正戊烷—正己烷混合液的常壓連續(xù)篩板蒸餾塔課程設(shè)計(jì)報(bào)告

1、 .化工原理課程設(shè)計(jì)題目：正戊烷正己烷混合液的常壓連續(xù)篩板蒸餾塔設(shè)計(jì)學(xué)院：生命科學(xué)學(xué)院班級(jí)：制藥工程1101班：黃靜學(xué)號(hào)：指導(dǎo)老師:馳設(shè)計(jì)時(shí)間：2013年6月15日到6月28日目錄前言第一章板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)41.1、設(shè)計(jì)題目41.2、設(shè)計(jì)任務(wù)41.3、操作條件41.4、設(shè)計(jì)容與要求5第二章設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介5第三章.工藝計(jì)算63.1設(shè)計(jì)方案的確定63.2精餾塔的物料衡算73.2.1原料液與塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率73.2.2原料液與塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量73.2.3物料衡算73.3 塔板數(shù)層數(shù)NT的確定83.3.1理論板層數(shù)NT83.3.2實(shí)際板層數(shù)的求取103.4操作壓力的計(jì)算123.5

2、操作溫度的計(jì)算123.6平均摩爾質(zhì)量計(jì)算123.7平均密度計(jì)算133.7.1氣相平均密度133.7.2液相平均密度143.8精餾段、提餾段的液體平均表面力計(jì)算153.9精餾段、提餾段的液體平均粘度計(jì)算173.10物性數(shù)據(jù)匯總18第四章板式塔結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)194.1板徑的計(jì)算194.1.1最大空塔氣速和空塔氣速194.1.2塔徑224.2精餾塔高度計(jì)算224.2.1塔高H224.2.2有效高度Z23第五章塔板計(jì)算235.1塔板主要工藝尺寸235.1.1精餾段、提餾段溢流裝置計(jì)算23（1）堰長(zhǎng)23（2）溢流堰高度23（3）弓形降液管寬度與截面積24（4）降液管底隙高度255.1.2精餾段、提餾段塔板布置

3、26（1）塔板的分塊26（2）邊緣區(qū)寬度確定26（3）開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算27（4）篩孔計(jì)算與其排列275.2精餾段、提餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算275.2.1精餾段、提餾段塔板壓降27（1）干板阻力 hc計(jì)算27（2）氣體通過(guò)液層的阻力hL計(jì)算28（3）液體表面力的阻力計(jì)算285.2.2 液面落差295.2.3 液沫夾帶295.2.4漏液305.2.5液泛305.3 精餾段、提餾段塔板負(fù)荷性能圖315.3.1 漏液線(xiàn)315.3.2 液沫夾帶線(xiàn)325.3.3 液相負(fù)荷下限線(xiàn)335.3.4 液相負(fù)荷上限線(xiàn)335.3.5 液泛線(xiàn)335.3.6 塔板負(fù)荷性能圖35第六章精餾塔輔助設(shè)備的計(jì)算和選型366.1塔體

4、總結(jié)構(gòu)366.2冷凝器37第七章設(shè)計(jì)結(jié)果匯總38第八章結(jié)束語(yǔ)408.1對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)價(jià)408.2設(shè)計(jì)感想40第九章參考文獻(xiàn)41前言化工生產(chǎn)常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的。精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝達(dá)到輕重組分分離的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此掌握氣液相平衡關(guān)系熟悉各種塔型的操作特性對(duì)選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過(guò)程中的各種參數(shù)是非常重要的。 塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類(lèi)型之一。本次設(shè)計(jì)的篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)正戊烷正己烷物系的精餾問(wèn)題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪

5、圖等是較完整的精餾設(shè)計(jì)過(guò)程。該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。 精餾過(guò)程的實(shí)質(zhì)是利用混合物中各組分具有不同的揮發(fā)度。即在同一溫度下各組分的飽和蒸汽壓不同這一性質(zhì)使液相中的輕組分轉(zhuǎn)移到汽相中汽相中的重組分轉(zhuǎn)移到液相中從而達(dá)到分離的目的。因此精餾塔操作彈性的好壞直接關(guān)系到石油化工企業(yè)的經(jīng)濟(jì)效益。 精餾設(shè)計(jì)包括設(shè)計(jì)方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定，設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算，輔助設(shè)備的選型，工藝流程圖，主要設(shè)備的工藝條件圖等容。通過(guò)對(duì)精餾塔的運(yùn)算可以得出精餾塔的各種設(shè)計(jì)如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件與物性參數(shù)是合理的，換熱器和泵與各種接管尺寸是合理的，以保

