中國石油大學(xué)課程設(shè)計-曹震-正戊烷-正己烷-正庚烷-正辛烷

1、頁眉內(nèi)容化工原理課程設(shè)計說明書設(shè)計題目：設(shè)計連續(xù)精餾分離裝置（分離正戊烷 , 正己烷, 正庚烷 ,正辛烷混合物） 班 級：化工 06-2 班姓 名：曹 震指導(dǎo)老師：馬 慶 蘭設(shè)計成績：日期： 2009年 6 月 8 日 2009年 7 月 1 日目錄設(shè)計方案簡介2工藝流程簡圖3第一章塔的工藝計算4 1. 1產(chǎn)品的組成及產(chǎn)品量的確定4 1. 2操作溫度與壓力的確定5 1. 3最小回流比的確定9 1. 4最小理論板數(shù)的確定 1 1 1. 5適宜回流比的確定 1 1 1. 6理論板數(shù)及理論加料位置的確定13 1. 7實(shí)際板數(shù)及實(shí)際加料位置的確定 1 4 1. 8計算塔徑 14 1. 9全塔熱量衡算

2、1 8 2. 0第一章總結(jié) 2 1第二章塔板的結(jié)構(gòu)設(shè)計 22 2.1塔板的布置 22 2.2塔板流體力學(xué)計算 23 2.3塔板負(fù)荷性能圖30第三章塔體結(jié)構(gòu)設(shè)計33 3.1塔體的尺寸、材料及開孔33 3.2確定各接管的流速和直徑34 3.3塔的輔助設(shè)備選用 3 5計算結(jié)果匯總表 41自我評述44工藝流程簡圖設(shè)計方案簡介所設(shè)計的任務(wù)是：設(shè)計連續(xù)精餾分離裝置，分離正戊烷、正己烷、正庚烷和正辛烷，是一個多 元精餾過程，輕關(guān)鍵組分是正己烷，重關(guān)鍵組分是正庚烷。根據(jù)工藝操作條件和分離任務(wù)， 初步確 定精餾方案， 畫出工藝流程草圖。 確定方案流程后， 逐步計算和確定多元混合物精餾塔的操作條件 及裝備設(shè)施。首

3、先，通過清晰分割法以及全塔物料衡算，確定塔頂、 塔底的組分及其組成， 根據(jù)回流罐的溫 度及泡露點(diǎn)方程，計算出塔頂、 塔底和進(jìn)料的壓力和溫度，進(jìn)而確定精餾操作條件。 通過經(jīng)驗(yàn)估算 出達(dá)到分離目的所需的最少理論板數(shù)， 再結(jié)合全塔操作條件， 得出最小回流比， 通過作理論板數(shù)與 回流比的關(guān)系曲線圖，得出適宜回流比，便可確定理論板數(shù)和實(shí)際板數(shù)，并得出實(shí)際加料位置。其次，進(jìn)行全塔熱量衡算， 算出塔頂冷凝器和塔底再沸器的熱負(fù)荷， 然后算出精餾段和提餾段 的流量，確定塔徑，便可以進(jìn)行塔體的設(shè)計了。我們先從塔板入手，通過計算開孔率，設(shè)計并選擇 出最佳塔板，并進(jìn)行合理布圖。 通過塔板水力學(xué)計算來驗(yàn)證塔板的設(shè)計是否

4、合理， 是否會發(fā)生過量 霧沫夾帶、過量漏液和淹塔等現(xiàn)象，并作出塔板負(fù)荷性能圖，進(jìn)一步驗(yàn)證計算結(jié)果的合理性。接下來，在設(shè)計條件下，為精餾塔定出尺寸、材料和規(guī)格：選擇筒體壁厚和材料，選擇適宜的 封頭，確定人孔的數(shù)目和位置，塔體的高度和裙座的形式、尺寸。完成這以后，就可以確定各接管 的管徑，塔頂冷凝器、塔底再沸器和回流泵等輔助設(shè)備的型號， 并將所設(shè)計的精餾塔反映在圖紙上， 使設(shè)計更加清晰明了。最后，將計算的結(jié)果匯總，整理出一份完整的設(shè)計說明書。第一章塔的工藝計算 1.1產(chǎn)品的組成及產(chǎn)品量的確定采用清晰分割法。已知進(jìn)料組成 Xi,F =0.15,X2,f =0.3,X3,f =0.4,X4,f = 0

