1、目 錄1 引言 21.1 板式塔內進行的精餾程 21.2 板式塔的結構與功能 21.3 板式精餾塔的設計原則 31.4 常用板式塔類型和結構 32 設計計算 42.1 設計方案的確定 42.2 精餾塔的物料衡算 42.3 塔板數的確定 52.4 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 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 篩板的流體力學驗算 122.8 塔板負荷性能圖 143.3 AutoCAD繪制設備圖 18結論 19參考文獻 201 引言蒸餾是分離液體均相混合物或液態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度，即在相同溫

2、度下各自的飽和蒸汽壓不同以實現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行熱量、質量傳遞，使易揮發組分在氣相中增濃，難揮發組分在液相中增濃，從而實現互溶混合物的分離。其中應用最廣泛的是精餾操作。1.1 板式塔內進行的精餾過程原料液自塔中部的適當位置加入塔內，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、傳質推動力），氣相進行部分冷凝，使其中部分難揮發組分轉入液相；同時，氣相冷凝時釋放大的潛熱使液體部分汽化，部分易揮發組分轉入氣相中。經過每層塔板后，凈的結果是氣相中易揮發組分的含量增高，液相中難揮發組分增濃。只要精餾段有足夠的塔板層數，在塔頂即可獲得指定純度的易揮發組分產品。同理，只要提餾段有足夠的塔板層數，在塔底可得到高純度的難揮發組分產品。1.2 板式塔的結構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，兩相進行接觸傳質。為了有效地實現氣液兩相之間的傳質，板式塔應具有以下功能：（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，為傳質過程提供足夠大而且不斷更新的相際接觸表面。（2）在塔內應盡量使氣液兩相呈逆流流動，以提供最大的傳質推動力。因為當氣液兩相進、出塔的濃度一定時，兩相逆流接觸時的平均傳質推動力最大。1.3 板式精餾塔的設計原則總的原則是盡可能多地采用先進的技術，使生產達到技術先進、經濟合理的要求，符合優質、高產、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、;  所設計出來的流程和設備能保證得到質量穩定的產品。由于工業上原料的濃度、溫度經常有變化，因此設計的流程與設備需要一定的操作彈性，可方便地進行流量和傳熱量的調節。設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過程。 （2） 滿足經濟上的要求     要節省熱能和電能的消耗，減少設備與基建的費用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節省蒸汽和冷卻介質的消耗，也能節省電的消耗。回流比對操作費用和設備費用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節省也對操作費用和設備費用有影響，減少冷卻水用量，

6、操作費用下降，但所需傳熱設備面積增加，設備費用增加。因此，設計時應全面考慮，力求總費用盡可能低一些。 （3） 保證生產安全   生產中應防止物料的泄露，生產和使用易燃物料車間的電器均應為防爆產品。塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設備應具有一定剛度和強度。（1）篩孔塔板：篩孔塔板簡稱篩板，結構特點為塔板上開有許多均勻的小孔。根據孔徑的大小，分為小孔徑篩板（孔徑為38mm）和大孔徑篩板（孔徑1025mm）兩類。工業應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、易結焦的物系）。篩板的優點是結構簡單，造價低；板上液面落差小，氣體

7、壓降低，生產能力較大；氣體分散均勻，傳質效率較高。其缺點是篩板易堵塞，不宜處理易結焦、粘度大的物料。（2）浮閥塔板：其結構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入塔板上液層，浮閥可根據氣流流量的大小上下浮動，自行調節。浮閥塔板的優點是結構簡單、制造方便、造價低；塔板開孔率大，生產能力大；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。其缺點是處理易結焦、高粘度的物料時，閥片易與塔板粘結；在操作過程中有時會發生閥片脫落或卡死等現象，使塔板效率和操作彈性下降。2 設計計算2.1 設計方案的確定本設

8、計任務為分離苯一甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔內。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，其余部分經產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，塔底產品經冷卻后送至儲罐。2.2 精餾塔的物料衡算 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率苯的摩爾質量 =78.11kg/kmol甲苯的摩爾質量 =92.13kg/kmol 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 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聯立解得 D11.97 W14.562.3 塔板數的確定 理論塔板數NT的求取苯甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數。由手冊查得苯甲苯物系的器液平衡數據，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即為進料線q線，該線與平衡線的交點坐標為 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由平衡方程、精餾段方程和提餾段方程依次循環計算可求得。求解結果為總理論板層數 15.5包括再沸器進料板位置 82.3.2 實際板層數的求取精餾段實際板層數 提留段實際板層數 2.4 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算以精餾段為例進行計算。2.4.1 操作壓力計算塔頂操作壓力 每層塔板壓降 進料板壓力 精餾段平均壓力 2.4.2 操作溫度計算依據操作壓力，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。計算結果如下：塔頂溫

11、度 =82.1進料板溫度 =99.5精餾段平均溫度 =82.199.5/2=90.82.4.3 平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量計算由，由平衡方程，得 進料板平均摩爾質量計算逐板法和平衡方程求得 精餾段平均摩爾質量 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 進料板液相平均密度的計算由=99.5，查手冊得， 進料板液相的質量分率 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取安全系數為0.7，則空塔氣速為 u = 0.7×umax0.7×1.19

13、20.834 m/s按標準塔徑圓整后為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 故降液管設計合理。 （4）降液管底

14、隙高度故降液管底隙高度設計合理。 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）邊緣區寬度確定 取。（3）開孔區面積計算 開孔區面積按式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 故在本設計中液沫夾帶量ev在允許范圍內。 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 穩定系數為故

16、在本設計中無明顯漏液。 2.7.5 液泛 為防止塔內發生液泛，降液管內液層高Hd應服從式5-32的關系，即 苯一甲苯物系屬一般物系，取0.5，則 而板上不設進口堰，hd可由式5-30計算，即 故在本設計中不會發生液泛現象。2.8 塔板負荷性能圖 漏液線 由得整理得在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表1。 表1Ls /(m3/s) 0.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)0.2190.2270.2370.45由上表數據即可作出漏液線1。2.8.1 液沫夾帶線 以 ev0.1kg液/kg氣為限，求 Vs-Ls關系如下： 由整理得在操作范圍內，

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

18、人上式，并整理得 故將有關的數據代入整理，得在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3。 表3Ls /(m3/s) 0.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)0.7650.7290.6690.572 由上表數據即可作出液泛線5。 根據以上各線方程，可作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 篩板塔的設計計算結果項目 數值 序號 項目 數值 序號 1平均溫度tm,90.517邊緣區寬度,m0.0352平均壓力Pm,kPa108.818開孔區面積,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篩孔數目 16385塔的有效高度Z,m12.421孔中心距,m0.0156實際塔板數 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穩定系數