6、證精餾過(guò)程的順利進(jìn)行并使效率盡可能的提高第一章板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)1.1、設(shè)計(jì)題目正戊烷正己烷連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)1.2、設(shè)計(jì)任務(wù)1. 原料： 正戊烷-正己烷2. 正戊烷含量： 料液含量0.5（摩爾分?jǐn)?shù)）3. 設(shè)計(jì)要求： 塔頂?shù)恼焱楹坎恍∮?.97（摩爾分?jǐn)?shù)）塔底的正乙烷含量不大于0.03（摩爾分?jǐn)?shù)）4. 處理能力： 35280噸每年，年開(kāi)工280天5. 進(jìn)料狀態(tài): 屬于泡點(diǎn)進(jìn)料6. 操作壓力: 是常壓，采用間接蒸汽加熱方式7. 設(shè)備型式： 篩板塔1.3、操作條件精餾塔的塔頂壓力 4 kpa（表壓） 進(jìn)料狀態(tài) 泡點(diǎn)進(jìn)料 回流比 1.5Rmin 單板壓降 p0.7kPa（表壓） 全塔效率 E

7、T=43.35（計(jì)算得出的）當(dāng)?shù)卮髿鈮?101.33 kPa1.4、設(shè)計(jì)容與要求1. 確定精餾裝置流程;2. 工藝參數(shù)的確定基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的查取與估算，工藝過(guò)程的物料衡算、理論塔板數(shù)、塔板效率,實(shí)際塔板數(shù)等。3. 主要設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算板間距、塔徑、塔高、溢流裝置、塔盤(pán)布置等。4. 流體力學(xué)計(jì)算流體力學(xué)驗(yàn)算、操作負(fù)荷性能圖與操作彈性。5. 主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算與選型第二章設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介流程的設(shè)計(jì)與說(shuō)明工藝流程：如圖1所示。原料液由高位槽經(jīng)過(guò)預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入精餾塔。操作時(shí)連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海┰俜衅髦性弦翰糠制?，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過(guò)各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中全部冷凝

8、或部分冷凝，然后進(jìn)入貯槽再經(jīng)過(guò)冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過(guò)冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進(jìn)行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵,有時(shí)還要設(shè)置高位槽。為了便于了解操作中的情況與時(shí)發(fā)現(xiàn)問(wèn)題和采取相應(yīng)的措施，常在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表。比如流量計(jì)、溫度計(jì)和壓力表等，以測(cè)量物流的各項(xiàng)參數(shù)。第三章.工藝計(jì)算3.1設(shè)計(jì)方案的確定 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離正戊烷和正己烷混合物。對(duì)于二元混合物的分離應(yīng)采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料將原料夜通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔

9、其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送入儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系最小回流比較小操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱流程的確定和說(shuō)明。其中流程的確定和說(shuō)明：1.加料方式加料分兩種方式：泵加料和高位槽加料。高位槽加料通過(guò)控制液位高度，可以得到穩(wěn)定流量，但要求搭建塔臺(tái)，增加基礎(chǔ)建設(shè)費(fèi)用：泵加料屬于強(qiáng)制進(jìn)料方式，本次加料可選泵加料。泵和自動(dòng)調(diào)節(jié)裝置配合控制進(jìn)料。2進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料方式一般有冷液進(jìn)料，泡點(diǎn)進(jìn)料、汽液混合物進(jìn)料、露點(diǎn)進(jìn)料、加熱蒸汽進(jìn)料等。泡點(diǎn)進(jìn)料對(duì)塔操作方便，不受季節(jié)氣溫影響。泡點(diǎn)進(jìn)料基于恒摩爾流，假定精餾段和提餾段上升蒸汽量相等，精餾段和提餾段塔徑基本相等。由于泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，塔的制造比

10、較方便，而其他進(jìn)料方式對(duì)設(shè)備的要求高，設(shè)計(jì)起來(lái)難度相對(duì)加大，所以采用泡點(diǎn)進(jìn)料。3冷凝方式選全凝器，塔頂出來(lái)的氣體溫度不高。冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無(wú)需再次冷凝，制造設(shè)備較為簡(jiǎn)單，為節(jié)省資金，選全凝器。4加熱方式采用間接加熱，因?yàn)樗O(shè)了再沸器，故采用間接加熱。操作條件在前面已經(jīng)介紹，此處不贅述。3.2精餾塔的物料衡算3.2.1原料液與塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率X=0.5 X=0.97 X=0.033.2.2原料液與塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量正戊烷的摩爾質(zhì)量為72.151正己烷的摩爾質(zhì)量為86.178M=72.1510.5+86.1780.5=79.16(kg/mol)M=72.1510.9