5、.15，輕關(guān)鍵組分是正己烷，重關(guān)鍵組分是正庚烷，現(xiàn)將已知和未知列入下表中：正戊烷（X衍）正己烷（X2,F ）正庚烷（X3,F ）正辛烷（X4,f ）進(jìn)料（F）0.150.30.40.15塔頂產(chǎn)品（D）未知未知0.040塔底產(chǎn)品（W00.04未知未知可見需要求Xi,d、X2,d、X3,w、X4,w。列全塔總物料衡算及組分1、2、3、4的全塔物料衡算可得：已知進(jìn)料平均摩爾質(zhì)量則進(jìn)料的摩爾流率代入方程組可求得：X1,d 0.34， x2,d .62，X3,w 0.69 ， X4,w0.27D 57.07kg. kmol，W 71kg kmol由此可以求出塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：由以上結(jié)果得出全

6、塔物料衡算表：項(xiàng)目進(jìn)料塔頂塔底流率1Kmol/hkg/hKmol/hkg/hKmol/hkg/h正戊烷19.21138019.41395.800正己烷38.42330035.43043.72.8424.19正庚烷151.2351242.27228.748.994904.9 ：正辛烷19.2121960019.172184.9合計128.071200057.074668.3717331.7組成mol%kg%mol%kg%mol%Kg% 1正戊烷”0.150.1150.340.29900正己烷0.30.2750.620.6520.040.033正庚烷0.40.4270.040.0490.690.6

7、69正辛烷”0.150.183000.270.298合計111111 1.2操作溫度與壓力的確定1.回流罐溫度一般保證塔頂冷凝器與冷卻介質(zhì)之間的傳熱溫差:已知冷卻劑溫度為31C，則t回流罐=t冷卻水+ At = 30 + 20 = 50 C2. 回流罐壓力 已知式中P為組分飽和蒸汽壓，為組分活度系數(shù)。因所求混合物可視為理想組分，故取1,又因回流罐中液體即為塔頂產(chǎn)品的組成，所以上式可化為：由安托因公式求飽和蒸汽壓，查文獻(xiàn)得：Pi 各組分飽和蒸汽壓，mmHgT溫度，K已知回流罐溫度為50C，代入安托因公式求得代入（2）式求得因此，取一個大氣壓，使其常壓操作。3. 塔頂壓力塔頂管線及冷凝器的阻力可以

8、近似取作 O.latm，貝U：4. 塔頂溫度即求塔頂露點(diǎn)溫度。采用試差法，先假設(shè)一個溫度，由安托因公式求得該溫度下各組分的飽和 蒸汽壓值，并分別求出平衡常數(shù) K,用露點(diǎn)方程檢驗(yàn)等式是否成立，若成立則該溫度為塔頂溫度，若不成立，繼續(xù)假設(shè)。試差結(jié)果如下表：t (C)(atm)P2(atm)(atm)P4(atm)612.1830.7790.2880.1081.9840.7080.2620.0981.200622.246P 0.8050.2990.1132.0420.7320.2720.1021.161；632.3100.8320.3100.1182.1000.7560.2820.1071.1236

9、42.3760.860 10.322P 0.1232.1600.7820.2930.1111.087652.4440.8880.3340.1282.2220.8070.3040.1161.053662.5130.9170.3460.1332.2840.8340.3150.1211.02066.12.519r 0.920:0.348P 0.1342.2900.836p.3160.1221.01666.22.5260.9230.3490.1342.2970.8390.3170.1221.01366.32.5330.9260.3500.1352.3030.8420.3180.1231.01066.4

10、2.5400.9290.352P 0.1352.3090.8440.3200.1231.00766.52.5470.9320.3530.1362.3160.8470.3210.1241.00466.62.5540.9350.3540.1372.3220.8500.3220.1241.00066.72.562:0.938 :0.355P 0.1372.3290.8520.3230.1250.99766.82.5690.9410.3570.1382.3350.8550.3240.1250.99466.92.5760.9440.3580.1382.3420.8580.3250.1260.991672

11、.5830.9470.359r 0.1392.3480.8610.3270.1260.988682.6540.9770.3720.1452.4130.8880.3390.1310.957n由該表可知，當(dāng)t=66.6 C時，yL = 1.000，等式成立，因此塔頂溫度為 66.6Ci=1 Ki5. 塔底壓力故塔底壓力為1.238atm。6.塔底溫度即求塔底泡點(diǎn)溫度。采用試差法，先假設(shè)一個溫度，由安托因公式計算出該溫度下各組分的飽 和蒸汽壓，并分別求出平衡常數(shù) K,由泡點(diǎn)方程：檢驗(yàn)等式是否成立，若成立，則該溫度即為塔底溫度，若不成立，繼續(xù)假設(shè)。試差結(jié)果如下表：tC)(atm)(atm)P3(atm

12、)P4(atm)1.130.450.180.409803.6381.4060.5630.2302.9385566904.6461.8640.7760.3303.7531.500.620.260.56457761.96 :0.84：0.370.7621005.8482.4281.0470.4624.72316381056.5272.7551.2080.5435.2722.220.970.430.88056862.391.060.480.9571086.9612.9661.3130.5965.62361171097.1103.0391.3500.6155.7432.451.09：0.490.984

13、50662.461.09；0.490.987109.17.1253.0461.3540.6165.75513832.461.090.490.990109.27.1403.0541.3570.6185.76876912.471.090.500.992109.37.1553.0611.3610.6205.7803918109.47.1713.0691.3650.6225.7922.471.10：0.500.99592352.481.100.500.998109.57.1863.0761.3690.6245.80455432.491.100.50109.67.2013.0831.3720.6265.

