正己烷正庚烷篩板精餾塔的設(shè)計(jì)課程設(shè)計(jì)1

1、 化工原理課程設(shè)計(jì) 題 目正己烷-正庚烷分篩板塔的設(shè)計(jì)系 （院）化學(xué)與化工系專 業(yè)化學(xué)工程與工藝班 級(jí)2011級(jí)化工本1班學(xué)生姓名侯小敏學(xué) 號(hào)1114100141指導(dǎo)教師賈冬梅職 稱副教授二一三年 十一月 課程設(shè)計(jì)任務(wù)書一、課題名稱正己烷正庚烷分離篩板塔精餾塔設(shè)計(jì)二、 設(shè)計(jì)參數(shù)（1）設(shè)計(jì)規(guī)模：苯甲苯混合液處理量_3_t/a（2）生產(chǎn)制度：年開工300天，每天三班8小時(shí)連續(xù)生產(chǎn)（3）原料組成：正己烷含量為40-50%（質(zhì)量百分率，下同）（4）分離要求：塔頂苯含量不低于_99_%，塔底苯含量不大于_0.2_（5）建廠地區(qū)：大氣壓為760mmhg、自來(lái)水年平均溫度為20的某地三、設(shè)計(jì)內(nèi)容（包括設(shè)計(jì)、

2、計(jì)算、論述、實(shí)驗(yàn)、應(yīng)繪圖紙等根據(jù)目錄列出大標(biāo)題即可）1 、設(shè)計(jì)方案的選定2、精餾塔的物料衡算3、塔板數(shù)的確定4、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（加熱物料進(jìn)出口溫度、密度、粘度、比熱、導(dǎo)熱系數(shù)）5、精餾塔塔體工藝尺寸的計(jì)算 6、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算7、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算8、塔板負(fù)荷性能圖（精餾段）9、換熱器設(shè)計(jì)10、餾塔接管尺寸計(jì)算11、制生產(chǎn)工藝流程圖（帶控制點(diǎn)、機(jī)繪，a2圖紙）12、繪制板式精餾塔的總裝置圖（包括部分構(gòu)件）（手繪，a1圖紙）13、撰寫課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書一份（設(shè)計(jì)說(shuō)明書的基本內(nèi)容：課程設(shè)計(jì)任務(wù)書；課程設(shè)計(jì)成績(jī)?cè)u(píng)定表；中英文摘要；目錄；設(shè)計(jì)計(jì)算與說(shuō)明；設(shè)計(jì)結(jié)果匯總；小結(jié)；參考

3、文獻(xiàn)） 14、 有關(guān)物性數(shù)據(jù)可查相關(guān)手冊(cè)15、 注意事項(xiàng)l 寫出詳細(xì)計(jì)算步驟，并注明選用數(shù)據(jù)的來(lái)源l 每項(xiàng)設(shè)計(jì)結(jié)束后列出計(jì)算結(jié)果明細(xì)表l 設(shè)計(jì)最終需裝訂成冊(cè)上交四、進(jìn)度計(jì)劃（列出完成項(xiàng)目設(shè)計(jì)內(nèi)容、繪圖等具體起始日期）1.設(shè)計(jì)動(dòng)員，下達(dá)設(shè)計(jì)任務(wù)書 0.5天2.收集資料，閱讀教材，擬定設(shè)計(jì)進(jìn)度 1-2天3.初步確定設(shè)計(jì)方案及設(shè)計(jì)計(jì)算內(nèi)容 5-6天4.繪制總裝置圖 2-3天5.整理設(shè)計(jì)資料，撰寫設(shè)計(jì)說(shuō)明書 2天6.設(shè)計(jì)小結(jié)及答辯 1天前言1第一章 概述21.1精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求21.2板式塔的類型及性能評(píng)價(jià)21.3篩板塔的介紹2第二章主塔設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算32.1精餾塔的物料衡算32.1.1原料液及塔

4、頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)32.1.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含正己烷摩爾分?jǐn)?shù)和平均摩爾質(zhì)量42.1.3物料衡算52.2理論板數(shù)的計(jì)算52.2.1常壓下正己烷-正庚烷氣液平衡組成與溫度的關(guān)系52.2.2 求q值及q線方程72.2.3 全塔效率et92.2.4 實(shí)際板層數(shù)求解102.3精餾塔正己烷-正庚烷物性參數(shù)的計(jì)算102.3.1 操作溫度102.3.2 平均摩爾質(zhì)量102.3.3液相平均表面張力計(jì)算112.3.5 操作壓力計(jì)算122.3.6 液相平均密度計(jì)算123.1塔體主要尺寸計(jì)算143.1.1 塔徑的計(jì)算143.1.2 精餾塔有效高度的計(jì)算173.2 塔板主要工藝尺寸計(jì)算173.2.1 溢流裝

