化工原理精餾設(shè)計(jì)計(jì)算(新)1.doc

河南城建學(xué)院化學(xué)化工系分離工程課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)指導(dǎo)教師： 學(xué)生姓名： 班級(jí)學(xué)號(hào)： 20010年6月 一、分離工程課程設(shè)計(jì)目的、任務(wù)分離工程課程設(shè)計(jì)是分離工程教學(xué)的一個(gè)重要環(huán)節(jié)，是綜合應(yīng)用本門課程和有關(guān)先修課程所學(xué)知識(shí)，完成以分離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(shù)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)。 二、分離工程課程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容 圍繞分離工程課程內(nèi)容，以某一典型基本原理與單元過(guò)程（相平衡、精鎦、吸收）的設(shè)計(jì)為中心，訓(xùn)練學(xué)生查閱和綜合資料的能力、英語(yǔ)翻譯能力，計(jì)算機(jī)編程和尋找計(jì)算方法能力，撰寫(xiě)論文能力。其基本內(nèi)容為： 1、 設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介 對(duì)給定或選定的設(shè)計(jì)題目，進(jìn)行簡(jiǎn)要的論述。 2、工藝設(shè)計(jì)計(jì)算(含計(jì)算機(jī)輔助計(jì)算)。 3、設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)的編寫(xiě) 設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)的內(nèi)容應(yīng)包括：設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)，目錄，中、英文摘要，設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介，工藝計(jì)算，設(shè)計(jì)結(jié)果匯總，設(shè)計(jì)評(píng)述，結(jié)語(yǔ)（包括設(shè)計(jì)體會(huì)、收獲、評(píng)述、建議、致謝等），主要技術(shù)符號(hào)說(shuō)明，參考文獻(xiàn)。整個(gè)設(shè)計(jì)由論述，計(jì)算和圖表三個(gè)部分組成，論述應(yīng)該條理清晰，觀點(diǎn)明確；計(jì)算要求方法正確，誤差小于設(shè)計(jì)要求，計(jì)算公式和所有數(shù)據(jù)必需注明出處；圖表應(yīng)能簡(jiǎn)要表達(dá)計(jì)算的結(jié)果。三、設(shè)計(jì)條件及任務(wù) 已知：精餾塔 進(jìn)料量=100 mol/h；泡點(diǎn)進(jìn)料，操作壓力=405.3kPa 。 進(jìn)料組成（摩爾分?jǐn)?shù)）： 正丁烷 xA=0.35；正戊烷 xB=0.25； 正己烷 xC=0.25；正庚烷 xD=0.15。 分離要求： 正戊烷在餾出液中的回收率為 90；正己烷在釡液中的回收率為 90。 四、對(duì)設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)及圖紙的要求 （一）設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)的要求1、裝禎順序（1）封面（2）任務(wù)書(shū)（3）目錄（4）內(nèi)容摘要（5）正文（6）參考文獻(xiàn)（7）封底（8）全部?jī)?nèi)容采取軟包裝形式進(jìn)行裝禎2、設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)格式及打印要求（1）統(tǒng)一A4紙打印（2）主標(biāo)題3#字黑體，居中（3）副標(biāo)題4#字黑體，居中（4）文內(nèi)各標(biāo)題4#黑體（5）正文宋體小4#字，行間距1.5倍，圖、表按所在章編號(hào)（6）參考文獻(xiàn)楷體4#字（7）注釋一律采用腳注，宋體5#說(shuō)明書(shū)必須書(shū)寫(xiě)工整、格式規(guī)范、圖文清晰。說(shuō)明書(shū)中所有符號(hào)必須注明意義和單位。（二）設(shè)計(jì)圖紙要求： 1、流程圖 本設(shè)計(jì)要求畫(huà)“生產(chǎn)裝置工藝流程圖”，圖紙大小為A2。本圖應(yīng)表示出裝置或單元設(shè)備中所有的設(shè)備和機(jī)器，以線條和箭頭表示物料流向，并以引線表示物料的流量、溫度和組成等。設(shè)備以細(xì)實(shí)線畫(huà)出外形并簡(jiǎn)略表示內(nèi)部結(jié)構(gòu)特征，大致表明各設(shè)備的相對(duì)位置。