戊烷己烷精餾塔的設(shè)計(1)

1、學(xué)院化工原理課程設(shè)計戊烷己烷精餾塔設(shè)計級：化工班 名:指導(dǎo)老師: 職 稱：講師 學(xué)號：1014100234序言化工原理課程設(shè)計是綜合運用化工原理課程和有關(guān)先修課程（ 物理化學(xué) ，化工制圖等）所學(xué)知識， 完成一個單元設(shè)備設(shè)計為主的一次性實踐教學(xué)，是理論聯(lián)系 實際的橋梁，在整個教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。通過課程設(shè)計，要求更加熟悉工程設(shè)計的基本內(nèi)容，掌握化 工單元操作設(shè)計的主要程序及方法，鍛煉和提高學(xué)生綜合運 用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力， 計算能力等。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工 業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過

2、程在能量劑驅(qū)動下（有時加質(zhì)量 劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中 各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移， 難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的 分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間 歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊 方法進(jìn)行分離。本設(shè)計的題目是戊烷 - 己烷連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計，即需設(shè)計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的戊烷和不易揮發(fā)的己烷， 采用連續(xù)操作方式， 需設(shè)計一板式塔將其分離目錄、化工原理課程設(shè)計任書 二、設(shè)計計算 1. 設(shè)計方案的確定2. 精餾塔的物料衡算3. 塔板數(shù)的確定4. 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)

3、據(jù)的計算105. 精餾塔的塔體工藝尺寸計算156. 塔板主要工藝尺寸的計算16319227. 篩板的流體力學(xué)驗算8. 塔板負(fù)荷性能圖9.附屬設(shè)備設(shè)計2510.熱量衡算28三、個人總結(jié)31四、參考書目32、化工原理課程設(shè)計任務(wù)書板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計題目：設(shè)計分離戊烷 己烷連續(xù)精餾篩板塔、設(shè)計任務(wù)及操作條件1、生產(chǎn)能力： 5.0 萬噸年原料液組成36 戊烷，戊烷己烷常溫混合溶液質(zhì)量分率，同）分離要求：塔頂產(chǎn)品組成戊烷> 96%回收率： 0.022、操作條件平均操作壓力101.3 kPa操作溫度：40 C4回流比：自選年開工天數(shù)：三百天 化工原理課程設(shè)計三、設(shè)計方法和步驟： 1、設(shè)計方

4、案簡介根據(jù)設(shè)計任務(wù)書所提供的條件和要求，通過對現(xiàn)有資料的分析對比，選定適宜的流程方案和設(shè)備類型，初 步確定工藝流程。對選定的工藝流程，主要設(shè)備的形式進(jìn)行 簡要的論述。2、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計計算收集基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 工藝流程的選擇 做全塔的物料衡算 確定操作條件5）確定回流比理論板數(shù)與實際板數(shù) 確定冷凝器與再沸器的熱負(fù)荷 初估冷凝器與再沸器的傳熱面積 塔徑計算及板間距確定10）堰及降液管的設(shè)計511）塔板布臵及篩板塔的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)12）塔的水力學(xué)計算 13）塔板的負(fù)荷性能圖14）塔盤結(jié)構(gòu) 15）塔高 16）精餾塔接管尺寸計算3、典型輔助設(shè)備選型與計算（略）包括典型輔助設(shè)備（換熱器及流體輸送機械）的主要

5、工藝尺寸計算和設(shè)備型號規(guī)格的選定。4、設(shè)計結(jié)果匯總 5、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖 6、設(shè)計評述四、參考資料：化工原理課程設(shè)計天津大學(xué)化工原理教研室，柴誠敬 劉國維編；化工原理 （第三版）化學(xué)工業(yè)出版社，譚天恩 竇梅周明華 等編；化工容器及設(shè)備簡明設(shè)計手冊化學(xué)工業(yè)出版社，賀匡國編；化學(xué)工程手冊上卷 化學(xué)工業(yè)出版社，化工部第六常用化工單元設(shè)備的設(shè)計 華東理工出版社。、設(shè)計計算1. 設(shè)計方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集本設(shè)計任務(wù)為分離戊烷一己烷混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾 流程。設(shè)計中采用泡點進(jìn)料， 將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送人 精餾塔