5、置計(jì)算173.2.2 堰長(zhǎng)183.2.3溢流堰高度183.2.4弓形降液管寬度和截面積193.2.5 降液管底隙高度193.3塔板布置203.3.1 塔板的分塊203.3.2邊緣區(qū)寬度確定203.3.3開孔區(qū)面積計(jì)算203.3.4 篩孔計(jì)算及其排列213.4篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算213.4.1塔板壓降213.4.2氣體通過(guò)液層的阻力計(jì)算223.4.3液體表面張力的阻力計(jì)算233.4.4 液沫夾帶243.4.5 漏液243.4.6 液泛253.5 塔板負(fù)荷性能圖263.5.1 漏液線263.5.2 液沫夾帶線263.5.3 液相負(fù)荷下限線273.5.4液相負(fù)荷上限線283.5.5 液泛線28第五章

6、熱量衡算325.1焓值衡算325.2回流液的焓335.3塔頂餾出液的焓345.4冷凝器消耗的焓345.5進(jìn)料口的焓345.6塔底殘液的焓345.7再沸器35第六章 附屬設(shè)備設(shè)計(jì)356.1 冷凝器的選擇356.2 再沸器的選擇366.3 泵的選擇376.3.1進(jìn)料泵376.3.2回流泵376.4接管的設(shè)計(jì)386.4.1 進(jìn)料管（313.15k）386.4.2 回流管386.4.3塔頂蒸氣出料管396.4.5 法蘭406.5筒體與封頭406.6裙座406.7人孔與手孔416.8塔總體高度的設(shè)計(jì)416.8.1.塔的頂部空間高度416.8.2塔底空間高度416.8.3塔體空間高度41設(shè)計(jì)感想42參考文

7、獻(xiàn)42附錄43前言設(shè)計(jì)是工程建設(shè)的工程，對(duì)工程建設(shè)起著主導(dǎo)和決定性的作用，決定著工業(yè)現(xiàn)代化對(duì)的水平。在化工設(shè)計(jì)中，化工單元設(shè)備的設(shè)計(jì)是整個(gè)化工過(guò)程和裝置設(shè)計(jì)的核心和基礎(chǔ)。并貫穿于設(shè)計(jì)過(guò)程的始終。課程設(shè)計(jì)是本課程教學(xué)中綜合性和實(shí)踐性較強(qiáng)的教學(xué)環(huán)節(jié)，是理論聯(lián)系實(shí)際的橋梁，是使學(xué)生體察實(shí)際工問(wèn)題復(fù)雜性、學(xué)習(xí)化工知識(shí)的初次嘗試。通過(guò)成設(shè)計(jì)，要求學(xué)生能綜合運(yùn)用本課程和前修課程的基本知識(shí)，進(jìn)行融會(huì)貫通的獨(dú)立思考，在規(guī)定時(shí)間內(nèi)完成的化工設(shè)計(jì)任務(wù)，從而得到化工工程設(shè)計(jì)的初步訓(xùn)練。我們應(yīng)在以下幾個(gè)方面進(jìn)行訓(xùn)練：查閱資料、選用公式和收集數(shù)據(jù)的能力 綜合分析任務(wù)要求、確定化工工藝流程、進(jìn)行設(shè)備選型，并提出保證正常通

8、過(guò)、安全運(yùn)行所需要的檢測(cè)和計(jì)量參數(shù)，同事還要考慮勞動(dòng)條件和環(huán)境保護(hù)的有效措施正確、迅速的進(jìn)行工程計(jì)算掌握化工設(shè)計(jì)的基本程序和方法精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)得到廣泛應(yīng)用。精餾過(guò)程在能量驅(qū)動(dòng)下，使氣、液兩相多次接觸和分離，利用各組分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合物中各組分分離，該過(guò)程是同時(shí)進(jìn)行傳熱傳質(zhì)過(guò)程。本次設(shè)計(jì)任務(wù)為設(shè)計(jì)一定處理量的分離乙酸乙酯-乙酸丁酯混合物的精餾塔。板式精餾塔也是很早出現(xiàn)的一種板式塔，20世紀(jì)50年代起對(duì)板式精餾塔進(jìn)行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設(shè)計(jì)方法。與泡罩塔相比，板式

