正戊烷-正己烷混合液篩精餾塔設(shè)計方案

正戊烷－正己混合液精餾塔設(shè)計方案1設(shè)計方案的確定1.1概述化工生產(chǎn)常需要液體混合物的分離以達(dá)到提純或分離有用組分的目的根據(jù)液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助多次部分汽化和多次部分冷凝達(dá)到輕組分分離的目的。在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛的應(yīng)用。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求餾操作可以是連續(xù)的或間歇的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。工業(yè)上對塔設(shè)備的主要要生產(chǎn)能力大熱傳質(zhì)效率高流的摩擦阻力小作穩(wěn)定，適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性大；結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量少；制造安裝容易，操作維修方便。此外，還要求不堵塞，防腐蝕等。1.2設(shè)計方案確定原則總的原則是盡可能多地采用先進(jìn)的技術(shù)到技術(shù)先進(jìn)的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點：滿足工藝和操作的要求所設(shè)計出來的流程和設(shè)備能保證得到質(zhì)量穩(wěn)定的產(chǎn)品于工業(yè)上原料的濃度度經(jīng)常有變化此設(shè)計的流程與設(shè)備需要一定的操作彈性方便地進(jìn)行流量和傳熱量的調(diào)節(jié)置必需的儀表并安裝在適宜部位便能通過這些儀表來觀測和控制生產(chǎn)過程。滿足經(jīng)濟(jì)上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備與基建的費用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節(jié)省蒸汽和冷卻介質(zhì)的消耗，也能節(jié)省電的消耗。回流比對操作費用和設(shè)備費用均有很大的影響此必須選擇合適的回流比卻水的節(jié)省也對操作費用和設(shè)備費用有影響少冷卻水用量作費用下降所需傳熱設(shè)備面積增加，設(shè)備費用增加。因此，設(shè)計時應(yīng)全面考慮，力求總費用盡可能低一些。保證生產(chǎn)安全生產(chǎn)中應(yīng)防止物料的泄露，生產(chǎn)和使用易燃物料車間的電器均應(yīng)為防爆產(chǎn)品體大都安裝在室外能抵抗大自然的破壞設(shè)備應(yīng)具有一定剛度和強(qiáng)度。1.3設(shè)計方案容1.3.1操作壓力塔操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問題且與塔頂和塔底溫度的選取有關(guān)據(jù)所處理的物料性質(zhì)顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來綜合考慮般有下列原則：壓力增加可提高塔的處理能力，但會增加塔身的壁厚，導(dǎo)致設(shè)備費用增加；壓力增加分間的相對揮發(fā)度降低流比或塔高增加致操作費用或設(shè)備費用增加此如果在常壓下操作時頂蒸氣可以用普通冷卻水進(jìn)行冷卻般不采用加壓操作。操作壓力大1.6MPa才能使普通冷卻水冷卻塔頂蒸氣時，應(yīng)對低壓、冷凍劑冷卻和高壓、冷卻水冷卻的方案進(jìn)行比較后，確定適宜的操作方式?？紤]利用較高溫度的蒸氣冷凝熱可利用較低品位的冷源使蒸氣冷凝壓力提高后不致引起操作上的其他問題和設(shè)備費用的增加，可以使用加壓操作。真空操作不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操作費用于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設(shè)備費用增加。本設(shè)計是分離正戊烷和正己烷的混合物于兩者都是液體此操作壓力可以確定為常壓，即是常壓精餾。1.3.2加熱方式塔釜一般采用間接蒸汽加熱對塔底產(chǎn)物基本是水在低濃度時的相對揮發(fā)度較大的體系可采用直接蒸汽加熱接蒸汽加熱的優(yōu)點是利用壓力較低的蒸汽加熱釜只須安裝鼓泡管般可節(jié)省設(shè)備費用和操作費用由于直接蒸汽加入起一定稀釋作用件和產(chǎn)品純度率一定的前提下，釜液濃度相應(yīng)降低需在提餾段增加塔板以達(dá)到生產(chǎn)要求接加熱方式的優(yōu)點是可以提供足夠的熱量，而且不會稀釋釜溶液的濃度。本次設(shè)計采用熱蒸汽間接加熱。1.3.3進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料狀態(tài)有，可用進(jìn)料狀態(tài)參數(shù)q值來表示。進(jìn)料為過冷液體：＞1；飽和液體（泡點氣、液混合物：＜q；飽和蒸氣（露點；過熱蒸氣q＜0值增加，冷凝器負(fù)荷降低而再沸器負(fù)荷增加，由此而導(dǎo)致的操作費用的變化與塔頂出料量D和進(jìn)料量F的比值D/F有關(guān)精餾值如何，采用較高的q值為經(jīng)濟(jì)；對于高溫精餾，當(dāng)值大時宜采用較小的q值，當(dāng)D/F值小時宜采用q值較大的氣液混合物果實際操作條件與上述要求不符否應(yīng)對進(jìn)料進(jìn)行加熱或冷卻可依據(jù)下列原則定性判斷：進(jìn)料預(yù)熱的熱源溫度低于再沸器的熱源溫度節(jié)省高溫?zé)嵩磿r進(jìn)料預(yù)熱有利，但會增加提餾段的塔板數(shù)；當(dāng)塔頂冷凝器采用冷凍劑進(jìn)行冷卻有比較低的冷量可利用時進(jìn)料預(yù)冷有利。1.3.4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(zhì)設(shè)備，種類繁多。根據(jù)目前國外實際使用的情況，主要塔型是浮閥塔、篩板塔及泡罩塔。各浮閥塔