6、內(nèi)。 塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝， 冷凝液在泡點下一部分回 流至塔內(nèi)， 其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。 該物系屬易分離 物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔底設(shè) 臵再沸器采用間接蒸汽加熱， 塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。 其中由于 蒸餾過程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝， 熱效率比較低， 但塔頂 冷凝器放出的熱量很多， 但其能量品位較低， 不能直接用于塔釜的熱 源，在本次設(shè)計中設(shè)計把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料 預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔， 孔徑一般為38mm篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是

7、傳質(zhì) 過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點有：(1 )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。2 ) 處理能力大,比同塔徑的泡罩塔可增加 1015%。3 )塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。4)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咼,否則氣液接觸不勻。2 )操作彈性較小(約23)。( 3 ) 小孔篩板容易堵塞。下圖是板式塔的簡略圖10進(jìn)料：HX： sffit7777771/ g T b? sffir冷瀕器Vii-1冷凝水L m-lLnVn?；貨龉藜訜崴羝俜衅骼淠迨骄^塔項分子式分子里沸點臨界溫度tc目M(

8、C)(C)Pc戊烷AC5H1272.1536.1196.4己C6H1486.1768.7234.8烷B表2戊烷和己烷的飽和蒸汽壓溫度0C304050607080Pa0820311511594214128263664,Pa00000000000Pb0249437255403763510541424,Pa00000000戊烷和己烷的物理性質(zhì)表1臨界壓強33703090(kPa)表3常溫下戊烷一己烷氣液平衡數(shù)據(jù)（2:P8例1 1附表2)溫度0C35404550606570液相中戊烷的摩1.000.780.580.410.250.13爾分率0012800汽相中己烷的摩1.000.900.770.630

9、.450.260爾分率007062表4純組分的表面張力(1 :F378附錄圖7)溫度3040506070戊烷，n/m14.9213.8512.811.7610.73己烷，1715.9914.991413.02n/m表5組分的液相密度(1 :P382附錄圖8)溫度（C）30401506070戊烷,kg/ m3己烷,kg/ m3616648.1605.5638.5594.8629.5583.7620572.2610.212405060700.1990.1840.1720.1620.2550.2350.2170.202（：P365）l液體粘度溫度（C ）戊烷（mPa .s ）己烷（mPa .s ）表

10、7常壓下戊烷己烷的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度tC液相中戊烷的摩爾分率x氣相中戊烷的摩爾分率y7000680.01740.0410660.06740.1530640.10020.2214620.15420.3102600.20030.4007580.24300.4810560.30010.5432540.32410.6017520.39100.6415500.44050.6915480.52470.7723460.58420.8137440.67500.8610420.78650.9125400.83410.9367380.91150.96543611552嘉97y-X32103333ooy-X2精餾塔的

11、物料衡算(1) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率戊烷的摩爾質(zhì)量Ma =72kg / km"己烷的摩爾質(zhì)量 Ma =86kg / km"0.36/72XF = 0.40170.96/72 +0.04/860.96/86XF =0.96630.96/86 +0.04/72XW =0.02(2) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M F =0.4017X72+0.5983X86= 80.3762kg/kmolMf =0.9663% 72 +0.0337x86 = 72.4718kg/kmolMd =0.02x72+0.98x86 =85.72kg/kmol(3) 物料衡算80.