9、精餾塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：生產(chǎn)能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，塔盤造價(jià)減少40%左右，安裝，維修都較容易。而在板式精餾塔中，篩板塔有結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右，處理能力大等優(yōu)點(diǎn)，綜合考慮更符合本設(shè)計(jì)的要求。所以說(shuō)化工原理課程設(shè)計(jì)是化工原理教學(xué)的一個(gè)重要環(huán)節(jié)，完成以單元操作為主的一次設(shè)計(jì)實(shí)踐。通過(guò)課程設(shè)計(jì)使學(xué)生掌握化工設(shè)計(jì)的基本程序和方法，并在查閱技術(shù)資料、選用公式和數(shù)據(jù)、用簡(jiǎn)潔文字和圖表表達(dá)設(shè)計(jì)結(jié)果、制圖以及計(jì)算機(jī)輔助計(jì)算等能力方面得到一次基本訓(xùn)練，在設(shè)計(jì)過(guò)程中還應(yīng)培養(yǎng)學(xué)生樹立正確的設(shè)計(jì)思想和實(shí)事求是、嚴(yán)肅負(fù)責(zé)的工作作風(fēng)。第一章

10、概述 精餾過(guò)程是現(xiàn)代化工生產(chǎn)中應(yīng)用極為廣泛的傳質(zhì)過(guò)程，其目的是利用混合液中各組分揮發(fā)度的不同將各組進(jìn)行分離，并達(dá)到規(guī)定要求。塔設(shè)備是化工、石油化工、生物化工、制藥等生產(chǎn)過(guò)程廣泛采用的起、液傳輸設(shè)備根據(jù)塔內(nèi)氣、液接觸構(gòu)件的結(jié)構(gòu)形式，可分為板式塔和填料塔兩大類。1.1精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求 精餾過(guò)程是氣(汽)、液兩相間的傳質(zhì)單元操作過(guò)程，而作為傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，必須要能使氣(汽)、液兩相在塔板處得到充分的接觸。評(píng)價(jià)塔設(shè)備性能指標(biāo)有以下幾點(diǎn)： （1）生產(chǎn)能力：氣(汽)、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時(shí)，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。 （2）操作彈性：操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣

11、(汽)、液負(fù)荷有較大范圍的變動(dòng)時(shí)，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長(zhǎng)期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。 （3）壓降：流體流動(dòng)的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動(dòng)力消耗，從而降低操作費(fèi)用。對(duì)于減壓精餾操作，過(guò)大的壓力降還將使整個(gè)系統(tǒng)無(wú)法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。 （4） 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量小，制造和安裝容易。 （5）耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。（6） 塔內(nèi)的滯留量要小。1.2板式塔的類型及性能評(píng)價(jià)按照塔內(nèi)氣液流動(dòng)的方式，可將塔板分為錯(cuò)流式與逆流式。錯(cuò)流式塔板上帶有降液管，在每層塔板上保持一定的液層厚度，氣體垂直穿過(guò)液層，但對(duì)整個(gè)塔板來(lái)說(shuō)，兩相為逆

12、流流動(dòng)。錯(cuò)流式塔板廣泛應(yīng)用于精餾、吸收等傳質(zhì)操作中。 逆流塔板也稱穿流板，板上不設(shè)降液管，氣液兩相同時(shí)由板上孔道逆向穿流而過(guò)。柵板、淋降篩板等都屬于逆流塔板。這種塔板的結(jié)構(gòu)雖簡(jiǎn)單，板面利用率也高，但需要更高的氣速才能維持板上液層，操作范圍較小，分離效率也很低，工業(yè)上應(yīng)用也很少。塔板板式塔的主要構(gòu)件，在幾種主要類型錯(cuò)流塔板中，應(yīng)用最早的是泡罩塔，目前使用最廣的是篩板塔和浮閥塔。1.3篩板塔的介紹 篩板塔板簡(jiǎn)稱篩板，篩板上開有許多均勻分布的小孔，根具孔徑大小，分為小孔徑（孔徑為3-8mm）篩板和大孔徑（孔徑為10-25mm）篩板兩類。篩孔在塔板上通常做正三角形排列。在正常的操作氣速下，通過(guò)篩板上升