篩

泡罩塔指標(biāo)

F形浮

十字架

條形

板

圓形

條形S形泡液體和氣體負(fù)低操作彈性壓力降霧沫夾帶量分離效率單位設(shè)備體積的處理量制造費用材料消耗安裝與拆修維修污垢物料對操作的影響

閥554432

形浮閥53354333

浮閥54444432

塔43444431

泡罩0142221

泡罩1330131110

罩3024333330注：0―不好；1―尚好；2―合適；3―較滿意；4―很好；5―最好1.3.4回流比影響精餾操作費用的主要因素是塔蒸氣量V。對于一定的生產(chǎn)能力，即餾出一定時的大小取決于回流比際回流比總是介于最小回流比和全回流兩種極限之間于回流比的大小不僅影響到所需理論板數(shù)影響到加熱蒸汽和冷卻水的消耗量，以及塔板、塔徑、蒸餾釜和冷凝器的結(jié)構(gòu)尺寸的選擇，因此，適宜回流比的選擇是一個很重要的問題。適宜回流比應(yīng)通過經(jīng)濟(jì)核算決定費用和設(shè)備折舊費之和為最低時的回流比為適宜回流比。但作為課程設(shè)計，要進(jìn)行這種核算是困難的，通常根據(jù)下面3種方法之一來確定回流比。(1)根據(jù)本設(shè)計的具體情況，參考生產(chǎn)上較可靠的回流比的經(jīng)驗數(shù)據(jù)選定；(2)先求出最小回流比驗取操作回流比為最小回流比的倍，即R＝（1.1~2）Rmin；(3)在一定的圍，選5種以上不同的回流比，計算出對應(yīng)的理論塔板數(shù)，作出回流比與理論塔板數(shù)的曲線。當(dāng)R=Rmin時，塔板數(shù)為∞；R＞Rmin后，塔板數(shù)從無限多減至有限數(shù)R繼續(xù)增大，塔板數(shù)雖然可以減少，但減少速率變得緩慢。因此可在斜線部分區(qū)域選擇一適宜回流比述考慮的是一般原則際回流比還應(yīng)視具體情況選定。1.3.5熱能利用精餾過程的熱效率很低入再沸器的能量的以上被塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)帶走，僅約5%的能量被有效地利用。采用熱泵技術(shù)可使塔頂蒸氣溫度提高，提高了溫度的蒸氣再用于加熱釜液釜液蒸發(fā)的同時頂蒸氣冷凝方法不僅可節(jié)省大量的加熱蒸汽且還節(jié)省了大量的冷卻介質(zhì)然頂蒸氣可用作低溫系統(tǒng)的熱源，或通入廢熱鍋爐產(chǎn)生低壓蒸汽，供別處使用。在考慮充分利用熱能的同時，還應(yīng)考慮到所需增加設(shè)備的投資和由此給精餾操作帶來的影響。2精餾塔的工藝設(shè)計算2.1設(shè)計任務(wù)和條件2.1.1設(shè)計任務(wù)生產(chǎn)能力（進(jìn)料量）80000噸/年操作周期7200小時/年進(jìn)料組成40%（正戊烷質(zhì)量分率）塔頂產(chǎn)品組成≥98.5%（正戊烷質(zhì)量分率）塔底產(chǎn)品組成≥98%（正己烷質(zhì)量分率）2.1.2操作條件料液初溫20℃操作壓力塔頂4kpa（表壓）單板壓降≦0.7kPa冷卻水溫度20℃飽和水蒸汽壓力0.25Mpa(表壓)設(shè)備型式

