分離工程脫乙烷塔課程設(shè)計

—綜述1.1塔設(shè)備簡述在化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收、解吸、精餾、萃取等單元操作中，氣液傳質(zhì)設(shè)備必不可少。塔設(shè)備就是使氣液成兩相通過精密接觸達(dá)到相際傳質(zhì)和傳熱目的的氣液傳質(zhì)設(shè)備之一。塔設(shè)備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔，在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔與浮閥塔。篩板塔在十九世紀(jì)初已應(yīng)用與工業(yè)裝置上，但由于對篩板的流體力學(xué)研究很少，被認(rèn)為操作不易掌握，沒有被廣泛采用。五十年代來，由于工業(yè)生產(chǎn)實踐，對篩板塔作了較充分的研究并且經(jīng)過了大量的工業(yè)生產(chǎn)實踐，形成了較完善的設(shè)計方法。篩板塔和泡罩塔相比較具有下列特點(diǎn)：生產(chǎn)能力大于10.5%，板效率提高產(chǎn)量15%左右；而壓降可降低30%左右；另外篩板塔結(jié)構(gòu)簡單，消耗金屬少，塔板的造價可減少40%左右；安裝容易，也便于清理檢修。當(dāng)前各煉廠的氣體分離裝置大部分仍然采用精餾分離?；どa(chǎn)中所處理的原料中間產(chǎn)物和粗產(chǎn)品等幾乎都是由若干組分組成的混合物，蒸餾是分離液體混合物的典型單元操作。低沸點(diǎn)烴類混合物是利用精餾方法使混合物得到分離的，其基本原理是利用被分離的各組分具有不同的揮發(fā)度，即各組分在同一壓力下具有不同的沸點(diǎn)將其分離的。其實質(zhì)是不平衡的汽液兩相在塔盤上多次逆向接觸， 多次進(jìn)行部分汽化和部分冷凝，傳質(zhì)、傳熱，使氣相中輕組分濃度不斷提高，液相中重組分濃度不斷提高，從而使混合物得到分離。塔設(shè)備是能夠?qū)崿F(xiàn)蒸餾的氣液傳質(zhì)設(shè)備，廣泛應(yīng)用于化工、石油化工、石油等工業(yè)中，其結(jié)構(gòu)形式基本上可以分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔用途較廣，它是逐級接觸式的氣液傳質(zhì)設(shè)備。浮閥塔于 50年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點(diǎn)，已成為國內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學(xué)工業(yè)中使用最普遍，對其性能研究也較充分。浮閥塔板的結(jié)構(gòu)特點(diǎn)是在塔板上開有若干大孔，每個孔上裝有一個可以上、下浮動的閥片，浮閥的型式很多，目前國內(nèi)最常用型式的為 F1型和V-4型。F1型浮閥的結(jié)構(gòu)簡單、制造方便、節(jié)省材料、性能良好，廣泛用于化工及煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)(JB1118-68)。操作時，由閥孔上升的氣流，經(jīng)過閥片與塔板的間隙與塔板上橫流的液體接觸，浮閥開度隨氣體負(fù)荷而變，當(dāng)氣量很小時，氣體仍能通過靜止開度的縫隙而鼓泡。1.2我國化工工藝發(fā)展我國石油工業(yè)具有一定的水平，但還是一個發(fā)展中的國家 ，擺在我們石油工作者面前的任務(wù)是繁重的。煉油工業(yè)要對現(xiàn)有的煉油廠進(jìn)行技術(shù)改造，繼續(xù)堅持“自力更生，革新挖潛，全面提高，綜合利用，大搞化工原料，趕超世界先進(jìn)水平”的發(fā)展方針。要立足現(xiàn)有基礎(chǔ)，搞好一、二次加工和系統(tǒng)工程的配套，擴(kuò)大綜合生產(chǎn)能力；要革新工藝，革新技術(shù)，革新設(shè)備，把老裝置開出新水平；要發(fā)展加氫技術(shù)，發(fā)展新型催化劑和添加劑，全面提高產(chǎn)品質(zhì)量，增加品種；要開展綜合利用，大搞三次加工，增產(chǎn)有機(jī)化工原料；要充分利用熱能，大力降低消耗，各項經(jīng)濟(jì)技術(shù)指標(biāo)要創(chuàng)出新水平要治理“三廢”，保護(hù)環(huán)境，為實現(xiàn)趕超世界先進(jìn)水平而奮斗。二設(shè)計方案的選擇2.1工藝設(shè)計的原則工藝流程設(shè)計是工藝設(shè)計的核心，在整個設(shè)計中，設(shè)備選型、工藝計算、設(shè)備布置等工作都與工藝流程有直接關(guān)系。只有流程確定后，其他各項工作才能展開，工藝流程設(shè)計設(shè)計各個方面，而各個方面的變化又反過來影響工藝流程設(shè)計，設(shè)置使流程發(fā)生較大的變化。因此，工藝流程設(shè)計是動手最早，而往往結(jié)束最晚。流程設(shè)計的主要任務(wù)包括兩個方面：一是確定生產(chǎn)流程中各個生產(chǎn)過程的具體內(nèi)容、順序和組合方式；二是繪制工藝流程圖，要求以圖解的形式表示生產(chǎn)過程中，當(dāng)原料經(jīng)過各個單元操作過程得到產(chǎn)品時，物料和能量發(fā)生的變化及其流向，以及采用了哪些化工過程和設(shè)備，再進(jìn)一步通過圖解形式表示出化工管道流程和計量控制流程。選型和工藝設(shè)計的原則如下：⑴合理性即設(shè)備必須滿足工藝一般要求，設(shè)備與工藝流程、生產(chǎn)規(guī)模、工藝操作條件、工藝控制水平相適應(yīng)，又能充分發(fā)揮設(shè)備的能力。⑵先進(jìn)性要求設(shè)備的運(yùn)轉(zhuǎn)可靠性、自控水平、生產(chǎn)能力、轉(zhuǎn)化率、收率、效率要盡可能的達(dá)到先進(jìn)水平。⑶安全性要求安全可靠、操作穩(wěn)定、彈性好、無事故隱患。對工藝和建筑，地基、廠房等無苛刻要求；工人在操作時，勞動強(qiáng)度小，盡量避免高溫高壓操作，盡量不用有毒有害的設(shè)備附件附料。⑷經(jīng)濟(jì)性設(shè)備投資省，易于加工、維修、更新，沒有特殊的維護(hù)要求，運(yùn)行費(fèi)用減少。