正戊烷－正己烷混合液板式精餾塔設(shè)計(jì)課程設(shè)計(jì)

1、正戊烷正己烷混合液板式精餾塔設(shè)計(jì) 摘 要化工設(shè)計(jì)在化學(xué)工程項(xiàng)目建設(shè)的整個(gè)過(guò)程中，是一個(gè)極其重要的環(huán)節(jié)，是工程建設(shè)的靈魂?；ぴO(shè)計(jì)是一門綜合性很強(qiáng)的專業(yè)知識(shí)，同時(shí)又是一項(xiàng)政策性很強(qiáng)的工作，需要設(shè)計(jì)工作者擁有堅(jiān)實(shí)的化學(xué)知識(shí)及化工常識(shí)。在石油、化工等行業(yè)中，精餾操作是分離液體混合物的最常用手段。其操作原理是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同，在氣、液兩相互相接觸時(shí)，易揮發(fā)組分向液相傳遞，使得混合物達(dá)到一定程度的分離。本文設(shè)計(jì)了一個(gè)常壓浮閥精餾塔，分離含正戊烷45（以下皆為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）的正戊烷正己烷混合液，其中混合液進(jìn)料量為5050kg/h，進(jìn)料溫度為48，要求獲得98的塔頂產(chǎn)品和小于2的塔釜產(chǎn)品. 通

2、過(guò)翻閱大量的資料進(jìn)行物性數(shù)據(jù)處理、塔板計(jì)算、結(jié)構(gòu)計(jì)算、流體力學(xué)計(jì)算、畫負(fù)荷性能圖以及計(jì)算接管壁厚對(duì)浮閥塔展開(kāi)了全方面的設(shè)計(jì)。關(guān)鍵詞化工設(shè)計(jì)，常壓浮閥塔，物性，塔板 目錄第一章 概論31.1 塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用和地位31.2 板式塔的分類及一般構(gòu)造31.3 對(duì)塔設(shè)備的要求41.4 塔設(shè)備的發(fā)展及現(xiàn)狀41.5 塔設(shè)備的用材41.6 板式塔的常用塔型及其選用41.7 塔型選擇一般原則61.7.1 與物性有關(guān)的因素71.7.2 與操作條件有關(guān)的因素71.7.3 其他因素71.8 板式塔的強(qiáng)化7第二章 塔板計(jì)算82.1 設(shè)計(jì)任務(wù)和條件82.2 設(shè)計(jì)計(jì)算9第三章 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算

3、153.1 操作壓力153.2 操作溫度153.3 平均摩爾質(zhì)量163.4 平均密度163.5 液相平均表面張力183.6 液相平均黏度213.7 物性數(shù)據(jù)匯總23第四章 精餾塔的塔體工藝尺寸244.1 塔徑的計(jì)算244.2精餾塔高度計(jì)算264.3 溢流裝置計(jì)算274.4 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列30第五章 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算335.1 氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降335.2 淹塔345.3 霧沫夾帶35第六章 塔板負(fù)荷性能圖376.1 霧沫夾帶線376.2 液泛線386.3 液相負(fù)荷上限線396.4 漏液線406.5 液相負(fù)荷下限線416.6 塔板負(fù)荷性能圖416.7 計(jì)算結(jié)果匯總表436.8參考文

4、獻(xiàn)45第一章 概論1.1 塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用和地位塔設(shè)備是石油、化工生產(chǎn)中廣泛使用的重要生產(chǎn)設(shè)備，在石油、化工、輕工等生產(chǎn)過(guò)程中，塔設(shè)備主要用于氣、液兩相直接接觸進(jìn)行傳質(zhì)傳熱的過(guò)程，如精餾、吸收、萃取、解吸等，這些過(guò)程大多是在塔設(shè)備中進(jìn)行的。塔設(shè)備可以為傳質(zhì)過(guò)程創(chuàng)造適宜的外界條件，除了維持一定的壓強(qiáng)、溫度、規(guī)定的氣、液流量等工藝條件外，還可以從結(jié)構(gòu)上保證氣、液有充分的接觸時(shí)間、接觸空間和接觸面積，以達(dá)到相際之間比較理想的傳質(zhì)和傳熱效果1.2 板式塔的分類及一般構(gòu)造隨著時(shí)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，但根據(jù)塔內(nèi)部結(jié)構(gòu)，通常將塔分為板式塔和填料塔兩大

