正庚烷—正辛烷連續(xù)精餾浮閥塔設計

1、 課 程 設 計題 目： 正庚烷-正辛烷 連續(xù)精餾浮閥塔設計 教 學 院： 化學與材料工程學院 專 業(yè)： 08應用化學 學 號： 200840830120 學生姓名： 張鑫 指導教師： 陳雪梅 2011年 04 月 25日 目 錄前言.3精餾塔設計任務書.4流程的設計及說明.6設計計算.6一、精餾流程的確定.6二、塔的物料衡算.6三、塔板數(shù)的確定.6（1）相對揮發(fā)度的計算.7（2） 實際塔板數(shù)的確定.7（3）全塔效率. .8四、塔工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算. .9（1）操作壓強的計算. .9（2）操作溫度的計算.9（3）平均摩爾質量的計算.10（4）平均密度的計算.10（5）液體平均粘度的計算.1

2、1（6）流體平均表面張力的計算.11五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算.12（1）塔徑.12（2）塔有效高度.14六、塔和塔板的主要工藝尺寸的計算.14（1）溢流裝置.14（2）塔板布置.16（3）浮閥數(shù)與開孔率.16七、篩板的流體力學驗算.19（1）氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨?19（2）液泛的驗算.20（3）霧沫夾帶量的驗算.20（4）漏液的驗算.21八、塔板負荷性能圖.23（1）精餾段負荷性能圖.23（2）提餾段負荷性能圖.24九、精餾塔的工藝設計計算結果總表.26十、精餾塔的附屬設備及接管尺寸.29（1）塔體結構.29（2）精餾塔的附屬設備.29（3）接頭管設計.29設計評述.30主要符號

3、說明.30參考書目.32附圖前 言化工生產(chǎn)中所處理的原料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質。生產(chǎn)中為了滿足儲存，運輸，加工和使用的需求，時常需要將這些混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質。 精餾是分離液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)得到廣泛應用。精餾過程在能量計的驅動下，使氣，液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各相分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移。實現(xiàn)原料混合物中各組成分離該過程是同時進行傳質傳熱的過程。本次設計任務為設計一定處理量的分離甲醇和乙醇混合物精餾塔。精餾所進行的是氣(汽

4、)、液兩相之間的傳質，而作為氣(汽)、液兩相傳質所用的塔設備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設備還得具備下列各種基本要求： 氣(汽)、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，即當塔設備的氣(汽)、液負荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質效率下進行穩(wěn)定的操作并應保證長期連續(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

5、作。 結構簡單，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、調節(jié)和檢修。 塔內(nèi)的滯留量要小。實際上，任何塔設備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨特的優(yōu)點，設計時應根據(jù)物系性質和具體要求，抓住主要矛盾，進行選型。板式精餾塔也是很早出現(xiàn)的一種板式塔，20世紀50年代起對板式精餾塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設計方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有下列優(yōu)點： 結構比浮閥塔更簡單，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，比泡罩塔高15左

6、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?；ぴ碚n程設計是培養(yǎng)學生化工設計能力的重要教學環(huán)節(jié)，通過課程設計使我們初步掌握化工設計的基礎知識、設計原則及方法；學會各種手冊的使用方法及物理性質、化學性質的查找方法和技巧；掌握各種結果的校核，能畫出工藝流程、塔板結構等圖形。本課程設計的主要內(nèi)容是過程的物料衡算，工藝計算，結構設計和校核。精餾塔設計任務書一 設計題目分離甲醇-乙醇板式精餾塔的設計二 工藝條件與數(shù)據(jù) (1).原料液量1300kg/h，含正庚烷42%