設(shè)備的位號(hào)、名稱注在相應(yīng)設(shè)備圖形的上方或下方，或以引線引出設(shè)備編號(hào)，在專欄中注明個(gè)設(shè)備的位號(hào)、名稱等。管道以粗實(shí)線表示，物料流向以箭頭表示（流向習(xí)慣為從左向右）。輔助物料（如冷卻水、加熱蒸汽等）的管線以較細(xì)的線條表示。（2）設(shè)備圖本設(shè)計(jì)要求畫(huà)主要設(shè)備詳圖一張，圖紙大小為A1。表示其結(jié)構(gòu)形式、尺寸（表示設(shè)備特性的尺寸，如圓筒形設(shè)備的直徑等）、技術(shù)特性等。設(shè)備圖基本內(nèi)容有： 視圖：一般用主（正）視圖、剖面圖或俯視圖表示主要設(shè)備結(jié)構(gòu)形狀； 尺寸：圖上應(yīng)注明設(shè)備直徑、高度以及表示設(shè)備總體大小和規(guī)格的尺寸； 技術(shù)特性表：列出設(shè)備操作壓力、溫度、物料名稱、設(shè)備特性等； 標(biāo)題欄：說(shuō)明設(shè)備名稱、圖號(hào)、比例、設(shè)計(jì)單位、設(shè)計(jì)人、審校人等。圖紙要求：投影正確、布置合理、線型規(guī)范、字跡工整。目錄一 概述二 板式精餾塔的工藝計(jì)算72.1塔內(nèi)物料組成以及塔內(nèi)溫度的確定.72.1.1 清晰分割 .82.1.2計(jì)算塔頂和塔底溫度.82.1.2.1塔頂溫度.92.1.2.2塔底溫度.92.1.3用非清晰分割計(jì)算各組分的相對(duì)揮發(fā)度以及其他值102.1.4驗(yàn)證非清晰分割計(jì)算的結(jié)果以確定塔頂和塔底溫定112.1.5進(jìn)料溫度的求取112.2塔板數(shù)的確定in.112.2.1由芬斯克方程求最小理論板數(shù)132.2.2由恩德伍德法求最小回流比142.2.3根據(jù)吉利蘭方程求理論板數(shù)152.2.4總板效率的計(jì)算.152.2.5實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算152.2.6進(jìn)料位置的確定15 三.浮閥塔板設(shè)計(jì)3.1.1氣液負(fù)荷的計(jì)算.193.1.2塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算193.1.3平均密度計(jì)算193.1.4液體平均張力計(jì)算193.1.5液體平均粘度計(jì)算193.1.6 氣液體積流率203.2初選塔徑223.2.1求上限空塔氣速umax223.2.2計(jì)算空塔氣速223.2.3初算塔徑233.3選取塔徑及實(shí)際空塔氣速233.3.1根據(jù)浮閥塔直徑系列標(biāo)準(zhǔn)圓整233.3.2實(shí)際空塔氣速的求取233.4計(jì)算塔截面積233.5計(jì)算塔的有效高度233.6塔板設(shè)計(jì)233.6.1確定塔板溢流形式233.6.2確定降液管的結(jié)構(gòu)形式233.6.2.1 降液管的結(jié)構(gòu)形式3.6.2.2 計(jì)算降液管的底隙高度3.6.2.3 求降液管的寬度及截面積3.6.2.4 求液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間3.6.3塔板四區(qū)尺寸的確定243.6.4初算浮閥個(gè)數(shù)253.6.5確定浮閥排列方式及實(shí)際浮閥個(gè)數(shù)253.6.6核算閥孔動(dòng)能因數(shù)及孔速263.6.7計(jì)算塔板開(kāi)孔率263.7塔板的水力學(xué)計(jì)算263.7.1氣體通過(guò)浮閥塔板的壓強(qiáng)降263.7.液泛檢驗(yàn)273.7.3霧沫夾帶283.8塔板負(fù)荷性能圖293.8.1泄漏線293.8.2液相負(fù)荷下限線293.8.3液相負(fù)荷上限線293.8.4液泛線303.8.5霧沫夾帶線（上限）31 3.9接管尺寸計(jì)算3.9.1 進(jìn)料管3.9.2 塔頂蒸汽管3.9.3 回流管3.9.4 釜液出口管3.9.5 塔底經(jīng)再沸器后蒸汽出口管3.10 塔高3.11 熱量衡算3.11.1 對(duì)塔頂全凝器的熱量衡算3.11.2再沸器熱量衡算四.設(shè)計(jì)結(jié)果匯總36五 結(jié)束語(yǔ)3六參考文獻(xiàn) 摘要 As is known to all,the oil is closely releated to our life and industry.However,our insearch to the oil is far to halt.The produces from the oil is so various that they are of course used widely.But we usually make use of parts of them such as saturated groups-one of the most important