11、7+86.1780.03=72.57(kg/mol)M=72.1510.03+86.1780.97=85.76(kg/mol)3.2.3物料衡算原料原處理量F=66.32（kmol/h）由總物料衡算得F=D+W和易揮發(fā)組分物料衡算Fx=Dx+Wx算出D=W=33.16（kmol/h）式中 F-原料液流量 D-塔頂產(chǎn)品流量 W-塔底產(chǎn)品流量3.3 塔板數(shù)層數(shù)NT的確定3.3.1理論板層數(shù)NT理論板層數(shù)N的求取方法有三種： （1）圖解法（x-y圖、兩操作線(xiàn)）（2）逐板計(jì)算法（3）簡(jiǎn)捷計(jì)算法（吉利蘭關(guān)聯(lián)圖） 由于方法一與方法三的圖很難繪制，這里采用方法二求解。步驟一：由各組分的飽和蒸汽壓與溫度的關(guān)系

12、可以求出平均相對(duì)揮發(fā)度溫度T/正戊烷（Pa）正己烷（Pa）總壓（pa）xy60214100763501013300.1813 0.3832 58191695672081013300.2741 0.5185 56186094649221013300.3005 0.5518 54179092620651013300.3355 0.5930 52170340584941013300.3830 0.6438 50159400540301013300.4489 0.7061 48141255471571013300.5757 0.8025 46136718454391013300.6123 0.8262

13、 44131048432911013300.6614 0.8553 42123960406061013300.7285 0.8912 40115100372501013300.8231 0.9350 3557550186251013301.0410 1.0126 表1：各組分的飽和蒸汽壓與溫度的關(guān)系由表中數(shù)據(jù)知：60時(shí)：=2.81 40時(shí)：=3.09=2.95步驟二：求出R 由于是飽和液體進(jìn)料：q=1 q線(xiàn)為垂直線(xiàn) 故= X=0.5 代入=0.75 Rmin=0.88R=1.5 Rmin=1.32步驟三：求精餾塔的氣、液相負(fù)荷步驟四：求操作線(xiàn)方程精餾段操作線(xiàn)方程為 =0.569x+0.418提

14、留段操作線(xiàn)方程為 =1.431x-0.0129相平衡方程為 x=兩操作線(xiàn)交點(diǎn)的橫坐標(biāo)為步驟五：求理論塔板數(shù)：交替使用相平衡方程與操作線(xiàn)方程可判斷第六塊為加料粄綜上可知理論板數(shù)為9，精餾段板數(shù)為5，第六塊為加料板，提餾段板數(shù)為33.3.2實(shí)際板層數(shù)的求取步驟一：利用表1中數(shù)據(jù)由插值法可求得,。 ：=49.19：=36.63：=62.52 故 塔頂與塔底平均溫度T=49.58步驟二：由插關(guān)系式求粘度：表2 各組分的粘度與溫度的關(guān)系溫度T/正戊烷（mPas）正己烷（mPas）600.1720.217400.1990.255查表2并根據(jù)插關(guān)系計(jì)算塔頂與塔底平均溫度下的液相黏度L故 =-0.2467得

15、L=0.56665 mPas表3 各組分的相對(duì)揮發(fā)度與溫度的關(guān)系溫度T/相對(duì)揮發(fā)度平均揮發(fā)度36.633.112.909562.522.709所以 塔效率ET=0.49(L)-0.245=(2.90950.56665)-0.245=0.4335精餾段實(shí)際板層數(shù) NP（精）=5/0.433512提留段實(shí)際板層數(shù) NP（提）=3/0.43357總實(shí)際板層數(shù) NP= NP（精）+ NP（提）=12+7=193.4操作壓力的計(jì)算 塔頂操作壓力 每層塔板壓降 進(jìn)料板壓降 塔底壓降 精餾段平均壓降 =(105.33+113.73)/2=109.53 kPa提餾段平均壓降 3.5操作溫度的計(jì)算1 塔頂溫度：

16、36.63 計(jì)算如下：根據(jù)表1各組分的飽和蒸汽壓與溫度的關(guān)系數(shù)據(jù)T=求得T=36.632 塔釜溫度：同上用插法可求得：62.523 加料板溫度：50.15 計(jì)算如下：根據(jù)加料板，=36.63時(shí) X=0.97 ，=62.52時(shí) X=0.03的數(shù)據(jù)由插法可以得：求得T=50.154精餾段溫度：43.39 計(jì)算如下： T=（36.63+62.52）/2 =43.395 提餾段溫度：56.34（同4的求法）6 全塔溫度：49.58 計(jì)算如下：T=(50.15+62.52)/2 = 49.583.6平均摩爾質(zhì)量計(jì)算1.塔頂氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：由xD=y1=0.97和相平衡方程，得x1=0.916M

