化工原理課程設計-正戊烷-正己烷混合液板式精餾塔設計

1、正戊烷正己烷混合液板式精餾塔設計 09(2)班 沈瑩霞摘要化工生產(chǎn)常需進行液體混合物的分離以達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，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。塔設備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設備類型之一。本次設計的篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質設備。此設計苯-甲苯物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設計過程，該設計方法被工程技術人員廣泛的采用。精餾

2、過程的實質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，使液相中的輕組分轉移到汽相中，汽相中的重組分轉移到液相中，從而達到分離的目的。因此精餾塔操作彈性的好壞直接關系到石油化工企業(yè)的經(jīng)濟效益。精餾設計包括設計方案的選取，主要設備的工藝設計計算物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設備的結構設計和工藝尺寸的設計計算，輔助設備的選型，工藝流程圖，主要設備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對精餾塔的運算，可以得出精餾塔的各種設計如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)是合理的，換熱器和泵及各種接管尺寸是合理的，以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。關鍵詞 正戊烷 正

3、己烷 精餾段 提餾段目 錄摘要1第一章 概論41.1 塔設備在化工生產(chǎn)中的作用和地位:41.2 塔設備的分類及一般構造41.3 對塔設備的要求51.4 塔設備的發(fā)展及現(xiàn)狀:51.5 塔設備的用材51.6 板式塔的常用塔型及其選用51.6.1 泡罩塔51.6.2 篩板塔61.6.3 浮閥塔61.7 塔型選擇一般原則71.7.1 與物性有關的因素71.7.2 與操作條件有關的因素81.7.3 其他因素81.8 板式塔的強化8第二章 塔板計算92.1 設計任務與條件92.2 設計計算102.2.1 設計方案的確定102.2.2 精餾塔的物料衡算102.2.3 塔板數(shù)的確定11第三章 精餾塔的工藝條件

4、及有關物性數(shù)據(jù)的計算143.1 操作壓力143.2 操作溫度143.3 平均摩爾質量143.4 平均密度153.5 液相平均表面張力173.6 液相平均黏度203.7物性數(shù)據(jù)總匯22第四章 精餾塔的塔體、塔板工藝尺寸計算224.1 塔徑的計算224.2 精餾塔高度的計算254.3 溢流裝置計算254.4 塔板布置27第五章 塔板流體力學驗算285.1塔板壓降285.2 液面落差305.3 液沫夾帶305.4 漏液305.5 液泛31第六章 塔板負荷性能圖326.1漏液線326.2液沫夾帶線326.3 液相負荷下限線336.4 液相負荷上限線346.5液泛線346.6 塔板負荷性能圖356.7

5、計算結果匯總表37結束語38參考文獻38附 錄39第一章 概論1.1 塔設備在化工生產(chǎn)中的作用和地位塔設備是石油、化工生產(chǎn)中廣泛使用的重要生產(chǎn)設備，在石油、化工、輕工等生產(chǎn)過程中，塔設備主要用于氣、液兩相直接接觸進行傳質傳熱的過程，如精餾、吸收、萃取、解吸等，這些過程大多是在塔設備中進行的。塔設備可以為傳質過程創(chuàng)造適宜的外界條件，除了維持一定的壓強、溫度、規(guī)定的氣、液流量等工藝條件外，還可以從結構上保證氣、液有充分的接觸時間、接觸空間和接觸面積，以達到相際之間比較理想的傳質和傳熱效果1.2 塔設備的分類及一般構造隨著時代的發(fā)展，出現(xiàn)了各種各樣型式的塔，而且不斷有新的塔型出現(xiàn)。雖然塔型眾多，但根

6、據(jù)塔內(nèi)部結構，通常將塔分為板式塔和填料塔兩大類。一、板式塔板式塔是在塔內(nèi)裝有多層塔板（盤），傳熱傳質過程基本上在每層塔板上進行，塔板形狀、塔板結構或塔板上氣液兩相得表現(xiàn)，就成了命名這些塔的依據(jù)，諸如篩板塔、柵板塔、舌形板塔、斜孔板塔、泡罩塔、浮閥塔等。下面簡單介紹一下幾種常用的板式塔性能。（1）篩板塔篩板塔是一種有降液管、板形結構最簡單的板式塔，孔徑一般為4 8mm，制造方便，處理量較大，清洗、更換、修理均較容易，但操作范圍較小，適用于清潔的物料，以免堵塞。（2）浮閥塔生產(chǎn)能力大，操作彈性大，分離效率高，霧沫夾帶少，液面梯度較小，結構簡單，是新發(fā)展的一種塔。（3）泡罩塔泡罩塔是工業(yè)上使用最早的