篩板(浮閥)塔廠址（壓力：）2.2工藝計算2.2.1精餾塔的物料衡算（1）原料液及塔底塔頂產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)正戊烷的摩爾質(zhì)量……….72kg/kmol正己烷的摩爾質(zhì)量………86kg/kmol原料組成X=F

+0.6/86

=0.4433塔頂組成XD

0.985/720.985/720.15/86

=0.9874塔底組成：

XW

0.02/720.02/72+0.98/86

=0.0238（2）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量原料液平均摩爾質(zhì)量M=720.4433+860.5567=79.7938kg/kmolF塔頂液平均摩爾質(zhì)量M=720.9874+860.0126=72.176kg/kmolD塔底液平均摩爾質(zhì)量M=720.0238+860.9762=85.6668kg/kmolW（3）物料衡算進(jìn)料量F

×107200×

=138.9966kmol/h物料衡算式：

FX=DX×X

代入數(shù)值解方程組解Dkmol/h2.3塔板數(shù)的確定2.3.1理論層數(shù)N確定T

Wkmolh正戊烷-正己烷屬于理想體系，可采用圖解法求理論板層數(shù)（1）由正戊烷-正己烷的汽液平衡數(shù)據(jù)繪出x-y圖，如下:表2

各組分的飽和蒸汽壓與溫度的關(guān)系（溫度T/℃）溫度

正戊烷

正己烷

總壓xy3537550.018625.01013301.0411.01240115100.037250.01013300.8230.93542123960.040606.01013300.7290.89144131048.043290.81013300.6610.85546136718.445438.61013300.6120.82648141254.747156.91013300.5760.80350159400.054030.01013300.4490.70652170340.058494.01013300.3830.64454179092.062065.21013300.3360.59356186093.664922.21013300.3000.55258191694.967207.71013300.2740.51960214100.076350.01013300.1810.3832.3.2最小回流比的計算(1)液化比的計算操作條件下正己烷汽化熱為正戊烷的汽化熱為357.4kj/kg,Rm

由表可查的組成為X=0.4433的正戊烷正己烷混合液泡點為50攝氏度，可得平F均溫度T=（20+50）/2=35

查表得平均溫度下正戊烷正己烷混合液比熱容為2.31kj/(kgc)可得液化比q=(C)/R=1.201得操作線斜率q/(q-1)=5.975pmm1q由圖可得X=0.49Yqq故最小回流比為R/（R+1）=（X-Y)/（X-X)minmindqdq

得R=1.08min取操作回流比為最小回流比的倍。可得操作回流比R=1.62(2)求精餾塔的氣、液相負(fù)荷L=R×D=1.62×60.5117=98(kmol/h)V=(R+1)D=(1.62+1)×60.5117=158.5）L'=L+F=138.9966+98=236.9966(kmol/h)V'=V=158.5（kmol/h）2.4操作線方程精餾段操作線方程為

y

n+1

=

RXX+DR+R1提餾段操作線方程為y=

L+xLW

WxL+qFW

=1.42

x

m

-0.012.4.1圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖所示。精餾段理論板層數(shù)=5層2.5實際板數(shù)的計算

圖提餾段理論層數(shù)=8層由表根據(jù)插法可得進(jìn)料板溫度TF塔頂溫度TD塔底溫度T=63.39W可得塔頂與塔底平均溫度

T

=49.90正T()4060=（t-）=0.56629

正戊烷粘度（mpa.s）0.1990.172

正己烷粘度（）0.2350.217=（t-）=0.68248故=+(1-)=0.2023得=0.6275mpa.s塔效率==0.49相對揮發(fā)度根據(jù)氣液平衡方程y=,過點（）可得=2.814，代入=0.4263可得。精餾段塔板數(shù)N==11.7層餾段塔板數(shù)N==18.76層3工藝條件及有關(guān)性的計3.1操作壓力塔頂操作壓力PD