13、的氣流，應(yīng)能阻止液體經(jīng)篩孔向下泄露。篩孔塔板的優(yōu)點(diǎn)是：結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低廉，氣體壓降小，板上液面落差也較小，生產(chǎn)能力及板效率均較泡罩塔高。其主要缺點(diǎn)：操作彈性小，篩孔小時(shí)容易堵塞。采用大孔徑篩板可能避免堵塞，而且由于氣速的提高，生產(chǎn)能力增大。 到20世紀(jì)50年代初，對(duì)篩板塔的結(jié)構(gòu)、性能做了較充分的研究，價(jià)值設(shè)計(jì)和控制水平的提高，故近年來(lái)篩板塔的應(yīng)用日趨廣泛。 第二章主塔設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算2.1精餾塔的物料衡算2.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)正己烷的摩爾質(zhì)量 正庚烷的摩爾質(zhì)量 原料處理量為： 2.1.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含正己烷摩爾分?jǐn)?shù)和平均摩爾質(zhì)量 2.1.3物料衡算 總物料衡算 正己烷

14、物料衡算 聯(lián)立解得 = 1805kg/h，=2361.67 kg/h，4166.67kg/h 回收率式中：f原料液流量，kmol/h d流出液流量，kmol/h w釜?dú)堃毫髁?，kmol/h xf原料液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù) xd餾出液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù) xw釜?dú)堃褐幸讚]發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)2.2理論板數(shù)的計(jì)算 antoine常數(shù)值組分abcps正己烷5.996941168.337223.9891（kpa）正庚烷6.902401268.115216.900(mmhg)2.2.1常壓下正己烷-正庚烷氣液平衡組成與溫度的關(guān)系 表一：氣液平衡數(shù)據(jù)pa/kpapb/kpa液相中正己烷的摩爾分率x氣相中正

15、庚烷的摩爾分率y溫度t/101.17201738.638235191.0020466221.0007806368.7104.388890140.041457710.9519966850.98102544269.7107.685197941.485348280.9035466410.96049949570.7111.062266842.970754970.8566301950.93918352771.7114.521431944.498535180.8111841630.91705796572.7118.064036746.069555540.7671483090.89410292373.712

16、1.69143347.684691870.7244651950.870298274.7125.404980849.344829120.6830800320.84562328175.7129.206048151.050861320.6429405490.8200573376.7133.096010552.803691470.6039968590.79357919477.7137.076251654.604231550.5662013420.766167478.7141.148162456.453402380.5295085270.73780015479.7145.313141258.352133

17、580.4938749860.70845533680.7149.572593660.301363520.4592592310.67811050781.7153.927932262.302039190.4256216180.64674289882.7158.380576464.355116170.3929242540.61432941683.7162.931952466.461558560.3611309130.58084664184.7167.58349368.622338850.3302069530.54627082585.7172.336637270.838437880.300119237

18、0.51057788886.7177.192830473.110844740.2708360630.47374342287.7182.15352475.440556690.2423270940.43574268788.7187.220175277.828579080.2145632910.39655061289.7192.394247180.275925260.1875168520.35614179290.7197.67720882.783616450.1611611520.31449048991.7203.07053285.352681720.1354706890.2715706392.72

19、08.575698387.984157860.110421030.2273558193.7214.194190890.679089260.08598876307219.927498893.438527860.06215144407225.777115996.263533030.0388875580.08667246596.7235.9926376101.219540.0005970030.00139080498.4正己烷正庚烷t-x-y圖如下： 由上圖可知溶液的泡點(diǎn)溫度=81.5 2.2.2 求q值及q線方程表二：正己烷和正庚烷的汽化熱(求8

20、1.5)溫度t/k353.2363.2 正己烷r1(kj/mol)28.3527.64 正庚烷r2(kj/mol)33.0832.41 內(nèi)插法可得 平均溫度表三：正己烷和正庚烷的比熱容(求60.89下)溫度t/k330340 正庚烷cp2(j/(mol/k)237.4241.7內(nèi)插法：正己烷用已知所以 q線方程為 由圖可看出q線與平衡線的交點(diǎn)（0.518，0.712） 所以 取 故精餾段操作線方程 所以作上圖。圖解法求理論塔板數(shù)：第9塊板進(jìn)料，總理論板層數(shù)為17塊（不含再沸器），精餾段8塊，提餾段9塊 2.2.3 全塔效率et塔頂與塔底平均溫度正己烷： 正庚烷：正己烷： x(溫度) y(純物質(zhì)