7、（mol下同）；(2).餾出液含正庚烷98%，殘液含正辛烷97%； (3).常壓操作，回流液溫度為塔頂蒸汽的露點； (4).加熱蒸汽壓力為5Mpa（絕對壓力）； (5).冷卻水進口溫度30，出口溫度為45； (6). 設備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5%。三 設計內(nèi)容 （1）精餾塔的物料衡算及塔板數(shù)的確定； （2）精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算； （3）精餾塔的塔體及塔板工藝尺寸計算； （4）塔板的流體力學的驗算； （5）塔板的負荷性能圖的繪制； （6）精餾塔接管尺寸計算； （7）繪制帶控制點的生產(chǎn)工藝流程圖； （8）繪制主體設備圖。四 設計說明書 （1）目錄 （2）設計方案的確定及工藝流程

8、說明 （3）工藝計算及主體設備設計 （4）設計結果一覽表 （5）對本設計的評述及有關問題的說明 （6）主要符號說明 （7）參考文獻 （8）附圖五 參考書目流程的設計及說明圖1 板式精餾塔的工藝流程簡圖工藝流程：如圖1所示。原料液由高位槽經(jīng)過預熱器預熱后進入精餾塔內(nèi)。操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進行，流程中還要考慮設置原料槽。產(chǎn)品槽和相應

9、的泵,有時還要設置高位槽。為了便于了解操作中的情況及時發(fā)現(xiàn)問題和采取相應的措施，常在流程中的適當位置設置必要的儀表。比如流量計、溫度計和壓力表等，以測量物流的各項參數(shù)。設計計算二、精餾塔的物料衡算1 原料液及其塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率正庚烷的摩爾質量為：100.205kg/kmol正辛烷的摩爾質量為：114.232kg/kmolxF=0.42xD=0.98 2 原料液及其塔頂與塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量MD=100.205×0.98+114.232×(1-0.98)=100.48kg/molMF=100.205×0.42+114.232×(1-0.42)=1

10、08.34kg/mol則可知：原料的處理量：F=1300/108.34=12kmol/h根據(jù)易揮發(fā)組分物料衡算則有：F×xF = D×xD +W×xW 由總物料衡算：F= D+W容易得出： W=7.08kmol/hD=4.92 kmol/h三、塔板數(shù)的確定1 理論板層數(shù)NT的求取a 相對揮發(fā)度的計算T=98.5時，PA=101.3KPa ， PB=44.58KPa。1= PA/ PB=101.3/44.58=2.272T=125.8時，PA=212.29KPa ， PB=101.3KPa。2= PA/ PB=212.29/101.3=2.096 則 =sqrt（1

11、×2）=2.18b 平衡線方程求算汽液相平衡方程：y=*x/1+(-1)x=2.18x/(1+1.18x)x=y/-(-1)x=y/(2.18-1.18y)最小回流比及其操作回流比的求解： x=xF=0.42， y=0.612Rmin=(xD-y)/(y-x)=(0.98-0.612)/(0.612-0.42)=1.917取操作回流比為：R=1.8Rmin=1.8×1.917=3.450c精餾塔的氣、液相負荷L=R×D=3.45×4.92=16.974kmol/hV=(R+1)×D=4.45×4.92=21.894kmol/hL=L+

12、F=16.974+12=28.974kmol/hV=V=21.894kmol/hd精餾段、提餾段操作線方程精餾段操作線：y=L/V×x+D/V×xD=0.775x+0.22提餾段操作線：y=L/V×xW/V×xw=1.323x-0.00970有計算可得到下表： 項目塔板數(shù)xy10.980.957405塔頂20.9619890.92069330.9335370.86564840.8908770.7892550.8316680.69384860.7577330.58927470.6766870.48981780.5996080.407215進料板90.529

13、0450.340063100.4402030.265093110.3410180.191842120.2441070.129024130.1609990.080903140.0973350.047132150.0526560.024863塔底由此可知：理論塔板數(shù)：15精餾段塔板數(shù)：8提餾段塔板數(shù)：7由奧康內(nèi)爾精餾全塔板效率關聯(lián)圖可得： L=3.64全塔板效率Eo=0.35理論板層數(shù)NT的求取 精餾段實際塔板數(shù) N精=8/35%=23塊 提餾段實際塔板數(shù) N提=7/35%=20塊四、精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的計算（1） 操作壓力的計算設每層塔壓降： P=0.9KPa（一般情演況下，板式