12、3762*7200一 50000000=86.403kmol/h原料處理量 總物料衡算86.403D + W戊烷物料衡算 86.403 X 0.4017 = 0.9663D + 0.02 W聯(lián)立解得 D = 34.219 kmol /hW=52.184 kmol/h16式中F原料液流量塔頂產(chǎn)品量塔底產(chǎn)品量3塔板數(shù)的確定(1) 理論板層數(shù)NT的求取戊烷一己烷屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。由手冊查得戊烷一己烷物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出Xy圖由相圖作出平衡線圖，依次作出操作線圖,Q線圖求理論塔板數(shù) 求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在上圖中對角線上，自點e(0.409,0.40

13、9)作垂線ef即為進(jìn)料線(q線)，該線與平衡線的交點坐標(biāo)為yq = 0.765 ,x = 0.526故最小回流比為Rmin XDyqO.9663®65=0.842yq -Xq0.765-0.0.526取操作回流比為R =2Rmin =1.864 求精餾塔的氣、液相負(fù)荷L =RXD =1.864咒34.219 =63.78 kmol/hV =(R+1)D =2.864x34.219 = 98kmol/hV =(R+1)D -(1-q)F =172.65kmol/hL =RD+qF =1.864x34.219+1.519x86.403 = 163.93kmol/h 求操作線方程 精餾段操

14、作線方程為yn"聶Xn十話=0.6275Xn +0.36提餾段操作線方程為ym+-Xw =1.382xm 0.00763618圖如下;x有圖解法知理論塔板總數(shù)為11塊，其中精餾段理論塔板數(shù)為6塊,提留段為5塊塔效率：Et =0.49(a4)q245精餾段實際板數(shù)：N1二NT1/ET1 全塔實際板數(shù)：N=NT/ETET1=0.49©P)q245 =0.49(3.895x0.2105)q245 =0.5109Et =0.49(a4)q245 =0.49(2.914x0.2112)q245 =0.5519徑流段實際塔板數(shù) N1=6/0.5109=11.74=12全塔實際板數(shù) N=

15、11/0.5519=19.93=204精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算(1)操作壓力計算27塔頂操作壓力P = 105179Pa塔底操作壓力巳=266160Pa每層塔板壓降 P= 0.9 kPa進(jìn)料板壓力Pf=167650精餾段平均壓力 P m = ( 105.2 + 101.3) /2= 103.25 kPa提餾段平均壓力 P m 二(266.16+101.3 ) /2 =183.73 kPa(2) 操作溫度計算由前邊求得: 塔頂溫度tD = 37.0 C進(jìn)料板溫度tF = 51.5 C塔底溫度tw=67.6 C精餾段平均溫度tm=44.25 C提餾段平均溫度tm=59.55 C(3)

16、平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由XD二yi=0.9663,代入相平衡方程得 xi=0.9663MV,Dm 0.9663% 72 + (1 -0.9663)咒 86 = 72.47kg/ kmolMvm =0.9880x72 + (1-0.9880)x86 = 72.17kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算由上面理論板的算法，得yF = 0.6570 ,XF = 0.4017MV,F,m = 0.6570X 72 + (1 -0.6570) X86 = 76.8kg/ kmolM L,Fm = 0.4017X 72 + (1 -0.4017)x86 = 80.3762kg/kmol塔底平

17、均摩爾質(zhì)量計算 由xw=0.02,由相平衡方程，得yW =0.0401MVWm =0.02x72 +(1-0.02)x86 =85.72kg/kmolM L,wm = 0.0411 X 72 + (1 - 0.0411)% 86 = 85.42 kg kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量72.47 +80.3762 kg/kmol = 76.19kg/kmol 72 17+ 76 8M L,m ='kg/kmol =74.48kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量Mv,m =85.72 +80.3762kg/kmol =83.65 kg/kmol76.8 85.42 kg/kmol = 81.11 k

18、g/kmol(4) 平均密度計算氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即PmMv101亠74.48=2.861kg/m3RTm8.314x(273.15 +44.25)'提餾段的平均氣相密度pPmMv仙亠81.11=2.969kg/m3RTm8.314x(273.15+59.55)液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，即塔頂液相平均密度的計算 由t D = 37C,查手冊得Pa =608.65kg/m3, Pb = 641.66kg/m3同理可知 塔釜的也想密度 入=575.55kg/kmol 加料版的液相密度Pf =609.07kg/km°l精餾