17、VDm=0.9772+0.0386= 72.42kg/kmolMLDm=0.91672+0.08486=73.18kg/kmol進(jìn)料板氣、液混合物平衡摩爾質(zhì)量:由圖解理論板（見(jiàn)圖1），得xF=0.479，根據(jù)相平衡方程，得yF=0.731MVFm=0.73172+0.26986=75.77 kg/kmolMLFm=0.47972+0.52186=79.29 kg/kmola.精餾段氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：MVm=(72.42+75.77)/2= 74.10kg/kmolMLm=(73.18+79.29)/2=76.24 kg/kmol 塔釜?dú)?、液混合物平均摩爾質(zhì)量：由x=0.03和相平衡方程

18、，得MVDm=0.08472+0.91686=84.82 kg/kmolMLDm=0.0372+0.9786=85.58kg/kmolb.提餾段氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：MVm=(84.82+75.77)/2= 80.30kg/kmolMLm=(85.58+79.29)/2=82.44 kg/kmol3.7平均密度計(jì)算3.7.1氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即精餾段的氣相平均密度：Vm=kg/m3提餾段的氣相平均密度：Vm=kg/m33.7.2液相平均密度 液相平均密度計(jì)算公式：表4 各組分的液相密度與溫度的關(guān)系溫度（）正戊烷（kg/m3）正己烷（kg/m3）0645.9675.110

19、636.2666.220626.2657.230616648.140605.5638.950594.8629.560583.762070572.2610.280560.3600.290547.9589.9100535579.3塔頂液相平均密度塔頂溫度：由表4數(shù)據(jù)，根據(jù)插法可得：塔頂液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為進(jìn)料板液相平均密度進(jìn)料板溫度：tF=49.19由表4數(shù)據(jù)，根據(jù)插法可得：進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為a.精餾段液相平均濃度為L(zhǎng)m=（613.48+614.73）/2=614.11 kg/m3同理可得：釜液溫度：由表4數(shù)據(jù)，根據(jù)插法可得：塔釜液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為b.提餾段液相平均濃度為L(zhǎng)m=（616.56+614

20、.73）/2=615.65 kg/m33.8精餾段、提餾段的液體平均表面力計(jì)算液相平均表面力計(jì)算公式： Lm=表5 各組分的表面力與溫度的關(guān)系溫度（）正戊烷（10-3）正己烷（10-3）018.220.11017.119.06201618.023014.92174013.8515.995012.814.996011.76147010.7313.02809.71912908.72611.111007.75210.18塔頂液相平均表面力：塔頂溫度：由表5中各組分的表面力與溫度的關(guān)系，由插法計(jì)算得：= 14.21（ ） =16.33（）=0.9714.21+0.0316.33=14.27（）進(jìn)料板液

21、相平均表面力：進(jìn)料板溫度：=12.89（） =14.98（）=0.47912.89+0.52114.98=13.98（）a.精餾段液相平均表面力為=（14.27+13.98）/2=14.13（）同理可得：塔釜液相平均表面力：塔釜溫度：由表5中各組分的表面力與溫度的關(guān)系，由插法計(jì)算得：= 11.50（ ） =13.75（）=0.0311.50+0.9713.75=13.68（）進(jìn)料板液相平均表面力：進(jìn)料板溫度：=12.89（） =14.98（）=0.47912.89+0.52114.98=13.98（）b.提餾段液相平均表面力為=（13.68+13.98）/2=13.83（）3.9精餾段、提餾段

22、的液體平均粘度計(jì)算 液相平均黏度計(jì)算公式：表6 各組分的粘度與溫度的關(guān)系溫度（）正戊烷/mPas正己烷/ mPas200.2340.637400.1990.255500.1840.235600.1720.217700.1610.202800.1510.189900.1270.1771000.1170.166塔頂液相平均黏度：塔頂溫度：根據(jù)表6 各組分的粘度與溫度的關(guān)系數(shù)據(jù)，由插法求： 得得進(jìn)料板液相平衡黏度：進(jìn)料板溫度：根據(jù)表6 各組分的粘度與溫度的關(guān)系數(shù)據(jù)，由插法求：得a.精餾段液相平均黏度為同理可得：塔釜液相平均黏度：塔釜溫度：根據(jù)表6 各組分的粘度與溫度的關(guān)系數(shù)據(jù)，由插法求： 得得b.提

23、餾段液相平均黏度為：3.10物性數(shù)據(jù)匯總T（）L（kg/m3）V(kg/m3)(mPas)(10-3N/m)M(kg/kmol)塔頂36.63加料板50.15塔釜62.52精餾段43.39614.113.080.20914.13MVm=74.10MLm=76.24提餾段56.34615,653.470.210513.83MVm= 80.30MLm=82.44第四章板式塔結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)4.1板徑的計(jì)算4.1.1最大空塔氣速和空塔氣速 最大空塔氣速空塔氣速 步驟一：精餾段的氣、液相體積流率為:其中V=V=76.93 kmol/h，L=43.77 kmol/h，L=110.09 kmol/h其他物性數(shù)據(jù)從

