【正文】 10~62m?本設(shè)計(jì)取 w/( K)，選用 120℃飽和水蒸氣加熱，0K?2?再沸器中 料液溫度：℃→。50000 噸乙醇～水篩板精餾塔及附屬設(shè)備設(shè)計(jì)43圖 19 再沸器的型式本設(shè)計(jì)中選的是臥式再沸器。對(duì)于高粘度液體和熱敏性氣體，宜用泵強(qiáng)制循環(huán)式再沸器，因流速大、停留時(shí)間短，便于控制和調(diào)節(jié)液體循環(huán)量。這種型式再沸器汽化率不大于 40%，否則傳熱不良。（2）熱虹吸式再沸器如圖 62（c） 、 （D） 、 （e ）所示。 （b）是夾套式再沸器，液面上方必須留有蒸發(fā)空間，一般液面維持在容積的 70%左右。液體的采出口與垂直塔板之間的空間至少停留 8～10 分鐘，以分離液體中的氣泡。塔底液體進(jìn)入底液池中，再進(jìn)入再沸器的管際空間被加熱而部分汽化。（1）釜式式再沸器如圖 62（a）和（b）所示。2?兩流體的平均溫差 ℃。2,50000 噸乙醇～水篩板精餾塔及附屬設(shè)備設(shè)計(jì)421mq()(1.)?????25382/HkJg??Q129..() 286m w傳熱面積： mAKt?式中 Q傳熱速率 w 。 熱流體的質(zhì)量流量 kg/s。 圖 18 冷凝器的型式本設(shè)計(jì)中每選擇的是強(qiáng)制循環(huán)式冷凝器.冷凝器中兩流體是有機(jī)物冷凝水體系，且有機(jī)物黏度 μ mPa s,因此管殼式?換熱器選用的總體傳熱系數(shù) K 選用的范圍為 。當(dāng)冷凝器換熱面過(guò)大時(shí)，裝在塔頂附近對(duì)造價(jià)和維修都是不利的，故將冷凝器裝在離塔頂較遠(yuǎn)的低處，用泵向塔提供回流液。將冷凝器裝在塔頂附近的臺(tái)架上，靠改變臺(tái)架的高度來(lái)獲得回流和采出所需的位差。該型式常用于減壓精餾或傳熱面較小場(chǎng)合。將冷凝器與精餾塔作成一體。ms10?L340?H13A（包括熱量衡算）的選擇按冷凝器與塔的位置，可分為：整體式、自流式和強(qiáng)制循環(huán)式。因設(shè)計(jì)塔徑 ，可選用吊柱 。 107.39。本設(shè)計(jì)采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、重量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點(diǎn)。法蘭選擇標(biāo)準(zhǔn)為 JB/T8194 如下表：表 23 法蘭設(shè)計(jì)匯總表管段 法蘭型號(hào)進(jìn)料管 640518gPDHG?回流管 32塔釜出料管 g塔頂蒸氣管塔釜蒸氣進(jìn)氣管 650158gP?50000 噸乙醇～水篩板精餾塔及附屬設(shè)備設(shè)計(jì)40 除沫器當(dāng)空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及工藝過(guò)程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。且所用各管均采用直管。⑷塔釜出料管內(nèi)適宜流速一般取 。⑵管內(nèi)的適宜流速為： 重力回流取 ，強(qiáng)制回流取 。接管的合適尺寸與在操作條件下管內(nèi)的適宜流速的選擇密切相關(guān)。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。因?yàn)?D=1000mm800mm,故采用分塊式塔板,根據(jù)查表 21，得出塔板分為 3 塊。 12(2)DpTTFBHNSHH??????式中 HD——塔頂空間， m； HB——塔底空間，m；HT——塔板間距， m；HT’——開(kāi)有人孔的塔板間距， m； HF——進(jìn)料段板間距，m； Np——實(shí)際塔板數(shù)；S ——人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間的人孔）H1——封頭高度；mH2——裙座高度；m ?????????? 塔板結(jié)構(gòu)塔板按結(jié)構(gòu)特點(diǎn)分為整塊式與分塊式兩種。在設(shè)置人孔處，板間距為 600mm，m450t10?裙座上應(yīng)開(kāi) 個(gè)人孔，直徑為 ，人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣245需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設(shè)計(jì)也是如此。???? 人孔數(shù)目人 人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進(jìn)入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人空設(shè)備過(guò)多會(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲度難以達(dá)到要求， 對(duì)于 D≥1000mm 的板式塔， 每隔 6～8 塊塔板設(shè)置一個(gè)人孔；且裙座處取 2 個(gè)50000 噸乙醇～水篩板精餾塔及附屬設(shè)備設(shè)計(jì)38人孔。以保證塔底料液不致流空。