分離工程脫乙烷塔課程設(shè)計

1、一 綜述1.1塔設(shè)備簡述在化學工業(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，當前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔與浮閥塔。篩板塔在十九世紀初已應(yīng)用與工業(yè)裝置上，但由于對篩板的流體力學研究很少，被認為操作不易掌握，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：生產(chǎn)能力大于10.5%，

2、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

3、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，已成為國內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學工業(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)已列入部頒標準（JB1118-68）。操作時，由閥孔上升的

4、氣流，經(jīng)過閥片與塔板的間隙與塔板上橫流的液體接觸，浮閥開度隨氣體負荷而變，當氣量很小時，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)有機化工原料

5、;要充分利用熱能，大力降低消耗，各項經(jīng)濟技術(shù)指標要創(chuàng)出新水平;要治理“三廢”，保護環(huán)境，為實現(xiàn)趕超世界先進水平而奮斗。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，當原料經(jīng)過各個單元操

6、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：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。先進性 要求設(shè)備的運轉(zhuǎn)可靠性、自控水平、生產(chǎn)能力、轉(zhuǎn)化率、收率、效率要盡可能的達到先進水平。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。經(jīng)濟性 設(shè)備投資省，易于加工、維修、更新，沒有特殊的維護要

7、求，運行費用減少。引進先進設(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)消化吸收和改進利用，避免盲目性。總之，在設(shè)備的設(shè)計及選型中，要綜合考慮合理性、先進性、安全性、經(jīng)濟性的原則，審慎的研究，認真的設(shè)計。 2.2精餾操作對塔設(shè)備的要求精餾所進行的是氣、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，即當塔設(shè)備的氣、液負荷有較大范圍的變動時，

8、仍能在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(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液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、

9、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，特別是在本世紀五十年代以后，隨著石油、化學工業(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1015。 () 塔板效率高，比泡罩

10、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23)。() 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

11、閥塔徑，大者可達10m，塔高可達80m，板數(shù)有的多達數(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： () 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加2040，而接近于篩板塔。 () 操作彈性大，一般約為59，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。 () 壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般為400660N/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。() 結(jié)構(gòu)簡單，安裝容易，制造費為泡罩塔板的6080,為篩板塔的120130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

12、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。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進料狀態(tài)：進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產(chǎn)中進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點或接近泡點才送入塔中，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，在泡點進料時，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)計采用泡點進料。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

13、，便可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：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)省一些操作費用和設(shè)備費用。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 原料各組分數(shù)據(jù)匯總處理量項目200kmol/h組分i進料組成（摩爾分數(shù)）0.250.40.20.15分離要求 進料條件泡點進料，P=235.5kp3.1.2 清晰

14、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: 表3-2 清晰分割物料衡算計算結(jié)果匯總組分i0.250.40.20.1550804030507640130043630700.38460.58460.0308000.05710.51430.42863.1.3 用泡點方程計算塔底溫度：初設(shè)，由K-P-T圖查得各組分的值，計算得，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：由K-P-T圖按P=235.5KP,查得t=107，再求得各組分相平衡常數(shù)值，計算結(jié)果如下表3-3：表3-3 泡點方程計算塔底溫度結(jié)果組分i00.05710.5

15、1430.42861106.42.61.30.5800.14860.66860.24861.06581076.22.51.20.5400.14290.61720.23140.9915在所設(shè)的107條件下，符合要求。塔底溫度為107。3.1.4 用露點方程計算塔頂溫度：因為本塔采用全凝氣，所以塔頂溫度就是塔頂產(chǎn)品的露點溫度。初設(shè)，由K-P-T圖查得各組分的值，計算得，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：由K-P-T圖按P=235.5KP,查得t=57，再求得各組分相平衡常數(shù)值，計算結(jié)果如下表3-4：表3-4 露點方程計算塔頂溫度結(jié)果組分i0.38460.5

16、8460.03080562.20.780.290.110.17480.74950.106101.0304572.30.80.30.120.16720.73080.102601.0006在所設(shè)的57條件下，符合要求。塔頂溫度為57。3.1.5 不清晰分割驗證：求以重關(guān)鍵組分為對比組分的各組分的平均相對揮發(fā)度，用泡點方程計算列表如下：表3-5 各組分平均相對揮發(fā)度組分i2.30.80.30.127.6672.66710.46.22.51.20.545.1672.08310.456.2942.35710.4243代入漢斯特別克公式，得到： =分別將各組分的平均相對揮發(fā)度代入上式求得，進一步求得，。列