7、一種板式塔，氣-液接觸由充分的保證，操作彈性大，但其分離效率不高，金屬消耗量大且加工較復雜，應用逐漸減少。二、填料塔填料塔是一個圓筒柱體，塔內(nèi)裝載一層或多層填料，氣相由下而上、液相由上而下接觸，傳熱和傳質主要在填料表面上進行，因此，填料的選擇是填料塔的關鍵。填料的種類很多，填料塔的命名也以填料的名稱為依據(jù)，如常用的金屬鮑爾填料塔、波網(wǎng)填料塔。填料塔制造方便，結構簡單，便于采用耐腐蝕材料，特別適用于塔徑較小的情況，使用金屬材料省，一次投料較少，塔高相對較低。1.3 對塔設備的要求在設計中選擇塔型，必須綜合考慮各種因素，并遵循以下基本原則。要滿足工藝要求，分離效率高；生產(chǎn)能力大，有足夠的操作彈性；

8、運轉可靠性高，操作、維修方便，少出故障；結構簡單，加工方便，造價較低；塔壓降小。1.4 塔設備的發(fā)展及現(xiàn)狀在化工、煉油和石油化學工業(yè)生產(chǎn)中,塔設備作為分離過程工藝設備,在蒸餾、精餾、萃取、吸收和解吸等傳質單元操作中有著重要的地位。據(jù)統(tǒng)計L,在整個化工工藝設備總投資中塔設備所占的比重,在化肥廠中約為21%,石油煉廠中約為20一25%,石油化工廠中約占10。若就單元裝置而論,塔設備所占比重往往更大,例如在成套苯蒸餾裝置中,塔設備所占比重竟高達75.7%。此外,蒸餾用塔的能量耗費巨大,也是眾所周知的。故塔設備對產(chǎn)品產(chǎn)量、質量、成本乃至能源消耗都有著至關重要的影響。因而強化塔設備來強化生產(chǎn)操作是生產(chǎn)、

9、設計人員十分關心的課題。1.5 塔設備的用材（1）塔體：鋼材，有色金屬或非金屬耐腐蝕材料，鋼殼襯砌襯、涂非金屬材料。（2）塔板：鋼為主，陶瓷、鑄鐵為輔。（3）填料：瓷、鋼、鋁、石墨、尼龍、聚丙烯塑料。（4）裙座：一般為炭鋼。1.6 板式塔的常用塔型及其選用板式塔是分級接觸型氣液傳質設備，種類繁多。根據(jù)目前國內(nèi)外實際使用的情況，主要塔型是篩板塔、浮閥塔及泡罩塔。1.6.1 泡罩塔泡罩塔盤是工業(yè)上應用最早的塔盤之一，在塔盤板上開許多圓孔，每個孔上焊接一個短管，稱為升氣管，管上再罩一個“帽子“，稱為泡罩，泡罩周圍開有許多條形空孔。工作時，液體由上層塔盤經(jīng)降液管流入下層塔盤，然后橫向流過塔盤板、流入再

10、下一層塔盤；氣體從下一層塔盤上升進入升氣管，通過環(huán)行通道再經(jīng)泡罩的條形孔流散到液體中。泡罩塔盤具有如下特點：（1）氣、液兩相接觸充分，傳質面積大，因此塔盤效率高。（2）操作彈性大，在負荷變動較大時，仍能保持較高的效率。（3）具有較高的生產(chǎn)能力，適用于大型生產(chǎn)。（4）不易堵塞，介質適用范圍廣。（5）結構復雜、造價高，安裝維護麻煩；氣相壓降較大，但若在?；蚣訅合虏僮鳎@并不是主要問題。1.6.2 篩板塔篩板塔是在塔盤板上開許多小孔，操作時液體從上層塔盤的降液管流入，橫向流過篩板后，越過溢流堰經(jīng)降液管導入下層塔盤；氣體則自下而上穿過篩孔，分散成氣泡通過液層，在此過程中進行傳質、傳熱。由于通過篩孔的氣