24、匯總表可查得，不一一贅述：步驟二：提餾段的氣、液相體積流率為步驟三：C由公式求取，其中的C20由附圖7查取，圖中橫坐標(biāo)為精餾段：提餾段：取板間距HT=0.45m，板上液層高度hL=0.05m，則HT-hL=0.45-0.05=0.4m圖7 史密斯關(guān)聯(lián)圖查圖7得精餾段：C20=0.085 提餾段:C20=0.075精餾段負(fù)荷系數(shù)C（精）取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為u=0.6umax=0.61.113=0.668m/s提餾段負(fù)荷系數(shù)C（提）取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為u=0.6umax=0.60.930=0.558m/s4.1.2塔徑精餾段：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后后為D=1.1m塔截面積為 實(shí)際

25、空塔氣速為 提餾段：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后后為D=1.1m塔截面積為 實(shí)際空塔氣速為 4.2精餾塔高度計(jì)算4.2.1塔高H其中，為塔頂與第一塊板之間的距離且一般取11.5m，為實(shí)際塔板數(shù)，為人孔數(shù)且57塊板設(shè)一人孔，為板間距（m），為人孔處的板間距且一般取0.6m， 為進(jìn)料板處的板間距且一般取二倍的板間距（m），為塔釜與最下一塊板的距離且一般取11.5m，為裙座高度且一般為1.52m。注：1在塔高計(jì)算時(shí)確定的人孔數(shù)不包括塔頂和塔釜所設(shè)的人孔。2此處計(jì)算的塔高是塔總高，即從塔的底座至塔頂封頭處的高度。塔高H：m4.2.2有效高度Z精餾段有效高度為：m 提餾段有效高度為：m 實(shí)際塔板數(shù)為N=9塊，板間距

26、由于料液較為清潔，無(wú)需經(jīng)常清洗，可取每隔6塊板設(shè)一個(gè)人孔，則人孔的數(shù)目S為：1個(gè)人孔的高度為，故精餾塔的有效高度為：Z=3.5m第五章塔板計(jì)算5.1塔板主要工藝尺寸5.1.1精餾段、提餾段溢流裝置計(jì)算 因塔徑D=1.1m，可選取單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下：5.1.1.1堰長(zhǎng) 精餾段 取 =0.7D=0.71.1=0.77m 提餾段 取 =0.7D=0.71.1=0.77m5.1.1.2溢流堰高度 溢流堰高度計(jì)算公式：選用平直堰，堰上液層高度h0w依下式計(jì)算，即精餾段 近似取E=1，則取板上液層高度，故提餾段 近似取E=1，則取板上液層高度，故5.1.1.3弓形降液管寬度與截

27、面積圖8 和值與LW/D的關(guān)系精餾段 由，查圖8得：，故：依式驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間，即故降液管設(shè)計(jì)合理。提餾段 由，查圖8得：故：依式驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間，即5.1.1.4降液管底隙高度 計(jì)算公式：精餾段 ： 取，則故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤(pán)，深度。5.1.2精餾段、提餾段塔板布置圖9 塔板的結(jié)構(gòu)參數(shù)(1)塔板的分塊 因D800mm,故塔板采用分塊式.應(yīng)將塔盤(pán)分塊，保持有一塊通道板，兩塊弓形板，其余為矩形板，分塊情況如下：表9 塔徑與分塊數(shù)的關(guān)系塔徑（mm）800-12001400-16001800-20002000-2400分塊數(shù)3456 因此，塔板分為3塊.(

28、2)邊緣區(qū)寬度確定取WS=WS=0.065 m,WC=0.035 m(3)開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算 對(duì)于單溢流型塔板，開(kāi)孔區(qū)面積可用下式計(jì)算式中：x=D/2-(Wd+Ws)=1.1/2-(0.167+0.065)=0.318m r=D/2-WC=1.1/2-0.035=0.515 故Aa=2(0.318+arcsin)=0.611m25.1.2.4篩孔計(jì)算與其排列 因?yàn)樗幚淼奈锵禑o(wú)腐蝕性,可選用=3mm的碳鋼板,取篩孔直徑d0=5mm,篩孔按正三角形排列,取孔中心距 t=3d0=35=15mm 篩孔數(shù)目 n=3136開(kāi)孔率為 =0.907()=0.907()2=10.1%氣體通過(guò)閥孔的氣速為 U0=8

29、.33m/s5.2精餾段、提餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算5.2.1精餾段、提餾段塔板壓降5.2.1.1干板阻力 hc計(jì)算hc=0.051（）2()精餾段 由d0/=5/3=1.67，查圖得C0=0.772 故hc=0.051()2()=0.0298 m液柱 提餾段 由d0/=5/3=1.67，查圖得C0=0.772 故hc=0.051()2()=0.0335m液柱5.2.1.2氣體通過(guò)液層的阻力hL計(jì)算 hL=hL精餾段ua=0.723m/sF0=0.723=1.27kg1/2（sm1/2）查圖得=0.61故 hL=hL=（hw+how）=0.61（0.0395+0.0105）=0.0305m液柱提