14、塔的每一個理論級壓降約在0.41.1kPa）進料板壓力： PF=101.3+8×0.9=108.5(KPa)精餾段平均壓力：Pm=(101.3+108.5)/2=104.9(KPa)塔釜板壓力： PW=101.3+13×0.9=113(KPa)提餾段平均壓力：Pm=(108.5+113)/2=110.75(KPa)（2）操作溫度的計算查表可得安托尼系數(shù)ABCMinMaxC7H166.027301268.115216.900-2120C8H186.048671355.126209.51719152C7H16 的安托尼方程： lgPAO=6.0273-1268.115/(tA+

15、216.9)C8H18的安托尼方程： lgPBO=6.04867-1355.126/(tB+209.517)塔頂：x=0.957 ，y=0.98， 待求的溫度t就是PAO/PBO=2.202時的溫度，用試差法計算 假設t=100，求得PAO=106.09(KPa) ， PBO=46.82(KPa)， 假設t=110，求得PAO=140.63(KPa) ， PBO=64.19(KPa)， 用比例內(nèi)插法求PAO/PBO=2.202時的溫度t， 所以 塔頂溫度 tD=108.28同理可得 進料板溫度 tF=110.57塔釜溫度 tW=112.28精餾段平均溫度 tm=(108.28+110.57)/

16、2=109.42 ()提餾段平均溫度 tm=(110.57+112.28)/2=111.42 ()（3） 平均摩爾質量的計算a. 塔頂平均摩爾質量計算由xD=y1=0.98 ，x1=0.957MVDm=0.98×100.205+(1-0.98)×114.232=100.48kg/molMLDm=0.957×100.205+(1-0.957)×114.232=100.81kg/molb. 進料板平均摩爾質量計算由yF=0.600， x1=0.407MVFm=0.600×100.205+(1-0.600)×114.232=105.82kg

17、/molMLFm=0.407×100.205+(1-0.407)×114.232=108.52kg/molc. 塔釜平均摩爾質量計算由y1=0.0526 ，x1=0.0249MVWm=0.0526×100.205+(1-0.0526)×114.232=114.49kg/molMLWm=0.0249×100.205+(1-0.0249)×114.232=113.88kg/mold. 精餾段平均摩爾質量MVm=100.48+105.82)/2=103.15kg/molMLm=(100.81+108.52)/2=104.66kg/mole.

18、 提餾段平均摩爾質量MVm=(105.82+114.49)/2=110.155kg/molMLm=(108.52+113.88)/2=111.2kg/mol（4） 平均密度的計算a. 精餾段平均密度的計算氣相由理想氣體狀態(tài)方程得Vm=PmMvw/RTm=(104.9×103.15)/8.314×(273.15+109.42)=3.40kg/m3液相查tD=108.28時 A599.3kg/m3 B=631.1kg/m3tF=110.57時 A592.1kg/m3 B=630.9kg/m3塔頂液相的質量分率A=(0.98×100.205)/( 0.98×1

19、00.205+0.02×114.232)=0.977LDm=1/(0.977/599.3+0.023/631.1)=600.00kg/m3進料板液相的質量分率A=(0.407×100.205)/(0.407×100.205+0.593×114.232)=0.376LFm=1/(0.376/599.3+0.624/631.1)=618.76kg/m3精餾段液相平均密度為Lm=(600.00+618.76)/2=609.38 kg/m3b. 提餾段平均密度的計算 氣相由理想氣體狀態(tài)方程得Vm=PmMvw/RTm=(110.75×109.59)/8.

