式中常數(shù) C 對(duì)不同物系、不同組成的數(shù)值均不同。純液體的飽和蒸汽壓可用Antoine 方程計(jì)算：logP0ABkPaT KC乙醇和水的 Antoine 常數(shù)見表 2：表 2：ABC溫度圍（ K）乙醇7.302431630.868-43.5692733536.848061358.124-71.034370464水7.0740561657

18、.459-46.13280441由以上數(shù)據(jù)可以確定塔板溫度，計(jì)算步驟如下：塔頂溫度在 T-X-Y 相圖上查得xA0.8598 時(shí)， T078.2， yA0.865由 Antoine方程算出PA0100.84 kPaPB044.02 kPaPyA101.30.864A01.0106PA0 xA 100.840.8598P 1yA101.30.135B0xA44.022.2159PB0 11.1402CAT0log A01.6089CBT0log B0121.409假設(shè)塔頂溫度為 80，則有PA0108.25 kPaPB047.37 kPa1.0105A2.2069BPx P0x P0AAABBB

19、1.0105 0.8598 108.252.2069 0.1402 47.37108.71 kPa不等于塔頂壓力，因此重設(shè)塔頂溫度為79.5 ，重復(fù)以上步驟得到P=106.61kPa；再設(shè)溫度為 79.2 ，P=105.37 kPa。滿足手算要求，因此塔頂溫度為 79.2 。塔底溫度由于塔底乙醇含量很少，可以忽略不計(jì)，因此修正后的拉烏爾定律變?yōu)椋篜P0BB查得xA0.00039， T099.8， yA0.0053由 Antoine 方程算出PB0100.596 kPaP 1yA101.30.9951B0xA100.5961.0021PB0 10.99961CB T0log B00.3398設(shè)塔

20、釜溫度為 108.0 ，PB0133.88 kPa1.0021BPB PB0133.881.0021134.16 kPa不等于塔釜壓力，因此重設(shè)溫度為111.0 ， P=148.42 kPa，再重設(shè)溫度為111.45 ， P=150.66 kPa 。滿足手算的要求，因此塔釜溫度為111.45 。板效率79.2111.45T平95.332由物性數(shù)據(jù)表 3 查得在 95.33 下，乙醇和水的黏度分別為：A 0.372 cpB 0.299 cpx fL0.372 0.11540.299 (1 0.1154)0.3074 cpET0.170.616log0.17 0.616log0.30740.486

21、因此令 ET0.486 ，得：NP200.48641P4166727.347kPa塔頂壓力為PD105.3 kPa塔釜壓力為PW105.327.347132.647kPa進(jìn)料溫度進(jìn)料板位置為N PF190.486 39PPF105.3 390.667131.313kPa確定方式和之前確定塔頂，塔釜溫度的思路相同。查得xA0.1154，T085.8， yA 0.4544由 Antoine 方程算出PA0135.31 kPaPB059.65 kPaPyA101.30.4544A0PA0 xA135.312.94790.1154P 1yA101.30.5456B0PB0 1xA59.651.0474

22、0.8846CAT0log A0168.53CBT0log B07.2194假設(shè)進(jìn)料溫度為 100，則有PA0226.01 kPaPB0101.32 kPa2.8291A1.0456BPA xAPA0B xB PB02.82910.1154226.011.0456(10.1154)101.32167.502kPa131.313kPa不等于塔板壓力，因此重設(shè)進(jìn)料溫度為 93.4 ，重復(fù)以上步驟后結(jié)果滿足手算要求，因此進(jìn)料溫度為 93.4 。3.3 平均參數(shù)的計(jì)算計(jì)算原則：精餾段平均值（塔頂進(jìn)料）（塔底進(jìn)料）2提餾段平均值2，以下符號(hào)下標(biāo)1 表示精餾段，下標(biāo)2 表示提餾段。平均壓力105.3131

23、.313Pm1118.31kPa2131.313132.647Pm 2131.98kPa2平均溫度79.293.4tm186.3 293.4111.45tm 2102.4252平均分子量塔頂：M L460.85981810.859842.0744 g/molM V460.8651810.86542.2200 g/mol進(jìn)料：M L460.11541810.115421.2312 g/molM V460.45441810.454430.7232 g/mol塔底：M L460.000391810.0003918.0109 g/molM V460.00531810.005318.1484 g/mol

24、精餾段：42.074421.2312M Lm131.6528 g/mol242.220030.7232M Vm136.4716 g/mol2提餾段：21.231218.0109M Lm219.6211 g/mol230.723218.1484M Vm224.4358 g/mol2平均密度液相密度由物性數(shù)據(jù)表 3 查得不同溫度下的乙醇和水液相密度（線性插值得到）：T79.2 時(shí)，A 735.88 kg/m 3B 972.28 kg/m 3T93.4 時(shí)，A 721.46 kg/m 3B 961.09 kg/m 3T111.45 時(shí)，A 701.12 kg/m 3B 949.93 kg/m 3認(rèn)為