30、餾段ua=0.530m/sF0=0.530=0.99kg1/2（sm1/2）查圖得=0.90故 hl=hL=（hw+how）=0.90（0.0395+0.0205）=0.054m液柱5.2.1.3 液體表面力的阻力計(jì)算精餾段 液體表面力所產(chǎn)生的阻力h=0.0019m液柱 提餾段 液體表面力所產(chǎn)生的阻力h=0.0018m液柱 所以 精餾段 氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度 hp=hc+hl+h=0.0298+0.0305+0.0019=0.0622m液柱 氣體通過(guò)每層塔板的壓降為Pp=hpg=0.0622614.119.81=374.7Pa0.7kPa(設(shè)計(jì)允許值)提餾段 氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度

31、hp=hc+hl+h=0.0335+0.054+0.0018=0.0893m液柱 氣體通過(guò)每層塔板的壓降為Pp=hpg=0.0893615.659.81=539.3Pa0.7kPa(設(shè)計(jì)允許值)5.2.2 液面落差 對(duì)于篩板塔，液面落差較小，且本題的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響.5.2.3 液沫夾帶 液沫夾帶量 ev=()3.2精餾段 hf=2.5hL=2.50.0305=0.076m 故ev=()3.2=0.0033kg液/kg氣0.1kg液/kg氣提餾段hf=2.5hL=2.50.054=0.135m 故ev=()3.2=0.0022kg液/kg氣u0，min 穩(wěn)定系數(shù)為 K

32、=1.981.5 故在本設(shè)計(jì)中精餾段無(wú)明顯漏液 提餾段 u0，min=4.4C0 =4.40.772=4.706m/S 實(shí)際孔速 u0=8.33u0，min 穩(wěn)定系數(shù)為 K=1.771.5 故在本設(shè)計(jì)中提餾段無(wú)明顯漏液5.2.5液泛為防止塔發(fā)生液泛，降液管液層高Hd應(yīng)服從 Hd（HT+hw）正戊烷-正己烷物系屬一般物系，取=0.5，則精餾段（HT+hw）=0.5（0.45+0.0395）=0.245m 而 Hd=hp+hL+hd 板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd=0.153（u0）2=0.1530.352=0.0187m液柱 Hd=0.0622+0.05+0.0187=0.1309m液柱 Hd（HT+hw

33、） 故在本設(shè)計(jì)中精餾段不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象提餾段（HT+hw）=0.5（0.45+0.0395）=0.245m 而 Hd=hp+hL+hd 板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd=0.153（u0）2=0.1530.352=0.0187m液柱 Hd=0.0893+0.05+0.0187=0.158m液柱 Hd（HT+hw） 故在本設(shè)計(jì)中提餾段不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象5.3 精餾段、提餾段塔板負(fù)荷性能圖5.3.1 漏液線(xiàn)精餾段： u0，min=4.4C0 u0，min=， hL=hw+how，h0w=2.8410-3E（）2/3 得Vs，min= 4.4C0A0 = 4.40.7720.611 整理得：Vs，min=2.07

34、5 在操作圍，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算相應(yīng)的Vs，計(jì)算結(jié)果列于下表：表10 精餾段計(jì)算結(jié)果Ls，m3/s0.00060.00150.0030.0045Vs，m3/s0.3170.3260.3370.346 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線(xiàn)1提餾段 u0，min=4.4C0 u0，min=， hL=hw+how， how=h0w=2.8410-3E（）2/3 得Vs，min= 4.4C0A0 = 4.40.7720.611整理得：Vs，min=2.075在操作圍，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算相應(yīng)的Vs，計(jì)算結(jié)果列于下表：表11 提餾段計(jì)算結(jié)果Ls，m3/s0.00060.00150.0030.0045V

35、s，m3/s0.3240.3330.3440.353由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線(xiàn)15.3.2 液沫夾帶線(xiàn) 以eV=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下： ev=()3.2 由 ua=1.406Vs精餾段 hf=2.5hL=2.5(hw+how)，hw=0.0395，h0w=2.8410-3E（）2/3=0.68LS2/3 hf=0.0903+1.7LS2/3，HT-hf=0.3597-1.7LS2/3 ev=()3.2=0.1 整理得：Vs=2.83-13.363LS2/3 在操作圍，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算相應(yīng)的Vs，計(jì)算結(jié)果列于下表：表12 精餾段計(jì)算結(jié)果Ls，m3/s0.0006