19、段平均密度巴=609.49kg/kmol 提留段的平均密度宀=592.285kg/kmo1(5) 液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即塔頂液相平均表面張力的計算塔頂，塔底的表面張力可按純物質(zhì)的求由t D = 37C,查手冊并由內(nèi)差法求得CT LDm=T A=14.17mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計算由t F = 51.5 C,查手冊并由內(nèi)差法求得A=12.072 m N/m TB=14.842 m N/m(T LFm=0.4017X 12.072+0.5983 X 14.842=13.46 mN/m塔底液相平均表面張力的計算由t W = 59.55 C,查手冊并由內(nèi)差法求得C

20、T Lwm= (T B=13.26 mN/m精餾段液相平均表面張力為Lm=(14.17+13.46)/2=13.85 mN/m提餾段液相平均表面張力為Lm=(13.26+13.46)/2=13.35 mN/m(6) 液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算,即Ig a Lm=Z xilg 卩 i精餾段液相平均粘度的計算由t D = 44.25 C,查手冊得a A=0.1926 mPa s a B=0.2465 mPa sIg a LDm=0.9663>< lg(0.1926)+ (1-0.9663)X lg(0.2465)解出 a LDm=0.2105 mP s提留段液相平均粘度的計

21、算由t F = 59.55 C,查手冊得a A=0.1725 mPa s a B=0.2178 mPa slg a LFm=0.203X lg(0.1725)+ (1-0.203) X lg(0.2178) 解出 a LFm=0.2078 mPar（7）氣液負(fù)荷計算精餾段:V = (R + 1)D =98Kmol/hVs=3600 Pvm 98X3.14*3103=0.7088m /s3600X101.3L =RD =63.78Kmol /hLs=%3600 pLm=63.78 咒152.38=0.002215m3/s3600 咒 2*609.49提餾段:=V +(q1)F= 172.65Km

22、ol /hS _W<MVm s " 3600 Pvm趣空叫1.031m3/s3600X2.96L = L+qF =176.44Kmol/hLs = LM Lm3600 hm76.44"9.08 =0.00553m3/s3600X789.8'3Lh =0.0075X3600 = 27.00m /h5精餾塔的塔體工藝尺寸計算(1)塔的有效高度計算初選板間距Ht =0.45m則由公式 Z= (Nt/Et-1 ) *Ht,得 Z=8.55mo(2)塔徑的計算可參照下表所示塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效 率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等

23、都有關(guān)。 經(jīng)驗關(guān)系選取。表7板間距與塔徑關(guān)系塔徑0.30.50.81.62.4DT, m0.50.81.62.44.0板間200250300350400距 HT, mm300350450600600對精餾段:取板上液層高度hL = 0.06m，故円皿皿“珈；Ivs查圖得C20=0.085 ;依式C =C20丿五丿二咤5訂昭仁0.04560.7088 V 2.86 丿校正物系表面張力為13.805mN/m>衛(wèi)2>衛(wèi).2時 C=C20l20 =0.08叫詈認(rèn)7892.86卩max 乂J寧=0.0789彳609.49一2.2.862 十44m/s可取安全系數(shù)為0.8,貝J (安全系數(shù)0.

24、6 0.8)，卩耳0 X00= m s故 K匡更=1.0617mV 兀4V3.142X0.801按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速0.801m/s。對提餾段:初選板間距Ht = 0.45m，取板上液層高度hL = 0.06m,1<L Y p 乍故 Ht -hL =0.45-0.06 = 0.39m ; | -Lm iVs 人 r查圖得C20=0.082 ;依式C =C20Pvm丿£2五丿10.007609 f592.285V =XI ( = 0.09921.083 V 2.969 丿校正物系表面張力為13.35mN/m時C -C?。0.2=0.082咒胃=0.0756max