引進(jìn)先進(jìn)設(shè)備，亦應(yīng)反復(fù)對比報價，考察設(shè)備性能，考慮是否易于被國內(nèi)消化吸收和改進(jìn)利用，避免盲目性?？傊谠O(shè)備的設(shè)計及選型中，要綜合考慮合理性、先進(jìn)性、安全性、經(jīng)濟(jì)性的原則，審慎的研究，認(rèn)真的設(shè)計。2.2精餾操作對塔設(shè)備的要求精餾所進(jìn)行的是氣、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求：氣、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時，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。操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣、液負(fù)荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動力消耗，從而降低操作費(fèi)用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。塔內(nèi)的滯留量要小。2.2.1板式塔類型：氣一液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔為逐級接觸型氣一液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣一液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀(jì)五十年代以后，隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內(nèi)外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛。2.2.2篩板塔：篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60%，為浮閥塔的80%左右。處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10?15%。塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30%左右。篩板塔的缺點(diǎn)是：塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。操作彈性較小(約2?3)。小孔篩板容易堵塞。2.2.3浮閥塔：浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡罩，在塔板開孔上設(shè)有浮動的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進(jìn)使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質(zhì)過程中。塔徑從200mm到6400mm，使用效果均較好。國外浮閥塔徑，大者可達(dá)10m，塔高可達(dá)80m，板數(shù)有的多達(dá)數(shù)百塊。浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因為它具有下列特點(diǎn)：處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加20?40%，而接近于篩板塔。操作彈性大，一般約為5?9,比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。壓強(qiáng)小，在常壓塔中每塊板的壓強(qiáng)降一般為400?660N/m2。液面梯度小。使用周期長。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。(7)結(jié)構(gòu)簡單，安裝容易，制造費(fèi)為泡罩塔板的60?80%，為篩板塔的120?130%據(jù)此本課程設(shè)計選取浮閥塔。2.3設(shè)計方案確定2.3.1操作條件的確定:確定設(shè)計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作指標(biāo)。本設(shè)計的操作壓力為235.5kpa。塔頂設(shè)置冷凝器，塔底設(shè)置再沸器。2.3.2進(jìn)料狀態(tài)：進(jìn)料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產(chǎn)中進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點(diǎn)進(jìn)料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計和制造上提供了方便。本設(shè)計采用泡點(diǎn)進(jìn)料。2.3.3加熱方式：蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。若塔底產(chǎn)物近于純水，而且在濃度稀薄時溶液的相對揮發(fā)度較大，便可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點(diǎn)是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱；在釜內(nèi)只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。這樣，可節(jié)省一些操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增加。本設(shè)計采用間接加熱方式。下圖是工藝裝置原則流程圖：三脫烷烴精餾塔工藝計算3.1全塔物料平衡計算3.1.1原始數(shù)據(jù)獲?。罕?-1原料各組分?jǐn)?shù)據(jù)匯總^處理量^200kmol/h組分in-C04n—C05n—C06n—C07進(jìn)料組成（摩爾分?jǐn)?shù)）0.250.40.20.15分離要求門廣95%門h=90%