20、314(273.15+111.42)=3.80kg/m3 液相 查tw=111.42時,A590.1kg/m3,B=630.2kg/m3A=(0.0294×100.205)/(0.0294×Lwm=1/(0.0259/590.1+0.9741/630.2)=629.09kg/m3提餾段平均密度Lm=(618.76+629.09)/2=623.925kg/m3 平均粘度的計算液相平均粘度依下式計算 即lgLm=xilgia塔頂液相平均粘度的計算 由tD=108.28查得ABlgLDm=0.98lg(0.185)+0.02lg(0.236) =-0.73LDmb進料板平均粘度的

21、計算由tF=110.57查得A BlgLFm=0.407lg(0.183)+0.593lg(0.231) =-0.68LFm精餾段平均粘度Lmc塔底液相平均粘度的計算 由tW=111.42查得ABlgLWm=0.0294lg(0.182)+0.9706lg(0.228) =-0.64LWm提餾段平均粘度Lm 平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算 即Lm=xiia. 塔頂液相平均表面張力的計算 由tD=108.28查得A=11.49N/m B=22.53mN/mLDm=0.98×11.49+0.02×22.53=11.71 mN/mb. 進料板液相平均表面張力的計算

22、由tF=110.57查得A=11.26mN/m B=22.549N/mLFM=0.42×11.26+0.58×22.549=17.81 mN/mc. 塔底液相平均表面張力的計算 由tW=111.42查得A=11.21mN/m B=22.554N/mLWm=0.03×11.21+0.97×22.554=22.56 mN/m精餾段液相平均表面張力Lm=(11.71+17.81)/2=14.76 mN/m提餾段液相平均表面張力Lm=(17.81+22.56)/2=20.18 mN/m五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算1 由上面可知精餾段 L=24.426kmol/h

23、 ，V=31.506kmol/ha 塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為VS=VMVm/3600Vm=(31.506×103.15)/(3600×3.40)=0.266m3/sLS=LMLm/3600Lm=(24.426×104.66)/(3600×609.38)=0.00116m3/s式中，負荷因子由史密斯關聯(lián)圖查得C20再求圖的橫坐標為 Flv= (LS / VS)×(l/v)0.5=0.0584取板間距，HT=0.40m,板上清液層高度取hL=0.05m，則HT-hL=0.35 m史密斯關聯(lián)圖如下由上面史密斯關聯(lián)圖，得知C20=0.082

24、氣體負荷因子C= C20×(/20)0.2=0.0772Umax=1.03取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為 U=0.8Umax=0.8×1.03=0.824m/s=0.641m按標準塔徑圓整后為D=0.7m塔截面積為At=0.785×0.7×0.7=0.385m2實際空塔氣速為U實際=0.266/0.385=0.691m/sU實際/ Umax=0.691/1.03=0.671(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設計要求)2由上面可知提餾段 L=36.426kmol/h ，V=31.506kmol/ha提餾段塔徑的計算提餾段的氣、液相體積流率為：VS=VMVm/

25、3600Vm=(31.506×110.155)/(3600×3.8)=0.254m3/sLS=LMLm/3600Lm=(36.426×111.2)/(3600×623.925)=0.0018m3/s式中，負荷因子由史密斯關聯(lián)圖查得C20再求圖的橫坐標為 Flv=(LS / VS)×(l/v)0.5=0.0908取板間距，HT=0.40m，板上清液層高度取hL=0.06m，則HT-hL=0.34 m由史密斯關聯(lián)圖，得知 C20=0.08氣體負荷因子 C= C20×(/20)0.2=0.08Umax=1.02m/s取安全系數(shù)為0.7，則空

26、塔氣速為 U=0.7Umax=0.7×1.02=0.714m/s=0.673m按標準塔徑圓整后為D=0.7m塔截面積為At=0.785×0.7×0.7=0.385m2實際空塔氣速為U實際=0.254/0.385=0.66 m/s U實際/ Umax=0.506/1.02=0.496(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設計要求)3 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為 Z精=（N精-1）HT=（23-1）×0.40=8.8m提餾段有效高度為 Z提=（N提-1）HT=（20-1）×0.40=7.6 m在進料板上方開一個人孔，其高度為0.8 m故精餾塔有效

