1、目 錄1 引言 21.1 板式塔內(nèi)進(jìn)行的精餾程 21.2 板式塔的結(jié)構(gòu)與功能 21.3 板式精餾塔的設(shè)計原則 31.4 常用板式塔類型和結(jié)構(gòu) 32 設(shè)計計算 42.1 設(shè)計方案的確定 42.2 精餾塔的物料衡算 42.3 塔板數(shù)的確定 52.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 62.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 92.6 塔板主要工藝尺寸的計算 102.7 篩板的流體力學(xué)驗算 122.8 塔板負(fù)荷性能圖 143.3 AutoCAD繪制設(shè)備圖 18結(jié)論 19參考文獻(xiàn) 201 引言蒸餾是分離液體均相混合物或液態(tài)均相氣體混合物的操作。蒸餾操作是基于組成混合物的各組分具有不同的揮發(fā)度，即在相同溫

2、度下各自的飽和蒸汽壓不同以實現(xiàn)分離的一種單元操作。該分離操作是通過加入熱量或移出熱量的方法，使混合物形成氣液兩相，氣液兩相在互相接觸中進(jìn)行熱量、質(zhì)量傳遞，使易揮發(fā)組分在氣相中增濃，難揮發(fā)組分在液相中增濃，從而實現(xiàn)互溶混合物的分離。其中應(yīng)用最廣泛的是精餾操作。1.1 板式塔內(nèi)進(jìn)行的精餾過程原料液自塔中部的適當(dāng)位置加入塔內(nèi)，塔頂冷凝器將上升的蒸氣冷凝成液體，其中一部分作為塔頂產(chǎn)品（餾出液）采出，另一部分引入塔頂作為“回流液”，在塔板上建立液層。塔的底部裝有再沸器（塔釜），加熱液體產(chǎn)生蒸氣回到塔底，再沿塔上升。加料口將精餾塔分成兩段，上段為精餾段，加料口以下為提餾段。在精餾段的各層塔板上，氣相與液相

3、密切接觸，在溫度差和組成差的存在下（傳熱、傳質(zhì)推動力），氣相進(jìn)行部分冷凝，使其中部分難揮發(fā)組分轉(zhuǎn)入液相；同時，氣相冷凝時釋放大的潛熱使液體部分汽化，部分易揮發(fā)組分轉(zhuǎn)入氣相中。經(jīng)過每層塔板后，凈的結(jié)果是氣相中易揮發(fā)組分的含量增高，液相中難揮發(fā)組分增濃。只要精餾段有足夠的塔板層數(shù)，在塔頂即可獲得指定純度的易揮發(fā)組分產(chǎn)品。同理，只要提餾段有足夠的塔板層數(shù)，在塔底可得到高純度的難揮發(fā)組分產(chǎn)品。1.2 板式塔的結(jié)構(gòu)與功能板式塔由一個通常呈圓柱形的殼體及其中按一定間距水平設(shè)置的若干塊塔板所組成。板式塔正常工作時，液體在重力作用下自上而下橫向通過各層塔板后由塔底排出；氣體在壓差推動下，經(jīng)均布在塔板上的開孔由

4、下而上穿過各層塔板后由塔頂排出。在每塊塔板上皆貯有一定的液體，氣體穿過板上液層時，兩相進(jìn)行接觸傳質(zhì)。為了有效地實現(xiàn)氣液兩相之間的傳質(zhì)，板式塔應(yīng)具有以下功能：（1）在每塊塔板上氣液兩相之間必須保持密切而充分的接觸，為傳質(zhì)過程提供足夠大而且不斷更新的相際接觸表面。（2）在塔內(nèi)應(yīng)盡量使氣液兩相呈逆流流動，以提供最大的傳質(zhì)推動力。因為當(dāng)氣液兩相進(jìn)、出塔的濃度一定時，兩相逆流接觸時的平均傳質(zhì)推動力最大。1.3 板式精餾塔的設(shè)計原則總的原則是盡可能多地采用先進(jìn)的技術(shù)，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)先進(jìn)、經(jīng)濟合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點。 （1）滿足工藝和操作的要求  