25、混合物的密度為各組分的加權(quán)平均值，則有塔頂：L735.880.8598972.2810.8598769.023 kg/m 3進(jìn)料：L721.460.1154961.0910.1154933.437 kg/m 3塔底：L701.120.00039949.9310.00039949.833 kg/m 3精餾段：Lm1769.023 933.437851.230 kg/m 32提餾段：Lm2933.437 949.833941.635 kg/m 32氣相密度由于本精餾塔是在常壓下操作，因此氣相可以看成理想氣體， 由理想氣體狀態(tài)方程知：PVnRTPMVVRT塔頂：105.3742.2200V8.314

26、273.1579.2V1.5176 kg/m 3進(jìn)料：131.313 30.7232V 8.314 (273.15 93.4)V1.3238kg / m3塔底：132.64718.1484V8.314( 273.15111.45)V0.7529 kg / m3精餾段：Vm1提餾段：Vm 21.5176 1.32381.4207 kg / m321.3238 0.75291.03835kg / m32平均表面力二元有機(jī)物水溶液的表面力在寬濃度圍，可由下式求取：0.250.250.25mswwsooswso1AlgqswsoABQ22qoVo3Q 0.441wVw3TqqBlgwowxwVw /x

27、wVwxoVooxoVo /xwVwxoVo下標(biāo) w，o，s 分別指水、有機(jī)物及表面部分； x 為摩爾分?jǐn)?shù)； V 為摩爾體積，cm3/mol ；w ，0 為純水和有機(jī)物的表面力，dyn/cm3;q值取決于有機(jī)物的形式和分子大小，對(duì)于碳原子數(shù)為2 的脂肪酸和醇， q=2。依據(jù)以上公式， 可以計(jì)算塔頂、 進(jìn)料和塔釜的表面力， 進(jìn)而求得精餾段和提餾段的表面力。以塔頂平均表面力計(jì)算為例：塔頂： T79.2A735.88 kg/m 30.73588 g/cm 3B972.28 kg/m 30.97228 g/cm 3乙醇和水的摩爾體積為：VoM A4662.5102 cm 3 /molA 0.73588

28、VwM B1818.5132 cm 3 /molB 0.97228xo0.8598xw0.1402oxoVo /xwVwxoVo0.95393wxw Vw /xw Vw xoVo0.04607B lgqlg0.0460722.6527w0.95393o查得在該溫度下，純乙醇和純水的表面力如下：o 17.218 dyn/cmw 62.736 dyn/cm22Q 0.441 qoVo3V 3Twwq22217.21862.5102318.513230.75960.44162.736352.352ABQ3.4123swso123.4123lgswso解得sw0.019， so0.9810.250.2

29、50.25mswwsoo0.019 62.7360.250.981 17.2180.252.0518m 17.723 dyn/cm同理可解得，進(jìn)料 T93.4時(shí) ， m28.970 dyn/cm，塔底 T=111.45時(shí)，m56.241 dyn/cm。至此，塔頂、進(jìn)料、塔底的液體表面力都已知，從而可以算出精餾段和提餾段的液體表面力：精餾段：m1精餾段：17.72328.970223.347 dyn/cmm228.97056.241242.606 dyn/cm平均流量由以上求得塔氣液兩相的摩爾流量、平均摩爾質(zhì)量、 平均密度這些條件就可以得到塔氣液兩相的體積流量，其計(jì)算如下：VV '362

30、.864 kmol/hL 462.43kmol / h L 1426.57kmol / h塔頂：VSLLM L263.82942.074414.4345 m3/h769.023LVSVVM V362.86442.220010094.96 m 3 /hV1.5176進(jìn)料：LM L1426.5721.23123/ hVSL933.43732.4476mLVM V362.86430.72328421.47m3/ hVSV1.3238V塔底：VSLLM L1426.57 18.010927.0509 m3 / hL949.833VSVVM V362.864 18.148430.75298746.71m

31、 / hV精餾段和提餾段的平均體積流量為：精餾段：Lsm114.434532.447623.4411m3 / h2Vsm110094 .968421.479258.22m3 / h2提餾段：Lsm232.447627.050929.7493m3 / h2Vsm28421.478746.718584.09m3 / h2至此，精餾塔的平均參數(shù)已經(jīng)全部求出，將其匯總于下表。表 3：精餾塔平均參數(shù)匯總表平均參數(shù)精餾段提餾段Pm/kPa118.31131.98t/ 86.3102.425mVm36.471624.4358M /g/molMLm/g/mol31.652819.6211Vm/kg/m 31.