27、高度為Z=Z精+Z提+0.8=8.8+7.6+0.8=17.2m六、塔板主要工藝尺寸的計算 精餾段a溢流裝置計算因塔徑D=0.7m，所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。( 此種溢流方式液體流徑較長，塔板效率較高，塔板結構簡單，加工方便，在直徑小于2.2m的塔中被廣泛使用。)各項計算如下：1) 堰長lw可取lw=0.70D=0.49m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow選用平直堰，( 溢流堰板的形狀有平直形與齒形兩種，設計中一般采用平直形溢流堰板。) 堰上層液高度how由下列公式計算，即有 how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)并由圖液流收縮系數(shù)計

28、算圖，則可取用E= 1.0 ，則how=0.012m取板上清液層高度hL=0.05 m故 hw =0.038m3) 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af由lw/D=0.7 查圖可求得Af/AT=0.09 Wd/D=0.15 Af=0.09×0.385=0.0346 m2Wd=0.15×0.7=0.105 m并依據(jù)下式驗算液體在降液管中的停留時間，即= Af/×HT/Ls=0.0346×0.40/ 0.00116=11.93s5s 其中HT即為板間距0.40m，Ls即為每秒的體積流量驗證結果為降液管設計符合要求。4）降液管底隙高度hoho= Ls/（lw

29、15;uo'）取uo'=0.1m/s(一般取u0=0.070.25m/s。)則ho=0.00116/(0.49×0.1) =0.0237m0.02m hw-ho=0.038-0.0237=0.01430.006 m故降液管底隙高度設計合理選用凹形受液盤，深度hw=55mm。b塔板布置1) 塔板的分塊因為D 800mm，所以選擇采用整塊式。2) 邊緣區(qū)寬度確定取Ws=Ws= 65mm , Wc=35mmc開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa按下面式子計算，則有Aa=2x（r2x2）0.5+ r2/180×sin-1（x/r）其中 x=D/2(WdWs)=0.18r=

30、D/2Wc=0.315 由上面推出 Aa=0.214m2d. 浮閥數(shù)與開孔率預先選取閥孔臨界動能因子F0= 10；由F0=可求閥孔氣速5.423m/s對于浮閥的排列,根據(jù)以上設計的數(shù)據(jù)采用正三角交排。按N1=41重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：閥孔動能因數(shù)為F0= 精餾段浮閥塔板得開孔率此開孔率在5%15%范圍內(nèi)，符合要求。所以精餾段這樣開孔是合理的。（2）提餾段 (計算公式和原理同精餾段)a溢流裝置計算因塔徑D=0.7m，所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤（同精餾段）。各項計算如下：1) 堰長lw可取lw=0.70D=0.49m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow可選取平直堰，堰上層液

31、高度how由下列公式計算，即有how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)并由圖液流收縮系數(shù)計算圖，則可取用E= 1.0 ，則how=0.016m取板上清液層高度hL=0.06 m故 hw=0.06-0.016=0.044 m3) 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af由lw/D=0.7 查圖可求得Af/AT=0.09 Wd/D=0.15Af=0.09×0.385=0.0346 mWd=0.15×0.7=0.105 m并依據(jù)下式驗算液體在降液管中的停留時間，即= Af×HT/Ls= 0.0346×0.40/ 0.0018=7.6

32、9s5s 其中HT即為板間距0.40m，Lh即為每小時的體積流量驗證結果為降液管設計符合要求。4）降液管底隙高度hoho= Ls/（lw×uo'）取 uo'=0.1m 則ho=0.0018/(0.6×0.1) =0.03 m0.02mHw-hO=0.044 -0.03=0.014m0.006 m故降液管底隙高度設計合理選用凹形受液盤，深度hw=55mm。 b 塔板布置1) 塔板的分塊因為D 800mm，所以選擇采用整塊式。2) 邊緣區(qū)寬度確定取Ws=Ws= 65mm , Wc=35mmc 開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa按式子5-12計算，則有Aa=2x（r2x