進(jìn)料條件泡點(diǎn)進(jìn)料，P=235.5kp3.1.2清晰分隔物料衡算:根據(jù)題意得：正戊烷為輕關(guān)鍵組分，正己烷為重關(guān)鍵組分。由清晰分割法計算:D=D=d+d+Efi=1W=W+W+^^fh+1門i=門i=95%d=80x95%=76W=40x90%=36D=76+4+50=130門h=90%W=80-76=4idh=40-36=4w=4+36+30=70表3-2清晰分割物料衡算計算結(jié)果匯總組分i組分in-Con-C0x『i0.250.4F5080D5076W04XDi0.38460.5846XDi00.0571n-C0n—C0Z0.20.154030401303630700.030800.51430.42863.1.3用泡點(diǎn)方程計算塔底溫度:初設(shè)t=110°C,由K-P-T圖查得各組分的左值，計算得/kX=1.0658>1,i=1表明原假設(shè)溫度偏高，按下表3-3計算結(jié)果可知汽相量最大的是正己烷，由公式

得:得:品T.2kC6,2k品T.2kC6,2)弋kX.""Z/由K-P-T圖按P=235.5KP,k=1.2查得t=107°C，再求得各組分相平衡常c62數(shù)值，計算結(jié)果如下表3-3：表3-3泡點(diǎn)方程計算塔底溫度結(jié)果組分in-C04n-C05n-C06n-C07YXWi00.05710.51430.4286110Cki6.42.61.30.58kXw00.14860.66860.24861.0658107Cki6.22.51.20.54kiXwi00.14290.61720.23140.9915在所設(shè)的107C條件下，ZkX=0.9915,IEk.X.-11<0.01，符合要求。i=1 i=1?.?塔底溫度為107Co3.1.4用露點(diǎn)方程計算塔頂溫度：因為本塔采用全凝氣，所以塔頂溫度就是塔頂產(chǎn)品的露點(diǎn)溫度。初設(shè)t=56C，由K-P-T圖查得各組分的k.值，計算得Ex./k=1.0304>1，i=1表明原假設(shè)溫度偏低，按下表3-4計算結(jié)果可知液相量最大的是正戊烷，由公式得：TOC\o"1-5"\h\z(一 \ 078\o"CurrentDocument"k=kYX/k= =0.8C5,2 C5，1I Dii)1.0304.=1 1由K-P-T圖按P=235.5KP,k=0.8查得t=57C，再求得各組分相平衡常數(shù)c5,2值，計算結(jié)果如下表3-4：表3-4露點(diǎn)方程計算塔頂溫度結(jié)果

組分in-C04n-C05n-C06n—C07￡XDi0.38460.58460.0308056Cki2.20.780.290.11XD/k0.17480.74950.106101.030457Cki2.30.80.30.12XD./k0.16720.73080.102601.0006在所設(shè)的57°C條件下，￡xIk=1.0006,I￡(XIk)-11<0.01，符合要i=1 i=1求。..?塔頂溫度為57C。3.1.5不清晰分割驗證:求以重關(guān)鍵組分n-C0為對比組分的各組分的平均相對揮發(fā)度，用泡點(diǎn)方程6計算列表如下：表3-5各組分平均相對揮發(fā)度組分in—C0n—C0n—Con—C0kDi2.30.80.30.12aihD7.6672.66710.4kwi6.22.51.20.54aihW5.1672.08310.45%=』"'%6.2942.35710.4243代入漢斯特別克公式，得到:=用生+ig七36lg2.357=-0.9542+6.0lgaih

分別將各組分的平均相對揮發(fā)度%代入上式求得(%),，進(jìn)一步求得d,w,XD,X。列表如下:由上表數(shù)據(jù)可知：門由上表數(shù)據(jù)可知：門=76=95%i80設(shè)塔底溫度為107°C,氣=40=90%符合要求。列表計算如下：表3-6d,w,X,X計算結(jié)果Di wi組分in-C04n-C05n-C06n-C07zaihZ \6.2942.35710.4243成）/w.I6.9X10319196.5X10-4Fi50804030Di49.99287640.0195130.0123wi7.2X10-343629.980569.9877XDi0.38450.58460.03080.0001XWi0.00010.05710.51440.4284表3-7組分in-C04n-C05n-C06n-C07zXWi0.00010.05710.51440.42841.0000ki1.22.51.20.540.000120.14290.61720.23140.99162?.?塔底溫度為107C正確。設(shè)塔頂溫度為57C，列表計算如下：表3-8組分in-C04n-C05n-C06n-C07z