11、體有動能，故一般情況下液體不會從篩孔大量泄漏。篩板塔盤的小孔直徑是一個重要參數(shù)，小則氣流分布較均勻，操作較穩(wěn)定，但加工困難，容易堵塞。目前工業(yè)篩板塔常用孔徑為38mm。篩板開孔的面積總和與開孔區(qū)面積之比稱為開孔率，是另一個重要參數(shù)。在同樣的空塔速度下，開孔率大則孔速小，易產(chǎn)生漏液，降低效率，但霧沫夾帶也減少；開孔率過小，塔盤阻力大，易造成大的霧沫夾帶和液泛，限制塔的生產(chǎn)能力。通常開孔率在515%。篩孔一般按正三角形排列，孔間距與孔徑之比通常為2.55。篩板塔具有如下的特點：（1）結構簡單，制造方便，便于檢修，成本低。（2）塔盤壓降小。（3）處理量大，可比泡罩塔提高2040%。（4）塔盤效率比泡

12、罩塔提高15%，但比浮閥塔盤稍低。（5）彈性較小，篩孔容易堵塞。1.6.3 浮閥塔浮閥塔是在塔盤板上開許多圓孔，每一個孔上裝一個帶三條腿可上下浮動的閥。浮閥是保證氣液接觸的元件，浮閥的形式主要有F-1型、V-4型、A型和十字架型等，最常用的是F-1型。 F-1型浮閥有輕重兩種，輕閥厚1.5mm、重25g，閥輕慣性小，振動頻率高，關閥時滯后嚴重，在低氣速下有嚴重漏液，宜用在處理量大并要求壓降小（如減壓蒸餾）的場合。重閥厚2mm、重33g，關閉迅速，需較高氣速才能吹開，故可以減少漏液、增加效率，但壓降稍大些，一般采用重閥。操作時氣流自下而上吹起浮閥，從浮閥周邊水平地吹入塔盤上的液層；液體由上層塔盤

13、經(jīng)降液管流入下層塔盤，再橫流過塔盤與氣相接觸傳質后，經(jīng)溢流堰入降液管，流入下一層塔盤。綜上所述，盤式浮閥塔盤具有如下特點：（1） 處理量較大，比泡罩塔提高2040%，這是因為氣流水平噴出，減少了霧沫夾帶，以及浮閥塔盤可以具有較大的開孔率的緣故。（2） 操作彈性比泡罩塔要大。（3） 分離效率較高，比泡罩塔高15%左右。因為塔盤上沒有復雜的障礙物，所以液面落差小，塔盤上的氣流比較均勻。（4） 壓降較低，因為氣體通道比泡罩塔簡單得多，因此可用于減壓蒸餾。（5） 塔盤的結構較簡單，易于制造。（6） 浮閥塔不宜用于易結垢、結焦的介質系統(tǒng)，因垢和焦會妨礙浮閥起落的靈活性。表1 各類塔板性能比較指標浮閥塔篩

14、板塔泡罩塔F形浮閥十字架形浮閥條形浮閥圓形泡罩條形泡罩S形泡罩液體和氣體負荷45454542231333操作彈性5553434壓力降2333000霧沫夾帶量3343112分離效率5544434單位設備體積的處理量4444213制造費用3344213材料消耗4444223安裝與拆修4344113維修3333213污垢物料對操作的影響2321100注：0不好；1尚好；2合適；3較滿意；4很好；5最好。1.7 塔型選擇一般原則塔型的合理選擇是做好塔設備設計的首要環(huán)節(jié)。選擇時應考慮的因素有：物料性質、操作條件、塔設備的性能，以及塔設備的制造、安裝、運轉和維修等。1.7.1 與物性有關的因素（1） 易起

15、泡的物系，如處理量不大時，以選用填料塔為宜。因為填料能使泡沫破裂，在板式塔中則易引起液泛。（2） 具有腐蝕性的介質，可選用填料塔。如必須用板式塔，宜選用結構簡單、造價便宜的篩板塔盤、穿流式塔盤或舌形塔盤，以便及時更換。（3） 具有熱敏性的物料須減壓操作，以防過熱引起分解或聚合，故應選用壓力降較小的塔型。如可采用裝填規(guī)整填料的散堆填料等，當要求真空度較低時，也可用篩板塔和浮閥塔。（4） 黏性較大的物系，可以選用大尺寸填料。板式塔的傳質效率較差。（5） 含有懸浮物的物料，應選擇液流通道較大的塔型，以板式塔為宜。可選用泡罩塔、浮閥塔、柵板塔、舌形塔和孔徑較大的篩板塔等。不宜使用填料。（6） 操作過程