21、飽和蒸汽壓) 正庚烷： 2.2.4 實(shí)際板層數(shù)求解et=0.5752精餾段：n1=8/0.5752=14提餾段：n2=9/0.5752=16實(shí)際總板數(shù)：30塊2.3精餾塔正己烷-正庚烷物性參數(shù)的計(jì)算2.3.1 操作溫度利用表一數(shù)據(jù)內(nèi)插法可求得、精餾段平均溫度提餾段平均溫度2.3.2 平均摩爾質(zhì)量精餾段（75.21） 提餾段(89.912)2.3.3液相平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即 表四：正己烷和正庚烷液相表面張力t/k343.2353.2363.2/()13.2012.2411.22/()15.3814.3513.42 精餾段液相平均表面張力()正己烷正庚烷 提餾段液相平均表

22、面張力（） 正己烷 正庚烷2.3.4 液相平均黏度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算：表五：正己烷和正庚烷液相黏度t/k343.2353.2363.20.2410.221/0.2610.2410.209精餾段液相平均黏度()正己烷 正庚烷 提餾段液相平均黏度（） 正己烷 正庚烷c. 2.3.5 操作壓力計(jì)算取塔頂表壓為塔頂操作壓力每層塔板壓降 ，一般進(jìn)料板壓力 塔底操作壓力 精餾段平均壓力 =提餾段平均壓力 塔板平均操作壓力 2.3.6 液相平均密度計(jì)算精餾段平均密度計(jì)算（） 表六：正己烷和正庚烷液相密度t/6080100620600.2579.3649.4630.7611.0液相平均密度依下式計(jì)算：

23、正己烷 正庚烷 提餾段平均密度計(jì)算（）液相平均密度：正己烷正庚烷 氣相密度： 第三章 塔體的主要工藝尺寸計(jì)算3.1塔體主要尺寸計(jì)算3.1.1 塔徑的計(jì)算一： 精餾段精餾段的氣、液相體積流率為 式中 v精餾段氣相流量，kmol/h l精餾段液相流量，kmol/hmvm、mlm分別為精餾段氣、液相平均摩爾質(zhì)量，kg/kmol、分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3取板間距ht=0.40mm,取板上層液高度為0.06m . 則，0.2ht=0.60.450.30.150.40.30.21.00.70.10.040.030.020.070.010.040.030.020.070.010.10.090

24、.060.05 史密斯關(guān)聯(lián)圖 c0=0.0723、分別為氣、液相平均密度，kg/m3c20物系表面張力的負(fù)荷系數(shù) m操作物系的液體平均表面張力，mn/m c操作物系的負(fù)荷系數(shù)取安全系數(shù)0.7，則空塔氣速為式中 d塔徑，m vs塔內(nèi)氣體流量，m3/s u空塔氣速，即按空塔截面積計(jì)算的氣體線速度，m/s二：提餾段提餾段的氣、液相體積流率為式中 v提餾段氣相流量，kmol/h l提餾段液相流量，kmol/hmvm、mlm分別為提餾段氣、液相平均摩爾質(zhì)量，kg/kmol、分別為提餾段氣、液相平均密度，kg/m3取板間距ht=0.40mm,取板上層液高度為0.06m . 則，查史密斯關(guān)聯(lián)圖得 c0=0.

25、0672、分別為氣、液相平均密度，kg/m3c20物系表面張力的負(fù)荷系數(shù) m操作物系的液體平均表面張力，mn/m c操作物系的負(fù)荷系數(shù)取安全系數(shù)0.7，則空塔氣速為式中 d塔徑，m vs塔內(nèi)氣體流量，m3/s u空塔氣速，即按空塔截面積計(jì)算的氣體線速度，m/s按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后d=1.2m塔截面積：實(shí)際空塔氣速：精餾段提餾段3.1.2 精餾塔有效高度的計(jì)算塔 徑/d，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距/ht，mm200300250350300450350600400600 化工生產(chǎn)中常用板間距為：200，250，300，350，400，450，500，600，7