compounds.therefore,their separation is of great importance.Now , most of gas-seperating device of oil-refining factory are still using the seperation of distillation . Distillation is the unit operation of seperating liquids compounds . Its basic theory is applying the differences of eyery seperated parts volatility , that is , under the same pressure , they are seperated as the different boiling point .Column device is a device that can realize distillations chance between gases and liquids , widely used in chemical industry , petrochemical industry and others . Its constructure style basicly can be divided into two types-board column and fioat-valve column .Board column is a device that complete the transmition between gases and liquids through touch , and floatvalve columns advantages are the strong produce capacity and the large elasticity of operation , because the plate dfficiency is very high , the pressure drop from air to liquid level is relative small , and its cost is cheaper , float-valve column has become the most widely useful column type .眾所周知，石油與人們的生產(chǎn)生活密不可分，而我們都它研究遠(yuǎn)沒(méi)有停止。石油產(chǎn)品種類繁多，用途極廣。而我們通常僅僅用到石油的部分成分，比如烷烴-石油的一大組成成分，它的有效分離顯得極其關(guān)鍵。當(dāng)前各煉廠的氣體分離裝置大部分仍然采用精餾分離。蒸餾是分離液體混合物的典型單元操作，其基本原理是利用被分離的各組分的揮發(fā)度不同，即各組分在同一壓力下具有不同的沸點(diǎn)將其分離的。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(jí)接觸式的氣液傳質(zhì)設(shè)備。浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)是：生產(chǎn)能力大、操作彈性大、塔板效率高、氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小、塔的造價(jià)低。浮閥塔已成為國(guó)內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔型。 概述蒸餾的基本原理是將液體混合物部分氣化,利用其中各組份揮發(fā)度不同（相對(duì)揮發(fā)度，）的特性，實(shí)現(xiàn)分離目的的單元操作。蒸餾按照其操作方法可分為：簡(jiǎn)單蒸餾、閃蒸、精餾和特殊精餾等。精餾塔是進(jìn)行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。根據(jù)操作方式又可分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔。 精餾過(guò)程中蒸氣由塔底進(jìn)入，與下降液進(jìn)行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發(fā)(低沸點(diǎn))組分不斷地向蒸氣中轉(zhuǎn)移，蒸氣中的難揮發(fā)(高沸點(diǎn))組分不斷地向下降液中轉(zhuǎn)移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發(fā)組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難揮發(fā)組分則愈富集，達(dá)到組分分離的目的。由塔頂上升的蒸氣進(jìn)入冷凝器，冷凝的液體的一部分作為回流液返回塔頂進(jìn)入精餾塔中，其余的部分則作為餾出液取出。塔底流出的液體，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發(fā)后，蒸氣返回塔中，另一部分液體作為釜?dú)堃喝〕觥?