17、表如下：表3-6 ，計算結(jié)果組分i6.2942.35710.42436.9×103196.5×10-45080403049.99287640.0195130.01237.2×10-343629.980569.98770.38450.58460.03080.00010.00010.05710.51440.4284 由上表數(shù)據(jù)可知： 符合要求。設(shè)塔底溫度為107，列表計算如下：表3-7 組分i0.00010.05710.51440.42841.00001.22.51.20.540.000120.14290.61720.23140.99162塔底溫度為107正確。設(shè)塔頂

18、溫度為57，列表計算如下：表3-8組分i0.38450.58460.03080.00011.00002.30.80.30.120.16720.73080.10260.00081.0014塔頂溫度為57正確。3.1.6 用泡點方程計算進料溫度：設(shè)進料溫度為，由K-P-T圖查得各組分的值，計算得，表明原假設(shè)溫度偏低，按下表3-9計算結(jié)果可知汽相量最大的是，由公式得：由K-P-T圖按P=235.5KP,查得t=62，再求得各組分相平衡常數(shù)值，計算結(jié)果如下表3-9：表3-9 泡點方程計算進料溫度結(jié)果組分i0.250.40.20.15601.80.820.310.130.450.3280.0620.01

19、950.8595622.20.880.340.140.550.3520.0680.0351.005在所設(shè)的62條件下，符合要求。進料溫度為62.3.2用芬克斯方程計算最少理論塔板數(shù) =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：以為對比組分求各組分在P=235.5KP, 時的相對揮發(fā)度：表3-10 各組分相對揮發(fā)度82組分i0.250.40.20.153.81.50.60.266.32.510.43 因為是泡點進料，所以e=0 通過試差法計算求：表3-11 列表=1.220.30410.7813-0.9091-0.08160.095=1.20.30880.7692-10.08

20、38-0.0058=1.2 最小回流比3.4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倍。即：本塔取1.6倍,Y= = =0.5解得：S=12.98理論板數(shù)為12.98塊。3.5計算理論進料位置=0.78S=n+m+1 =0.78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)和實際進料位置查表得各組分在時的黏度：3-12 各組分黏度組分i0.250.40.20.150.0950.1510.3060.2420.1817又=2.5 =0.5944 =59.44%實際塔板數(shù)：塊精餾段實際塔板數(shù)：塊提留段實際塔板數(shù)：=21-9=12塊

21、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)值單位進料流量200Kmol/h操作壓力235.5KPa進料溫度62塔頂溫度107塔底溫度57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0.444實際回流比0.711最少理論板數(shù)5.99塊全塔理論板數(shù)12.98塊全塔總版效率59.44%全塔實際板數(shù)21塊精餾段實際板數(shù)9塊提餾段實際板數(shù)12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

22、橫貫全板的流道長，有利于達到較高的塔板效率。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、支座等的負荷，從而導致全塔造價增加。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)

23、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)×130.0123=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=130.0123×0.711=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：表4-1 氣

24、體體積流量計算表組分i58.12472.15186.178100.2050.38450.58460.03080.00010.00010.05710.51440.428422.348742.17952.65430.0167.19250.00584.1244.3342.927891.38360.16720.73080.10260.00080.000120.14290.61720.23140.00710.310453.189123.187486.69399.178352.7288.84190.080271.3684塔頂氣體密度： 塔底氣體密度：氣體平均密度：塔頂氣體體積流量：塔底氣體積流量：全塔平均

25、氣體體積流量：表4-2 液體體積流量計算表組分i0.00010.05710.51440.428458.12472.15186.178100.2050.00584.1244.3342.927891.38360.00060.04510.48510.46960.5790.8150.6590.6840.00010.05530.73610.68651.478322.347842.17952.65430.019.718352.7288.84190.080271.36840.13620.73880.12390.00110.23520.96050.1880.00161.3313塔底液體密度：塔頂液體密度：液體

26、平均密度：塔底液體體積流量：塔頂液體體積流量：全塔平均液體體積流量：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i(57)3.1246.3998.02816.26(107)4.0797.75210.1812.510.00010.05710.51440.42840.16720.73080.10260.00080.00040.44265.23665.359311.03890.52234.67640.82370.0136.0354液體平均表面張力：4.4塔徑的計算4.4.1 求上限空塔氣速：取板間距(參考化工原理，浮閥塔板間距參考數(shù)值)，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：則上限空塔