XDi0.38450.58460.03080.00011.0000ki2.30.80.30.12XD/k0.16720.73080.10260.00081.0014..?塔頂溫度為57°C正確。3.1.6用泡點(diǎn)方程計算進(jìn)料溫度:設(shè)進(jìn)料溫度為七=60C,由K-P-T圖查得各組分的匕值，計算得￡kX=0.8595,1表明原假設(shè)溫度偏低，按下表3-9計算結(jié)果可知汽相量最iFii=1大的是n-C,由公式得:1.8=2.20.8595kC4,21.8=2.20.8595kC4,27 ‘4，1'%kX

iFi，i=1 匕由K-P-T圖按P=235.5KP,k=2.2查得t=62C,再求得各組分相平衡常數(shù)c6,2值，計算結(jié)果如下表3-9：表3-9泡點(diǎn)方程計算進(jìn)料溫度結(jié)果組分in-C04n-C05n-C06n-C07%XFi0.250.40.20.1560Cki1.80.820.310.13kXF0.450.3280.0620.01950.859562Cki2.20.880.340.14kXF0.550.3520.0680.0351.005在所設(shè)的62C條件下，￡kX=1.005,I%k.X.-1IV0.01，符合要求。i=1 i=1..?進(jìn)料溫度為62C.3.2用芬克斯方程計算最少理論塔板數(shù)

a^=2.236lgLa^=2.236lgLxlga/h](0.584^0.5144、

g[0.0308*0.057L

lg2.36=5.99塊3.3恩德伍德法求最小回流比塔頂、塔底的平均溫度是:以n-C0為對比組分求各組分在P=235.5KP,t=82°。時的相對揮發(fā)度a:表3-10各組分相對揮發(fā)度82r組分i82r組分in-Cox『i0.25k3.8a.6.3n-C0n-Con-Co0.40.20.151.50.60.262.510.43￡機(jī)&=e因為是泡點(diǎn)進(jìn)料，所以e=0a-0i=1￡aX=6.3x0.252.5x0.41x0.20.43x0.15=1.575 1 0.2 0.0645ai-0=6.3-0 2.5-0 1-0 0.43-0=6.3-0 2.5-0邙0.43-0i=1i通過試差法計算求0:表3-110列表1.5756.3—012.5-00.21-00.06450.43-0￡e=1.220.30410.7813-0.9091-0.08160.095e=1.20.30880.7692-10.0838-0.0058二。=1.2￡土=R+1a-0 mi=1i￡偵X_6.3x0.38452.5x0.58460.0308 0.43x0.0001.1a-§'_6.3-1.2 2.5-1.2 1-1.2 0.43-1.2_0.4751+1.123-0.154-0.00006_1.444最小回流比R_￡—.Xd—1_1.444—1_0.444ma-0._1i3.4吉利蘭法計算求理論板數(shù)操作回流比一般為最小回流比的1.2□2倍。艮即R=(1.2□2)R

min本塔取1.6倍，R_1.6x0.444_0.711R-R0.711-0.444_0.1560.7111Y=1-exp(1+54.4x0.156^f0.156Y=1-exp=1-exp "11+117.2x0.156人0.1561；J=1-exp[0.324x(-2.14)]=0.5y_M_0.5S+1解得：S=12.98..?理論板數(shù)為12.98塊。3.5計算理論進(jìn)料位置1gnfX]AXhDfX)X<Xi人-1gf0.5846x0.2、[0.0308x0.4J二0.97731.2557m1gI:- hF:XlW」1gf0.4x0.5144、[0.2x0.0571J=0.78S=n+m+1 —=0.78m解得：n=5.2 m=6.7精餾段理論塔板數(shù)：n=5.2塊

提留段實際塔板數(shù)：m=6.7塊3.6計算實際板數(shù)和實際進(jìn)料位置查表得各組分在t=82°C時的黏度:3-12各組分黏度組分in-Con-Con-Con-CoH=▼XhXf0.250.40.20.15Hli0.0950.1510.3060.2420.1817又：a^=2.5I=0.49（a,日）一0.245=0.49x（2.5x0.1817X245=0.5944=59.44%N門=TtNa實際塔板數(shù)：N= ——-= —-=20.15=21塊a 門t 0.5944精餾段實際塔板數(shù)：n=—=———=8.7=9塊a門0.5944T提留段實際塔板數(shù)：ma=21-9=12塊精餾塔工藝計算部分計算結(jié)果列于下表：表3-13精餾塔工藝計算結(jié)果項目符號數(shù)值單位進(jìn)料流量F200Kmol/h操作壓力P235.5KPa進(jìn)料溫度tf62C塔頂溫度tD107C