當(dāng)?shù)?/p>

+p=101.33+4=105.33kPa表每層塔板壓降Δp=0.7kPa進(jìn)料板壓降P=105.33+0.7×12=113.73kPaF塔底壓降P=105.33+0.7×31=127.03kPaW精餾段平均壓降p=(105.33+113.73)/2=109.53kPaM提餾段平均壓降p=(113.73+127.03)/2=120.38kPaM3.2操作溫度根據(jù)插關(guān)系可得塔頂溫度：TD塔釜溫度：TW加料板溫度：TF精餾段平均溫度：精餾段平均溫度：3.3平均摩爾質(zhì)量3.3.1塔頂汽液混合物平均摩爾質(zhì)由x=y=0.9874和相平衡方程D1x=y/(-(-1)y）得=0.9642=0.9874×72+0.0126×86=72.18）=0.9642×72+0.0358×86=72.50）3.3.2進(jìn)料板汽、液混合物平均摩爾質(zhì)量x=0.4433和相平衡方程-(-1)y）得y=0.6912FF=0.6912×72+0.3088×86=76.32）=0.4433×72+0.5567×86=79.79）3.3.3塔底汽液混合物平均摩爾質(zhì)量=0.065×72+0.935×86=85.09）=0.0238×72+0.9762×86=79.79）VABVAB3.3.4精餾段汽、液混合物平均摩爾質(zhì)量=（72.18+76.32）/2=76.145）=（72.5+79.79）/2=76.145）3.3.5提餾段汽、液混合物平均摩爾質(zhì)量=（76.32+85.09）/2=80.705）=（79.79+85.66）/2=82.7284）3.4平均密度溫度0102030405060708090

()

正戊烷(kg/)645.9636.2626.2616605.5594.8583.5572.2560.3547.9

正己烷(kg/)675.1666.2657.2648.1638.9629.5620.0610.2600.2589.9100535579.33.4.1氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計算，即精餾段ρ

V

=

PMVRT

=

109.53×8.314×+273.15)

=/

)提餾段ρ

V

PM=3.54(kgm×+273.15)2

3

)3.4.2液相平均密度液相平均密度按下式計算，即

1=LMLALB

(a為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）ntnt℃塔頂液相平均密度的計算t℃據(jù)插關(guān)系可得D=

=643.3

kg/3=/m3=kg/3進(jìn)料板液相平均密度的計算由

tF

根據(jù)插關(guān)系可得kg/m3

kg/m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率a=A

+0.4433)

=3kgm③塔釜液相平均密度:由/m

t℃W

根據(jù)插關(guān)系可得精餾段液相平均密度:m提餾段液相平均密度:m3.5液相平均表面力

33液體平均表面力依下式計算

σ=∑xσLiii=1①塔頂液相平均表面力的計算：t=℃根據(jù)插關(guān)系D=15.56()=17.606()×15.56+0.015×17.606=15.59()②進(jìn)料板液相平均表面力的計算由=12.6232()=12.4417()

F，根據(jù)插關(guān)系③塔釜液相平均表面力的計算：，根據(jù)插關(guān)系w=8.2683=110.6778()×8.2683+0.98×10.6778=10.63()同理可得精餾段液相平均表面力為11.11()提餾段液相平均表面力為16.967()溫度（）正戊烷）018.201017.102016.003014.924013.855012.806011.767010.73809.719908.7261007.7523.6平均黏度液相平均黏度按下式計算，即=xlgLi

i

正己烷）20.1019.6018.0217.0015.9914.9914.0013.0212.0011.1110.18塔頂液相平均黏度的計算=（t-）=0.163（mPa?s

=℃根據(jù)插關(guān)系D=（t-）=0.275?s）故

=+(1-)=-0.78得=0.165μmPa?s同理可得進(jìn)料板液相平均黏度=0.21mPa?s塔釜液相平均黏度=0.22mpa?sLvLLvL精餾段液相平均黏度=0.1875mpa?s提餾段液相平均黏度=0.215mpa?s各溫度）4050607080901004精餾塔工藝尺寸算4.1塔徑的計算精餾段的氣液相體積流率為