16、中有熱效應的系統(tǒng)，用板式塔為宜。因塔盤上積有液層，可在其中安放換熱管，進行有效的加熱或冷卻。1.7.2 與操作條件有關的因素（1） 若氣相傳質阻力大（即氣相控制系統(tǒng)，如低黏度液體的蒸餾，空氣增濕等），宜采用填料塔，因填料層中氣相呈湍流，液相為膜狀流。反之，受液相控制的系統(tǒng)（如水洗二氧化碳），宜采用板式塔，因為板式塔中液相呈湍流，用氣體在液層中鼓泡。（2） 大的液體負荷，可選用填料塔，若用板式塔時，宜選用氣液并流的塔型（如噴射型塔盤）或選用板上液流阻力較小的塔型（如篩板和浮閥）。此外，導向篩板塔盤和多降液管篩板塔盤都能承受較大的液體負荷。（3） 低的液體負荷，一般不宜采用填料塔。因為填料塔要求一

17、定量的噴淋密度，但網(wǎng)體填料能用于低液體負荷的場合。（4） 液氣比波動的適應性，板式塔優(yōu)于填料塔，故當液氣比波動較大時宜用板式塔。1.7.3 其他因素（1） 對于多數(shù)情況，塔徑小于800mm時，不宜采用板式塔，宜用填料塔。對于大塔徑，對加壓或常壓操作過程，應優(yōu)先選用板式塔；對減壓操作過程，宜采用新型填料。（2） 一般填料塔比板式塔重。（3） 大塔以板式塔造價較廉。因填料價格約與塔體的容積成正比，板式塔按單位面積計算的價格，隨塔徑增大而減小。1.8 板式塔的強化板式塔產(chǎn)生、發(fā)展的過程，實際上就體現(xiàn)了塔設備的強化途徑。可將板式塔的發(fā)展劃分為三個時期，由于當時的主觀要求和客觀條件所決定，各個時期的發(fā)展

18、有所側重。（1）從板式塔的產(chǎn)生到第二次世界大戰(zhàn)結束 這階段的板式塔主要用來煉油，典型設備是泡罩塔。由于當時設計于操作的水平不高，人們希望板式塔有較大的操作彈性，且操作方便，而這正是泡罩塔的特點。篩板塔雖然具有結構簡單、造價低、處理能力大等優(yōu)點，但因缺乏設計資料和難于操作管理而較少采用。（2）從第二次世界大戰(zhàn)結束至20世紀50年代末 在煉油工業(yè)繼續(xù)發(fā)展的同時，以三大合成為中心的化學工業(yè)開始有了較大的發(fā)展。這一階段由于處理量的擴大和多方面的要求，泡罩塔已不甚適應。篩板塔則逐漸為人們所接受，技術上有較大的進展。同時，為了適應工業(yè)發(fā)展的要求，對原有的板式塔提出了造價低、處理能力大、能保持高的效率和大的

19、操作彈性等方面的要求，因而相繼出現(xiàn)了S形塔盤、條形泡罩塔盤等泡罩型新塔盤，結合泡罩、篩板的優(yōu)點而創(chuàng)制的各種浮閥塔盤，以及一些噴射型、穿流型的塔盤。這些塔型與泡罩塔相比，都有結構簡單、造價便宜、處理能力較大的優(yōu)點。（3）20世紀60年代至今 從60年代起，開始出現(xiàn)生產(chǎn)裝置的大型化，所以也要求塔設備向大型化方向發(fā)展。與此同時，塔設備的廣泛應用，又提出了高壓、真空、大的液體負荷、高彈性比等許多特殊要求，迫使板式塔以強化設備的生產(chǎn)能力為中心，向高效率、大通量方向發(fā)展，因而各種新型塔板不斷出現(xiàn)。常用塔型如篩板、浮閥、泡罩塔盤的設計方法也日趨完善，建立了系列、標準，并采用電子計算技術，使設計快速化和最優(yōu)化