5、類。一、板式塔板式塔是在塔內(nèi)裝有多層塔板（盤），傳熱傳質(zhì)過(guò)程基本上在每層塔板上進(jìn)行，塔板形狀、塔板結(jié)構(gòu)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(jiǎn)單介紹一下幾種常用的板式塔性能。（1）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(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，是新發(fā)展的一種塔。（2）泡罩塔泡罩塔是工業(yè)上使用最早的一種板式塔，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(fù)雜，應(yīng)用逐漸減少。（3）篩板塔篩板塔是一種有降液管、板形結(jié)構(gòu)最簡(jiǎn)單的板式塔，孔徑一般為4 8mm，制造方便，處理量較大，清洗、更

6、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。1.3 對(duì)塔設(shè)備的要求在設(shè)計(jì)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；運(yùn)轉(zhuǎn)可靠性高，操作、維修方便，少出故障；結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，加工方便，造價(jià)較低；塔壓降小。1.4 塔設(shè)備的發(fā)展及現(xiàn)狀在化工、煉油和石油化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)中,塔設(shè)備作為分離過(guò)程工藝設(shè)備,在蒸餾、精餾、萃取、吸收和解吸等傳質(zhì)單元操作中有著重要的地位。據(jù)統(tǒng)計(jì)l,在整個(gè)化工工藝設(shè)備總投資中塔設(shè)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(shè)備所占比重往往更大,

7、例如在成套苯蒸餾裝置中,塔設(shè)備所占比重竟高達(dá)75.7%。此外,蒸餾用塔的能量耗費(fèi)巨大,也是眾所周知的。故塔設(shè)備對(duì)產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、成本乃至能源消耗都有著至關(guān)重要的影響。因而強(qiáng)化塔設(shè)備來(lái)強(qiáng)化生產(chǎn)操作是生產(chǎn)、設(shè)計(jì)人員十分關(guān)心的課題。1.5 塔設(shè)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(jí)接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，種類繁多。根據(jù)目前國(guó)內(nèi)外實(shí)際使用的情況，主要塔型是浮閥塔、篩板塔及泡罩塔。1.6.1 泡罩塔泡罩塔盤是工業(yè)上應(yīng)

8、用最早的塔盤之一，在塔盤板上開(kāi)許多圓孔，每個(gè)孔上焊接一個(gè)短管，稱為升氣管，管上再罩一個(gè)“帽子“，稱為泡罩，泡罩周圍開(kāi)有許多條形空孔。工作時(shí)，液體由上層塔盤經(jīng)降液管流入下層塔盤，然后橫向流過(guò)塔盤板、流入再下一層塔盤；氣體從下一層塔盤上升進(jìn)入升氣管，通過(guò)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(diǎn)：（1）氣、液兩相接觸充分，傳質(zhì)面積大，因此塔盤效率高。（2）操作彈性大，在負(fù)荷變動(dòng)較大時(shí)，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(zhì)適用范圍廣。（5）結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價(jià)高，安裝維護(hù)麻煩；氣相壓降較大，但若在?；蚣訅合虏僮鳎@并不是主要問(wèn)題。1.6.2 篩

9、板塔篩板塔是在塔盤板上開(kāi)許多小孔，操作時(shí)液體從上層塔盤的降液管流入，橫向流過(guò)篩板后，越過(guò)溢流堰經(jīng)降液管導(dǎo)入下層塔盤；氣體則自下而上穿過(guò)篩孔，分散成氣泡通過(guò)液層，在此過(guò)程中進(jìn)行傳質(zhì)、傳熱。由于通過(guò)篩孔的氣體有動(dòng)能，故一般情況下液體不會(huì)從篩孔大量泄漏。篩板塔盤的小孔直徑是一個(gè)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(kāi)孔的面積總和與開(kāi)孔區(qū)面積之比稱為開(kāi)孔率，是另一個(gè)重要參數(shù)。在同樣的空塔速度下，開(kāi)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(kāi)孔率過(guò)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(kāi)孔率在515%