36、0.00150.0030.0045Vs，m3/s2.7352.6552.5522.466由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線(xiàn)2提餾段 hf=2.5hL=2.5(hw+how)，hw=0.0395，h0w=2.8410-3E（）2/3=0.68LS2/3 hf=0.0878+1.7LS2/3，HT-hf=0.3622-1.7LS2/3 ev=()3.2=0.1 整理得：Vs=2.82-13.216LS2/3 在操作圍，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算相應(yīng)的Vs，計(jì)算結(jié)果列于下表：表13 提餾段計(jì)算結(jié)果Ls，m3/s0.00060.00150.0030.0045Vs，m3/s2.7262.6472.5452.4

37、60由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線(xiàn)25.3.3 液相負(fù)荷下限線(xiàn) 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn) h0w=2.8410-3E（）2/3=0.006 取E=1，則 Ls，min=（）3/2=0.000836m3/s 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(xiàn)35.3.4 液相負(fù)荷上限線(xiàn) 以4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限=4， Ls，min=0.0163m3/s 故可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線(xiàn)45.3.5 液泛線(xiàn) 令Hd=（HT+hW），Hd=hp+hl+hd，hp=hc+hl+h，hl=hL ， hL=hw+how 聯(lián)立得 HT+()hw=()

38、how+hc+hd+h 忽略h，將how與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關(guān)系式代入上式，并整理得 aVs2=b-cLs2-dLs2/3 a=() 式中b=HT+()hw，c=0.153/(lWh0)2,d=2.8410-3E()（）2/3 將有關(guān)數(shù)據(jù)代入得精餾段 a=（）=0.0888b=0.50.45+（0.5-0.63-1）0.0395=0.184 c=375.41 d=2.8410-31()（）2/3=1.102 故0.0888Vs2=0.184 -375.41Ls2-1.102Ls2/3 或Vs2=2.07 -4227.59Ls2-12.41Ls2/3 在操作圍，任取幾個(gè)Ls值，依上式

39、計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表：表14 精餾段計(jì)算結(jié)果Ls，m3/s0.00060.00150.0030.0045Vs，m3/s1.4071.3781.3321.283 由上表數(shù)據(jù)可作出液泛線(xiàn)5提餾段 a=（）=0.0887 b=0.50.45+（0.5-0.63-1）0.0395=0.185 c=354.46 d=2.8410-31()（）2/3=1.102 故0.0887Vs2=0.185 -354.46Ls2-1.102Ls2/3 或Vs2=2.08 -3996.17Ls2-12.42Ls2/3 在操作圍，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表：表15 提餾段計(jì)算結(jié)果Ls，

40、m3/s0.00060.00150.0030.0045Vs，m3/s1.4111.3811.3361.289 由上表數(shù)據(jù)可作出液泛線(xiàn)5 根據(jù)以上各線(xiàn)方程，可作出篩板塔的精餾段和提餾段負(fù)荷性能圖5.3.6 塔板負(fù)荷性能圖 1.精餾段的負(fù)荷性能圖 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線(xiàn)，由圖可知，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制，由上圖查得 VS,max= 1.407m3/s VS,min= 0.317m3/s故操作彈性為：=4.438 2.提餾段的負(fù)荷性能圖 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線(xiàn)，由圖可知，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制，由上圖

41、查得 VS,max= 1.411m3/s VS,min= 0.324m3/s故操作彈性為：=4.355 第六章精餾塔輔助設(shè)備的計(jì)算和選型6.1塔體總結(jié)構(gòu)板式塔部裝有塔板、降液管、各物流的進(jìn)出口管與人孔、基座、除沫器等附屬設(shè)備。除一般塔板按設(shè)計(jì)板間距安裝外，其他處根據(jù)需要決定其間距。1.塔頂空間 指塔最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段遠(yuǎn)高于塔板間距（甚至高出一倍以上），或根據(jù)除沫器要求高度決定。2.塔底空間 指塔最下層塔板到塔底間距。其值由如下二因素決定，即：塔底貯液空間依貯存液量停留35 min或更長(zhǎng)時(shí)間而定；塔底液面至最下層塔板之間要有12m的間距，大塔可大于此值。3

42、.進(jìn)料位置 通過(guò)工藝計(jì)算可以確定最適宜的進(jìn)料位置，但在結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)考慮具體情況進(jìn)一步安排不同的進(jìn)料位置。一般離最適宜進(jìn)料位置的上下約13塊塔板處再設(shè)置兩個(gè)進(jìn)料口。相鄰兩個(gè)進(jìn)料位置的距離應(yīng)由設(shè)計(jì)者綜合多種因素確定。4.人孔 一般每隔68層塔板設(shè)一人孔（安裝、檢修用），當(dāng)塔需經(jīng)常清洗時(shí)，則每隔34 層塔板設(shè)一人孔。設(shè)人孔處的板間距等于或大于600mm，人孔直徑一般為450500mm（特殊的也有長(zhǎng)方形人孔），其伸出塔體的筒體長(zhǎng)為200250mm，人孔中心距操作平臺(tái)約8001200mm。5.塔高 前面已計(jì)算。6.2冷凝器 常用的冷凝器大多為列管式，并使蒸汽在殼程冷凝，冷卻水或其它冷卻劑在管程流動(dòng)以提高