20、。還應指出，節(jié)約能源也日益成為板式塔發(fā)展中必須考慮的問題。板式塔強化的具體途徑是改進流體動力學因素，以提高設備的通過能力和改善相間的接觸狀況，同時又充分利用氣液兩相之間的熱力學因素，以提高設備的傳質速率與分離效率。從塔盤的流體力學來看，隨著氣速的增大，氣液兩相接觸時的操作狀態(tài)是：鼓泡-泡沫-噴射，依次過渡。一定的操作狀態(tài)都要求相應的塔盤結構。同時，結構的改變又為解決生產(chǎn)能力與分離效率之間的矛盾創(chuàng)造了有利條件。例如噴射型塔盤的生產(chǎn)能力一般都比泡罩塔盤、浮閥塔盤為大，且壓力降也低。事實上每種塔盤結構都可以歷經(jīng)從鼓泡到噴射的過渡，問題在于什么是最好的操作狀態(tài)，由設計操作參數(shù)所決定的。第二章 塔板計算

21、2.1 設計任務和條件生產(chǎn)能力：年處理正戊烷正己烷混合液75000噸（開工率330天/年）原 料：正戊烷含量為40%（質量分數(shù)，下同）的常溫液體分離要求：塔頂正戊烷含量為98.5 塔底正戊烷含量不高于2設備型式：篩板塔操作條件：精餾塔的塔頂壓力 4 kpa（表壓） 進料狀態(tài) 泡點進料 回流比 1.5Rmin 加熱蒸汽壓力 250kpa（表壓） 單板壓降 p=0.7kPa（表壓） 全塔效率 ET=43.29冷卻水溫度：20鹽城地區(qū)的當?shù)卮髿鈮海?01.33kPa廠 址：江蘇鹽城2.2 設計計算2.2.1 設計方案的確定本設計任務為分離正戊烷和正己烷混合物。對于二元混合物的分離，應采用常壓下的連續(xù)

22、精餾裝置。本設計采用泡點進料，將原料夜通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送入儲罐。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，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2.2.2 精餾塔的物料衡算1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)正戊烷的摩爾質量 MA=72kg/kmol正己烷的摩爾質量 MB=86kg/kmol 2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量 MF=0.44372+0.55786=79.798MD=0.98772+0.01386=72.182MW=0.02472+0

23、.97686=85.6643物料衡算原料處理量=118.67kmol/h全塔物料衡算 118.670.443=0.987D+0.024W聯(lián)立解得 D=51.63kmol/h W=67.04kmol/h2.2.3 塔板數(shù)的確定1理論板層數(shù)NT的確定正戊烷正己烷屬理想體系，可采用圖解法求理論板層數(shù)（1）由正戊烷正己烷物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖，見圖1溫度T/正戊烷（Pa）正己烷（Pa）總壓（pa）xy60763500.1813 0.3832 58672080.2741 0.5185 56649220.3005 0.5518 54620650.3355 0.5930 52584940.3830

24、 0.6438 50540300.4489 0.7061 48471570.5757 0.8025 46454390.6123 0.8262 44432910.6614 0.8553 42406060.7285 0.8912 40372500.8231 0.9350 3557550186251.0410 1.0126 表2 各組分的飽和蒸汽壓與溫度的關系圖1 理論塔板數(shù)的確定（2）求最小回流比及操作回流比采用作圖法球最小回流比。在圖1中對角線上，自點e（0.443,0.443）作垂線ef即為q線，該線與平衡線的交點坐標為yq=0.701,xq=0.443。 故最小回流比為=1.11取操作回流比

25、為R=1.5Rmin=1.51.11=1.66 （3）求精餾塔的氣、液相負荷 （4）操作線方程精餾段操作線方程為 =0.624x+0.371提留段操作線方程為 =1.49x-0.0117（5） 圖解法求理論板層數(shù) 采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖1所示。求解結果為：NT=14（不包括再沸器），其中精餾段NT=7，提餾段NT=7，進料板位置NF=8。2實際板層數(shù)的求取 利用表1中數(shù)據(jù)由插值法可求得tF、tD、tW。 tF：tF=50.18 tD：tD=32.48 tW：tW=64.34 故 塔頂與塔底平均溫度T=48.41內(nèi)插關系式： 表3 各組分的粘度與溫度的關系溫度T/正戊烷（mPas）正己烷（