14、8171961.001109.77.2163.0911.3760.6285.8292.491.110.501.00372782.501.110.501.006109.87.2313.0981.3800.6305.8413595109.97.2463.1061.3840.6325.8532.501.110.511.00998032.511.120.511.0121107.2623.1131.3870.6345.86651212.571.150.521.0401117.4163.1891.4260.6535.99062812.631.180.541.0681127.5723.2661.4650.6

15、736.11683482.701.210.561.0981137.7303.3451.5050.6946.2445200由該表可知，當(dāng)t=109.6 C時，Kixi 1.001 1 ,故塔底溫度為109.6 C .i 17. 進(jìn)料壓力設(shè)計時，取近似8. 進(jìn)料溫度進(jìn)料為泡點(diǎn)進(jìn)料，此時進(jìn)料溫度即進(jìn)料泡點(diǎn)溫度，同樣采用試差法，先假設(shè)一個溫度，由安托因公式計算出該溫度下各組分的飽和蒸汽壓，并分別求出平衡常數(shù)K,由泡點(diǎn)方程：檢驗(yàn)等式是否成立，若成立，則該溫度即為進(jìn)料溫度，若不成立，繼續(xù)假設(shè)。試差結(jié)果如下表：tC)(atm)(atm)P3(atm)P4(atm)602.1210.7540.2770.104

16、1.8140.6450.2370.0890.5737702.8021.040 :0.4000.1572.3970.8900.3420.134 :0.7835712.8791.0730.4140.1632.4630.9180.3540.1390.8075722.9571.1070.4290.1702.5290.9470.3670.1450.8320733.0361.1410.444r 0.176 :2.5970.9760.3800.151：0.8571743.1171.1760.4600.1832.6661.0060.3930.1570.8827753.2001.2120.4760.1912.7

17、371.0370.4070.1630.9090763.2841.2490.4930.1982.8091.0690.4210.1690.9359773.3701.2870.5100.2062.8831.1010.4360.1760.9634783.4571.3260.5270.2142.9581.1340.4510.1830.991678.23.4751.3340.531r 0.215 :2.9731.1410.4540.1840.9973793.5471.3650.5450.2223.0341.1680.4660.1901.0204803.6381.4060.5630.2303.1121.20

18、20.4820.1971.0498813.7301.4470.582P 0.2393.1911.2380.4980.2041.0799823.8251.4890.6020.2483.2721.2740.5150.2121.1107833.9211.5330.6210.2573.3541.3110.5320.2201.1421844.0191.5770.642P 0.267 :3.4381.3490.5490.2281.1743854.1191.6220.6630.2773.5231.3880.5670.237 :1.2071由結(jié)果可知，當(dāng)t=78.2 C時，nKixi 0.99731，因此進(jìn)料

19、溫度為78.2 C。i 11.3最小回流比的確定計算最小回流比的公式如下：取溫度為塔頂塔底平均溫度t00 0 A CQ 066.6 109.6ij，以最重88.1 C，求得該溫度下的相對揮發(fā)度2組分正辛烷為對比組分j,計算結(jié)果如下:組分1234P (atm)4.440r 1.769 :0.7310.30914.3765.7272.3671.000（3）式中的 應(yīng)介于輕、重關(guān)鍵組分的相對揮發(fā)度之間，由于已知輕、重關(guān)鍵組分相鄰，故 式（3）、（ 4）僅有一個通根，且由于泡點(diǎn)進(jìn)料，q 1，1 q 0，設(shè)3，代入（3）式得此值與（1 q）值0相差較大，因此繼續(xù)假設(shè)，采用試差法，得出下表結(jié)果：3.4-0

20、.0447 :3.41-0.032283.42-0.023.43-0.007863.435-0.001843.440.004155 :3.450.016041n - x -可以看出，當(dāng) =3.435時， 一 0.001840.005，因此取 =3.435，將 代入（3）式,i 1 ij得 1.4最小理論板數(shù)的確定對于多元混合物系，有下式：式中，XXh為輕組分和重組分的摩爾分率，m ，.（ l,h）D?（ l,h）W輕重關(guān)鍵組分于塔頂、塔底條件下的相對揮發(fā)度見下表：塔頂條件(t=66.6 C，p=1.1atm)塔底條件(t=109.6 C, p=1.238atm)0.9344atm0.3541a