33、2）0.5+ r2/180×sin-1（x/r）其中 x=D/2(WdWs)= 0.18r= D/2Wc=0.315由上面推出Aa=0.214m2d. 浮閥數(shù)與開孔率預先選取閥孔臨界動能因子F0= 10；由F0=可求閥孔氣速5.130m/s對于浮閥的排列,根據(jù)以上設計的數(shù)據(jù)采用正三角交排。按N1=41重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：閥孔動能因數(shù)為F0= 精餾段浮閥塔板得開孔率此開孔率在5%15%范圍內(nèi)，符合要求。所以精餾段這樣開孔是合理的。七、篩板的流體力學驗算(1) 精餾段1) 塔板的壓降每層塔板靜壓頭降可按式 a.計算干板靜壓頭降首先將g=9.81m/s2代入式中可以解，則需要根據(jù)公

34、式b.板上液層阻力可以由公式計算出板上液層阻。由于所分離的正辛烷和正庚烷混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)， 其中為板得液層高度由上面知=0.05m，則可以算出c.計算液體表面張力所造成的靜壓頭降由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為換成單板壓降(設計合理)2) 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，由于塔徑和液流量均不大，所以可忽略液面落差的響。3) 降液管中液清層的高度可以由式a.計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降 前已計算b.計算溢流堰（外堰）高度 前已計算c.液體通過降液管的靜壓頭降因不設進口堰，所以可用式其中為液體通過降液管底

35、隙時流速按照經(jīng)驗式,=0.1m/s,則可以算的=0.00153md. 上液流高度前已求出這樣 4) 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度Hd應服從式子Hd(HThw)正庚烷和正辛烷屬于一般物系，取= 0.5，則(HThw)=0.5（0.40+0.038）=0.219m則有： Hd(HThw)于是可知本設計不會發(fā)生液泛5) 霧沫夾帶量的驗算 a, 霧沫夾帶量判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率來完成的。泛點率的計算時間可用式：塔板面積由前面可得：正庚烷和正辛烷混合液可按冒泡物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1,在從泛點負荷因數(shù)圖中查得負荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點

36、率F1為為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結果可知，其泛點率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。b嚴重漏液校核當閥孔的動能因數(shù)低于5時將會發(fā)生嚴重漏液，前面已計算，可見不會發(fā)生嚴重漏液。（2） 提餾段1) 塔板的壓降每層塔板靜壓頭降可按式 a. 計算干板靜壓頭降首先將g=9.81m/s2代入式中可以解，則需要根據(jù)公式b. 板上液層阻力可以由公式計算出板上液層阻。由于所分離的正辛烷和正庚烷混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)， 其中為板得液層高度由上面知=0.06m，則可以算出c. 計算液體表面張力所造成的靜壓頭降由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很

37、小，所以可忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為換成單板壓降(設計合理) 2) 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，由于塔徑和液流量均不大，所以可忽略液面落差的響。3) 降液管中液清層的高度可以由式a.計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降 前已計算b.計算溢流堰（外堰）高度 前已計算c.液體通過降液管的靜壓頭降因不設進口堰，所以可用式其中為液體通過降液管底隙時流速按照經(jīng)驗式,=0.1m/s,則可以算的=0.00153md. 上液流高度前已求出這樣 4) 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度Hd應服從式子Hd(HThw)正庚烷和正辛烷屬于一般物系，取= 0.5，則(HThw)=0.5（0.4

38、0+0.044）=0.222m則有： Hd(HThw)于是可知本設計不會發(fā)生液泛 5) 霧沫夾帶量的驗算 a, 霧沫夾帶量判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率來完成的。泛點率的計算時間可用式：塔板面積由前面可得：正庚烷和正辛烷混合液可按冒泡物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1,在從泛點負荷因數(shù)圖中查得負荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率F1為為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結果可知，其泛點率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。b嚴重漏液校核當閥孔的動能因數(shù)低于5時將會發(fā)生嚴重漏液，前面已計算，可見不會發(fā)生嚴重漏液。八、塔板負荷性