10、。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(diǎn)：（1）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)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(kāi)許多圓孔，每一個(gè)孔上裝一個(gè)帶三條腿可上下浮動(dòng)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(dòng)頻率高，關(guān)閥時(shí)滯后嚴(yán)重，在低氣速下有嚴(yán)重漏液，宜用在處理量大并要求壓降小（如

11、減壓蒸餾）的場(chǎng)合。重閥厚2mm、重33g，關(guān)閉迅速，需較高氣速才能吹開(kāi)，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(shí)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；液體由上層塔盤經(jīng)降液管流入下層塔盤，再橫流過(guò)塔盤與氣相接觸傳質(zhì)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(diǎn)：（1）處理量較大，比泡罩塔提高2040%，這是因?yàn)闅饬魉絿姵觯瑴p少了霧沫夾帶，以及浮閥塔盤可以具有較大的開(kāi)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?yàn)樗P上沒(méi)有復(fù)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

12、為氣體通道比泡罩塔簡(jiǎn)單得多，因此可用于減壓蒸餾。（5）塔盤的結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn)單，易于制造。（6）浮閥塔不宜用于易結(jié)垢、結(jié)焦的介質(zhì)系統(tǒng)，因垢和焦會(huì)妨礙浮閥起落的靈活性。表1 各類塔板性能比較指標(biāo)浮閥塔篩板塔泡罩塔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(fù)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(shè)備體積的處理量4444213制造費(fèi)用3344213材料消耗4444223安裝與拆修4344113維修3333213污垢物料對(duì)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

13、塔型選擇一般原則塔型的合理選擇是做好塔設(shè)備設(shè)計(jì)的首要環(huán)節(jié)。選擇時(shí)應(yīng)考慮的因素有：物料性質(zhì)、操作條件、塔設(shè)備的性能，以及塔設(shè)備的制造、安裝、運(yùn)轉(zhuǎn)和維修等。1.7.1 與物性有關(guān)的因素（1） 易起泡的物系，如處理量不大時(shí)，以選用填料塔為宜。（2） 具有腐蝕性的介質(zhì)，可選用填料塔。如必須用板式塔，宜選用結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、造價(jià)便宜的篩板塔盤、穿流式塔盤或舌形塔盤，以便及時(shí)更換。（3） 具有熱敏性的物料須減壓操作，以防過(guò)熱引起分解或聚合，故應(yīng)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(dāng)要求真空度較低時(shí)，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(zhì)效率較差。（5）

14、含有懸浮物的物料，應(yīng)選擇液流通道較大的塔型，以板式塔為宜。（6） 操作過(guò)程中有熱效應(yīng)的系統(tǒng)，用板式塔為宜。1.7.2 與操作條件有關(guān)的因素（1） 若氣相傳質(zhì)阻力大，宜采用板式塔，因?yàn)榘迨剿幸合喑释牧?，用氣體在液層中鼓泡。（2） 大的液體負(fù)荷，可選用填料塔（3） 低的液體負(fù)荷，一般不宜采用填料塔。（4） 液氣比波動(dòng)的適應(yīng)性，板式塔優(yōu)于填料塔，故當(dāng)液氣比波動(dòng)較大時(shí)宜用板式塔。1.7.3 其他因素（1） 對(duì)于多數(shù)情況，塔徑小于800mm時(shí)，不宜采用板式塔，宜用填料塔。對(duì)于大塔徑，對(duì)加壓或常壓操作過(guò)程，應(yīng)優(yōu)先選用板式塔；對(duì)減壓操作過(guò)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