5、;  所設(shè)計出來的流程和設(shè)備能保證得到質(zhì)量穩(wěn)定的產(chǎn)品。由于工業(yè)上原料的濃度、溫度經(jīng)常有變化，因此設(shè)計的流程與設(shè)備需要一定的操作彈性，可方便地進(jìn)行流量和傳熱量的調(diào)節(jié)。設(shè)置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通過這些儀表來觀測和控制生產(chǎn)過程。 （2） 滿足經(jīng)濟上的要求     要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備與基建的費用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節(jié)省蒸汽和冷卻介質(zhì)的消耗，也能節(jié)省電的消耗。回流比對操作費用和設(shè)備費用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節(jié)省也對操作費用和設(shè)備費用有影響，減少冷卻水用量，

6、操作費用下降，但所需傳熱設(shè)備面積增加，設(shè)備費用增加。因此，設(shè)計時應(yīng)全面考慮，力求總費用盡可能低一些。 （3） 保證生產(chǎn)安全   生產(chǎn)中應(yīng)防止物料的泄露，生產(chǎn)和使用易燃物料車間的電器均應(yīng)為防爆產(chǎn)品。塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設(shè)備應(yīng)具有一定剛度和強度。（1）篩孔塔板：篩孔塔板簡稱篩板，結(jié)構(gòu)特點為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（孔徑為38mm）和大孔徑篩板（孔徑1025mm）兩類。工業(yè)應(yīng)用中以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場合（如分離粘度大、易結(jié)焦的物系）。篩板的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，造價低；板上液面落差小，氣體

7、壓降低，生產(chǎn)能力較大；氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高。其缺點是篩板易堵塞，不宜處理易結(jié)焦、粘度大的物料。（2）浮閥塔板：其結(jié)構(gòu)特點是在塔板上開有若干個閥孔，每個閥孔裝有一個可以上下浮動的閥片。氣流從浮閥周邊水平地進(jìn)入塔板上液層，浮閥可根據(jù)氣流流量的大小上下浮動，自行調(diào)節(jié)。浮閥塔板的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單、制造方便、造價低；塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大；由于閥片可隨氣量變化自由升降，故操作彈性大；因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時間較長，故塔板效率高。其缺點是處理易結(jié)焦、高粘度的物料時，閥片易與塔板粘結(jié)；在操作過程中有時會發(fā)生閥片脫落或卡死等現(xiàn)象，使塔板效率和操作彈性下降。2 設(shè)計計算2.1 設(shè)計方案的確定本設(shè)

8、計任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2.2 精餾塔的物料衡算 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量 =78.11kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量 =92.13kg/kmol 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 0.461×78.1110.46192.1385.67/ mol

9、 0.987×78.1110.98792.1378.29/ mol 0.012×78.1110.01292.1391.96/ mol原料液處理量 總物料衡算 426.53DW苯物料衡算 26.53×0.4610.987D0.012W聯(lián)立解得 D11.97 W14.562.3 塔板數(shù)的確定 理論塔板數(shù)NT的求取苯甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。由手冊查得苯甲苯物系的器液平衡數(shù)據(jù)，繪出xy圖，見圖5-19.求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。在對角線上，自點e0.461,0.461作垂線ef即為進(jìn)料線q線，該線與平衡線的交點坐標(biāo)為 0.681 0

10、.461故最小回流比為 取操作回流比為 求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 求操作線方程精餾端操作線方程為 提留段操作線方程 圖解法求理論板層數(shù)由平衡方程、精餾段方程和提餾段方程依次循環(huán)計算可求得。求解結(jié)果為總理論板層數(shù) 15.5包括再沸器進(jìn)料板位置 82.3.2 實際板層數(shù)的求取精餾段實際板層數(shù) 提留段實際板層數(shù) 2.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算以精餾段為例進(jìn)行計算。2.4.1 操作壓力計算塔頂操作壓力 每層塔板壓降 進(jìn)料板壓力 精餾段平均壓力 2.4.2 操作溫度計算依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結(jié)果如下：塔頂溫

11、度 =82.1進(jìn)料板溫度 =99.5精餾段平均溫度 =82.199.5/2=90.82.4.3 平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由，由平衡方程，得 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算逐板法和平衡方程求得 精餾段平均摩爾質(zhì)量 2.4.4 平均密度計算（1） 氣象平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 （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=82.1，查手冊得 進(jìn)料板液相平均密度的計算由=99.5，查手冊得， 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 精餾段液相平均密度為 2.4.5 液相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=82.1，查手冊得