精餾設(shè)備所用的設(shè)備，和其他傳質(zhì)過(guò)程一樣，精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求大致如下：一：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會(huì)產(chǎn)生液泛等不正常流動(dòng)。二：效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 三：流體阻力?。毫黧w通過(guò)塔設(shè)備時(shí)阻力降小，可以節(jié)省動(dòng)力費(fèi)用，在減壓操作是時(shí)，易于達(dá)到所要求的真空度。 四：有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動(dòng)時(shí)，兩相均能維持正常的流動(dòng)，而且不會(huì)使效率發(fā)生較大的變化。 五：結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，安裝檢修方便。 六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，因其1生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開(kāi)孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%40%，與篩板塔接近。 2操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動(dòng)范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時(shí)間較長(zhǎng)，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 4氣體壓降及液面落差小，因氣液流過(guò)浮閥塔板時(shí)阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板塔高 20%30。 浮閥塔兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點(diǎn)，而且操作彈性大，操作靈活，板間壓降小，液面落差小, 浮閥的運(yùn)動(dòng)具有去污作用，不容易積垢堵塞，操作周期長(zhǎng)，結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，容易安裝，操作費(fèi)用較小，其制造費(fèi)用僅為泡罩塔的60%80%；又由于F1型浮閥塔結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好；另外輕閥壓降雖小，但操作穩(wěn)定性差，低氣速時(shí)易漏液。綜上所述，選擇F1型重閥浮閥塔。 本設(shè)計(jì)首先采用清晰分割及非清晰分割進(jìn)行物料衡算，確定各組分組成及塔頂、塔底溫度。接下來(lái)確定回流比，從而計(jì)算出理論板數(shù)，再通過(guò)板效率最終確定實(shí)際板數(shù)。之后進(jìn)行塔的設(shè)計(jì)，包括塔徑、塔高、塔板的設(shè)計(jì)，且需滿足各復(fù)合檢驗(yàn)。最后進(jìn)行輔助設(shè)施的設(shè)計(jì)及熱量衡算。37二板式精餾塔的工藝計(jì)算2.1塔內(nèi)物料組成以及塔內(nèi)溫度的確定2.1.1 清晰分割 進(jìn)料組成可見(jiàn)下表1-1所示：組分i正丁烷正戊烷正己烷正庚烷Z0.350.250.250.15 由分離要求可知正戊烷為輕關(guān)鍵組分，正己烷為重關(guān)鍵組分。塔頂輕組分量：1000.90.25=22.5塔底輕組分量：=1000.25 （1-0.9）=2.5塔頂重組分量：=100 (1-0.9)0.25=2.5 塔底重組分量：=1000.9 0.25=22.5各物質(zhì)組成見(jiàn)下表：組分i正丁烷正戊烷正己烷正庚烷0.350.250.250.151352525151003522.52.50600.5830.3750.0420102.522.5154000.06250.56250.3751 2.1.2計(jì)算塔頂和塔底溫度2.1.2.1塔頂溫度假設(shè)塔頂溫度為C，計(jì)算如下表所示： 組分i 0.5830.3750.0421 1.860.6870.281 0.31350.54590.14801.0074故可知所設(shè)塔頂溫度為正確2.1.2.2塔底溫度假設(shè)塔底溫度為，計(jì)算如下表所示組分i0.06250.56250.37512.11.1950.540.13130.67220.20251.006故可知所設(shè)塔底溫度為正確2.1.3用非清晰分割計(jì)算各組分的相對(duì)揮發(fā)度以及其他相關(guān)值以重關(guān)鍵組分為對(duì)比組分，計(jì)算列表如下組分i1.860.6870.2810.1226.9192.44510.4345.62.11.1950.544.6861.75710.45195.5692.07310.443將以上數(shù)據(jù)代入漢斯特別克公式可得到=-0.9542+(0.9542+0.9542)=6.0278 -0.9542 分別將各關(guān)鍵組分的值代入上式求得，并進(jìn)一步求得,計(jì)算結(jié)果列表如下組分i5.5692.07310.443/3.4758.9951118.147/3525251510034.99922.4992.4980.01260.0080.0012.50122.50214.98839.9920.58320.37500.04160.000212.50.06250.56250.37501由上表數(shù)據(jù)可知 0.9 因此可知符合分離要求2.1.4驗(yàn)證非清晰分割計(jì)算的結(jié)果以確定塔頂和塔底溫度 假設(shè)塔頂溫度為C，驗(yàn)算如下表所示：組分i0.58320.37500.04160.000211.860.6870.2810.122/0.31350.54590.14800.00161.009經(jīng)上表驗(yàn)證結(jié)果可知所設(shè)塔頂溫度為正確 假設(shè)塔底溫度為，驗(yàn)算如下表所示：組分i2.50.06250.56250.375015.62.11.1590.54/0.000140.13130.67220.20251.006經(jīng)上表驗(yàn)證結(jié)果可知所設(shè)塔頂溫度為正確2.1.5進(jìn)料溫度的求取設(shè)進(jìn)料溫度為，計(jì)算結(jié)果如下表所示： 組分i 0.2 0.4 0.3 0.1 1 2.35 0.95 0.43 0.195 0.47 0.38 0.129 0.0195 0.9985 故可知進(jìn)料溫度為2.2塔板數(shù)的確定2.2.1由芬斯克方程求最小理論板數(shù)由理論級(jí)公式可得=6.03（塊）2.2.2由恩德伍德法求最小回流比由塔頂和塔底溫度可知平均溫度為 =依據(jù)以下兩式計(jì)算最小回流比 （1） （2）以重組分為對(duì)比組分，在平均溫度為下的各組分k值及相對(duì)揮發(fā)度如下表所示：組分i2.81.120.50.2355.62.2410.470.350.250.250.151飽和液體進(jìn)料時(shí)，汽化分率e取值為0，此時(shí)把上表對(duì)應(yīng)值代入式（1）可得由上式可解得 把代入（2）式可得 由上式可解得 取操作回流比為1.6，即可得回流比為R=1.6=0.7522.2.3根據(jù)吉利蘭方程求理論板數(shù)吉利蘭方程為 （3）其中，把x值代入式（3）中可解得y=0.495又 可解得 S=12.922.2.4總板效率的計(jì)算總板效率為 在平均溫度為下，查得各組分液體黏度如下表所示：組分i0.08350.12920.27340.22020.350.250.250.15由公式以及上表中的相關(guān)數(shù)據(jù)可得 從而可得板效率為 =0.6392.2.5實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算由以上計(jì)算可知除去再沸器后的實(shí)際塔板數(shù)為 圓整為19 即實(shí)際塔板數(shù)為19塊2.2.6進(jìn)料位置的確定設(shè)m為提餾段板數(shù)，n為精餾段板數(shù)，理論板數(shù)為 =m+n+1由=m+n+1 可知 12.92=m+n+1=2m+1從而可解得 m=5.96（塊） n=11.92-5.96=5.96（塊）即精餾段實(shí)際塔板數(shù) 將進(jìn)料板并入精餾段，可取精餾段為10塊板，則提餾段 即從上而下在第10塊板進(jìn)料三 浮閥塔板設(shè)計(jì)計(jì)算3.1物性參數(shù)計(jì)算3.1.1氣液負(fù)荷的計(jì)算V=(R+1)D=1.75260.008=105.1343.1.2塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算根據(jù)塔頂?shù)奈锪辖M成計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量如下表所示：組分iM58.12472.15186.178100.205、0.58320.37500.04160.000210.31350.54590.14800.00161.00918.22239.38712.7540.160370.5233.89827.0573.5850.0200464.56根據(jù)塔底的物料組成計(jì)算塔底平均摩爾質(zhì)量如下表所示：組分iM58.12472.15186.178100.2052.50.06250.56250.375010.000140.13130.67220.20251.0060.001454.50948.47537.57790.5620.008149.47357.92920.29287.702由塔頂和塔底液體以及氣體各對(duì)應(yīng)的平均摩爾質(zhì)量可得全塔的液體和氣體的平均摩爾質(zhì)量為 