15、塔造價(jià)較廉。因填料價(jià)格約與塔體的容積成正比，板式塔按單位面積計(jì)算的價(jià)格，隨塔徑增大而減小。1.8 板式塔的強(qiáng)化板式塔強(qiáng)化的具體途徑是改進(jìn)流體動(dòng)力學(xué)因素，以提高設(shè)備的通過(guò)能力和改善相間的接觸狀況，同時(shí)又充分利用氣液兩相之間的熱力學(xué)因素，以提高設(shè)備的傳質(zhì)速率與分離效率。從塔盤的流體力學(xué)來(lái)看，隨著氣速的增大，氣液兩相接觸時(shí)的操作狀態(tài)是：鼓泡-泡沫-噴射，依次過(guò)渡。一定的操作狀態(tài)都要求相應(yīng)的塔盤結(jié)構(gòu)。同時(shí)，結(jié)構(gòu)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(shí)上每種塔盤結(jié)構(gòu)都可以歷經(jīng)從鼓泡到噴射的過(guò)渡，問(wèn)題在于什么是最好

16、的操作狀態(tài)，由設(shè)計(jì)操作參數(shù)所決定的。第二章 塔板計(jì)算2.1 設(shè)計(jì)任務(wù)和條件（1）年處理含正戊烷45（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）的正戊烷正己烷混合液5萬(wàn)噸（2）產(chǎn)品正戊烷含量為98（3）殘液中正戊烷含量不高于2（4）操作條件精餾塔的塔頂壓力 4 kpa（表壓）進(jìn)料狀態(tài) 泡點(diǎn)進(jìn)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=50.07（5）設(shè)備型式 浮閥塔（f1型）（6）廠址 安徽淮南（7）設(shè)備工作日 330天/年（一年又一個(gè)月檢修）（8）淮南地區(qū)水溫 20（9）淮南地區(qū)的當(dāng)?shù)卮髿鈮?101.33kpa2.2 設(shè)計(jì)計(jì)算2.2.1 設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)

17、計(jì)任務(wù)為分離正戊烷和正己烷混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料夜通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)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(diǎn)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(chǔ)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(chǔ)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?jǐn)?shù)正戊烷的摩爾質(zhì)量 ma=72kg/kmol正己烷的摩爾質(zhì)量 mb=86kg/kmol 2 .原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 mf=0.49472+0.50686=79

18、.428md=0.98372+0.01786=72.238 mw=0.02472+0.97686=85.664 3. 物料衡算 原料處理量 全塔物料衡算 聯(lián)立解得 溫度t/正戊烷（pa）正己烷（pa）總壓p（pa）xym40115100372501013300.82310.93503.089945137250456401013300.60790.82343.007250159400540301013300.44890.70612.95022.947155186750651901013300.29730.54792.864760214100763501013300.18130.38322.804

19、2表2 各組分得飽和蒸汽壓與溫度得關(guān)系由插值法求：，. =48.60 =37.85 =66.78 精餾段的平均溫度： 43.23 提留段平均溫度： 57.69 43.23 的及 解得 ： = 0.6841 = 0.86293 57.95的及 解得 = 0.2349 = 0.45932.2.3 塔板數(shù)的確定 1理論板層數(shù)nt的確定 （1）求最小回流比及操作回流比 查表得yq=0.742,xq=0.494。 故最小回流比為:=0.972 取操作回流比為r=1.5rmin=1.50.972=1.46 (2) 求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 l=1.46x39.24=57.57 v=l+d=57.57+39.

20、43=97 =l+f=57.57+79.83=137.4 =v=97 （3）操作線方程 精餾段操作線方程為 提留段操作線方程為 (4) 理論板數(shù)的計(jì)算 取 0.983 0.953 0.968 0.914 0.945 0.857 0.911 0.781 0.865 0.691 0.811 0.598 0.755 0.518 0.706 0.456 0.638 0.381 0.532 0.284 0.395 0.186 0.257 0.108 0.1468 0.0566 0.0749 0.0375 0.0338 0.01206 0.01208 0.00425 由逐板法得：精餾段nt=7 提留段nt