26、00，800mm。在決定板間距時(shí)還應(yīng)考慮安裝、檢修的需要。例如在塔體人孔處，應(yīng)留有足夠的工作空間，其值不應(yīng)小于600mm。 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0.6m ，故精餾塔的有效高度為3.2 塔板主要工藝尺寸計(jì)算3.2.1 溢流裝置計(jì)算溢流裝置包括溢流堰和降液管。降液管形式和底隙降液管：弓形、圓形。小塔用圓形，一般采用弓形降液管。 塔板溢流形式有：u型流、單溢流、雙溢流和階梯流。表 溢流形式選擇塔 徑小塔、液體流量小塔徑小于2.2m塔徑大于2m塔徑很大、液體流量很大溢流形式u型流單溢流雙溢流階梯流因塔徑 d=1.2m ，可選用單溢流弓形降液管。各項(xiàng)計(jì)算如下：3

27、.2.2 堰長(zhǎng)堰長(zhǎng)由液相負(fù)荷和溢流形式?jīng)Q定。對(duì)單溢流，一般取lw=0.6-0.8d，對(duì)雙溢流，一般取lw=0.5-0.8d。同理，提餾段的為3.2.3溢流堰高度由式中 堰高，m 板上液層高度，m 堰上液層高度，m溢流堰板的形狀由決定，0.6選平直堰；0.6選齒形堰選用平直堰，堰上液層高度：近似取e=1（一般情況取1，可借用博爾斯對(duì)泡罩塔提出的液流收縮系數(shù)計(jì)算圖求取。）式中 lw堰長(zhǎng)，m lh塔內(nèi)液體流量，m3/he液流收縮系數(shù)，則精餾段 同理，提餾段的為取板上清液層高度 ， 故，精餾段提餾段3.2.4弓形降液管寬度和截面積由由弓形降液管的參數(shù)圖查得為避免嚴(yán)重的氣泡夾帶，停留時(shí)間，其中。驗(yàn)算液體

28、在降液管中停留時(shí)間為：精餾段：提餾段： 式中 lh塔內(nèi)液體流量，m3/h ht板間距，m af弓形降液管截面積，m2故降液管設(shè)計(jì)合理3.2.5 降液管底隙高度底隙 h0：通常在 30-40mm，若太低易于堵塞。 根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，一般取=0.07 m/s 0.25 m/s精餾段：提餾段：故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。3.3塔板布置3.3.1 塔板的分塊塔板類型按結(jié)構(gòu)特點(diǎn)可分為整塊式或分塊式兩種。一般，塔徑從小于800mm時(shí)采用整塊式塔板；當(dāng)塔徑在900mm以上時(shí)，采用分塊式塔板。因，故塔板采用分塊式。 溢流區(qū)區(qū)（受液區(qū)和降液區(qū)） wd一般兩區(qū)面積相等。 鼓泡區(qū) 氣液傳質(zhì)有效區(qū)入口安定區(qū)和出口安定區(qū) ws=

29、50-100mm。邊緣區(qū)：小塔wc=30-50mm，大塔50-75mm。3.3.2邊緣區(qū)寬度確定，3.3.3開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積：其中故式中 邊緣區(qū)寬度，m 開孔區(qū)面積，m2 弓形降液管寬度，m 破沫區(qū)寬度，m3.3.4 篩孔計(jì)算及其排列本利所處理的物系無(wú)腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距 為篩孔數(shù)目n為：式中 開孔區(qū)面積，m2 t孔間距，m開孔率為提餾段氣體通過(guò)篩孔的氣速為 提餾段氣體通過(guò)篩孔的氣速為3.4篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算3.4.1塔板壓降干板阻力：式中 氣體通過(guò)篩孔的氣速，m/s c0干篩孔的流量系數(shù)、分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3由查查干篩孔

30、的流量系數(shù)圖得，故精餾段提餾段3.4.2氣體通過(guò)液層的阻力計(jì)算氣體通過(guò)液層的阻力： ，式中 vs塔內(nèi)氣體流量，m3/s at塔截面積，m2 af弓形降液管截面積，m2精餾段 提餾段的為 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，精餾段得提餾段的式中 hl板上液層高度，m 充氣因數(shù)，無(wú)量綱。液相為水時(shí)，=0.5，為油時(shí)，=0.20.35，為碳?xì)浠衔飼r(shí)，=0.40.53.4.3液體表面張力的阻力計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力：精餾段的為提餾段的為 式中 d0孔直徑，m m操作物系的液體平均表面張力，mn/m氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度 可按下式計(jì)算，即精餾段的為提餾段的為氣體通過(guò)每層塔板的壓降為精餾段的為（設(shè)計(jì)允許值） 提