正戊烷（mPa?s0.1990.1840.1720.0160.1510.1270.117

正己烷（?s）0.2550.2350.2170.2020.1890.1770.166VL=

VM158.5×74.25=/s)3600LM158.5×76.145=0.0056(mρ3600L

/提餾段的氣、液相體積流率為VM×80.705V==1014(mSρ3.05v

/LM155.7×82.7284L=0.0057(mS628.9L

/s)''C由式子C=（得出精餾段

LV

（

ρρ

LV

=()()1.07×3600

=由圖三查得=0.082C=0.07提餾段

LV

（

ρρ

LV

0.0057×3600628.9=()()3.05

=0.07由圖三查得=0.08C=0.05取板間距H

T

'

板上液層高度為H=0.05m則L

T

=0.05=0.4mL精餾段

=

ρ

Lρ

ρV

V

=0.07

588.2

=取安全系數(shù)為0.7,則

u=1

max

=0.97=

(m/s

)提餾段

=

ρ

Lρ

ρV

V

=

628.9

=0.72(m/s)取安全系數(shù)為0.7,則

u20.7u

max

=0.70.72=0.504(m/

)塔徑的計算精餾段

1

4Vπ

1

=

0.697

圓D1.6m橫截面積A=2=0.785×1.6=T

2空塔氣速'=

VsAT

=/提餾D=

πu

=

4×1.140.504

=1.58m

圓

2

m橫截面積A'2==2mT

空塔氣速'=

VsAT

=0.53(m/4.2精餾塔有效高度的計算Z=(-1)=13.27故該塔有效高度為4.3溢流裝置計算塔徑為1.6m可選取單溢流弓形降液管，采用凹型受液槽。4.3.1堰長單溢流一般取堰長為—0.8倍的塔經(jīng)，故精餾段提留段4.3.2溢流堰高度選用平直堰，堰上液層高度由式E(計算可得精餾段

=E(==E(=0.0195m取板上液層高度故

=-提留段=E(=E(=0.020m取板上液層高度故=-4.3.3弓形降液管的寬和橫截A的計算dfffffAWdAT精餾段

由

L1.12=0.7,查圖得D1.6

AA

fT

=0.094

WD

=0.152A0.094×2=0.188m,=0.1521.6mfd驗算液體在降液管停留時間：精餾段：

θ=

AH0.45fT=15.1sLSLAW提餾段：由=0.7查圖得=0.094dDADT

=0.152A=×=0.188mf

2

,

W=0.1521.60.2432md驗算液體在降液管停留時間：精餾段：停留時θ>，故降液管可使用4.3.4降液管底隙高度

θ=

AH0.45fT==L0.0057S計算公式

h0

Lh3600LuW

'0取降液管底隙的流速u/sSaSa精餾段

L3600LW

=

LLuW

=

1.12×0.35

=0.0145m=0.031-0.0145=0.0165m0.0139m提餾段=0.031-0.006=0.0.0204m0.0139m故降液管底隙設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度h'50W4.3.5塔板布置及篩孔數(shù)目的計算

m表7塔板的分塊塔經(jīng)（mm）塊數(shù)

800-12003

1400-16004

1800-20005

2000-24006由于塔經(jīng)大于1200故塔板分為4塊。4.3.6邊緣區(qū)寬度確定因為塔經(jīng)大于1500mm故取==0.09m無效區(qū)域0.06m4.3.7開孔面積的計算對單溢流型塔板開孔面積

AXR

X2180R

其中R=D/2-=1.6/2-0.06=0.74mx=D/2-(Wd+Ws)=1.6/2-(0.2432+0.09)=0.0.4668mXA=XR2X2R2a180R220.46684.3.8篩孔計算及其排列

0.53m

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=5mm,孔按正三角形排列,孔中心距一般為（2.5-3）則孔中心距為:t=2.5=0.0125m篩孔數(shù)目n===3622(個)開孔率為=0.907(=0.145氣體通過閥孔的氣速為===13.5m/s5篩板的流體力學(xué)算5.1塔板壓降氣相通過浮閥塔板的壓降，根hp15.1.1精餾段

計算干板阻力：精餾段由/=5/3=1.67

由圖五可查的=0.77故

=0.077m提餾段由/=5/3=1.67由圖五可查的=0.77故

=0.074m5.2氣體通過液層的阻力計算==()精餾段===0.591m==0.63=1.03(s)查圖得=0.63故==()=0.63（0.031+0.0195）=0.0318m提餾段===0.63m==0.63=1.18(s)查圖得=0.625故