26、mPas）400.1990.255600.1720.217查表3并根據(jù)內(nèi)插關系計算塔頂與塔底平均溫度下的液相黏度L故 =-0.2467得 L=0.56665 mPas表4 各組分的相對揮發(fā)度與溫度的關系溫度T/正戊烷(Pa)正己烷(Pa)相對揮發(fā)度平均揮發(fā)度32.4898565310953.16982.925564.342.68121所以 塔效率ET=0.49(L)-0.245 =(2.92550.56665)-0.245 =0.4329精餾段實際板層數(shù) NP（精）=7/0.4329= 16.169017提留段實際板層數(shù) NP（提）=7/0.4329= 16.169017總實際板層數(shù) NP=

27、NP（精）+ NP（提）=17+17=34第三章 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算3.1 操作壓力塔頂操作壓力 每層塔板壓降 進料板壓降 塔底壓降 精餾段平均壓降 =(105.33+117.23)/2=111.28 kPa提餾段平均壓降 3.2 操作溫度已知以下溫度：塔頂溫度：32.48加料板溫度：50.18塔釜溫度：64.34精餾段溫度：41.33提餾段溫度：57.26全塔溫度：49.30料液平均溫度：40.283.3 平均摩爾質量塔頂氣、液混合物平均摩爾質量：由xD=y1=0.987和相平衡方程，得x1=0.963MVDm=0.98772+0.01386=72.18 kg/kmolML

28、Dm=0.96372+0.03786=72.52kg/kmol進料板氣、液混合物平衡摩爾質量:由圖解理論板（見圖1），得yF=0.659，根據(jù)相平衡方程，得xF=0.398MVFm=0.65972+0.34186=76.77 kg/kmolMLFm=0.39872+0.60286=80.43 kg/kmol精餾段氣、液混合物平均摩爾質量：MVm=(72.18+76.77)/2=74.48 kg/kmolMLm=(72.52+80.43)/2=76.48 kg/kmol3.4 平均密度（1）氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即Vm=3.10kg/m3（2）液相平均密度 液相平均密度計算公式：

29、表5 各組分的液相密度與溫度的關系溫度（）正戊烷（kg/m3）正己烷（kg/m3）0645.9675.110636.2666.220626.2657.230616648.140605.5638.950594.8629.560583.762070572.2610.280560.3600.290547.9589.9100535579.3由表5得圖2 正戊烷密度與溫度的關系圖 圖3 正己烷密度與溫度的關系圖塔頂液相平均密度塔頂溫度：由圖2、3可得： 進料板液相平均密度進料板溫度：tF=50.18由圖2、3可得： 進料板液相的質量分數(shù)為 精餾段液相平均濃度為Lm=（613.90+616.49）/2=6

30、15.20 kg/m3同理可得：塔頂液相密度： 613.90 kg/m3塔釜液相密度：614.90加料板液相密度：616.49料液平均密度：623.93精餾段平均密度：615.20提餾段平均密度：615.69全塔平均密度：615.453.5 液相平均表面張力液相平均表面張力計算公式： Lm=表6 各組分的表面張力與溫度的關系溫度（）正戊烷（10-3）正己烷（10-3）018.220.11017.119.06201618.023014.92174013.8515.995012.814.996011.76147010.7313.02809.71912908.72611.111007.75210.1

31、8由表6得圖4 正戊烷表面張力與溫度的關系圖圖5 正己烷表面張力與溫度的關系圖塔頂液相平均表面張力：塔頂溫度：由圖4、5可得：= 14.65（ ） =16.80（）=0.98714.65+0.01316.80=14.68（）進料板液相平均表面張力：進料板溫度： =12.78（） =15.07（）=0.39812.78+0.60215.07=14.16（）精餾段液相平均表面張力為=（14.68+14.16）/2=14.42（）同理可得：塔頂液相表面張力：14.68（）塔釜液相表面張力：13.68（）加料板液相表面張力：14.16（）料液平均表面張力：14.79（）精餾段平均表面張力：14.42（

32、）提餾段平均表面張力：13.92（）全塔平均表面張力：14.17（）3.6 液相平均黏度液相平均黏度計算公式：表7 各組分的粘度與溫度的關系溫度（）正戊烷/mPas正己烷/ mPas400.1990.255500.1840.235600.1720.217700.1610.202800.1510.189900.1270.1771000.1170.166由表7得圖6 正戊烷黏度與溫度的關系圖圖7 正己烷黏度與溫度的關系圖塔頂液相平均黏度：塔頂溫度：由圖6、7可得： 得進料板液相平衡黏度：進料板溫度：由圖6、7可得： 得精餾段液相平均黏度為 同理可得：塔頂液相黏度： 0.195 塔釜液相黏度：0.2