43、傳熱系數(shù)和便于排出凝液。在求得所需的傳熱面積后，應(yīng)考慮有一定裕度供調(diào)節(jié)之用，并根據(jù)冷凝器的規(guī)格來(lái)具體選取，特殊情況下亦可另外進(jìn)行設(shè)計(jì)。 多數(shù)情況下，冷凝器水平的安裝于塔頂，利用重力使部分凝液自動(dòng)流入塔作為回流，稱(chēng)為自流式。冷凝器距塔頂回流液入口所需的高度可根據(jù)回流量和管路阻力計(jì)算，并應(yīng)有一定裕度。當(dāng)冷凝器很大時(shí)，為便于安裝檢修和調(diào)節(jié)，常將冷凝器裝于地面附近，回流液用泵輸送，稱(chēng)為強(qiáng)制回流式，這時(shí)，在冷凝器和泵之間宜加設(shè)冷凝儲(chǔ)罐來(lái)作為緩沖；另外，由于管路散熱的影響，返至塔頂?shù)臏囟认鄬?duì)較低，屬于冷回流的情況。 對(duì)于直徑較小的塔，冷凝器宜較小，可考慮將它直接安裝于塔頂和塔連成一體。這種整體結(jié)構(gòu)的優(yōu)點(diǎn)是

44、占地面積小，不需要冷凝器的支座，缺點(diǎn)是塔頂結(jié)構(gòu)復(fù)雜，安裝檢修不便。三、6.3再沸器 常用的再沸器有立式和臥式兩種。在立式再沸器中，由于管物料被加熱而使密度減小，與塔底物料形成的自然循環(huán)效果好，有利于提高傳熱系數(shù)，還具有占地面積小，物料在管流動(dòng)便于清洗的優(yōu)點(diǎn)。但它要求有較高的塔的支座，以保證物料循環(huán)所需的壓頭。當(dāng)再沸器的傳熱面積較大時(shí)，為避免支座過(guò)高和管數(shù)過(guò)多引起的物料循環(huán)不均勻，可采用臥式再沸器。但臥式再沸器也有一定缺點(diǎn)，入物料在殼程通過(guò)難以清洗，常不得不采用較復(fù)雜的浮頭或U型管結(jié)構(gòu)，且自然循環(huán)的傳熱效果較差和占地面積較大。綜上所述，本設(shè)計(jì)采用的是列管式塔頂與塔底產(chǎn)品冷凝器和立式再沸器。第七章

45、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總 篩板塔工藝設(shè)計(jì)結(jié)果項(xiàng) 目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)pmkPa109.53116.18各段平均溫度tm43.3956.34各段平均流量氣 相Vsm3/s0.5140.456液 相Lsm3/s0.001510.00409塔徑Dm1.1塔板間距HTm0.45堰長(zhǎng)lWm0.77堰高h(yuǎn)Wm0.03950.0395底縫hom0.01520.0152開(kāi)孔面積A0m20.611孔徑d0mm5孔數(shù)n個(gè)3136開(kāi)孔率Ao/AT%10.1孔中心距tmm15篩孔氣速u(mài)0m/s8.33邊緣區(qū)寬度Wcm0.035安定區(qū)寬度Wsm0.065溢流型式-單溢流降液管形式-弓形空塔氣速u(mài)m/s0.66

46、80.558實(shí)際塔板數(shù)N塊 19塔的有效高度Zm3.5每層塔板壓降hPkPa0.3750.539堰上液高h(yuǎn)OWm0.01050.0205板上清液層高度hLm0.03050.054穩(wěn)定系數(shù)k-1.98 1.77負(fù)荷上限-液泛控制負(fù)荷下限-漏液控制液沫夾帶evkg/kg0.00380.0039氣相負(fù)荷上限Lmaxm3/s1.4071.411氣相負(fù)荷下限Lminm3/s0.3170.324操作彈性-4.4384.355符號(hào)說(shuō)明英文字母42 / 42Aa- 塔板的開(kāi)孔區(qū)面積，m2Af- 降液管的截面積, m2Ao- 篩孔區(qū)面積, m2 AT-塔的截面積 m2 P-氣體通過(guò)每層篩板的壓降C-負(fù)荷因子 無(wú)因次 t-篩孔的中心距C20-表面力為20mN/m的負(fù)荷因子do-篩孔直徑 uo-