【正文】 m3/h） 精餾段液相流量 LS（ m3/h） 實際塔板數(shù) 有效段高度 m 塔徑， m 板間距， m 溢流形式 降液管形式 堰長， m 堰高， m 板上液層厚度， m 堰上液層厚度 ,m 降液管底隙高度， m 安定區(qū)寬度 ,m 邊緣區(qū)寬度 ,m 44 單 溢流 弓形 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 開孔區(qū)面積， m2 篩孔直徑 塔效率 篩孔數(shù)目 孔中心距離， m 開孔率 % 空塔氣速， m/s 篩孔氣速， m/s 穩(wěn)定系數(shù) 每層塔板數(shù)壓降， KPa 液末夾帶， ev 負荷上限 負荷下限 操作上限氣體流量 m3/s 操作下限氣體流量 m3/s 操作彈性 51% 6767 個 液泛控制 漏液控制 圖 ： 乙醇 水 精餾塔的設(shè)計 18 4 裝置輔助設(shè)備的選擇 精餾塔的附屬設(shè)備包括蒸汽冷凝器，產(chǎn)品冷卻器，再沸器，原料預(yù)熱器等。優(yōu)點是對流體力學(xué)參數(shù)不敏感，可靠性高，可在高真空下操作，維護與清理方便。 塔頂回流冷凝器的選擇 冷凝器是將工藝蒸氣冷凝為液體的設(shè)備，按其與塔頂相對位置可以區(qū)分，有以下兩大類：整體式及自流式，強制循環(huán)式。生產(chǎn)時，原料液不斷地經(jīng)預(yù)熱器預(yù)熱到指定溫度后進入加料板，與精餾段的回流液匯合逐板下流，并與上升蒸氣密切接觸，不斷地進行傳質(zhì)和傳熱過程，最后進入再沸器的液體幾乎全為難揮發(fā)組分，引出一部分作為餾殘液送預(yù)熱器回收部分熱能后送往貯槽。 （ 4）從塔底應(yīng)提供蒸氣，而蒸氣的組成應(yīng)與釜液相近，這通過在塔底安裝的再沸器使釜液部分氣化來解決。在論文完成之際，向老師表示最衷心的感謝，同時也感謝在此畢業(yè)設(shè)計過程中給予我?guī)椭睦蠋熀屯瑢W(xué) 。這可由塔頂引出氣全部冷凝后的部分冷凝液引回，稱為回流。依據(jù)所設(shè)計的結(jié)果，應(yīng)當(dāng)采用強制循環(huán)式冷凝器 表 項目 再沸器 塔頂回流冷凝器 選型 釜式再沸器 強制 循環(huán)式 乙醇 水 精餾塔的設(shè)計 20 5 精餾裝置的工藝流程圖 圖 連續(xù)精餾的主要裝置和流程如 上 圖所示。 強制循環(huán)式再沸器 強制循環(huán)式再沸器是依靠泵輸入機械功進行流體的循環(huán)。而本設(shè)計的塔頂塔徑為 。 4. 液泛線 令 Hd=φ (HT+ hw) , Hd=hp+hl+hd hp=hc+hl+ h? h1=β (4)降液管底隙高度 h0 h0=Ln/(3600lwu01) 取 u01=（一般取 ～ ） h0=(3600 )= hwh0==how= 故降液管底隙設(shè)計合理 選用凹形受液盤，深度 hw1=50mm (1)塔板的結(jié)構(gòu) 塔徑在 800～ 1200mm 時，采用分塊式，分三塊 (2)邊緣區(qū)寬度確定 取 溢流堰前的安定區(qū)寬度 WS= 進口堰后的安定區(qū)寬度 WS1= 無效區(qū)的邊緣寬度 WC= (3)開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積按下式計算： Aa=2{x（ r2x2） 1/2+[arcsin(x/r)]π r2/180} 式中 x=D/2(wd+ws) r=D/2wc 因為 x=D/2(wd+ws)=1/2（ +） = r=D/2wc=1/= 故 Aa=2{（ ） 1/2+[arcsin()]π } = (4)篩孔計算及其排列 篩孔直徑：由于該物系的表面張力為正，篩孔直徑 d0取 4mm 篩板厚度：選不銹剛塔板，厚度取δ = 孔中心距：相鄰兩篩孔中心的距離 t=3 d0=12mm 篩孔的排列與篩孔數(shù) 按正三角形排列，則篩孔的數(shù)目 n可按下式計算 n= Aa/t2= 開孔率φ：（篩板上篩孔總面積 A0與開孔區(qū)面積 Aa之比） φ = A0/Aa=（ 5/15） 2=% 氣體通過篩孔的氣速為 U0=vs/A0=( )=乙醇 水 精餾塔的設(shè)計 14 篩板的流體力學(xué)驗算 1. 塔板壓降 （ 1）干板阻力 hc的計算 干板阻力由公式 hc=（ u0/c0） 2(ρ φ /ρ l)計算 由 d0/s=5/=2 查干篩孔的流量系數(shù)圖，的 c0= hc=()2 ()= 液柱 （ 2）氣體通過液層的阻力 h1計算 由公式 h1=β hl=β (hw+how) 由氣相動能因子 F0=Uaρ φ 1/2 Ua=Vs/(ATAf) （單溢流板） F0= Vs/(ATAf) ρ φ 1/2=[(） /()] =(s 在圖上作操作 線，由點（ ， ）起，在平衡線與精餾段操作線間畫階梯，過精餾操作線與 q線交點，直到階梯與平衡線的交點小于 為止，由此得到理論板 NT=23（包括再沸器），加料板為第 20塊理論板。 