25、4max=cJ=0.0756沢 J592：.969 i.065m/sY 爲(wèi)V 2.969可取安全系數(shù)為0.7，貝（安全系數(shù)0.6 0.8 ） ,' =70 1X50 =故-將懇黑"按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.4m,則空塔氣速0.7456m/s。將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的， 因此在設(shè)計塔的 時候塔徑取1.4m6塔板主要工藝尺寸的計算（1）溢流裝臵計算因塔徑1.4m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算如下:a）溢流堰長iw :單溢流去I乍（0.60.8 ） D,取堰長Iw為0.7D=0.7

26、 b)出 口堰咼 hw : hw = hL -howX 1.4=0.98m28Lh / lW由 Iw / D = 0.7 ,2.5 = 9.9365 = 10.451m0.98查圖,知E020,依式=1肘1JwX1xfY故 rn =0.06-0.01149 = 0.04851mC）降液管的寬度Wd與降液管的面積Af :由 lw/D =0.7 查圖得 Wd / D =0.110 , A/At =0.09Wd =0.11D=0.150x1.4 = 0.21m兀 23.1422Af =0.09x-D “09*“4=0.1385m利用計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積,即"如=噱10

27、齊28.14s （大于5s，符合要求）Lsd）降液管底隙高度ho :取液體通過降液管底隙的流速巴=0.08m /s(0.07-0.25 )Ls0.002215 = 0.028m 符合(he =hw-0.006)h =o lw 叫 0.98X0.08e）受液盤采用平行形受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為 60mm同理可以算出提溜段a）溢流堰長Iw :單溢流去lw= （0.60.8 ） D,取堰長iw為0.7D=0.7X 1.4=0.98m29b)依 Aa =2x7RF+sin計算開空區(qū)面積b)出 口堰高 hw : hw =hL - how由 Iw/ D = 0.7 Lh /Iw2. 20.94m查圖，知

28、E037,依式氐=特3Jw丿可得hOw喘吃J=0.02616m32故 m =0.06-0.02616= 0.03384mc)降液管的寬度Wd與降液管的面積Af :由 Iw/D =0.7 查圖得 Wd/D =0.110, Af/Ar=0.09Wd =0.11D =0.150x1.4 = 0.21mjI 23.1422Af“09盲D “.09>“4 71385m計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積,LsT =AHt= 15.369s (大于 5s，符合要求)d)降液管底隙高度ho :取液體通過降液管底隙的流速4o=0.2m/s(0.07-0.25 )ho = 0.02784m符合(ho

29、 =-0.006)lw X o(2)塔板布臵塔板的分塊因D>800mm故塔板采用分塊式。查表7得，塔極分為4塊。精餾段:a)取邊緣區(qū)寬度 W=0.06m(30 50mm),安定區(qū)寬度0.08m,(當(dāng)DR =D-Wc 二140.06 = 0.64m ,2 2X =牛-他 +眼)=¥-(0.21 +0.08) = 0.41Aa = 20.41 X J0.642 -0.412 +丄X 0.642 sin1= 0.972m2L1800.64c）篩孔數(shù)n與開孔率：取篩空的孔徑do為5mm，正三角形排列,般碳的板厚為3mm,取t/d0 =3.O ,故孑L中心距t =3.0x5= 15.0m

30、m篩孔數(shù)11551155n=vF=0.)1r0.972 "989.6 =4990則* = 9072 X100% =10.08% (在 515 范圍內(nèi)) (加則每層板上的開孔面積 A為 代=* A =0.100® 0.972 = 0.098氣體通過篩孔的氣速為巴憐牆hS/s提餾段:a)取邊緣區(qū)寬度 W=0.06m(30 50mm),安定區(qū)寬度WS = 0.08m ,(當(dāng)D< 1.5m 時，VS=6075mmb)依 Aa =+話吩計算開空區(qū)面積R 詈-Wc 詈-0.06 =0.64mD1 4x =-(Wd +Ws )=一(0.21 +0.08 )= 0.412 2-0T=