33、09加料板液黏度： 0.213 料液平均黏度：0.220精餾段平均黏度：0.204 提餾段平均黏度：0.211 全塔平均黏度：0.208 3.7 物性數(shù)據(jù)匯總表8 物性數(shù)據(jù)匯總T（）L（kg/m3）V(kg/m3)(mPas)(10-3N/m)塔頂32.48613.93.10.19514.68加料板50.18616.490.21314.16塔釜64.34614.90.20913.68精餾段41.33615.20.20414.42提餾段57.26615.690.21113.92全塔49.3615.450.20814.17料液40.28623.930.2214.79第四章 精餾塔的塔體工藝尺寸4.

34、1 塔徑的計算（1） 最大空塔氣速和空塔氣速 最大空塔氣速空塔氣速 精餾段的氣、液相體積流率為提餾段的氣、液相體積流率為C由公式求取，其中的C20由附圖5查取，圖中橫坐標為精餾段：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8 史密斯關聯(lián)圖查圖8得精餾段：C20=0.085 提餾段:C20=0.078精餾段負荷系數(shù)C（精）取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為u=0.6umax=0.61.124=0.674m/s提餾段負荷系數(shù)C（提）取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為u=0.6umax=0.61.026=0.615m/s(2)塔徑精餾段：

35、按標準塔徑圓整后后為D=1.4m塔截面積為 實際空塔氣速為 提餾段：按標準塔徑圓整后后為D=1.4m塔截面積為 實際空塔氣速為 4.2精餾塔高度計算塔高H 其中，為塔頂與第一塊板之間的距離且一般取11.5m，為實際塔板數(shù)，為人孔數(shù)且57塊板設一人孔，為板間距（m），為人孔處的板間距且一般取0.6m， 為進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在塔高計算時確定的人孔數(shù)不包括塔頂和塔釜所設的人孔。2此處計算的塔高是塔總高，即從塔的底座至塔頂封頭處的高度。 塔高H： m4.3 溢流裝置計算因塔徑D=1.4m，可選取單

36、溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。各項計算如下：（1）堰長 精餾段 取 =0.7D=0.71.4=0.98m 提餾段 取 =0.7D=0.71.4=0.98m（2）溢流堰高度 溢流堰高度計算公式：選用平直堰，堰上液層高度h0w依下式計算，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（3） 弓形降液管寬度及截面積 圖9 和值與LW/D的關系 精餾段 由，查圖9得： ，故：依式驗算液體在降液管中的停留時間，即故降液管設計合理。提餾段 由，查圖9得： 故：依式驗算液體在降液管中的停留時間，即（4）降液管底隙高度 計算公式：精餾段 取，則故降液管底隙高度設計合理

37、。提餾段 4.4 塔板布置 圖10 塔板的結構參數(shù) (1)塔板的分塊 因D800mm,故塔板采用分塊式.應將塔盤分塊，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)的關系塔徑（mm）800-12001400-16001800-20002000-2400分塊數(shù)3456 因此，塔板分為4塊. (2)邊緣區(qū)寬度確定取WS=WS=0.065 m,WC=0.035 m (3)開孔區(qū)面積計算 對于單溢流型塔板，開孔區(qū)面積可用下式計算 Aa=2(x+arcsin) 其中x=D/2-(Wd+Ws)=1.4/2-(0.213+0.065)=0.422m r=D/2-WC=1.4/

38、2-0.035=0.665 故Aa=2(0.422+arcsin)=0.690m2 （4）篩孔計算及其排列 因為所處理的物系無腐蝕性,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=3542開孔率為 =0.907()=0.907()2=10.1%氣體通過閥孔的氣速為 U0=13.16m/s第五章 篩板的流體力學驗算5.1 塔板壓降 氣體通過塔板的壓降，可按下式計算： hp =hc+hl+h (1)干板阻力 hc計算 hc=0.051（）2() 精餾段 由d0/=5/3=1.67，查圖得C0=0.772 故hc=0.05