21、=7（不包括再沸器），進(jìn)料板位置nf=8 全塔 nt=176 2實(shí)際板層數(shù)的求取塔效率et：由上面以求得：塔頂溫度：37.85塔釜溫度：66.78故 塔頂與塔底平均溫度t=52.32內(nèi)插關(guān)系式： 表3 各組分的粘度與溫度的關(guān)系溫度t/正戊烷（mpas）正己烷（mpas）500.1840.235600.1720.217查表3并根據(jù)內(nèi)插關(guān)系計(jì)算塔頂與塔底平均溫度下的液相黏度t查表2并根據(jù)內(nèi)插關(guān)系計(jì)算塔頂與塔底平均溫度下的xa和xb根據(jù)方程組 解得故 得 mpas表3溫度t/正戊烷（pa）正己烷（pa）相對(duì)揮發(fā)度平均揮發(fā)度37.05366936.89142645.922.572361622.9241

22、2866.42259597.795645.012.71417923所以 塔效率et=0.5080精餾段實(shí)際板層數(shù) np（精）=7/0.5080= 13.1614提留段實(shí)際板層數(shù) np（提）=7/0.5080= 15.0416總實(shí)際板層數(shù) np= np（精）+ np（提）=14+16=30第三章 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算3.1 操作壓力塔頂操作壓力 每層塔板壓降 進(jìn)料板壓降 精餾段平均壓降 = (105.33+115.13)/2=110.23 kpa塔底操作壓力 105.33+0.730=126.33kpa提餾段平均壓降 （115.13+126.33）/2=120.73kpa3.2

23、操作溫度塔頂溫度： 37.85加料板溫度： 48.60 塔釜溫度： 66.78 精餾段溫度： 43.23 提餾段溫度： 57.69 全塔溫度： 50.83 料液溫度： 48.60表4 物性數(shù)據(jù)匯總t（）l（kg/m3）v(kg/m3)(mpas)(10-3n/m)塔頂37.850.20314.116加料板48.600.21114.052塔釜66.780.20113.281精餾段43.23625.783.160.20714.084提餾段57.69621.89 3.510.20613.683全塔50.83623.840.206513.897料液48.600.21114.0523.3 平均摩爾質(zhì)量

24、1 精餾段： 2 提餾段： 3.4 平均密度 (1)時(shí)（其中a代表正戊烷，b代表正己烷）表5 各組分的液相密度與溫度的關(guān)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 kg/m3 kg/m3 (2) 時(shí) kg/m3 kg/m3 (3) 精餾段氣相平均密度： =kg/m3 (4) 提餾段氣相平均密度： =kg/m3 (5) 精餾段液相平均密度：

25、 所以 625.78kg/m3 (6).提餾段液相平均密度： 所以 kg/m33.5 液相平均表面張力液相平均表面張力計(jì)算公式： lm=表6 各組分的表面張力與溫度的關(guān)系溫度（）正戊烷（）正己烷（）018.220.11017.119.06201618.023014.92174013.8515.995012.814.996011.76147010.7313.02809.71912908.72611.111007.75210.18 由表6得 1.塔頂液相平均表面張力： 塔頂溫度： 由內(nèi)插法 : = 14.08（ ） =16.207（） =0.98314.08+0.01716.207=14.116（

26、）2.進(jìn)料板液相平均表面張力： 進(jìn)料板溫度： 由內(nèi)插法: =12.947（） =15.130（） =0.49412.947+0.50615.130=14.052（）精餾段液相平均表面張力為 =（14.116+14.052）/2=14.084（）3.塔釜液相平均表面張力： 塔釜溫度 由內(nèi)插法： =11.062（） =13.336（） =0.02411.062+0.97613.336=13.281（） 提餾段液相平均表面張力為 =（13.281+14.084）/2=13.683（） 綜上所述：塔頂液相表面張力： 14.116（） 塔釜液相表面張力： 13.281（） 加料板液相表面張力14.052

27、（） 料液平均表面張力： 14.052（） 精餾段平均表面張力14.084（） 提餾段平均表面張力13683（） 全塔平均表面張力：13.897（） 3.6 液相平均黏度液相平均黏度計(jì)算公式：表7 各組分的粘度與溫度的關(guān)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1. 塔頂液相平均黏度：塔頂溫度：由內(nèi)插法： 解得 2. 進(jìn)料板板液相平衡黏度：進(jìn)料板溫度：由內(nèi)插法： 解得 精餾段液相平均黏度為 3. 塔釜液相平均黏度塔頂