塔底溫度tw57°C塔底產(chǎn)品流量130.0123Kmol/h塔頂產(chǎn)品流量69.9877Kmol/h最小回流比Rm0.444實際回流比R0.711最少理論板數(shù)Sm5.99塊全塔理論板數(shù)S12.98塊全塔總版效率59.44%全塔實際板數(shù)Na21塊精餾段實際板數(shù)na9塊提餾段實際板數(shù)ma12塊加料板位置第10塊四浮閥塔的設(shè)計計算4.1選取設(shè)計塔板4.1.1板型選?。焊鶕?jù)化學(xué)工業(yè)出版社《化工原理》提供的液相流量參考表選取單流型塔板，單流型塔板是最常用的形式，結(jié)構(gòu)簡單，制作方便，且橫貫全板的流道長，有利于達(dá)到較高的塔板效率。4.1.2板間距的初選：板間距nt的選定很重要，對完成一定生產(chǎn)任務(wù)，若采用較大的板間距，能允許較高的空塔氣速，對塔板效率、操作彈性及安裝檢修有利；但板間距增大后，會增加塔身總高度，金屬消耗量，塔基、支座等的負(fù)荷，從而導(dǎo)致全塔造價增加。反之，采用較小的板間距，只能允許較小的空塔氣速，塔徑就要增大，但塔高可降低；但是板間距過小，容易產(chǎn)生液泛現(xiàn)象，降低板效率。所以在選取板間距時，要根據(jù)各種不同情況予以考慮。如對易發(fā)泡的物系，板間距應(yīng)取大一些，以保證塔的分離效果。板間距與塔徑之間的關(guān)系，應(yīng)根據(jù)實際情況，結(jié)合經(jīng)濟(jì)權(quán)衡，反復(fù)調(diào)整，已做出最佳選擇。設(shè)計時通常根據(jù)塔徑的大小，由塔板間距的經(jīng)驗數(shù)值選取.初選板間距為0.45m.4.2汽、液體體積流量計算4.2.1精餾段、提餾段的摩爾流量計算：精餾段氣體摩爾流量：V=L+D=(R+1)D=(0.711+1)X130.0123=224.45kmol/h=0.0624kmol/s提餾段氣體摩爾流量：v‘=v=0.0624kmol/s精餾段液體摩爾流量：L=RD=130.0123X0.711=92.4kmol/h=0.0257kmol/s提餾段液體摩爾流量：L'=L+F=92.44+200=292.44kmol/h=0.0812kmol/s4.2.2精餾段、提餾段的體積流量計算：

組分in-C04n-C05n-C06n-C07MMi58.12472.15186.178100.205XDi0.38450.58460.03080.0001Xwi0.00010.05710.51440.4284XDM22.348742.17952.65430.0167.1925XM0.00584.1244.3342.927891.3836Xd./k0.16720.73080.10260.0008kXm0.000120.14290.61720.2314MkX0.00710.310453.189123.187486.6939MXd/k9.178352.7288.84190.080271.3684表4-1氣體體積流量計算表塔頂氣體密度:235.5x103x67.1925p=』v1RT= \ =5702.56= \ =5702.56g/m3=5.7kg/m3(273.15+57)x8.314pM

p=V2

v2RT235.5x103xpM

p=V2

v2RT=6459.73g/m3=6.46kg/m3(273.15+107)x8.314p=3

vp=3

v25.7；6.46=6.08kg/m3塔頂氣體體積流量:Vs1VMVs1VM v1pv10.0624x67.192557=0.7356m3/s塔底氣體積流量:VM v2VM v2pv20.0624x86.6939646=0.7356m3/s全塔平均氣體體積流量:V二匕+U之二。.7356+。.8374=0.7865游/,s2L11巨PL11巨Pi11.4783=0.6765g/cm3表4-2液體體積流量計算表組分in-Co4n-Co5n-Co6n-Co7rXwi0.00010.05710.51440.4284Mi58.12472.15186.178100.205MX0.00584.1244.3342.927891.3836m=聲、i1 乙XM0.00060.04510.48510.4696PLi0.5790.8150.6590.684m—itPi0.00010.05530.73610.68651.4783XD/k22.347842.17952.65430.01MXd./k9.718352.7288.84190.080271.3684m="?/%i2 乙MX./k0.13620.73880.12390.0011m i2-Pi0.23520.96050.1880.00161.3313塔底液體密度:塔頂液體密度:1rm1rmPi11.3313=0.7511g/cm3液體平均密度:P+PP+P676.5+751.12=713.8kg/m3塔底液體體積流量:L_LM_°.0257X心836_3.47x10-3m3/ss1 P 0.6765X103L1塔頂液體體積流量:,LM0.0812x71.3684L_——1_ _7.716x10-3m3/ss2 P 0.7511x103L2全塔平均液體體積流量:=5.593x10-3m3/sL_^+L3.47=5.593x10-3m3/ss-4.3液體表面張力計算查表得各個組分的表面張力:表4-3各組分表面張力組分in-C04n-C05n-C06n-C07Zb"C)3.1246.3998.02816.26b(107C)4.0797.75210.1812.51Xwi0.00010.05710.51440.4284XD/k0.16720.73080.10260.0008。iXwi0.00040.44265.23665.359311.0389bXD./k0.52234.67640.82370.0136.0354d—^2—.??液體平均表面張力：如—Gm1+Gm2—11.0389+6.0354—8.5372m24.4塔徑的計算4.4.1求上限空塔氣速:(5.593V713.8M(5.593V713.8M510.7865人6.08)=0.0771取板間距H_0.45m（參考《化工原理》，浮閥塔板間距參考數(shù)值），由史密T斯關(guān)聯(lián)圖查得：C20=0.083C=CC=C20=0.083xf8.5372'0.2=0.07則上限空塔氣速：u=C:p￡—Py=0.07j71'8—6.08=0.76m/smaxP V6.084.4.2計算空塔氣速：適宜的空塔氣速是umax乘以安全系數(shù)，安全系數(shù)?。?.6?0.8）之間，本設(shè)計取安全系數(shù)為0.7,u=0.7u=0.8x0.76=0.6bS4.4.3選取塔徑和實際空塔氣速：D=、光0.7865=1.28m,根據(jù)浮閥塔直徑系列標(biāo)準(zhǔn)圓整取塔徑為u\'3.14x0.611.4m。實際空塔流速：u=?=4X°.7865=0.51m/s兀D2 3.14X1.424.5計算塔截面積兀D2 3.14X1.42塔截面積：A= = =1.5386m2t4 44.6計算塔的有效高度塔的有效高度： Z=NXHt=21X0.45=9.45m4.7塔板的設(shè)計確定塔板溢流形式：根據(jù)有關(guān)文獻(xiàn)介紹選取單溢流塔板操作。確定降液管的結(jié)構(gòu)形式：根據(jù)有關(guān)資料降液管的結(jié)構(gòu)形式采用弓形降液管。