m60故取塔頂空間為： ????? 塔底空間塔底空間（見(jiàn)圖 17）是指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度 HD是指塔頂?shù)谝粚铀P(pán)到塔頂封頭的直線距離，通常取HD為（～） HT。吊柱設(shè)置在塔頂，用于安裝和檢修時(shí)運(yùn)送塔內(nèi)件。有進(jìn)液管、出液管、回流管、進(jìn)氣管、出氣管、側(cè)線抽出管、取樣管、液面計(jì)接管及儀表接管等。常用的有絲網(wǎng)除沫器和折板除沫器。 除沫器用于捕集在氣流中的液滴。 塔體支座是塔體安放到基礎(chǔ)上的連接部分，一般采用裙座，其高度由工藝條件50000 噸乙醇～水篩板精餾塔及附屬設(shè)備設(shè)計(jì)37的附屬設(shè)備（如再沸器、泵）及管道布置決定。隨著化工裝置的大型化，為了節(jié)約原材料，有用不同直徑、不同壁厚的塔體。塔體是塔設(shè)備的外殼。由已知得= =,minsV3/s,maxV3/s通常把氣相負(fù)荷上、下限之比值稱(chēng)為塔板的操作彈性系數(shù)，簡(jiǎn)稱(chēng)操作彈性。在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn) A，連接 OA 即作出操作線。 ??????????故 ssVL?? ss液泛線表示出降液管內(nèi)泡沫層高度達(dá)到最大允許值的 VS 與 LS 關(guān)系，由式可見(jiàn)，VS 與 LS 關(guān)系為一條曲線。.64..46b??????39。3sssaVbd?式中: ????39。39。pLdpclh???lLh??wo?聯(lián)立得 (1)()Twowcd???忽略 ,將 how 與 Ls,hc 與 Vs 的關(guān)系代入上式并整理得?239。 。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管內(nèi)須維持一定的液層高度 Hd。 液泛線若操作的氣液負(fù)荷超過(guò)此線時(shí)，塔內(nèi)將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作。液體流量超過(guò)此線，表明液體流量過(guò)大，液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間過(guò)短，進(jìn)入降液管的氣泡來(lái)不及與液相分離而被帶入下層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。對(duì)于平直堰,取上液層高度 ?由下式得 ???????取 E=1,則 ????????據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直負(fù)荷下限線 3。239。對(duì)于精餾，一般控制 eV≤ 液/kg 氣。? ?????? ???????? ???????? ?整理得 239。由 ??0,min04..????? ,in,i0svA50000 噸乙醇～水篩板精餾塔及附屬設(shè)備設(shè)計(jì)32 ???????得2339。它由氣相負(fù)荷下限線（又稱(chēng)漏液線） 、過(guò)量霧沫夾帶線、液相負(fù)荷下限線、液相負(fù)荷上限線和液泛線五條線組成. 漏液線漏液線，又稱(chēng)氣相負(fù)荷下限線。越出穩(wěn)定區(qū)，塔的效率顯著下降，甚至不能正常操作。即 液柱????2239。如當(dāng)液體流量過(guò)大時(shí)，降液管的截面便不足以使液體及時(shí)通過(guò)，于是管內(nèi)液面即行升高。ve 漏液對(duì)于篩板塔，漏液點(diǎn)氣速 可由式,minou,min04.(.)/o LLvuch????? ?? =實(shí)際孔速 =＞0u,minou穩(wěn)定系數(shù)為 0,???故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏夜 液泛汽液量相中之一的流量增大到某一數(shù)值，上、下兩層板間的壓力降便會(huì)增大到使降液管內(nèi)的液體不能暢順地下流。 液沫夾帶是指板上液體被上升氣流帶入上一層塔板的現(xiàn)象。? 塔板壓降氣體通過(guò)塔板的壓力降直接影響到塔低的操作壓力，故此壓力降數(shù)據(jù)是決定蒸餾塔塔底溫度的主要依據(jù)。?? 開(kāi)孔區(qū)（鼓泡區(qū)）面積計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積按式 計(jì)算22arsin180a xAxRR????????其中 ??dsDw??2c?為以角度表示的反正弦函數(shù)。 塔板設(shè)計(jì)塔板板面根據(jù)所起作用的不同分為四個(gè)不同的區(qū)域，如下圖所示。則4039。0u 39。5s? 降液管底隙高度 oh50000 噸乙醇～水篩板精餾塔及附屬設(shè)備設(shè)計(jì)2739。如圖 8 一般情況下可取 E=1，對(duì)計(jì)算結(jié)果影響不大。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)并結(jié)合其他影響因素，當(dāng)因 D=,可選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，采用凹形受液盤(pán)。 