==()=0.625×(0.04+0.025.3液體表面力的阻力計算精餾段液體表面力的阻力m提餾段液體表面力的阻力==m精餾段氣體通過每層塔板的液柱高度為h=h++p1=0.077+0.0318+0.0015=0.1103m精餾段氣體通過每層塔板的壓降為g=0.1103608.02700

σ提餾段氣體通過每層塔板的液柱高度提餾段氣體通過每層塔板的壓降為g=0.1131628.97005.4液面落差

=0.074+0.037+0.0021=0.1131m對于篩板塔很小液流量均不大液面落差的影響。5.5液沫夾帶=（精餾段=2.5=2.5=0.125m故=（==（=0.0035提餾段=2.5=2.5=0.125m故=（=（=0.0007故該設(shè)計合理5.6漏液精餾段對于篩板塔漏液點氣速可由下式計算=4.4=1.64m/s實際氣速=13.9m/s穩(wěn)定系數(shù)為

K

=in

=(>1.5)故在本設(shè)計中無明顯漏液。提餾段對于篩板塔漏液點氣速可由下式計算=4.4=4.40.771.59m/s實際氣速=13.9m/s穩(wěn)定系數(shù)為

K=

u

u0

13.91.59

8.74(>1.5)故在本設(shè)計中無明顯漏液。5.7液泛驗算為防止塔發(fā)生液泛降液管液層高度應(yīng)服從)正戊烷正己烷屬于dw一般物系取=0.5，則精餾段

h=d

LS)2l?w0

=

0.00561.12

)=(H

T

+

w

)=0.5（0.45+0.0107）=0.23m=+h+=+0.0318=dLd故本設(shè)計中精餾段不會發(fā)生液泛。提餾段

h=d

LS)2l?w0

=

0.00571.12

)

=0.01m(Hh=0.5（0.45+0.04）=0.245mTw=h+h0.1131+0.01=(HhdLdT故本設(shè)計中提餾段不會發(fā)生液泛。6塔板負(fù)荷性能圖6.1漏液線漏液線，又稱氣相負(fù)荷下限線。氣相負(fù)荷低于此線將發(fā)生嚴(yán)重的漏液現(xiàn)象，氣、液不能充分接觸，使塔板效率下降。SS精餾段u

OW

=

0

0.13h

L

h)ρρσL/

Vu

OW

=

VsminA0

，h=+Lwow

=2.84代入原式得VS,minA

4.4×+

)

已算A=×=0

2

，代入整理得VS,min

=0.0037+0.08L

S

在操作圍任取幾個值依上式得相應(yīng)的值。L/(ms

3

0.002

0.003

0.004

0.005/(m/s)0.2540.2650.2750.279s由表8可得漏液線1提餾段u

OW

=

0

0.13h

L

h)ρρσL/

Vu

OW

=

VsminA0

，h=+Lwow

=2.84代入原式得VSA0

4.4

0.0056(0.040.635L

)0.00213.05已算A=×=m2，代入整理得0aSSSaSSSVS,min

=0.0037+0.08L

S

在操作圍任取幾個值依上式得相應(yīng)的值。L3/s)s

0.002

0.003

0.004

0.005Vs

3

0.368

0.375

0.383

0.388由表9可得漏液線16.2液沫夾帶當(dāng)氣相負(fù)荷超過此線時，液沫夾帶量過大，使塔板效率大為降低。對于精餾，一般控制0.1kg液/kg氣5.7×10u精餾段=()hTf

3.2由

u

A

VSAT

f

VS20.188

0.85VS=2.5(hf

+h

OW

)=2.5h

3600L+)l

近似≈h

W

=0.031ml=1.12mWhf

2.5

360022.8410(30.081.55L1.12

取霧沫夾帶極限值ekg液/kg氣已知VH=，代入原式得：T

11.11/

，0.1=

5.76×10

(

0.371.55L

)

整理得

V=12.76L

在操作圍，任取幾L值，依上式計算值，sL/(ms

3

0.0020.0030.0040.005alSS,minalSS,minVs

3

2.3382.7742.212.16由表10可得液沫夾帶線25.7×10提餾段=()hTf

3.2由

=a

A

V

A

f

VS

Shf

3600))W近似取

E

l1.12W

mhf

360022.52.8410(30.051.551.12

取霧沫夾帶極限e0.1液/kg氣已知

16.967

N/m

，H=，代入原式得：T0.1=

616.967×10

(

0.85VS0.41.55L

S

)