27、氣速：4.4.2 計算空塔氣速：適宜的空塔氣速是乘以安全系數(shù),安全系數(shù)?。?.60.8）之間，本設(shè)計取安全系數(shù)為0.7,4.4.3 選取塔徑和實際空塔氣速：，根據(jù)浮閥塔直徑系列標準圓整取塔徑為1.4m。實際空塔流速： 4.5計算塔截面積塔截面積：4.6計算塔的有效高度塔的有效高度：4.7塔板的設(shè)計4.7.1 確定塔板溢流形式：根據(jù)有關(guān)文獻介紹選取單溢流塔板操作。4.7.2 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：取液體通過降液管底隙時的流速降液管的底隙高度：。取值根據(jù)經(jīng)驗一般可取0.070.25之間。確定的原則是保證流體

28、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：，查化工原理圖得： 4.7.5 求液體在降液管內(nèi)的停留時間 能夠滿足要求。4.7.6 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Aa: =1.5854.7.7 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，當板上所有浮閥剛剛?cè)_時,F0動能因數(shù)常在912之間。本設(shè)計取F0=10，因為,設(shè)為氣體通過閥孔時的速度，F(xiàn)0為氣體

29、通過閥孔時的動能因數(shù)，為氣體密度，則。d0為浮閥孔直徑取d0=0.039m，則,4.7.8 核算閥孔動能因數(shù)及孔速：因為閥孔動能因數(shù)變化不大仍在912范圍之內(nèi)，所以選取合理。4.7.9計算塔板開孔率：開孔率= 在（5%15%）內(nèi)，符合要求。4.8塔板的水力學計算塔板的流體力學驗算，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)定的氣液負荷下能否正常操作。其內(nèi)容包括對塔板壓強、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降：1、干板阻力hC：臨界孔速： 故用下式計算：2、板上充氣液層阻hR：因為分離的混合物為碳氫化合物的混合物，故取板上充氣程度因數(shù)0=0.45，取板

30、上液層高度hL=0.06m。則3、液體表面張力造成的阻力hP：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=hPLg=0.0626×713.8×9.81=438.35KPa4.8.2液泛：該塔板不設(shè)進口堰，故液體通過降液管的壓降：降液管降液管中當量清液層高度為：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,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

31、口堰高度hW=0.05m，HT=0.45m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)長度m，對單溢流塔板ZL=D-2WS=1.4-2×0.196=1.008m；Ab為板上液體流經(jīng)面積m2，對單溢流塔板Ab=AT-2Af=1.5386-2×0.123=1.2926m2；CF為泛點負荷系數(shù)，可根據(jù)氣相密度及板距HT查得，CF=0.128，泛點率= = =45.84%<80%或泛點率= =44.2%<80%對于D0.9m的大塔，泛點率都應(yīng)小于80%，實際求得的泛點率均小于80%，

32、符合要求，所以霧沫夾帶量能滿足eV0.1kg（液）/kg（氣）。4.9塔板負荷性能圖4.9.1泄漏線以F0=5作為規(guī)定氣體取小負荷的標準，則根據(jù)(VS)min在縱坐標軸上定出一點作水平線，即為泄漏線。4.9.2液相負荷上限線：以=5秒作為液體在降液管中停留時間下限值，即(LS)max=AfHT/5=0.123×0.45/5=0.0111m3/s。根據(jù)(LS)max在橫坐標軸上定出一點C并作垂線，即為液相負荷上限線。4.9.3液相負荷下限線：對于平堰，一般取堰上液層高度h0W=0.006m作為液相負荷下限條件，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:,一般h

33、ow取作為下限條件。根據(jù)在橫坐標軸取定一點B作垂線，即為液相負荷下限線。4.9.4液泛線：根據(jù)可導出VS與VS的關(guān)系式，即。式中：則：表4-40.0010.0050.0080.010.0110.13080.12400.11820.11370.1114根據(jù)表的數(shù)據(jù)，再繪制出液泛線。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LSVS的關(guān)系。按泛點率=80%時找出LS與VS的關(guān)系，即泛點率= =80%繪圖即霧沫夾帶上限線。根據(jù)以上五條線繪出塔板負荷性能圖：圖4-1 塔板負荷性能曲線圖4.9.6技術(shù)分析：(1)由塔板負荷性能圖可以看出，在規(guī)定的氣液負