31、 0.972m20.6 4c）篩孔數(shù)n與開孔率w :取篩空的孔徑do為5mm，正三角形排列，一Aa=20.41 咒 T064 十面 2642sin36般碳的板厚為3mm,取t/d0 =3.0，故孑L中心距t =3.0x5 = 15.0mm篩孔數(shù)-罟叭=器2 X 0.972 =4989.6 =4990 個貝打=學(xué)厶咒100% =10.08% （在5 15范圍內(nèi)） （%0）則每層板上的開孔面積A 為 Ao , 4=0.098氣體通過篩孔的氣速為4。= =11.05m/s A7篩板的流體力學(xué)驗算塔板的流體力學(xué)計算，目的在于驗算預(yù)選的塔板參數(shù)是否能維持 塔的正常操作，以便決定對有關(guān)塔板參數(shù)進(jìn)行必要的調(diào)

32、整， 最后還要 作出塔板負(fù)荷性能圖。（1）氣體通過篩板壓強相當(dāng)?shù)囊褐叨扔嬎憔s段:a）干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮c:依d0=5/3 = 1.67，查干篩孔的流0=0.772數(shù) 圖0-0八Pl丿5屮l01 ( X -丿I 7n0 256 . 108b）氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮l :亠=O.7088=0.506/5At - Af1.5386-0.1385Fa =UaJ可=0.506X J2.861 = 0.8559 kg1/2 /(sm1/2)由名。與Fa關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)S =0.675,依式h| =名ohL =0. 675 0. 060. 0405C)克服液體表面張力壓降相

33、當(dāng)?shù)囊褐叨瓤?依 式 hb= 4PLgd。=6 X 0° ； * .= 0 4 .m 90，0 故115°hp =0+0+則單板壓強：APp=hp PLg = 0.06315c 609.49c 9.81 = 377.58Pa c 0.9kPa(2)液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。(3)霧沫夾帶5.7x10叮巴 qCT(Ht -hf J5.7x100.506 13.805咒10 (0.45-2.5咒0.06丿0.00220故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。(4)漏液由式 =4.4CoJ(0.0056 + 0.13hL

34、- h異l/Pv巴w =4.4x0.772xJ( 0.0056+0.13咒 0.06-0.00185)60949 =5.328m/s篩板的穩(wěn)定性系數(shù)尺二芒二念"557“5,故在設(shè)計負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量漏液。(5)液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度Hd 蘭機Ht +hw)依式 Hd = hp +hi +hd，IQ nnoQ 4 c而 hd "153"此宀0.153"0.98204251宀0.0004325Hd =0.06315+0.06+0.0004325=0.1236m取® =0.65，貝J ®(Ht +hv ) = 0

35、-5(0.40+0.04851)=0.324m故Hd V機Ht +hw在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項液體力學(xué)驗算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。提餾段:a)干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮c :依d% =5/3 = 1.67，查干篩孔的流n518ma八Pl丿f n量系數(shù)圖得，0)=0.772由式he =0.0511 0b)氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮 :38亠=0.7735m/s ,aAt -AfFa =4'阿=1.3328由軋與Fa關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù) % =0.62，依式 h =$0 0 = 0.0372mc)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨瓤?故

36、hp = 0.09084m依式 = 0.00184m ,b Pl gd0'則單板壓強：也Pp = hp pLg = 534.6Pa c 0.9kPa(2)液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。(3)液沫夾帶5.7x10(巴0/ =Ib I/ f2忙f “00884"1故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。(4) 漏液由式 巴w =4.4珀(0.0056 +0.1嘰 譏)玫/ Pv'= 8.655m/ SI篩板的穩(wěn)定性系數(shù)LIK =1.71 >1.5，故在設(shè)計負(fù)荷下不會產(chǎn)生 OW過量漏液。(5) 液泛為防止降液管液泛的

37、發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度Hd <%Ht +hw )依式 Hd =hp + hl +hd , 而 hd ".畑"一12 =0.0119Iw巾0Hd =0.16274m取 W =0.65，貝(Ht +hw ) = 0.3124m故Hd <%Ht +hw在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項液體力學(xué)驗算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。8塔板負(fù)荷性能圖精餾段:(1)漏液線(氣相負(fù)荷下限線):V = Jo.49+1.45L2/3(2)霧沫夾帶線以e V = 0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下:由宀詫hf =2.5hw+2.84x1OE360