32、42071.03835Lm/kg/m 3851.230941.635m/mN/m23.34742.606sm39258.228584.09V /m /hLsm/m 3/h23.441129.74933.4 塔徑的初步計(jì)算板式塔的塔徑依據(jù)下面的公式計(jì)算，即D 4Vs u式中， D為塔頂， m； Vs為氣體體積流量 m 3 /s ；u 為空塔氣速， m/s?？梢姶_定塔徑的關(guān)鍵是選擇一個(gè)合適的空塔氣速?？账馑俚纳舷抻蓢?yán)重的液沫夾帶或液泛決定， 下限由漏液決定， 適宜的氣速應(yīng)該介于兩者之間。設(shè)計(jì)時(shí)一般根據(jù)嚴(yán)重液沫夾帶時(shí)的氣速來決定，該氣速稱為極限空塔氣速， 以 umax表示。由 umaxclv ，其

33、中 cc20( l )0.2， C20 需從史密斯關(guān)系圖中查出。v20圖中20的負(fù)荷因數(shù)； Vh，Lh 分別為塔氣液兩相的體C為物系表面力為 20mN/m積流量， m 3 /h ；HT 為塔板間距， m；hL 為塔上液層厚度， m。板間距的數(shù)值應(yīng)按系列標(biāo)準(zhǔn)選擇，常用的板間距有300、 350、450、 500、600、 800mm等幾種系列標(biāo)準(zhǔn)。板式塔的塔間距參考數(shù)值如下：塔徑 D/m0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.4>2.4板間距 HT/mm200300300350350450450600500800>800設(shè)計(jì)中，板上液層高度hL 由設(shè)計(jì)者選定。對(duì)常壓

34、塔一般取為0.050.1m（通常取 0.050.08m）。上圖是按液體表面力為20mN/m的物系繪制的，當(dāng)所處理的物系表面力為其他值，應(yīng)按下式進(jìn)行校正，即0.2LCC2020式中， C為操作物系的負(fù)荷因子，m/s；為操作物系的液體表面力，mN/m。求得極限空塔氣速后，進(jìn)而可以得到操作的空塔氣速：u(0.6 0.8)umax關(guān)于氣相體積流量的計(jì)算，當(dāng)精餾操作壓力較低時(shí)，氣相可視為理想氣體，則有：22.4V TP 0Vs0 P3600 T式中， T，P 為精餾段或提餾段的操作溫度和操作壓力；T0 和 P0 為標(biāo)準(zhǔn)狀況下壓力和溫度。圖 5：史密斯關(guān)系圖精餾段：LS (123.4411(851.230

35、10.0620，L )29258.22)2VSV1.4207取板間距 H T0.40m ，板上液層高度hL=0.05m，則，H ThL0.400.05 0.35m查史密斯關(guān)系圖得： C200.072m / sC C20(l )0.20.072( 23.347) 0.20.0743m / s2020取安全系數(shù)為0.7 ，u 0.7 umax 0.7Clv0.7851.2301.42070.07431.272m / sv1.4207Vs22.4V TP 022.4 362.864359.45101.32.544 m 3 /s3600 T 0P3600273.15118.31D4VS42.544u1

36、.596m1.272按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后，取 D1.6m , 由塔徑和塔間距的參考值可知，設(shè)計(jì)結(jié)果合理由此算得空塔氣速：u4V42.544d 21.621.265m / s提餾段：11LS( L)229.7493 ( 941.635)20.1044 ，VSV8584.091.03835取板間距 H T0.40m ，板上液層高度L0.05m，則，hH ThL0.400.050.35m查史密斯關(guān)系圖得： C200.066m / sCC20 (l )0.20.066( 42.606) 0.20.0768m / s2020取安全系數(shù)為 0.7 ，u 0.7 umax0.7Clv0.70.0768941.6

37、35 1.03835 1.618m / sv1.03835Vs22.4V TP 022.4 362.864375.575101.32.383 m 3 /s3600 T 0P3600273.15131.984VS42.383D1.369mu1.618精餾段和提餾段統(tǒng)一圓整到 1.6m， 由塔徑和塔間距的參考值可知，設(shè)計(jì)結(jié)果合理。提餾段空塔氣速 u4V4 2.3831.185m / sd 21.623.5 塔高的計(jì)算人孔人孔作為安裝和檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，其設(shè)置應(yīng)便于進(jìn)出任何一層塔板。但是由于設(shè)置人孔處塔板間距較大，且人孔設(shè)備過多會(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲度難于達(dá)到要求，考慮到料液較清潔，無需經(jīng)常清

38、洗，可每隔8 塊板設(shè)一個(gè)人孔，共設(shè)置np=2 個(gè)人孔。在設(shè)置人孔處，取板間距為Hp=600mm，人孔直徑為500mm，筒體伸出塔體200mm。塔頂空間為了減少塔頂出口氣體中攜帶的液體量， 塔頂空間一般高于塔板間距， 有時(shí)甚至高出一倍，以利于氣體中液體的自由沉降。 本設(shè)計(jì)中，塔頂空間取為 1000mm。塔底空間塔底空間的設(shè)計(jì)應(yīng)滿足下列兩個(gè)條件： （ 1）為了防止精餾操作對(duì)后續(xù)設(shè)備的影響，塔底空間應(yīng)該起到儲(chǔ)槽的作用， 保證塔底的物料不會(huì)流空， 一般塔底產(chǎn)品停留時(shí)間為 35min，當(dāng)供料設(shè)備不足時(shí)，應(yīng)該有 15min 左右的停留時(shí)間，對(duì)于塔底產(chǎn)品量較大的塔，停留時(shí)間也取 35min。（2）為使從再沸器進(jìn)到塔的蒸汽能均勻分布，并有一定分離空間，從塔底液面到最下