3.1.3平均密度計(jì)算3.1.3.1氣體可由理想氣體狀態(tài)方程求得為 3.1.3.2液體平均密度可依據(jù)式進(jìn)行計(jì)算 塔頂溫度為時(shí)對(duì)塔頂液體平均密度計(jì)算如下表所示：組分i515572610.1640.05/0.5250.4190.05550.00031/0.00101940.000732520.0000909680.0000004840.0018434由上表數(shù)據(jù)可得塔頂液相平均密度為 塔底溫度為時(shí)對(duì)塔底液體平均密度計(jì)算如下表所示組分i404.765495.835547.97582.60.00145310.04979340.5352647720.41492574613.591.0049.7687.122由上表數(shù)據(jù)可得塔底液相平均密度為 由塔頂液相平均密度和塔底液相平均密度可得全塔液相平均密度為 3.1.4液體平均張力計(jì)算由相應(yīng)手冊(cè)查得各組分的表面張力如下表所示：組分i0.58320.37500.04160.000214.5898.05911.1213.4352.67633.02210.46260.0026876.16372.50.06250.56250.375011.7345.2407.74210.0880.000043350.32754.35493.7838.4654其中上表中由上表中相關(guān)數(shù)據(jù)可得塔內(nèi)液相表面平均張力為 3.1.5液體平均粘度計(jì)算由相應(yīng)手冊(cè)查得各組分的黏度如下表所示： 組分i 0.58320.3750.04160.000210.1050.16150.34150.264 -0.9788-0.7918-0.4666-0.5784-0.5708-0.2969-0.0194-0.000116-0.8873 2.50.06250.56250.375010.05650.09110.20720.1677 -0.000031198-0.06503-0.3845-0.2908-0.7403由上表可求得 因此可得液體平均粘度為3.1.6 氣液體積流率 氣體體積流率= 液體體積流率= （在此取平均液相流量即）3.2初選塔徑3.2.1 求上限空塔氣速umax=因?yàn)?0.132,取板間距HT=0.40m(參考化工原理下冊(cè)129頁(yè)，圖11-8史密斯關(guān)聯(lián)圖查出C20=0.07，C=C20（/20）0.2=0.07（7.3146/20）0.2=0.0572 。則 umax=C20為史密斯關(guān)聯(lián)圖在液體表面張力=20mN/m的物系繪制。3.2.2 計(jì)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)取0.60.8之間。本設(shè)計(jì)取安全系數(shù)為0.7，所以u(píng)=0.70.4207=0.2945m/s。3.2.3 初算塔徑 。3.3 選取塔徑及實(shí)際空塔氣速3.3.1 選取塔徑根據(jù)浮閥塔直徑系列標(biāo)準(zhǔn)圓整為1m。3.3.2 實(shí)際空塔氣速的求取 。3.4 計(jì)算塔截面積ATAT=D2/4=3.1412/4=0.7854m23.5 計(jì)算塔的有效高度ZZ=NHT=580.6=34.8 m。3.6 塔板設(shè)計(jì)3.6.1 確定塔板溢流形式根據(jù)傳熱過(guò)程及設(shè)備中介紹，目前，凡直徑2.2m以下的浮閥塔，一般都采用單溢流塔板操作。3.6.2 確定降液管的結(jié)構(gòu)形式3.6.2.1 降液管的結(jié)構(gòu)形式采用弓形降液管。3.6.2.2 計(jì)算降液管的底隙高度對(duì)于單溢流取堰長(zhǎng)LW=0.7D=0.71=0.7m取液體通過(guò)降液管底隙時(shí)的流速=0.2m/s。 。取值根據(jù)經(jīng)驗(yàn)一般可取0.070.25之間。確定的原則是保證流體流經(jīng)此處時(shí)的阻力不太大，同時(shí)要有良好的液封。3.6.2.3 求降液管的寬度及截面積LW/D=1.76/2.2=0.8，由化工原理下冊(cè)137頁(yè)，圖11-16查得Wd/D=0.142，所以Wd=0.142D=0.142m。Af/AT=0.09，所以Af=0.09AT=0.090.7854=0.0707m23.6.2.4 求液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間=AfHT/LS=0.07070.4/0.003975=7.114s，求得大于5秒，能夠滿足要求。3.9.3 塔板四區(qū)尺寸的確定3.9.3.1 邊緣區(qū)寬度WC取0.07m。3.9.3.2 破沫區(qū)寬度WS取0.10m。3.9.3.3 溢流區(qū)寬度Wd=0.44m。3.9.3.4 鼓泡區(qū)面積Aa：根據(jù)公式 Aa=2式中X= R=（D/2）-WC=1/2-0.05=0.45m。 