38、0LY3lIV 0.98 丿2/3= 0.115 +1.725 LsuaA AfVsM礦0.7依聯(lián)立以上幾式'整理得Vs =2.52-15.25Ls2/3在操作范圍內(nèi)，任取兩個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于Ls0.0010.003/(m 3/s)Vs/(m 3/s)2.372.2由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線 2。(3)液相負(fù)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(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式得413。2.84（3600Ls,minhOW =廠1000 ilw卡/3,Ls,min =8.36x10 紹 m3/s43據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線(

39、4)液相負(fù)荷上限線以0 = 4s作為液體在降液管中停留時間的下限JHtLSo.0.4x0.13393/max =-=0.012465m /s4=4(5)液泛線:2.84 廠3600Ls,minOW = . ccc 廠；1000 I lw卡/3= 0.676Ls2/3 ；hC=0.051572VSK398）2（謊円曲血；Vshl 二®（hw 中） =0.62（0.04851 +0.676Ls2/3） =0.0301+ O.419L/3 ；h =0.00185m;c故 hp =0.03195+0.0418v s2+0.419LS/3 ;hd =0.153 （苴）2 =88.16Ls2.l

40、who將氣=0.45口,山=0.04851,® =0.65代入得,0.65(0.45 + 0.0485) = 0.0319+0.0418乂2 +o .419Ls2/3 +0.0485 +0.676L2/3 +88.16LS從而得 V S =5.827-26.2L2/3-2109.1LS。由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 5。有以上可作出精餾段負(fù)荷性能圖提餾段(1)漏液線V =J0.1828+1.9688L2/3。(2)液沫夾帶線以e v = 0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下:由戸丄比"/Vs =2.8087-13.02L73在操作范圍內(nèi)，任取兩個Ls值，依上式計算出V

41、s值，計算結(jié)果列于 下表中Ls/(m 3/s)0.0010.003Vs3/(m /s)2.67852.600由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線 2。(3)液相負(fù)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(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式得how 二：集儼0*，Ls,min =8.310m7s1000 I Iw 丿據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。(4)液相負(fù)荷上限線以0 = 4S作為液體在降液管中停留時間的下限AHr=4Ls。Ls,max =0.012465m3/s(5)液泛線,2/32/3= 0.676 Ls'2.84 u f3600 Ls,minhow =E I1

42、000 Ilw山0=0.05%772：0.098)2(5929295)=0.0446血；hl =0(hw +dw) =0.62(0.03384+0.676Ls2/3) = 0.02098 + 0/ef3；h =0.00184m;故 hp =0.02282+0.004466v s2+0.419L?3 ;hd =0.153 (土)2 =205.54Ls2。Iwho將 H, =0.45m，m =0.03384,護=0.65弋入得,0.65(0.45 + 0.0338) = 0.0228+0.0446乂2 +0.419Ls2/3 +0.0338+0.676L2/3 +205.5L2從而得 V s 5.

43、724.52Lr -4602.3LS o由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖9.附屬設(shè)備設(shè)計1.冷凝器塔頂溫度tD=37C 冷凝水ti=20C t 2=3OC貝y it =tD t = 37C 20 C = 17 C=tD t =37 C 30C = 7 Ctm=10= 11 27CIn (如/顱2) In (17/7)Mm10"ln(60.75/50.75) 55.60CtD=37 C查液體比汽化熱共線圖得丫苯=218.95KJ / kg 丫苯= 392.5KJ / kg55冷凝的熱量取傳熱系數(shù)K=600W/nk,則傳熱面積3丄440.09 &q