21、tm3.0835atm1.3725atm2.6392.247于是m ,（2.639 2.247 2.435，由之前所得塔頂塔底的組成可算出:故最小理論塔板數(shù)為5.28，但不包括再沸器。 1.5適宜回流比的確定如果R增加，理論板數(shù)下降，塔高下降，設(shè)備費(fèi)用下降，但液相、氣相流率增加，再沸器、冷 凝器的熱負(fù)荷增大，操作費(fèi)用也會增加，因此選擇適宜的回流比，得到最經(jīng)濟(jì)的方案。用以下方法求得適宜回流比及理論板數(shù)。所分離混合物系可以視作理想溶液，有如下經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)式：式中N及Nmin不包括再沸器。根據(jù)上式，回流比R從Rmin =0.9073至6取一組數(shù)，得到相應(yīng)的X及Y值，最終得到N與R 的一組關(guān)系數(shù)據(jù)，如下表

22、：RR/RminXYNN(R+1)0.90731.000000.7526.8851.26911.10210.04630.618616.929733.85941.361.50.19210.455611.263226.59231.51.65320.2371P 0.418410.414026.03511.61.76340.26640.39579.948125.86491.71.87360.29360.37579.564325.82351.81.98380.3188P 0.35779.241725.87681.92.09410.34230.34168.966226.002122.20430.36420

23、.32708.727826.18352.52.75530.4550r0.27017.891327.619633.30640.52320.23067.383529.53413.53.85750.5761P 0.20147.040431.681944.40850.61850.17886.792333.96174.54.95960.65320.16096.604336.323955.51070.6821:0.14626.456838.740866.61280.72750.12386.239943.67941. 作N R/Rmin圖，如下：2作 N（R+1） R/Rmin 圖，如下：3.從圖中得到回流

24、比的適宜區(qū)，取 R/Rmin=1.478，即R=1.3413,相應(yīng)的N=11.4。因此適宜回 流比為1.3413，理論板數(shù)為11.4。 1.6理論板數(shù)及理論加料位置的確定設(shè)Nr為理論精餾板數(shù)。Ns為理論提鎦板數(shù)，對于泡點(diǎn)進(jìn)料多元混合物，有如下計算公式：式中，Nt為理論板數(shù)，求適宜回流比時已得出理論板數(shù)為11.4，將已知代入上式，解得Nr=6.79，Ns=5.61。因此，理論加料位置應(yīng)為6.79塊板上。 1.7實(shí)際板數(shù)及實(shí)際加料位置的確定根據(jù)O conne經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)式：可確定全塔效率Et。已知m 2.435。根據(jù)全塔平均溫度tm=881C查得該溫度下正戊烷、正己烷、正庚烷和正辛 烷的粘度分別為 0

25、.145mPas、0.179mPas、0.230mPas和0.29mPas，由經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)式可得 代入公式，得由全塔效率可知，實(shí)際板數(shù)取整得，實(shí)際板數(shù)為20塊。（不包括再沸器）實(shí)際精餾段板數(shù)實(shí)際加料位置在N rp+1=13塊板上。 1.8計算塔徑、精餾段塔徑計算（以塔頂?shù)谝粔K板的溫度、壓力和組成計算）1. 確定混合物氣液相密度在第一塊板上溫度為66.6 C,壓力1.1 atm,氣液相各組分摩爾分率均為 為, 0.34 , xd 0.62, X3Q 0.04， x4,d 0，求得平均摩爾質(zhì)量為81.8 kg/kmol，各組分質(zhì)量分率為： 印 0.299 , a2 0.652 , 83 0.049，8

26、4 0。查得在該溫度下各組分的密度分別為1585kg ,m3，2615kg . m3，3643kg ；m3，4671kg ,；m3，則液相混合物平均密度氣相混合物可視作理想氣體，由理想氣體狀態(tài)方程得氣相混合物平均密度2. 空塔氣速的確定（采用Smith法）最大允許氣速由之前所得結(jié)果，求得精餾段液體流量氣體流量則：根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，取板間距 HT=0.45m,板上液層高度hl=0.06m,則Hhl=0.39m,查化工原理課 程設(shè)計（中國石油大學(xué)出版社）書 66頁圖2-7得C20=0.1000。又查資料得，66.6 C下，各組分的表面張力分別為1 0.0106 N m ,2 0.0133 N m ,30.