28、溫度：由內(nèi)插法： 解得 提餾段液相平均黏度為綜上所述：塔頂液相黏度： 0.203 塔釜液相黏度：0.201加料板液黏度： 0.211 料液平均黏度：0.211精餾段平均黏度：0.207 提餾段平均黏度：0.2062 全塔平均黏度：0.2065 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37.850.20314.116加料板48.600.21114.052塔釜67.780.20113.281精餾段43.23625.783.160.20714.084提餾段57.69621.89 3.510.20613.683全塔50.83623.

29、840.206513.897料液48.600.21114.052 第四章 精餾塔的塔體工藝尺寸4.1 塔徑的計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率為：提餾段的氣、液相體積流率為空塔氣速 c由公式求取，其中的c20由附圖9查取，圖中橫坐標(biāo)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1 史密斯關(guān)聯(lián)圖(摘自化工原理課程設(shè)計(jì)，華東理工大學(xué)出版社，p63，圖3.6 史密斯關(guān)聯(lián)圖）查圖9得精餾段：c20=0.083 提餾段:c20=0.078精餾段負(fù)荷系數(shù)c（精）取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7umax=0.71.081=0.75

30、67m/s提餾段負(fù)荷系數(shù)c（提）取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為u=0.7umax=0.70.960=0.672m/s(2) 塔徑 1. 精餾段：（化工原理課程設(shè)計(jì).華東理工大學(xué)出版社.公式（3.5）按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后后為d=1.0m塔截面積為 實(shí)際空塔氣速為 2. 提餾段：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后后為d=1.0m塔截面積為 實(shí)際空塔氣速為 4.2精餾塔高度計(jì)算塔高h(yuǎn)（公式 3.48） 其中，為塔頂與第一塊板之間的距離且一般取11.5m，為實(shí)際塔板數(shù)，為人孔數(shù)且57塊板設(shè)一人孔，為板間距（m），為人孔處的板間距且一般取0.6m， 為進(jìn)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

31、般取11.5m，為裙座高度且一般為1.52m。注：1 在塔高計(jì)算時(shí)確定的人孔數(shù)不包括塔頂和塔釜所設(shè)的人孔。2 此處計(jì)算的塔高是塔總高，即從塔的底座至塔頂封頭處的高度。根據(jù)上式計(jì)算塔高h(yuǎn)： m3. 精餾段有效高度為： =（14-1）0.45=5.85 4. 提餾段有效高度為： 5. 全塔的有效高度為：（在進(jìn)料板上開(kāi)一人孔，其高多為0.8） 4.3 溢流裝置計(jì)算因塔徑d=1.0m，d800,故塔板采用分塊式。查表3.4（化工原理課程設(shè)計(jì)，華東理工大學(xué)出版社，p78)，塔板分為3塊?？蛇x取單流型弓形降液管，采用凹型受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：（1）堰長(zhǎng) 精餾段 取 =0.7d=0.71.0=0.7m 提餾

32、段 取 =0.7d=0.71.0=0.7m（2）溢流堰高度 溢流堰高度計(jì)算公式： 選用平直堰，堰上液層高度h0w依下式計(jì)算，即1. 精餾段 近似取e=1，則取板上液層高度，故2. 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 1. 精餾段 由，查圖10得： ，圖2 和值與lw/d的關(guān)系(摘自化工原理課程設(shè)計(jì)，華東理工大學(xué)出版社，p68,圖3.12 弓形降液管的參數(shù)）故：依式驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間，即故降液管設(shè)計(jì)合理。2.提餾段 由，查圖10得： 故：依式驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間，即（4）降液管底隙高度 計(jì)算公式： 1.精餾段 根據(jù)有關(guān)書籍知取值在0.07-0