整理V=

在操作圍，任取幾L值，依上式計算.sL3/s)sV/(m3/s)s

0.0022.617

0.0032.564

0.0042.515

0.0052.47由表11可得液沫夾帶線26.3液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷低于此線，就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下降。對于平直堰，取堰上液層高度m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)ow

3600E()l

TfTf取E=1，則

0.006

3600S3整理上式L

S,min

=

m

s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6.4液相負(fù)荷上限線該線又稱降液管超負(fù)荷線體流量超過此線明液體流量過大體在降液管停留時間過短入降液管的氣泡來不及與液相分離而被帶入下層塔板成氣相返混，降低塔板效率。以=4s作為液體在漿液管中停留時間的下限L

=

HA0.188×0.45==θ4

/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線。6.5液泛線若操作的氣液負(fù)荷超過此線時將發(fā)生液泛現(xiàn)象塔不能正常操作泛可分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況塔板的流體力學(xué)驗算常對降液管液泛進(jìn)行驗算使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板液管須維持一定的液層高度。令

d

T

w

++

,h

d

p

L

d

p

c

l

l

L

L

w

ow(-β

(β+

++T

w

ow

c

d

忽略將與的關(guān)系式代入上式并整理得a=b-c-d精餾段式中a===0.075+()=+()=0.1906C===133.04d=2.84E()(=2.84E()(=1.0360.075=0.1906-133.04-1.036整理的=2.54-1774-13.8在操作圍，任取幾個值，依上式計算出值，L/(ms

33

/s)/s)

0.0022.3

0.0032..24

0.0042.17

0.0052.09由表12可得液泛線2提餾段式中a===0.071+()=+()=0.1798C===306d=2.84E()(=2.84E()(=1.1020.071=0.1798-306-1.102整理的=2.53-4309.8-6.3在操作圍，任取幾個值，依上式計算出值，L

3

/s)

0.002

0.003

0.004

0.005/(m/s)2.432.362.301.56s由表13可得液泛線2圖7

精餾段負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，做出操作AOA，即做出操作線，由圖可知該篩板的操作上線為液泛控制，下限為漏液控制，由上圖查的，=1.561=0.268故操作彈性為=5.825圖8

提餾段負(fù)荷性能圖負(fù)荷性能圖上，做出操作AOA，即做出操作線，由圖可知該篩板的操作上線為液泛控制，下限為漏液控制，由上圖查得=1.652=0.364故操作彈性為=4.5387塔附件設(shè)計7.1接管——進(jìn)料管設(shè)計采用直管進(jìn)料，管徑的計算如下：取=1.6m/s，得=62.4mm根據(jù)工藝標(biāo)準(zhǔn)，將其圓整到，選取規(guī)格的熱軋無縫鋼管7.2筒體與封頭7.2.1筒體用鋼板卷制而成的筒體公稱直徑的值等于徑筒體直徑較小時可直接采用無縫鋼管制作時公稱直徑的值等于鋼管外徑據(jù)所設(shè)計的塔徑按壓容器設(shè)計厚度，厚度計算見下式：=+0.2=5.1mm式中——算壓，根據(jù)設(shè)計壓力確：——；——接接頭系數(shù)，對筒體指縱向焊接系數(shù)；——計溫度下材料的許用應(yīng)力鋼板厚度有關(guān)。上式計算出的計算厚度加上腐蝕裕量得到設(shè)計厚度d故壁厚為6mm,所用材質(zhì)。7.2.2封頭本設(shè)計采用橢圓形封頭，公稱直徑DN=1600mm查的曲面高邊高用封頭DN16006,JB11547.3人孔人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道般每隔塊塔板設(shè)1個人孔設(shè)計的精餾塔共設(shè)31塊塔板，需設(shè)4個人孔，每個人孔直徑為800mm，在設(shè)置人孔處，板間距為850mm，人孔伸入塔部應(yīng)與塔壁修平。7.4裙座塔底常采用裙座支撐，由于裙座徑>800mm,裙座厚取?；A(chǔ)環(huán)徑基礎(chǔ)環(huán)外徑圓整

=1800mm考慮到腐蝕余量取18mm度取3m栓直徑取。7.5塔釜料液排出管管徑0.0024取u=1.6m/s,0.0557m根據(jù)工藝標(biāo)準(zhǔn)，將其圓整到D=0.076m。選取764