27、0154 N m ,40.0173N m，混合液體表面張力：因此，求得代入（5）式中得：3. 塔徑的計算取空塔氣速u為最大允許氣速的70%則因此，塔徑二、提餾段塔徑計算（以塔底第一塊板的溫度、壓力及組成計算）1 確定混合物氣液相密度在塔底第一塊板上溫度為109.6 C,壓力1.238atm，液相各組分摩爾分率為X1,w 0 ,X2W 0.04, Xb,w 0.69, X4,w0.27,求得平均摩爾質(zhì)量為103.22kg/kmol，各組分質(zhì)量分率為：印0 , a2 0.033 , a3 0.669 , a4 0.298。查得在該溫度下各組分的密度分別為1522kg m3 ,2570kg / m3

28、 ,3600kg , m3 ,4630kg, m3,則液相混合物平均密度p對于氣相混合物，在該溫度下，已知相平衡常數(shù)K1 一 5.93 , K2 2.52 , K3 1.12 , K4 0.51 ,P則氣相組成分別為：y1 0 , y1 0.1 , y1 0.77 , % 0.13 ,因此氣相平均摩爾質(zhì)量氣相可視作理想氣體，由理想氣體狀態(tài)方程得氣相混合物平均密度2. 空塔氣速的確定同樣采用Smith法：先求得精餾段液體流量氣體流量則：同樣取板間距 HT=0.45m，板上液層高度 hi=0.06m, HT-hi=0.39m,查得C2o=O.O9。又查資料得，109.6 C下，各組分的表面張力分別

29、為1 0.0067N m ,2 0.0096N m ,30.0118N m ,40.0125N m，求得混合液體表面張力：因此，求得代入（5）式中得：3. 塔徑的計算取空塔氣速u為最大允許氣速的70%則因此，塔徑算出提餾段塔徑大，設(shè)計時以提餾段塔徑為準(zhǔn)，去標(biāo)準(zhǔn)塔徑1400mm 1.9全塔熱量衡算一、塔頂冷凝器熱負(fù)荷 Qc查文獻(xiàn)，得塔頂、塔底、進(jìn)料和回流罐溫度下各組分在飽和狀態(tài)下的焓值，列下表：（焓值單位 kcal/kg ）組分塔頂氣 相焓值塔頂液 相焓值飽和回 流焓值塔底氣 相焓值塔底液 相焓值正戊烷1729385100正己烷173.4928411799正庚烷17088r 80 d114r 9

30、5 d正辛烷11093轉(zhuǎn)化成kJ/mol的單位，得下表:組分塔頂氣 相焓值塔頂液 相焓值回流罐溫度下飽 和液體焓值塔底液 相焓值進(jìn)料液 相焓值正戊烷51851280362562430146正己烷6247432128302474213035648正庚烷71179368463349647732P 39767正辛烷5250544391塔頂氣相混合物總焓值：塔頂液相混合物總焓值： 回流罐溫度下飽和液體總焓值： 塔底液相混合物總焓值： 進(jìn)料混合液總焓值：回流罐中液體為過冷液體，為過冷回流，查得回流罐溫度50C下各組分的比熱值分別為：Cp1 167.3kJ：kmol , Cp2 208.8kJ/kmol

31、, Cp3 252.9kJ kmol ,因此求得回流罐過冷液體總焓熱回流的摩爾流率 L1 RD 1.3413 57.07 76.55kmofh根據(jù)以上求得的焓值，可知冷回流的摩爾流率冷回流比RcDD 69.257.07 1.213則塔頂冷凝器的熱負(fù)荷二、塔底再沸器的熱負(fù)荷Qb取全塔熱損失Q損=5池b,根據(jù)全塔熱量平衡，有：代入數(shù)據(jù)得三、塔頂冷凝器冷卻水用量查得塔頂溫度下水的定壓比熱為 4.174 kJ/（kgC）,取冷卻水升溫10C，則冷卻水用量為四、塔底再沸器水蒸氣用量令水蒸氣壓力為10atm，查得該壓力下飽和水蒸氣的溫度為 180C，汽化潛熱為2020kJ/kg，則水蒸氣用量m Qbrc4

32、.34 1062148.5kg h2020 2.0第一章總結(jié)一、全塔物料衡算表（以表格形式列出）項(xiàng)目進(jìn)料塔頂塔底流率Kmol/hkg/hKmol/hkg/hKmol/hkg/h正戊烷19.21138019.41395.800正己烷38.42330035.43043.72.8424.19正庚烷51.2351242.27228.748.994904.9正辛烷19.2121960019.172184.9合計128.071200057.074668.3717331.7組成mol%kg%mol%kg%mol%Kg%正戊烷0.150.1150.340.29900正己烷0.30.2750.620.6520.