39、1()2()=0.0747 m液柱 提餾段 由d0/=5/3=1.67，查圖得C0=0.772 故hc=0.051()2()=0.0746m液柱 (2)氣體通過液層的阻力hL計算 hL=hL精餾段ua=0.658m/sF0=0.658=1.16kg1/2（sm1/2）查圖得=0.63故 hL=hL=（hw+how）=0.63（0.0361+0.0139）=0.0315m液柱提餾段ua=0.658m/sF0=0.658=1.16kg1/2（sm1/2）查圖得=0.63故 hl=hL=（hw+how）=0.63（0.0351+0.0249）=0.0378m液柱(3) 液體表面張力的阻力計算 精餾段

40、 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h=0.0019m液柱 提餾段 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h=0.0018m液柱 所以 精餾段 氣體通過每層塔板的液柱高度 hp=hc+hl+h=0.0747+0.0315+0.0019=0.1081m液柱 氣體通過每層塔板的壓降為 Pp=hpg=0.29.81=652.4Pa0.7kPa(設計允許值) 提餾段 氣體通過每層塔板的液柱高度 hp=hc+hl+h=0.0746+0.0378+0.0018=0.1142m液柱 氣體通過每層塔板的壓降為 Pp=hpg=0.699.81=689.8Pa0.7kPa(設計允許值)5.2 液面落差 對于篩板塔，液面落差較小，且本題的

41、塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響.5.3 液沫夾帶 液沫夾帶量 ev=()3.2 精餾段 hf=2.5hL=2.50.05=0.125m 故ev=()3.2=0.0038kg液/kg氣0.1kg液/kg氣 提餾段 hf=2.5hL=2.50.05=0.125m 故ev=()3.2=0.0039kg液/kg氣u0，min 穩(wěn)定系數(shù)為 K=2.721.5 故在本設計中精餾段無明顯漏液 提餾段 u0，min=4.4C0 =4.40.772=4.858m/S 實際孔速 u0=13.16u0，min 穩(wěn)定系數(shù)為 K=2.711.5 故在本設計中提餾段無明顯漏液5.5 液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，

42、降液管內(nèi)液層高Hd應服從 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+0.0361）=0.243m 而 Hd=hp+hL+hd 板上不設進口堰，hd=0.153（u0）2=0.1530.352=0.0187m液柱 Hd=0.1081+0.05+0.0187=0.1768m液柱 Hd（HT+hw） 故在本設計中精餾段不會發(fā)生液泛現(xiàn)象 提餾段 （HT+hw）=0.5（0.45+0.0351）=0.243m 而 Hd=hp+hL+hd 板上不設進口堰，hd=0.153（u0）2=0.1530.352=0.0187m液柱 Hd=0.114

43、2+0.05+0.0187=0.183m液柱 Hd（HT+hw） 故在本設計中提餾段不會發(fā)生液泛現(xiàn)象 第六章 塔板負荷性能圖6.1漏液線 精餾段 u0，min=4.4C0 u0，min=， hL=hw+how，h0w=2.8410-3E（）2/3 得Vs，min= 4.4C0A0 = 4.40.7720.1010.690 整理得：Vs，min=3.335 在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算相應的Vs，計算結果列于下表：表10 精餾段計算結果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1 提餾段

44、 u0，min=4.4C0 u0，min=， hL=hw+how， how=h0w=2.8410-3E（）2/3 得Vs，min= 4.4C0A0 = 4.40.7720.1010.690 整理得：Vs，min=3.336在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算相應的Vs，計算結果列于下表：表11 提餾段計算結果Ls，m3/s0.00060.00150.0030.0045Vs，m3/s0.3240.3330.3440.353由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線16.2 液沫夾帶線 以eV=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關系如下： ev=()3.2 由 ua=0.717Vs精餾段 hf=2.5hL=

45、2.5(hw+how)，hw=0.0361，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 在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算相應的Vs，計算結果列于下表：表12 精餾段計算結果Ls，m3/s0.00060.00150.0030.0045Vs，m3/s2.7352.6552.5522.466 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2提餾段 hf=2.5hL=2.5(hw+how)，hw=0.0351，h0w=2.8410-3E（）2/

46、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 在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算相應的Vs，計算結果列于下表：表13 提餾段計算結果Ls，m3/s0.00060.00150.0030.0045Vs，m3/s2.7262.6472.5452.460 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線26.3 液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作為最小液體負荷標準 h0w=2.8410-3E（）2/3=0.006 取E=1，則 Ls，min=（）3/2=0.m3/s 據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線36.4 液相負荷上限線 以4s作為液體在降液管中停留時間的下限 =4， Ls，min=0.0163m3/s 故可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4