表 16 板上液流形式與液流負(fù)荷的關(guān)系 液體流量／（m 3/h）塔徑／mmU 形流型 單流型 雙流型 階梯流型600 5 以下 5～25900 7 以下 7～501000 7 以下 451200 9 以下 9～701400 9 以下 7050000 噸乙醇～水篩板精餾塔及附屬設(shè)備設(shè)計(jì)251500 10 以下 11～802022 11 以下 11～110 110～1602400 11～110 110～1803000 110 110～200 200～300 溢流裝置板式塔的溢流裝置包括溢流堰，降液管和受液盤(pán)等幾部分，如下圖所示。初選塔板液流型時(shí)，根據(jù)塔徑和液相負(fù)荷的大小，參考表 16 預(yù)選塔板流動(dòng)形式。? 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段的有效高度： 1)6)???精 精 （ =（提餾段的有效高度： )).?提 提 （ （已知實(shí)際塔板數(shù)為 塊，板間距 由于料液較清潔，無(wú)需經(jīng)常清洗，2?045T可取每隔 6 塊板設(shè)一個(gè)人孔，則人孔的數(shù)目 為： S個(gè)1S?故精餾塔的有效高度： 39。maxumaxLVuC???50000 噸乙醇～水篩板精餾塔及附屬設(shè)備設(shè)計(jì)22式中 umax——允許空塔氣速，m/s；ρ V， ρ L——分別為氣相和液相的密度，kg/m 3 ； C——?dú)怏w負(fù)荷系數(shù)，m/s，對(duì)于氣體負(fù)荷系數(shù) C 可用圖 6 確定；而圖 6 是按液體的表面張力為 =?制的，故氣體負(fù)荷系數(shù) C 應(yīng)按下式校正： )(??圖 6 史密斯關(guān)聯(lián)圖 精餾段塔徑的計(jì)算由以上的計(jì)算結(jié)果可以知道：精餾段的氣，液相體積流率為： ??精餾段的汽，液相平均密度為： ? ?初選板間距 HT=,取板上液層高度 HL=， 表 15 板間距與塔徑的關(guān)系 塔徑 D/mm 300~500 500~800 800~1600 1600~2400板間距 HT/mm 200~300 250~350 300~450 350~600那么分離空間：50000 噸乙醇～水篩板精餾塔及附屬設(shè)備設(shè)計(jì)23 ??功能參數(shù)： 圖的橫坐標(biāo)為 () ???從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得： ，由于 ，需先求平均表面張力：()C?因物系表面張力 175/mN??精故 ????????????????取安全系數(shù)為 ，???塔徑 ?圓整： ?則塔截面積 22 (.0).785TAm??空塔氣速 39。 ????表 14 氣，液相負(fù)荷匯總塔段 氣，液相負(fù)荷液相（ ）3/ms氣相( )3/ms精餾段 提餾段 全塔 塔徑的計(jì)算塔徑的計(jì)算按照下式計(jì)算： 4SVDu??式中 D —— 塔徑 m；Vs —— 塔內(nèi)氣體流量 m3/s；u —— 空塔氣速 m/s。360461987360271245LmLms s??????提 提全塔平均氣，液相負(fù)荷 39。 3/72../.39。 查手冊(cè)在溫度 =℃ ， =℃， =℃下乙醇，水的密度如表 6：DtFtWt表 8 不同溫度下乙醇和水的密度溫度/℃ （ ）?乙 醇 3/kgm（ ）水?3/kgm 塔底液相平均密度 ?????= 3/Kg塔頂液相平均密度 ?????= 3/g進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 Aa = ????（ ）進(jìn)料液相平均密度 ??= /Kg提鎦段液相平均密度 ??????提精餾段液相平均密度 37..87./LFDm精全塔液相平均密度 ./Lmm Kgm??????精 提精表 9 平均密度匯總50000 噸乙醇～水篩板精餾塔及附屬設(shè)備設(shè)計(jì)19 平均密度質(zhì)量塔段液相（Kg/ ）3m氣相(Kg/ )3m精餾段 提餾段 全塔 平均表面張力溶液表面張力可用下列各式計(jì)算=∑m?i x由手冊(cè)查得不同溫度下的表面張力如下：表 10 不同溫度下的表面張力表面張力 溫度 ℃ ℃ ℃乙醇(mN/m) 水(mN/m) 進(jìn)料板表面張力 ()???????塔頂表面張力 35302D塔底表面張力 ..(.)..7/mW提鎦段表面張力平均值 ?????提精鎦段表面張力平均值 .全塔表面張力平均值 ?????精 提精表 11 液相平均表面張力匯總 塔段平均表面張力精餾段 提餾段 全塔液相（ ）/ 平均粘度50000 噸乙醇～水篩板精餾塔及附屬設(shè)備設(shè)計(jì)20液相平均黏度可用下列各式計(jì)算=∑lgm?i ilgx由手冊(cè)查得不同溫度下的黏度如下：表 12 不同溫度下的液相黏度黏度 溫度 ℃ ℃ ℃乙醇(mPa s)? 水(mPa s) 各板平均黏度進(jìn)料板 =lgm?進(jìn) i ()?????m進(jìn) 3Pas?塔頂 (.3) ?頂 04s??塔底 ()????底 m底 Pas? 塔段平均黏度精餾段 mPas??????頂 進(jìn)精提餾段 ...36m ?進(jìn)底提 全塔平均黏度 mPas??????提 精