33、040.033正庚烷0.40.4270.040.0490.690.669正辛烷0.150.183000.270.298合計111111、操作條件設(shè)計總表項(xiàng)目單位數(shù)值回流罐溫度Cr 50 1壓力atm1塔頂溫度C66.6壓力atmP 1.1 流量kmol/h57.07進(jìn)料溫度C78.2壓力:atm1.169 :流量kmol/h128.07塔底溫度:Cr 109.6:壓力:atm1.238流量kmol/h71最小回流比:0.9073 :實(shí)際回流比1.3413最小理論板數(shù)5.28理論板數(shù)11.4實(shí)際板數(shù)20實(shí)際精餾段板數(shù)12實(shí)際提餾段板數(shù)8加料位置13塊板上塔徑mm1400三、全塔熱量衡算總表1組分

34、Fi Kmol/hXFiHFikJ/kmolDiKmol/hWiKmol/hXWiHDikJ/kmolHWi kJ/kmol119.210.155667319.40097270238.420.311334.535.42.840.0417737.41951.9351.23 :0.4 :15113.72.2848.990.691144.333669.7：419.210.155667.3019.170.27013175.14.全塔熱量衡算總表2入方（kJ/ h）出方（kJ/ h）進(jìn)料4.84 X06塔頂產(chǎn)品帶出1.63 X06再沸器供熱4.34 X06塔底產(chǎn)品帶出3.46 X06冷凝器取熱3.86

35、X06熱損失2.17 X06總計9.18 X06總計9.18 X06第二章塔板的結(jié)構(gòu)設(shè)計 2.1塔板的布置1. 溢流裝置根據(jù)第一部分的計算，選擇直徑為1400mm勺標(biāo)準(zhǔn)塔盤，已知塔內(nèi)液相最大流率為34.76m3/h, 根據(jù)化工原理課程設(shè)計（中國石油大學(xué)出版社）P70表2-5,選擇塔盤為單溢流流型。2開孔率估算由閥孔動能因數(shù)Fo的經(jīng)驗(yàn)值估算，取Fo=1O,由 可得：（1）精餾段閥孔氣速U0F。, v10-3.227557m S ,已知精餾段空塔氣速Ut0.87 m, s,可以求出開孔率為:（2）提餾段閥孔氣速U0F。,v10r 5.03m s，已知提餾段空塔氣速Ut 、3.9580.71m s,

36、有關(guān)尺寸數(shù)塔徑1400mm閥孔按三角形 75 x t mm排列t=65浮閥數(shù)168塔截面積At15390cm2開孔率13.05%塔盤間距Ht450mnm出口堰咼度2050可調(diào)弓形降液堰長L1029 mm一層塔板質(zhì)量83kg管尺寸堰寬H225 mmAt/Ad10.45可以求出開孔率為由估算出的開孔率，精餾段、提餾段均選擇施工圖號為F1414U型標(biāo)準(zhǔn)浮閥塔盤,據(jù)列表如下：降液管總面積Ad1610 cm2施工圖號F1414H3. 受液盤：采用凹形受液盤，盤深 50 mm4. 浮閥的閥型：選 F-1型重閥，最小開度 25 mm，最大開度8.5 mm,閥孔39 mm,閥徑48 mm,質(zhì)量為33g。5.

37、淚孔：選擇兩個10的淚空，開在受液盤的中心線上。6. 塔板布置草圖：見方格紙。 2.2塔板流體力學(xué)計算一、取塔頂?shù)谝粔K板計算（精餾段）1. 塔板壓力降以液柱高度（mH20柱表示）則a. 干板壓力降he計算全開后的干板壓降b. 液層壓力降hi 忽略板上的液面落差，有式中，B為充氣系數(shù)，取 0.5, hw取0.045m, how由下式計算：式中Lh為液相體積流率，Lh=10.3378m3/h,lw為出口堰長，lw=1.029m,查圖可知E=1.025，代入求 得所以 h 0.50.014 0.0450.295mH2。C.克服表面張力的壓力降ha 此值一般很小，在此可以忽略不計。 綜上可得，精餾段塔

38、板壓力降 得出的結(jié)果在3到6毫米汞柱之間，符合實(shí)際。2. 霧沫夾帶量 用阿列克山德羅夫經(jīng)驗(yàn)式計算霧沫夾帶量e:式中，HT=450mm& =0.5902 ,忻0.7 , u=0.87m/s , hl=58.55mm m由下式計算： 已知塔頂?shù)谝粔K板氣相溫度為66.6 C,在該溫度下查的各組分的氣相粘度分別為:v,18.36 10 7 kgf?s/m2v,17.9 107kgf?s/m2v,17.仃4 107kgf?s/m2v,16.83 10 7 kgf?s,m2混合氣的總粘度為：代入（7）式求得代入（6）式得得出的結(jié)果小于0.1kg霧沫/kg氣體，屬于正常操作。 核算泛點(diǎn)率由（8）式和（9）式