4.7.3降液管的底隙高度:對于單溢流取堰長：L=0.7D=0.7x1.4=0.98m取液體通過降液管底隙時的流速u0=0.2m/s降液管的底隙高度：h=■￡—=5。93，10「3=0.0303m。。L/0 0.98x0.2u取值根據(jù)經(jīng)驗一般可取0.07?0.25之間。ho確定的原則是保證流體流經(jīng)此處時的阻力不太大，同時要有良好的液封。4.7.4求降液管的寬度及截面：L/DL/D=0.98/1.4=0.7，查化工原理圖得:W/D=0.14...吧=0.14x1.4=0.196AfAf/A=0.08=0.0鳥=0.x081.與386m20.1234.7.5求液體在降液管內(nèi)的停留時間Tt=AHt/L=°.123X4.7.5求液體在降液管內(nèi)的停留時間Tt=AHt/L=°.123X°.45二9.9s>5ss0.0055934.7.6塔板四區(qū)尺寸的確定：邊緣區(qū)寬度WC取0.05m。破沫區(qū)寬度WS取0.06m。溢流區(qū)寬度Wd=0.196m。鼓泡區(qū)面積A:a=2x7R2-

k—.兀八?尤)x2+ R2sin-1—180R)D 1.4x=—-(W+W)=項-(0.196+0.06)=0.444mR=%-W=0.7-0.05=0.65?.?A=2x0.444x扣'0.652-0.4442+出x0.652xsin-1f嘗］180 "0.65)=1.585初算浮閥個數(shù):浮閥塔的操作性能以板上所有浮閥處于剛剛?cè)_時的情況為最好，此時塔板的壓強(qiáng)降及板上液體的泄露都比較小，且操作彈性較大，根據(jù)工業(yè)生產(chǎn)裝置的數(shù)據(jù)對F1型重浮閥而言，當(dāng)板上所有浮閥剛剛?cè)_時 ，F(xiàn)0動能F因數(shù)常在9?12之間。本設(shè)計取F=10，因為F=u、：p,..?u=、^,設(shè)u0 0 0*V 0 :p 0為氣體通過閥孔時的速度，F(xiàn)0為氣體通過閥孔時的動能因數(shù)，pV為F10氣體密度，貝Uu=.0 =4.06m/s。0" <6.08"Vd0為浮閥孔直徑取d0=0.039m，V 0.7865則N= s—= =162.2=163,f:d20%:x0.0392x4.06核算閥孔動能因數(shù)及孔速：因為0.7865s0.785d因為0.7865s0.785d2N0.758x0.039x163=4.0412m/sF0=uJP^=4.0412^/6.08=9.9647閥孔動能因數(shù)變化不大仍在9?12范圍之內(nèi)，所以選取合理。4.7.9計算塔板開孔率:開孔率=u=_°5L=0.126在（5%?15%）內(nèi)，符合要求。u^4.04124.8塔板的水力學(xué)計算塔板的流體力學(xué)驗算，目的在于核算上述各項工藝尺寸已經(jīng)確定的塔板，在設(shè)計任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下能否正常操作。其內(nèi)容包括對塔板壓強(qiáng)、液泛、霧沫夾帶、泄漏等項的驗算。4.8.1氣體通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降：1、干板阻力h:C臨界孔速：u「樹'731=18革:7316.328m/soc汽p256.08'V?/uk<u 故用下式計算：u0.175 4.04120.175h=19.9 =19.9X7138=0.0356mL .2、 板上充氣液層阻h:R因為分離的混合物為碳?xì)浠衔锏幕旌衔铮嗜“迳铣錃獬潭纫驍?shù)￡「0.45,取板上液層高度hL=0.06m。則七=￡0h=0.45x0.06=0.0273、 液體表面張力造成的阻力h:P浮閥塔的h。值通常很小，計算時可以忽略，所以氣體通過浮閥板的壓降為hp=hC+hR=0.0356+0.027=0.0626m液柱，單板壓降△Pp=hppLg=0.0626X713.8X9.81=438.35KPa4.8.2液泛：該塔板不設(shè)進(jìn)口堰，故液體通過降液管的壓降：=0.153(u-)=0.153(u-)2=0.153x0.252=0.00956mOhd=0.153〔LW叮降液管降液管中當(dāng)量清液層高度為H=hd+h+匕=0.00956+0.0626+0.06=0.13216實際降液管中液體和泡沫的總高度大于0.13216這個值，為了防止液泛，應(yīng)保證降液管中泡沫液體的總高度不超過上層塔板的出口堰，所以在設(shè)計中令H<^(Ht+hw)，u是參數(shù)考慮到降液管內(nèi)液體充氣及操作安全兩種因素的校正系數(shù)。一般物系取U=0.5，取出口堰高度hW=0.05m，%=0.45mH<0.5x(0.05+0.45)=0.25符合要求不會淹塔。4.8.3霧沫夾帶:式中：VS、VL分別為氣、液負(fù)荷m3/s；PV、pL分別為塔內(nèi)氣、液密度kg/m3；