34、荷下的操作點在適宜操作區(qū)內(nèi)的適宜位置，這說明本設(shè)計比較合理。(2) 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m1.4板間距m0.45塔板形式重浮閥，單溢流降液管溢流堰高m0.05溢流堰長m0.98板上液層高度m0.13216降液管底隙高度m0.0303降液管寬度m0.196降液管截面積0.123鼓泡區(qū)面積1.585塔截面積1.5386浮閥個數(shù)個163閥孔直徑m0.0309閥孔氣速m/s4.0412空塔氣速m/s0.51閥孔動能因數(shù)9.9647開孔率12.6

35、%液體在降液管停留時間s9.9泛點率45.84%液相負荷上限0.0111液相負荷下限0.00084五接管尺寸計算5.1進料管尺寸計算：表5-1 進料液體密度計算組分i0.250.40.20.1558.12472.15186.178100.20557981565968414.53128.860417.235615.030875.65780.19210.38150.22780.19870.33180.46810.34570.29051.4361進料管密度：取，經(jīng)圓整取114mm.5.2塔頂蒸汽管尺寸計算：塔頂 5.3釜液出口管尺寸計算： ，取5.4塔高的計算：nF進料板數(shù)HF進料板間距nP人孔數(shù)H

36、B塔底空間高度(6到8層設(shè)一人孔)HP人孔板間距HD塔頂空間高度H1封頭高度H2裙座高度取, ,0.71.5,六 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 冷凝器下表為基準焓值為57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i58.12472.15186.178100.2050.38450.58460.03080.000118.6724.2329.5034.2641.725102278.30.34331517.89336.2塔底再沸器熱量衡算下表為基準焓值為107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i58.1247

37、2.15186.178100.2050.000120.14290.61720.231413.6520.4225.5730.890.0952210.53791360.0443716.262286.9374七 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得到數(shù)據(jù)、公式，最后匯總。通過給出的任務(wù)進行計算，使我們的自學能力，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)計不僅增強了自己的自學能力，更促進了對分離工程知識的進一步了解，同時通過同學之間，同學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真，不僅是為了取得成績

38、，更是為了能在知識上，在能力上都有所提高。特別使對一些參考文獻的使用，和對圖表的查詢都有了實質(zhì)性的操作，動手能力也有了顯著提高，使我們大家都很高興。雖然我們做設(shè)計的時間較以前的學哥學姐時間短，但我們相信我們的收獲不比他們少。當然我知道自己的設(shè)計也許還存在這樣或那樣的不足，但我知道這是我努力的結(jié)果。我感謝能有這次讓我努力并增長知識的機會，缺點和不足一定回盡力改正。這次課程設(shè)計確實是我自己第一次完整的來完成一件裝置設(shè)計，真正讓我體會到了設(shè)計好并非易事。書本的知識所有人都會學，但怎樣把它用活，卻是需要通過不斷的實際經(jīng)驗積累獲得的一種能力，需要自己有足夠的耐心和毅力，還要有不恥下問虛心向他人請教的精神

39、，學會獨立思考的同時又要重視團隊集體的智慧和力量。 通過本次課程設(shè)計，使我對從精餾塔設(shè)計方案到精餾塔設(shè)計的基本過程的設(shè)計方法、步驟、思路有一定的了解與認識。它相當于實際精餾塔設(shè)計工作的模擬。在課程設(shè)計過程中，基本能按照規(guī)定的程序進行，先針對精餾塔的特點，收集、調(diào)查有關(guān)資料，然后進入草案階段，其間與指導教師進行幾次方案的討論、修改、再討論，逐步了解設(shè)計填料塔的基本順序，最后定案。設(shè)計方案確定后，又在老師指導下進行擴充詳細設(shè)計，并計算物料守衡、傳質(zhì)系數(shù)、填料層高度、塔高等，最后進行塔附件設(shè)計。此次課程設(shè)計基本能按照設(shè)計任務(wù)書、指導書、技術(shù)條件的要求進行。同學之間相互聯(lián)系，討論，整體設(shè)計基本滿足使用要求，但是在設(shè)計指導過程中也發(fā)現(xiàn)一些