S 精餾段粘度： μ 1=μ C1x1+μ W1(1x1)= + () = mPa 榆林學(xué)院學(xué)位論文 3 3 精餾塔的設(shè)計計算 操作條件與基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 設(shè)計任務(wù)和設(shè)計條件 設(shè)計用于乙醇 水混合液分離的常壓篩板精餾塔，原料為含乙醇 25%（質(zhì)量分數(shù)，下同）的液體，處理量為 200噸 /天 ，泡點進料，要求餾出液含乙醇不低于 94%，釜液含乙醇不高于 %，可取回流比為 . 設(shè)計方案確定 1. 操作壓力 精餾操作按操作壓力可分為常壓精餾，加壓精餾和減壓精餾。 冷凝方式 選全凝器，塔頂出來的氣體溫度不高。 氣體在壓差推動下，經(jīng)均布在塔板上的開孔由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接觸進行傳質(zhì)。 精餾過程是化工生產(chǎn)中常用的液體混合物的分離操作。 分類號 單位代碼 密 級 學(xué) 號 0606210265 學(xué)生畢業(yè)論文 題目 篩板式精餾塔的設(shè)計 作者 指 導(dǎo) 教 師 專業(yè)技術(shù)職稱 碩 士 學(xué)科（專業(yè)） 化 答 辯 日 期 5 月 13日 2021 年 5 月 13 日 摘 要 本設(shè)計為分離乙醇 水混合物 ,采用篩板式 精餾塔 .生產(chǎn)時，原料液不斷地經(jīng)預(yù)熱器預(yù)熱到指定溫度后進入加料板，與精餾段的回流液匯合逐板下流，并與上升蒸氣密切接觸，不斷地進行傳質(zhì)和傳熱過程，最后進入再沸器的液體幾乎全為難揮發(fā)組分，引出一部分作為餾殘液送預(yù)熱器回收部分熱能后送往貯槽。精餾操作為其中之一，它是根據(jù)互溶液體混合物相對揮發(fā)度的不同而達到分離的目的。在正常操作狀況下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。 由于泡點進料時塔的制造比較方便，而其他進料方式對設(shè)備的要求高，設(shè)計起來難度相對加大，所以采用泡點進料。例如，熱敏性物料加熱多采用降膜式或者波紋管式換熱器或者換熱器流路均勻，加熱效率高的加熱器。 S , μ C2= mPa本平衡具有下凹部分，操作線尚未落到平衡線，已與平衡線相切。各項計算如下： (1) 堰長 wl 取 lw== = (2) 溢流堰高度 hW 由 hW =hLhow，選用平直堰，堰上液層高度 how=(lh/lw)2/3/1000 近似取 E=1，則 how= ()2/3/1000= 取板上清液高度 hL=60mm，故 hW=hLhow== (3)弓形降液管寬度 wd和截面積 Af的計算 由 LW/D= 查弓形降液管的參數(shù)圖，得 Af/AT=, Wd/D= 故 Af= AT= = Wd= = 榆林學(xué)院學(xué)位論文 13 依式 θ =3600 AfHT/LH≥ (3～ 5)(驗證 液體在降壓管中的停留時間 ) 即 θ =3600 5s 故降液管設(shè)計合理。 以θ =4s 作為在將液中停留時間的下限，由下式θ =AfHT/LS=4, LS =AfHT/4= （ m3/s） ,據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線 4。 內(nèi)置式再沸器 將加熱裝置直接設(shè)置于塔的底部，通常用于直徑小于 600mm 的蒸餾塔中，其結(jié)構(gòu)簡單，造價比釜式再沸器低，缺點是由于塔釜空間容積有限傳熱面積不能太大，傳熱效果不夠理想。故也不采用虹吸式再沸器。即為強制循環(huán)式。 （ 3）最上一層塔板的蒸氣必須與其組成接近的液體相接觸，因而塔頂必須從外界供應(yīng)與餾出液組成相近的液體。是我們今后在工作和學(xué)習(xí)方面的榜樣。 （ 5）進料組成介于餾出液和釜液之間，所以進料應(yīng)在塔體中部的某一適宜的塔 板上，該板稱為進料板 榆林學(xué)院學(xué)位論文 21 6 板式塔精餾裝置設(shè)計說明書 一般來說板式塔的設(shè)計步驟大致如下 ① 設(shè)計方案的確定； ② 塔板類型的選擇； ③ 板式塔的塔體工藝尺寸計算； ④ 板式塔的塔板工藝尺寸計算； ⑤ 流體力學(xué)驗算； ⑥ 塔板的負