Aa= =0.4804 m23.6.4 初算浮閥個(gè)數(shù)浮閥塔的操作性能以板上所有浮閥處于剛剛?cè)_(kāi)時(shí)的情況為最好，此時(shí)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(duì)F1型重浮閥而言，當(dāng)板上所有浮閥剛剛?cè)_(kāi)時(shí),F0動(dòng)能因數(shù)常在912之間。本設(shè)計(jì)取F0=10，因?yàn)镕0=，所以,設(shè)為氣體通過(guò)閥孔時(shí)的速度，F(xiàn)0為氣體通過(guò)閥孔時(shí)的動(dòng)能因數(shù)，為氣體密度，則=3.164m/s。那么浮閥個(gè)數(shù)Nf=， d0為浮閥孔直徑d0=0.039m。Nf=593.6.5 確定浮閥排列方式及實(shí)際浮閥個(gè)數(shù)因?yàn)镈=2.2m0.9m所以采用分塊式塔板，排列方式取等腰三角形叉排，同一橫排的閥孔中心距t為0.075m,而相鄰兩排孔心距=0.1086m。因塔直徑較大，故采用分塊式安裝。 3.6.6 核算閥孔動(dòng)能因數(shù)及孔速因=VS/（0.785d20Nf）=0.223/（0.78559）=3.1656m/sF0=閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大仍在912范圍之內(nèi)，所以選取合理。3.6.7 計(jì)算塔板開(kāi)孔率 開(kāi)孔率=u/u0=0.284/3.1656=8.97%3.7 塔板的水力學(xué)計(jì)算塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算，目的在于核算上述各項(xiàng)工藝尺寸已經(jīng)確定的塔板，在設(shè)計(jì)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(duì)塔板壓強(qiáng)、液泛、霧沫夾帶、泄漏等項(xiàng)的驗(yàn)算。3.7.1 氣體通過(guò)浮閥塔板的壓強(qiáng)降3.7.1.1 干板阻力hC臨界孔速=2.977 m/s故應(yīng)用下式計(jì)算，3.7.1.2 板上充氣液層阻hR因?yàn)榉蛛x的混合物為碳?xì)浠衔锏幕旌衔?，故取板上充氣程度因?shù)0=0.45，取板上液層高度hL=0.06m。根據(jù)公式hR=0hL=0.450.06=0.027m。3.7.1.3 液體表面張力造成的阻力h 所以氣體通過(guò)浮閥板的壓降為hP=hC+hR+=0.0676+0.0315+0.0000683=0.08587m液柱，單板壓降PP= =0.08587550.119.81=471.482Pa3.7.2 液泛驗(yàn)算該塔板不設(shè)進(jìn)口堰，故液體通過(guò)降液管的壓降hd=hd=降液管中當(dāng)量清液層高度Hd=hd+hP+hL=0.00802+0.08587+0.06=0.1539m，實(shí)際降液管中液體和泡沫的總高度大于這個(gè)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(guò)上層塔板的出口堰，所以在設(shè)計(jì)中令Hd（HT+hW），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=0.5，取出口堰高度hW=0.05m，即=0.5，hW=0.05m，HT=0.4m。 則Hd0.5（0.05+0.40）=0.225m，符合要求不會(huì)液泛。3.7.3 霧沫夾帶泛點(diǎn)率= 或泛點(diǎn)率=式中：VS、LS分別為氣、液負(fù)荷m3/s；、分別為塔內(nèi)氣、液密度kg/m3；ZL為板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度m，對(duì)單溢流塔板ZL=D-2WS=2.2-20.07=0.86m；Ab為板上液體流經(jīng)面積m2，對(duì)單溢流塔板Ab=AT-2Af=0.7854-20.0707=0.644m2 ，Ab、AT（塔截面積）、Af（降液管截面積）。；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（根據(jù)傳質(zhì)過(guò)程及設(shè)備圖5-1-29）。知=60.92、HT=0.6，化查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)Cf=0.117。K=1.0（普通物系，無(wú)泡沫）泛點(diǎn)率= =46.3041%或泛點(diǎn)率=42.3041% 對(duì)于D0.9m的大塔，泛點(diǎn)率都應(yīng)小于80%，實(shí)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eV0.1kg（液）/kg（氣）。