ZL為板上液體流經(jīng)長度m,對單溢流塔板ZL=D-2WS=1.4-2X0.196=1.008m；Ab為板上液體流經(jīng)面積m2，對單溢流塔板Ab=AT-2Af=1.5386-2X0.123=1.2926m2；Cf為泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù),可根據(jù)氣相密度「-及板距Ht查得，CM128,泛點(diǎn)率二KCAX100%泛點(diǎn)率二KCAX100%0.7356―608—0.7356―608—+1.36x0.0059x1.008-6.080.128x1.2926=45.84%<80%或泛點(diǎn)率二0.7356x0.78KCAx100%或泛點(diǎn)率二0.7356x0.78KCAx100%=:6.08V713.80.78x1x0.128x1.5386=44.2%<80%對于D>0.9m的大塔，泛點(diǎn)率都應(yīng)小于80%,實際求得的泛點(diǎn)率均小于80%,符合要求，所以霧沫夾帶量能滿足eVV0.1kg（液）/kg（氣）。4.9塔板負(fù)荷性能圖4.9.1泄漏線以F0=5作為規(guī)定氣體取小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則（V）=-d2N三=314x00392x163x-^=0.3956游/ssmin4 0f.'p4 v6.08V根據(jù)（VS）min在縱坐標(biāo)軸上定出一點(diǎn)作水平線AA',即為泄漏線。4.9.2液相負(fù)荷上限線：以t=5秒作為液體在降液管中停留時間下限值，即叭）啞=人//5=0.123乂0.45/5=0.0111m3/s。根據(jù)（LS）max在橫坐標(biāo)軸上定出一點(diǎn)c并作垂線CC'，即為液相負(fù)荷上限線。4.9.3液相負(fù)荷下限線:

對于平堰，一般取堰上液層高度hoW=0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，低于此限時便不能保證板上液流的均勻分布，降低氣液接觸效果，根據(jù)公式：how2.84E1000(L)how2.84E1000(L)sminL w—3600一般、取h疽0.006作為下限條件。f1000h_[3XI2.84E)L——W—3600If1000x0.006)30.98住2.84xl)X3600=0.00084m3/s根據(jù)（L>在橫坐標(biāo)軸取定一點(diǎn)B作垂線BB'，即為液相負(fù)荷下限線。4.9.4液泛線：vs與vs的關(guān)系式，2aV2=b-cL2-dL3。式中：a=1.91x式中：a=1.91x105xP rpN^2=1.91X105X6.08=9.981713.8x1632b=4Ht+(4-1-￡0)h=0.5x0.45+(0.5-1-0.45)x0.05=0.1775=173.52TOC\o"1-5"\h\z0.153 0.153=173.52c= = LW2h。2 0.982X0.030320.667 0.667d=(1+s)Ex =(1+0.45)x =0.676° L「 0.9822則：9.981V2=0.1775-173.52L,2-0.676L,32V2=0.0178-17.385L2-0.0677L3s s s表4-4Ls0.0010.0050.0080.010.011Vs0.13080.12400.11820.11370.1114根據(jù)表的數(shù)據(jù)，再繪制出液泛線DD'。4.9.5霧沫夾帶上限線:霧沫夾帶上限線表現(xiàn)了霧沫夾帶量eV=0.1kg（液）/kg（汽）時的LS?VS

的關(guān)系。Ev一+1.36LZ按泛點(diǎn)率=80%時找出LSEv一+1.36LZV泛占率=2P廣P,.KCA:_迎_+1.36x1.008Ls*713.8-6.081x0.128X1.296=80%0.09269V+1.371L=0.1327V=1.4317-14.79L繪圖即霧沫夾帶上限線EEf。塔板負(fù)荷性能曲線圖根據(jù)以上五條線繪出塔板負(fù)荷性能圖:塔板負(fù)荷性能曲線圖—泄露線J液相負(fù)荷上限線廠液相負(fù)荷下限線液泛線—霧沫夾帶上限線圖4-1塔板負(fù)荷性能曲線圖4.9.6技術(shù)分析：由塔板負(fù)荷性能圖可以看出，在規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)在適宜操作區(qū)內(nèi)的適宜位置，這說明本設(shè)計比較合理。因操作上限受霧沫夾帶線控制，因此，若處理量提高較大時，適當(dāng)將霧沫夾帶線上移，即提高板間距或加大開孔區(qū)面積。