31、餾段的為（設(shè)計(jì)允許值）3.4.4 液沫夾帶霧沫夾帶量：精餾段的為同理，提餾段的為 式中 板上液層高度，m ht板間距，m m操作物系的液體平均表面張力，mn/m ua氣體通過(guò)篩孔時(shí)的速度，m/s故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。3.4.5 漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速：實(shí)際孔速穩(wěn)定系數(shù)為同理，提餾段的為， 穩(wěn)定系數(shù)為式中 板上液層高度，mc0干篩孔的流量系數(shù)、分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3 與液體表面張力壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺 故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。3.4.6 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高 式中 ht板間距，m hw堰高，m 系數(shù)，是考慮

32、到降液管內(nèi)充氣及操作安全兩種因素的校正系數(shù)。易氣泡物系，不易起泡物系，一般物系，取。取，則精餾段的為 板上不設(shè)進(jìn)口堰，液柱液柱提餾段的為 故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。3.5 塔板負(fù)荷性能圖3.5.1 漏液線由 精餾段 由hw=0.0488 得 同理，提餾段的為 由上表數(shù)據(jù)即可分別作出精餾段和提餾段的漏液線1。3.5.2 液沫夾帶線以 為限，求關(guān)系如下：由 同理，提餾段的為 同理，提餾段的為 故 同理，提餾段的為 整理得 同理，提餾段的為 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè) 值，依上式計(jì)算出 值，計(jì)算結(jié)果列于表3-5。表3-5霧沫夾帶線計(jì)算結(jié)果由上表數(shù)據(jù)即分別可作出精餾段和提餾段的霧沫夾帶線2。3.5.3

33、 液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式得取 e=1，則 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。3.5.4液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限：故同理，提餾段的為 據(jù)此可分別作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。 3.5.5 液泛線令 由 ；聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，精餾段 得同理，提餾段的為 故 精餾段同理，提餾段的為 精餾段在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出個(gè)值，計(jì)算結(jié)果列于表0.00060.00150.0030.00450.008漏液線0.26161880.2685073 0.27

34、710770.28412070.2974785ev(液沫夾帶線)1.50438041.440707511.35888701.29026011.1548液泛線0.92249760.883933830.801238730.678710240.2333835 精餾段篩板負(fù)荷性能圖提餾段0.00060.00150.0030.00450.008漏液線0.23267290.23952616 0.24805470.25498820.2681483ev(液沫夾帶線)1.6219211.558703471.477446791.40933161.27484液泛線0.90178710.876200180.83774

35、5360.79806090.6867488 提餾段篩板負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：該篩板的氣相負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限為漏液控制。在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)p,處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適宜位置。按照規(guī)定的液氣比，由上圖查出精餾段塔板的氣相負(fù)荷上限=0.83，氣相負(fù)荷下限=0.26，所以：操作彈性= =3.19(2-4)同理提餾段塔板的氣相負(fù)荷上限=0.77，氣相負(fù)荷下限=0.25，操作彈性= =3.08(2-4）項(xiàng)目精餾段數(shù)值提餾段數(shù)值平均溫度75.2189.912平均壓力106.2116.7氣相流量0.50020.474液相流量0.001840.00447塔的有效高度z/m

36、5.2 6實(shí)際塔板數(shù)1416塔徑/m0.99621.041板間距0.40.4溢流形式單溢流單溢流降液管形式弓型弓型堰長(zhǎng)/m0.840.84堰高/m0.04880.0397板上液層高度/m0.060.06堰上液層高度/m0.00600.0066降液管底隙高度/m0.010950.0266安定區(qū)寬度/m0.0650.065邊緣區(qū)寬度/m0.0350.035開孔區(qū)面積0.3410.341篩孔直徑/m0.0080.008篩孔數(shù)目2737 2737孔中心距/m0.0240.024開孔率/%7.4047.404空塔氣速0.4420.419篩孔氣速 9.3318.842穩(wěn)定系數(shù)1.8491.86單板壓降/p

37、a490.11492.37負(fù)荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制負(fù)荷下限漏液控制漏液控制液相負(fù)荷上限0.007780.00778液相負(fù)荷下限0.0007170.000717操作彈性3.193.08第五章 熱量衡算5.1焓值衡算由前面的計(jì)算過(guò)程及結(jié)果可知：塔頂溫度，塔底溫度，進(jìn)料溫度。下: 溫度(k)330340正庚烷cp237.4241.7 正己烷比熱容 正庚烷比熱容 同理的下： 下： 10時(shí)塔頂氣體上升的焓qv塔頂以0為基準(zhǔn)。5.2回流液的焓 液組成與塔頂組成相同。5.3塔頂餾出液的焓5.4冷凝器消耗的焓 5.5進(jìn)料口的焓下： 所以 5.6塔底殘液的焓5.7再沸器若塔釜熱損失為10%，則=0.9，