39、求出，取兩者之間的較大值。式中，F(xiàn)1為泛點(diǎn)率；0.94083.227605.7 3.2270.689m3 s ；Cf為泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)，查圖得該值為 0.127, Ks為系統(tǒng)因數(shù)，查表得該值為1;A 2Ad 1.593 2 0.1611.217m 2Z D 2Wd 1.4 2 0.2250.95m ；將以上各值代入（8）和（9）求得F1=46.94%, F1=45.16%,取兩者較大值，即46.94%。根據(jù)Glitsch公司建議，直徑大于900mm勺塔，霧沫夾帶量0.1（kg/kg）,泛點(diǎn)率應(yīng)控制在80% 以下，而此結(jié)果小于80%核算正確。3. 降液管內(nèi)液面高度降液管內(nèi)液面高度Hd可由下式計算：式

40、中，hw how 0.059m，hp 0.0745m， h通常很小，可以忽略不計；代入上式，可得降液管內(nèi)液面高度為淹塔檢驗(yàn)： 不會發(fā)生淹塔。4. 漏液根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)塔盤尺寸，開口率為13.03%,求得實(shí)際閥孔氣速為 則，實(shí)際 該值在8到17之間，屬于正常操作范圍，不會發(fā)生泄漏。5. 降液管內(nèi)液體停留時間及流速（1）液體在降液管內(nèi)的平均停留時間該值大于7s，符合要求。（2）液體在降液管中的流速ud將Ud與允許流速（Ud） max進(jìn)行比較，（Ud） max可由以下兩個式子中，結(jié)果小的那個確定： 由此可見允許流速為 0.131m/s，要求液體在降液管中得實(shí)際流速應(yīng)小于允許流速的，即小于0.0919m/s，

41、算出的結(jié)果符合要求。二、取塔底第一塊板計算（提餾段）1. 塔板壓力降a. 干板壓力降hc計算全開后的干板壓降b. 液層壓力降hl對于提餾段，B取0.5，hw取0.045m, how由下式計算：式中Lh為液相體積流率，Lh=34.76m3/h,lw為出口堰長，lw=1.029m,查圖可知E=1.025，代入求得所以 h 0.5 0.03 0.0450.377mH2。C.克服表面張力的壓力降ha 此值一般很小，在此可以忽略不計。綜上可得，提餾段塔板壓力降 得出的結(jié)果在3到6毫米汞柱之間，符合實(shí)際。2. 霧沫夾帶量 已知塔底第一塊板氣相溫度為106.6 C，在該溫度下查的各組分的氣相粘度分別為：v,

42、19.38 10 7 kgf?s/m2v,28.87 10 7 kgf?Jm2v,37.95 10 7kgf?s； m2，v,47.65 10 7 kgf ?s m2混合氣的總粘度為: 代入（7）式求得代入（6）式得得出的結(jié)果小于0.1kg霧沫/kg氣體，屬于正常操作 核算泛點(diǎn)率對于塔底第一塊板Cv0.94083.227605.7 3.2270.689m3 s ；Cf查圖得該值為0.126, Ks查表得該值為1；Ab A 2Ad 1.5932 0.1611.217m 2Z D 2Wd 1.4 2 0.2250.95m ；將以上各值代入（8）和（9）求得F1=57.86%, F1=50.41%,

43、取兩者較大值，即57.86%,此結(jié)果小 于80%核算正確。3. 降液管內(nèi)液面高度對于提餾段，有hw how 0.075m，hp 0.0828m， h通常很小，可以忽略不計，對于有: 代入公式，提餾段降液管內(nèi)液面高度為淹塔檢驗(yàn)： 不會發(fā)生淹塔。4. 漏液根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)塔盤尺寸，開口率為13.03%,求得實(shí)際閥孔氣速為 則，實(shí)際 該值在8到17之間，屬于正常操作范圍，不會發(fā)生泄漏。5. 降液管內(nèi)液體停留時間及流速（1）液體在降液管內(nèi)的平均停留時間該值大于7s，符合要求。（2）液體在降液管中的流速Ud將Ud與允許流速（Ud） max進(jìn)行比較，（Ud） max可由以下兩個式子中，結(jié)果小的那個確定： 由此可見