表4-5浮閥塔板設(shè)計計算結(jié)果及符號一覽表項目符號單位數(shù)據(jù)及說明備注塔徑Dm1.4板間距HTm0.45塔板形式重浮閥，單溢流降液管溢流堰高h(yuǎn)wm0.05溢流堰長LWm0.98板上液層高度Hm0.13216降液管底隙高度h0m0.0303降液管寬度wdm0.196降液管截面積Afm20.123鼓泡區(qū)面積Aam21.585塔截面積ATm21.5386浮閥個數(shù)Nf個163閥孔直徑d0m0.0309閥孔氣速u孔m/s4.0412空塔氣速um/s0.51閥孔動能因數(shù)F09.9647開孔率12.6%液體在降液管停留時間s9.9泛點(diǎn)率45.84%

液相負(fù)荷上限（L）smaxm3/s0.0111液相負(fù)荷下限（L）sminm3/s0.00084五接管尺寸計算5.1進(jìn)料管尺寸計算:表5-1進(jìn)料液體密度計算組分in-C04n-C05n-C06n-C07ZXFi0.250.40.20.15Mi58.12472.15186.178100.205pi579815659684MX14.53128.860417.235615.030875.6578mi0.19210.38150.22780.1987m—rPi0.33180.46810.34570.29051.4361進(jìn)料管密度：p=—-—=[qk]=0.696g/cm3=696kg/m3~PiFM FFM FPF200x75.65783600x696=0.00604m3/s取u=0.6m/s「4xJ00604=0.113m，經(jīng)圓整取114mm.\3.14x0.65.2塔頂蒸汽管尺寸計算:塔頂V=0.7865m2/s u頂=20m/s5.3釜液出口管尺寸計算:'4V 4x0.7865八…Pl=713.8=s= =0.22Pl=713.81，兀u 3.1*20W=64.987kmo/h

M=吃1+七=心836+7L3684=81.376l2 2=0.0022m=0.0022m/s3600x713.8取u=0.8m/s「 4「 4x0.0022D—= 底3.14x0.8=0.059m=59mm5.4塔高的計算:H=（n-n-n）H+nH+nH+H+H+H+HFpTFFppDB1 2nF一進(jìn)料板數(shù)H—進(jìn)料板間距Fnp一人孔數(shù)Hb一塔底空間高度（6到8層設(shè)一人孔）H—人孔板間距Phd一塔頂空間高度H1—封頭高度H一裙座高度2取氣=1,np=3,Hf=0.6,Hp=0.6,H。=1.5x0.45=0.675,氣=0.7H2=1.5,Hb=1.5???H=（21-1-3-1）x0.45+1x0.6+3x0.6+0.675+0.7+1+1.5=13.975

六熱量衡算6.1塔頂冷凝器熱量衡算冷凝器體系選取如下圖：圖6-1冷凝器卜表為基準(zhǔn)焓值為57°C時飽和液相焓值，列匯總表如下:表6-1塔頂冷凝器熱量衡算計算表組分in-C04n-C05n-C06n-C07ZMi58.12472.15186.178100.205Yi0.38450.58460.03080.0001yi18.6724.2329.5034.26MYyiii41.725102278.30.34331517.8933Q=VZMYy.=224.45x1517.8933=340691.15kcal/h6.2塔底再沸器熱量衡算

卜表為基準(zhǔn)焓值為107°C時飽和液相焓值，列匯總表如下:表6-2塔底再沸器熱量衡算計算表組分in-C04n-C05n-C06n—C07ZMi58.12472.15186.178100.205Yi0.000120.14290.61720.2314yi13.6520.4225.5730.89MY^yiii0.0952210.53791360.0443716.262286.9374Q=V2MY7=224.45x2286.9374=513303.1kcal/hB iii七課程設(shè)計總結(jié)對于設(shè)計過程我們通過查閱各種文獻(xiàn)得到數(shù)據(jù)、公式，最后匯總。通過給出的任務(wù)進(jìn)行計算，使我們的自學(xué)能力，匯總能力都得到了提高。對于最后部分塔附屬高度的計算還不甚了解，很不熟練，有待提高。通過本次課程設(shè)計不僅增強(qiáng)了自己的自學(xué)能力，更促進(jìn)了對分離工程知識的進(jìn)一步了解，同時通過同學(xué)之間，同學(xué)和老師之間的相互交流使我的設(shè)計更加完善。在良好的互動環(huán)境下我們大家都很努力認(rèn)真，不僅是為了取得成績，更是為了能在知識上，在能