12、進(jìn)料板液相平均表面張力的計算由=99.5，查手冊得， 精餾段液相平均表面張力的計算 2.4.6 液相平均粘度的計算液相平均粘度依下式計算，即 塔頂液相平均粘度的計算 由tD82.1，查手冊得 解出進(jìn)料板液相平均粘度的計算 由tF99，查手冊得 解出精餾段液相平均表面張力為 2.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算2.5.1 塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為由式中C由式5-5計算，其中的C20由圖5-1查取，圖的橫坐標(biāo)為 取板間距HT=0.40m，板上液層高度hL0.06m， 查圖5-1得C20=0.034取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 u = 0.7×umax0.7×1.19

13、20.834 m/s按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D0.8m 塔截面積為 實際空塔氣速為2.5.2 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(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 2.6 塔板主要工藝尺寸的計算2.6.1 溢流裝置計算因塔徑D0.8m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下： （1）堰長取（2）溢流堰高度 由 選用平直堰，堰上液層高度hOW由式5-7計算，即 近似取E1,則 取板上清液層高度 hL60 mm 故（3）弓形降液管寬度和截面積 由查圖5-7，得 故依式5-19驗算液體在降液管中停留時間，即 故降液管設(shè)計合理。 （4）降液管底

14、隙高度故降液管底隙高度設(shè)計合理。 選用凹形受液盤，深度。2.6.2 塔板布置 （1）塔板的分塊因D800mm，故塔板采用分塊式。查表5-3得，塔極分為3塊。 （2）邊緣區(qū)寬度確定 取。（3）開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積按式5-12計算，即 其中 故（4）篩孔計算及其排列 本例所處理的物系無腐蝕性，可選用3 mm碳鋼板，取篩孔直徑d05 mm。 篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為 t3d03 × 515mm 篩孔數(shù)目n為 開孔率為 氣體通過篩孔的氣速為 2.7 篩板的流體力學(xué)驗算 塔板壓降 （1）干板阻力hc計算 干板阻力hc由式5-19 計算，即 由d0/5/31.67，查圖5-10得

15、，C00.772故（2）氣體通過液層的阻力hl計算 氣體通過液層的阻力hl由式5-20計算，即 查圖5-11，得=0.62。 故（3）液體表面張力的阻力h計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h由式5-23計算，即 氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 氣體通過每層塔板的壓降為 (設(shè)計允許值) 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。 液沫夾帶 液沫夾帶量由式3-36計算，即 故在本設(shè)計中液沫夾帶量ev在允許范圍內(nèi)。 2.7.4 漏液 對篩板塔，漏液點氣速u0,umax可由式5-25計算， 實際孔速u09.18 m/su0,min 穩(wěn)定系數(shù)為故

16、在本設(shè)計中無明顯漏液。 2.7.5 液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從式5-32的關(guān)系，即 苯一甲苯物系屬一般物系，取0.5，則 而板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd可由式5-30計算，即 故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。2.8 塔板負(fù)荷性能圖 漏液線 由得整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表1。 表1Ls /(m3/s) 0.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)0.2190.2270.2370.45由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。2.8.1 液沫夾帶線 以 ev0.1kg液/kg氣為限，求 Vs-Ls關(guān)系如下： 由整理得在操作范圍內(nèi)，

17、任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3。 表2Ls /(m3/s) 0.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)0.7620.7220.6700.626由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。 液相負(fù)荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度hOW0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式5-7 得取 E=1，則據(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。 2.8.4 液相負(fù)荷上限線 以4s作為液體在降液管中停留時間的下限，由式5-9得故據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。2.8.5 液泛線 令由聯(lián)立得忽略h，將hOW與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關(guān)系式代

18、人上式，并整理得 故將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3。 表3Ls /(m3/s) 0.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)0.7650.7290.6690.572 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。在負(fù)荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得 故操作彈性為 表5-4 篩板塔的設(shè)計計算結(jié)果項目 數(shù)值 序號 項目 數(shù)值 序號 1平均溫度tm,90.517邊緣區(qū)寬度,m0.0352平均壓力Pm,kPa108.818開孔區(qū)面積,m20.3193氣相流量VS,(m3/s)0.34319篩孔直徑,m0.0054液相流量LS,(m3/s)0.000920篩孔數(shù)目 16385塔的有效高度Z,m12.421孔中心距,m0.0156實際塔板數(shù) 3122開孔率,%10.17塔徑,m1.023空塔氣速, m/s0.6828板間距 0.424篩孔氣速, m/s10.659溢流型式 單溢流 25穩(wěn)定系數(shù)