3.8 塔板負(fù)荷性能圖3.8.1 泄漏線 對(duì)于型重閥，當(dāng)閥孔動(dòng)能因數(shù)為5-6時(shí)，漏液量接近10%，這就是氣相負(fù)荷下限值的依據(jù)，即按F0=5作為規(guī)定氣體取小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則(VS)min=0.1115m3/s根據(jù)(VS)min在縱坐標(biāo)軸上定出一點(diǎn)作水平線，即為泄漏線。3.8.2 液相負(fù)荷上限線以=5秒作為液體在降液管中停留時(shí)間下限值，即(LS)max=AfHT/5=0.07070.40/5=0.005656m3/s。根據(jù)(LS)max在橫坐標(biāo)軸上定出一點(diǎn)C并作垂線，即為液相負(fù)荷上限線。3.8.3液相負(fù)荷下限線對(duì)于平堰，一般取堰上液層高度h0W=0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，低于此限時(shí)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hOW=有(LS)min= =0.0005971m3/s 根據(jù)(LS)max在橫坐標(biāo)軸取定一點(diǎn)B作垂線，即為液相負(fù)荷下限線。3.8.4 液泛線根據(jù)（HT+hW）=+hL+hd可導(dǎo)出VS與LS的關(guān)系式，即。式中： b=HT+（-1-0）hW=0.50.4+（0.5-1-0.45）0.05=0.1525 則： 在至0.00059710.005656之間取若干個(gè)LS值，算出相應(yīng)的VS值，見(jiàn)下表。表 LS 、VS對(duì)應(yīng)關(guān)系表LS（m3/s）0.00060.0010.0030.005VS（m3/s）0.37970.37450.35060.3230根據(jù)表的數(shù)據(jù)，再繪制出液泛線。3.8.5 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(shí)的LSVS的關(guān)系。按泛點(diǎn)率=80%時(shí)找出LS與VS的關(guān)系，即泛點(diǎn)率=80%= =則 VS=0.4433-8.6017LS同理：在LS=0.00059710.005656之間取若干個(gè)值，算出所對(duì)應(yīng)的值列于下表，并繪圖即霧沫夾帶上限線。表-16 霧沫夾帶線LSVS對(duì)應(yīng)數(shù)據(jù)表 VS=0.4433-8.6017LSLS（m3/s）0.00060.0010.0030.005VS（m3/s）0.43810.43470.41750.4003 根據(jù)以上五條線繪出塔板負(fù)荷性能圖見(jiàn)附圖。3.9接管尺寸計(jì)算3.9.1 進(jìn)料管進(jìn)料流率F=100kmol/h，此時(shí)平均分子量為74.957，密度為550.11。進(jìn)料體積流率=13.626，取管內(nèi)流速0.6因此進(jìn)料管管徑=0.09m3.9.2 塔頂蒸汽管 塔頂蒸汽出口流率V=105.134 kmol/h，平均分子量為63.909，密度。體積流率=740.06。取蒸汽流速為20則=0.114m39.3 回流管 回流液流率L為45.126kmol/h, 平均分子量為70.52,密度為542.48。 =5.866，取回流管流速，所以3.9.4 釜液出口管 釜液流率W=39.992kmol/h，平均分子量為90.562，密度為557.73，=6.494。取釜液在管內(nèi)流速0.8因此=0.054m3.9.5 塔底經(jīng)再沸器后蒸汽出口管接 蒸汽流率=105.134kmol/h平均分子量為87.702密度為9.986，=923.34，取蒸汽在管內(nèi)流速為16，那么3.10 塔高 n-塔板總數(shù) -進(jìn)料板數(shù) -進(jìn)料板處板間距 -人孔數(shù) -人孔處板間距 -塔頂空間高度 -塔底空間高度 -封頭高度 -裙座高度取=1，=3，=0.4m，=0.6m, =1.5=0.6m, =1.5m, = 所以H=(19-1-3-1)0.4+10.4+30.6+0.6+1.5=3.11.1 對(duì)塔頂全凝器的熱量衡算 =-=（R+1）D(-)其中-全凝器的熱負(fù)荷，-塔頂上升蒸汽帶入的熱量，-塔頂產(chǎn)品帶出的熱量，-回流液帶走的熱量，-塔頂上升蒸汽的焓，-塔頂餾出液的焓，因?yàn)榛亓饕涸谂蔹c(diǎn)溫度下進(jìn)入塔內(nèi)，那么-=r，上式變?yōu)?（R+1）Dr查表得（）正丁烷正戊烷正己烷正庚烷17.8423.5527.7833.630.58320.37500.04160.0002所以有r=17.840.5832+23.550.375+27.780.0416+33.630.0002=20.398=（0. 752+1）60.00820.398=2.1453.11.2再沸器熱量衡算Q=r塔底溫度為127，列表如下組分正丁烷正戊烷正己烷正庚烷17.8423.5527.7833.632.50.06250.56250.375 r=10.9512.5+18.80.0625+24.0040.5625+29.5840.375=