38、設(shè)再沸器熱量損失=0.1，則所以，加熱器實(shí)際熱負(fù)荷為：第六章 附屬設(shè)備設(shè)計(jì)6.1 冷凝器的選擇有機(jī)物蒸氣冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為2901160w/(m2.)本設(shè)計(jì)取k=700 w/(m2.)出料液溫度：68.92（飽和氣）68.92（飽和液）冷卻水溫度：2030汽化潛熱： 逆流操作： ，平均摩爾質(zhì)量：蒸汽流量：蒸汽平均汽化熱： 傳熱面積：因?yàn)閮闪黧w溫差小于70，故選用固定板式列管換熱器。查姚玉英化工原理（上）查得有關(guān)參數(shù)（查姚玉英化工原理（上）殼程/mm273管子尺寸/mm公稱壓強(qiáng)/mpa1.6管長(zhǎng)/m6管程流通面積/m20.00115管子總數(shù)65管程數(shù)1管子排列方法三角形 6.

39、2 再沸器的選擇水蒸氣再沸器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為20004250w/(m2.)本設(shè)計(jì)取k=2500 w/(m2.)水蒸氣溫度：110（蒸汽）110（水）逆流操作：平均摩爾質(zhì)量：蒸汽流量： 蒸汽汽化熱：傳熱面積：選用列管換熱器，由于含有（查柴誠(chéng)敬化工原理（上）p340頁(yè)附錄）查得有關(guān)參數(shù)如下表：殼程/mm450管子尺寸/mm公稱壓強(qiáng)/mpa1.6管長(zhǎng)/m3公稱面積/m20.0307管子總數(shù)200管程數(shù)4管子排列方法三角形實(shí)際換熱面積：面積裕度滿足面積裕度的要求故也滿足要求6.3 泵的選擇6.3.1進(jìn)料泵原料液流量進(jìn)料液在40度的正己烷的密度：正己烷的密度進(jìn)料液的摩爾質(zhì)量為所以 查姚玉

40、英化工原理（上）p373頁(yè)附錄二十六選用型號(hào)為的單機(jī)單吸離心泵6.3.2回流泵同理 回流液流量6.4接管的設(shè)計(jì)6.4.1 進(jìn)料管（313.15k）管徑的計(jì)算正己烷密度 正庚烷密度密度 選壁厚4.5mm選取進(jìn)料管的規(guī)格為6.4.2 回流管回流時(shí)，溫度液相正己烷正庚烷取取回流管規(guī)格為6.4.3塔頂蒸氣出料管塔頂?shù)臏囟葹?8.92，此時(shí)x1=68.7 x2=69.7 y1=1.000781 y2=0.981025塔頂蒸氣密度蒸氣體積流量取取回流管規(guī)格為6.4.4 釜液排出管釜底釜底溫度為98.324液相組成平均摩爾質(zhì)量取取此管的規(guī)格為6.4.5 法蘭由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，

41、由不同的公稱直徑，（查熊潔羽化工制圖p380頁(yè)附錄七）選用相應(yīng)法蘭。進(jìn)料管接管法蘭：pl500.35 hg 20593回流管接管法蘭：pl320.30 hg 20593塔頂蒸氣管法蘭：pl1800.65 hg 20593釜液排出管法蘭：pl380.3 hg 205936.5筒體與封頭筒體 所以壁厚選4mm,材質(zhì)為a3 封頭封頭分為橢圓形封頭、蝶形封頭、球形封頭幾種，本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱直徑為1200mm，查得曲面高度為300mm,若封頭的公稱直徑小于等于2000mm時(shí)，h0直邊高度為40mm,內(nèi)表面積為1.665平方米，容積為0.255立方米,選用封頭dn1200*4mm,jb/t4746-2002。6.6裙座塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式。為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座直徑大于800mm，故裙座壁厚取6mm?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整：dbi=1100 dbo=1500 考慮到腐蝕余量取18mm，考慮到再沸器，裙座高取3mm，地腳螺栓取m306.7人孔與手孔 人孔人孔是安裝