39、能圖（1）精餾段負荷性能圖a.霧沫夾帶線按泛點率其中為板上液體流程長度，m;對于單溢流程塔型=D2Wd=0.72×0.105=0.49m; ;整理得整理可得：b.液泛線綜合可以得：(HT+hw)= 由此式確定液泛線。液泛線方程為其中， 整理可得：c.液體負荷上限線液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于35s，液體在降液管內(nèi)停留時間=（AfHT）/LS1，以=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，則d.漏液線對于F1型重閥，依據(jù)下限要求計算 又知式中d0，N，v1均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負荷的下限值，據(jù)此作出與液體流量無關的水平漏夜線。以F0=5作為規(guī)定氣體最小負荷的標準。

40、則e.液相負荷下限線取堰上液層上高度how=0.006m作為液相負荷下限條件計算出下限值，依此作出液相負荷下限線，該線為氣相流出無關的豎直線，其中E取值為1。則可以解出=0.000418m3/s以上五條線在坐標中如下，精餾段的塔板設計圖：（2） 提餾段a.霧沫夾帶線按泛點率其中為板上液體流程長度，m;對于單溢流程塔型=D2Wd=0.72×0.105=0.49m; ;整理得整理可得：b.液泛線綜合可以得：(HT+hw)= 由此式確定液泛線。液泛線方程為其中，整理可得：c.液體負荷上限線液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于35s，液體在降液管內(nèi)停留時間=（AfHT）/LS1，以=

41、4s作為液體在降液管中停留時間的下限，則d.漏液線對于F1型重閥，依據(jù)下限要求計算 又知式中d0，N，v1均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負荷的下限值，據(jù)此作出與液體流量無關的水平漏夜線。以F0=5作為規(guī)定氣體最小負荷的標準。則e.液相負荷下限線取堰上液層上高度how=0.006m作為液相負荷下限條件計算出下限值，依此作出液相負荷下限線，該線為氣相流出無關的豎直線，其中E取值為1。則可以解出=0.000418m3/s以上五條線在坐標中如下，精餾段的塔板設計圖：九、 精餾塔的工藝設計結果總表序號項目符號單位計算結果精餾段提餾段1平均溫度t109.42111.422平均壓力Pkpa104.9110.

42、753平均流量氣相Vsm3/s0.2660.2544液相Lsm3/s0.001160.00185實際塔板數(shù)Np塊23206塔的有效高度Zm8.87.67塔徑Dm0.7 0.7 8板間距Hm0.40.49塔板溢流形式單流型單流型10空塔氣速um/s0.8240.71411溢流裝置溢流管形式弓形弓形12溢流堰長度Lwm0.490.4913溢流堰高度hwm0.0380.04414板上液層高度hLm0.050.0615堰上液層高度howm0.0120.01616安定區(qū)寬度Wsm0.0650.06517開孔區(qū)到塔壁距離Wcm0.0350.03518開孔區(qū)面積Aam20.2140.21419閥孔直徑dom

43、0.0390.03920浮閥數(shù)個n個414221閥孔氣速u0m/s5.4345.06522閥孔動能因數(shù)F010.029.8723開孔率%12.7313.0424孔心距tm0.0750.07525塔板壓降Pkpa0.423840.4682426液體在降液管內(nèi)的停留時間ts11.937.6927底隙高度hom0.02370.0328液相負荷上限Lmaxm3/s0.00160.001629液相負荷下限L minm3/s0.0001650.00016530氣相負荷下限V minm3/s0.12340.118符號說明：英文字母Aa- 塔板的開孔區(qū)面積，m2Af- 降液管的截面積, m2Ao- 篩孔區(qū)面積, m2 AT-塔的截面積 m2 P-氣體通過每層篩板的壓降C-負荷因子 無因次 t-篩孔的中心距C20-表面張力為20mN/m的負荷因子do-篩孔直徑 uo-液體通過降液管底隙的速度D-塔徑 m Wc-邊緣無