33、.25(化工原理課程設(shè)計(jì)，華東理工大學(xué)出版社，p69) 取，則故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。2. 提餾段 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。4.4 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動(dòng)能因數(shù)f0=10，用式求孔速，即精餾段： 提餾段： 依式求每層塔板上的浮閥數(shù)，選用直徑為0.039(化工原理課程設(shè)計(jì)，華東理工大學(xué)出版社，p71)的型閥的閥孔即精餾段 提餾段 精餾段 取邊緣區(qū)寬度,破沫區(qū)寬度。依式計(jì)算鼓泡區(qū)面積，即浮閥排列方式采用正三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=75mm=0.075m，則可按下式估算排間距，即1. 精餾段根據(jù)有關(guān)規(guī)定可取排間距為75按，經(jīng)作圖核算 按n=79重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)： 閥孔

34、動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在912范圍內(nèi)。 圖 3 塔板的結(jié)構(gòu)參數(shù)其中：d=1.0 經(jīng)作圖核算 n=97塔板開(kāi)孔率=0.907 （化工原理課程設(shè)計(jì)，華東理工大學(xué)出版社，p71) 所以精餾段塔板開(kāi)孔率2. 提鎦段 根據(jù)有關(guān)規(guī)定可取排間距為75 按， 核算 按n=98重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)： 閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在912范圍內(nèi)。 同理的提留段塔板開(kāi)孔率為25.53第五章 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算5.1 氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降可根據(jù)式。（1） 干板阻力 1. 精餾段： 由式先計(jì)算臨界孔速，即 因，則可按式計(jì)算，即 2. 提餾段 由式先計(jì)算臨界孔速，即 因，則可按式計(jì)算，即 （2）板上充氣液層阻力 本設(shè)計(jì)分

35、離正戊烷和正己烷的混合液，即液相為碳?xì)浠衔铮扇〕錃庀禂?shù)。依式計(jì)算，即 精餾段 提餾段 （3）克服表面張力所造成的阻力 因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋?精餾段 提餾段 單板壓降 ：精餾段 提餾段 5.2 淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度。 可用下式計(jì)算，即（1） 與氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐?精餾段 提餾段 （2）液體通過(guò)降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰，故按式計(jì)算，即 精餾段 提餾段 （3） 板上液層高度 1. 精餾段 取 因此 取0.5 則 可見(jiàn)，符合防止淹塔的要求。2. 提餾段 取 因此 取0.5 可見(jiàn)

36、，符合防止淹塔的要求。5.3 霧沫夾帶 按式及式計(jì)算 泛點(diǎn)率f1： 板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度 板上液流面積 正戊烷和正己烷可按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)k=1.0，由圖12查得泛點(diǎn)負(fù)荷系 數(shù)cf=0.126，將以上數(shù)值代入式，得精餾段 又按式計(jì)算泛點(diǎn)率，得計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。提餾段 又按式計(jì)算泛點(diǎn)率，得計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。圖4 泛點(diǎn)負(fù)荷圖第6章 塔板負(fù)荷性能圖6.1 霧沫夾帶線1. 精餾段 按式作出對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中、及均為已知值，相應(yīng)于的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各已知數(shù)代入上式，便得出的關(guān)系式，據(jù)此作出霧沫

37、夾帶線。按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算如下整理得 或 (1)霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值。2. 提餾段 按式作出對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中、及均為已知值，相應(yīng)于的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各已知數(shù)代入上式，便得出的關(guān)系式，據(jù)此作出霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算如下整理得 或 (1)霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值。6.2 液泛線1. 精餾段 由確定液泛線。忽略式中項(xiàng)，將式、式、式、式及代入上式，得到物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則，則、及等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即：式中閥孔數(shù)n與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡(jiǎn)化，得 (2)在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)值。2. 提餾段 由確定液泛線。忽略式中項(xiàng)，將式、式、式、式及代入上式，得到物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則，則、及等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即：式中閥孔數(shù)n與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡(jiǎn)化，得 (2)在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)值。6.3 液相負(fù)荷上限線1. 精餾段 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于。依式知液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間求出上限液體流量值（常數(shù)），在圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無(wú)關(guān)的豎直線。以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，