44、允許流速為 0.132m/s，要求液體在降液管中得實(shí)際流速應(yīng)小于允許流速的，即在小于0.092m/s，算出的結(jié)果符合要求。 2.3塔板負(fù)荷性能圖1. 精餾段 過量霧沫夾帶線即過量霧沫夾帶線為 淹塔線由已知條件求出a、b、c、d的值，如下 代入淹塔線方程得 過量泄漏線 降液管超負(fù)荷線 液相負(fù)荷下限線將五條線畫在同一坐標(biāo)上，并作出操作線 R，如下圖：見圖，操作線與適宜操作區(qū)邊界線上、下兩個交點(diǎn)，其縱坐標(biāo)分別為5950m3/h、2010.7m3/h，其比值約為3,即操作彈性為3。2. 提餾段過量霧沫夾帶線即過量霧沫夾帶線為淹塔線 由已知條件求出 a、b、c、d 的值，如下 代入淹塔線方程得 過量泄漏

45、線 降液管超負(fù)荷線 液相負(fù)荷下限線將五條線畫在同一坐標(biāo)上，并以氣、液體積流率之比為斜率作出操作線R,如下圖：見圖，操作線與適宜操作區(qū)邊界線上、 下兩個交點(diǎn)， 其縱坐標(biāo)分別為 1815.56 m3/h 、 4800 m3/h ， 其比值為 2.7 ，即操作彈性為 2.7 。第三章 塔體結(jié)構(gòu)設(shè)計 3.1 塔體的尺寸、材料及開孔1根據(jù)塔內(nèi)平均溫度為88.1 T，平均壓力為1.169atm，參照化工原理課程設(shè)計（中國石 油大學(xué)出版社）P93表3-1，選擇筒體材料為Q235鋼，公稱直徑為1400mm壁厚5mm2. 選擇標(biāo)準(zhǔn)橢圓封頭，公稱直徑為1400mm曲面高度為350mm直邊高度為25mm封頭壁厚 6

46、mm。3. 確定人孔的數(shù)目、位置和規(guī)格數(shù)目及位置：共四個人孔。 塔頂處開一個人孔， 從塔頂?shù)谝粔K板往下，至第六塊板處開一個人 孔，進(jìn)料位置（第十三塊板上）開一個人孔，塔底處開一個人孔。人孔處的板間距為0.6m。規(guī)格： Dg4504. 確定塔筒體高度（1）塔頂空間高度：設(shè)計 HD=1.25m；（2）進(jìn)料空間高度： HF=1.2m；（ 3）塔底空間高度 HW取塔底液體停留時間為4分鐘，根據(jù)塔底液體流量34.76 m3/h及塔截面積1.539 m2可算得 為了有所裕度，設(shè)計塔底空間高度為 2m。綜上，塔筒體總高度為 加上封頭高度，塔總高度為 13.4m。5. 確定裙座的形式、開孔及尺寸 形式：采用圓

47、筒形裙座；開孔：裙座筒體上開4個50mm的排氣孔，兩個Dg450的人孔；尺寸；因塔底設(shè)有再沸器，裙座高度取 4m，基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑為1200mm，外徑為1650mm，螺栓 孔中心線直徑為 1520mm。3.2 確定各接管的流速和直徑 塔頂蒸氣出口管的直徑 dV常壓操作，取uv=20m/s. Vs要比設(shè)計值稍大，取0.95 m3/h，則蒸氣導(dǎo)管直徑為： 參照化工原理課程設(shè)計（中國石油大學(xué)出版社）P109表3-8，選擇接管公稱直徑Dg為300 的接管，伸出管長度為 200mm。 回流管直徑 dRur取2m/s，Ls要比設(shè)計值稍大，取10.5 m3/h，貝U回流管管徑為：參考防沖管結(jié)構(gòu)尺寸表，選擇內(nèi)管為

48、57 X 3.5的防沖管。 進(jìn)料管直徑 dF采用高位槽進(jìn)料，uf取0.5m/s，進(jìn)料混合液密度為628.5 kg/ m3，則進(jìn)料管管徑為： 參考防沖管結(jié)構(gòu)尺寸表，選擇內(nèi)管為 133X 4 的防沖管。 塔底出料管管徑 dW出料管的料液流速uw，取1m/s，則塔底出料管管徑為： 參考彎管的結(jié)構(gòu)尺寸表，選擇內(nèi)管為 133X 4 的彎管。 塔底至再沸器的接管管徑dL循環(huán)比設(shè)為5,連接管內(nèi)液體流速取1.5m/s，連接管內(nèi)液體流量為： 則塔底至再沸器的接管管徑為：選擇內(nèi)管為219X 6的彎管。 再沸器反塔聯(lián)接管管徑db取氣化分率接管內(nèi)氣體流量蒸氣在管內(nèi)流速取12m/s，則再沸器反塔聯(lián)接管徑為：選擇內(nèi)管為273X