44、uot;O32A = Q / K Atm = 65.08m600X11.27冷凝水流量W=2=40=10.531kg/sCpt4179x102.再沸器塔底溫度tw=67.6 C用to=135C的蒸汽，釜液出口溫度ti = 112C貝y 也t1 =to -tw =135°C 676c = 67.4°C 、牝=to -t1 =135C -112C = 23CIn(址/牝)ln(67.4/23)又氣體流量 Vs =0.7088 m3/s,塔頂被冷凝量q =VsX 匕= 0.7088x2.835= 2.01kg/sQ =qY苯=2.01X 218.95 = 440.09KJ /S由

45、 t w=67.6 °C查液體比汽化熱共線圖得Y甲 = 255.38KJ /kg又氣體流量 Vs =1.083 m3/s.密度 Pv =3.051Kg/m3則 qm =乂'咒 Pv = 1.083咒 3.051 = 3.30kg / sQ=qmY甲苯=3.30x 255.38 = 842.74KJ/s取傳熱系數(shù)K=600W/nk,3則傳熱面積AgKS842®28.8加熱蒸汽的質(zhì)量流量W=Cp（tt1）= 842.74>d0l8.567kg/s 4277x233. 泵的計算及選型進(jìn)料溫度tq=40CPf =609.07kg/m34 =0.2092mPa s已知進(jìn)

46、料量F=80.376>c86.4/3600=1.93kg/s , qv = F / Pf =1.93/ 609.07 = 0.0032m3 / s取管內(nèi)流速則u=2.0m/sd 遵=llh4.92mm 故可采用 GB3091-9350 X 3的油泵&=duP心 O.04"2.11"09.07 ?勺04則內(nèi)徑d=50-3 X 2=44mm代入得0.00209224X0.0032u =4Xqv/ 兀d2 = = 2.11m/s3.14X0.0442取絕對粗糙度為名=0.3mm 則相對粗糙度為即d =0.00682f由雷諾數(shù)Re和相對粗糙度d可查圖得摩擦系數(shù)入=0.

47、0325 進(jìn)料口位臵高度 h=8 X 0.45+0.6 X 2=4.82 2送Hf *弓即=(0.0325>00訴揚程 H 療 Hf +h =1.609 + 4.8 = 6.409m可選擇泵為IS50 3216010.熱量衡算1.塔頂熱量衡算表6-1戊烷一己烷的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度物質(zhì)沸點0C蒸發(fā)潛熱KJ/Kg臨界溫度Tc/K戊烷37217.698469.55己烷68.7257.47507.8由：Qc =(R+1MDMIvd-1LD)其中IvD - IlD = Xd XHva一(1 一 Xd ) X iH VBAHv2 -酬宀1 Tr2)1-Tr10.38則：tD = 37 0C 時戊烷:

48、人2 =(37 +273.15)/469.55 = 0.6605Tri =(36+273.15)/469.55 = 0.6584蒸八、HV2 = iH V仔0.38 = 217.698 咒 F O.6605)。38 =217.188kJ / kg1 Tr11 0.6584己烷：Tr2 = (37+ 273.15) / 507.8= 0.661Tri = (68.7 + 273.15) / 507.8二 0.673蒸發(fā)潛熱AHv2 "Hv1Mi)0.38 = 363"0)0.381 -Tr11-0.673= 261.23kJ / kgD = 72.47g / molD'

49、; = M D X D = 72.47 X 34.219 = 2479.85kg / hVD I ld = X DHVa -(1 -X D )H/B=0.966 3X 217.188- (1- 0.9663)X 261.23=218.67kJ / kgC = ( R + 1)X D ' X ( Ivd- I ld )=(1.684+1) X 2479.85 X 218.67 =1.455 X 106 kJ / kg2. 塔底熱量衡算Qc =(R + 1NDx(Ivd Tld)其中IVD IlD XdHva(Xd)XAHvb叫沁y*8則：tW= 67.6 0C戊烷:r 2 = (67.6+ 273.15) / 469.55 = 0.7257r1 = (37+ 273.15) / 469.55 = 0.6584蒸發(fā)潛熱 H/ 1 = HV 1 X ( 1- T r 2) /(1-T r