F1浮閥型精餾塔化工原理課程設(shè)計要點

1、遼寧科技大學(xué)化工原理課程設(shè)計任務(wù)書第 3 頁 共 28 頁姓名： 熊 茂專業(yè)：生 物 工 程班級：物 2010、設(shè)計題目： 正庚烷 - 正辛烷連續(xù)精餾浮閥塔設(shè)計、設(shè)計任務(wù)及操作條件設(shè)計任務(wù)：1) 原料液中含正辛烷 46.5 %( 質(zhì)量 )2) 塔頂餾出液中含正辛烷不得高于 2%(質(zhì)量 )3) 年產(chǎn)純度為 97.8%的正辛烷 3 萬噸操作條件(1) 塔頂壓力：4kPa (表壓)2)進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點進(jìn)料3)回流比： R=1.8Rmin(4)塔底加熱蒸汽壓力：0.5MPa (表壓)(5)單板壓降：w 0.7kPa( 6) 全塔效率： ET=59%三、塔板類型F1 型浮閥塔 四、工作日每年運(yùn)行 300

2、 天，每天工作 24 小時 五、公司廠址廠址：重慶市長壽區(qū)新工業(yè)園區(qū)勝利路128 號六、具體設(shè)計內(nèi)容設(shè)計說明書的內(nèi)容(1)精餾塔的物料衡算(2)塔板數(shù)的確定(3)精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算(4)精餾塔的塔體工藝尺寸計算(5)塔板主要工藝尺寸的計算(6)塔板的流體力學(xué)驗算(7)塔板負(fù)荷性能圖設(shè)計圖紙要求1)繪制生產(chǎn)工藝流程圖2)精餾塔的工藝條件圖(雙溢流浮閥塔)3)設(shè)計基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表目錄一、緒論 41設(shè)計方案的思考 42. 設(shè)計方案的特點 43工藝流程的確定 4二、設(shè)備工藝條件的計算 51設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明 52全塔的物料衡算 52.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率 52.2

3、 平均摩爾質(zhì)量 52.3 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率 53塔板數(shù)的確定 63.1 相對揮發(fā)度的計算 63.2 平衡線方程求算 63.3 精餾塔的氣、液相負(fù)荷 63.4 精餾段、提餾段操作線方程 64精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的計算 84.1 操作壓力的計算 84.2 操作溫度的計算 84.3 平均摩爾質(zhì)量的計算 84.4 平均密度的計算 94.5 平均粘度的計算 94.6 平均表面張力的計算 105精餾塔的塔體工藝尺寸計算 105.1 精餾段塔徑的計算 105.2 提餾段塔徑的計算 115.3 精餾塔有效高度的計算 126、塔板主要工藝尺寸的計算 126.1 精餾段 126.2 提餾段

4、 157浮閥的流體力學(xué)驗算 177.1 精餾段 177.2 提餾段 198、塔板負(fù)荷性能圖 218.1 精餾段負(fù)荷性能圖 218.2 提餾段負(fù)荷性能圖 23三、計算結(jié)果總匯 24四、結(jié)束語 26五、符號說明： 26六、參考文獻(xiàn) 28遼寧科技大學(xué)設(shè)計基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表表一正庚烷、正辛烷的密度溫度（C）20406080100120140正庚烷（Kg/?）684.8667.4649.4630.7611.0590.3568.3正辛烷（Kg/?）703.7705.6689.4672.7655.4637.4618.7表二正庚烷、正辛烷的粘度溫度（C）20406080100120140正庚烷（mPas）0.4170

5、.3420.2860.2420.2080.1810.143正辛烷（mPas）0.5450.4360.3580.4000.2550.2190.190表三正庚烷、正辛烷的表面張力溫度（C）20406080100120140正庚烷（mNK m）20.1818.216.2614.3612.5110.78.952正辛烷（mNK m）21.5419.6417.7815.9514.1612.4110.71表四正庚烷、正辛烷的飽和蒸汽壓溫度（C）20406080100120140正庚烷（kPa）4.7412.3628.0757.08106.1183.2297正辛烷（kPa）1.3954.14710.4923.

6、3446.8386.35148.5表五正庚烷、正辛烷的摩爾定比熱容溫度（C）20406080100120140正庚烷(kJ/(kg k)2.2272.3022.392.472.5712.672.781正辛烷(kJ/(kg k)2.2052.272.342.4272.5122.6012.691第12頁共28頁、緒論 1設(shè)計方案的思考通體由不銹鋼制造，塔節(jié)規(guī)格25100mm高度0.51.5m,每段塔節(jié)可設(shè)置 12個進(jìn)料口 /測溫口，亦可結(jié)合客戶具體要求進(jìn)行設(shè)計制造各種非標(biāo)產(chǎn)品。整個精餾塔包括： 塔釜、塔節(jié)、進(jìn)料罐、進(jìn)料預(yù)熱器、塔釜液儲罐、塔頂冷凝器、回流比控制器、產(chǎn)品儲罐等。 塔壓降由變送器測量，

7、塔釜上升蒸汽量可通過采用釜液溫度或靈敏板進(jìn)行控制，塔壓可采用穩(wěn)壓閥控制，并可裝載自動安全閥。 為使塔身保持絕熱操作， 采用現(xiàn)代化儀表控制溫度條件， 并可在室溫300C范圍內(nèi)任意設(shè)定。同時，為了滿足用戶的科研需要，每一段塔節(jié)內(nèi)的溫 度、塔釜液相溫度、塔頂氣相溫度、進(jìn)料溫度、回流溫度、塔頂壓力、塔釜壓力、塔釜液位、 進(jìn)料量等參數(shù)均可以數(shù)字顯示。2.設(shè)計方案的特點浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好，霧沫夾帶量?。ㄒ驓怏w水平吹出之故），塔板效率較高，生產(chǎn)能力較大。浮閥塔應(yīng)用廣泛，對液體負(fù)荷變化敏感，不適宜處理易聚合或者含有固體懸 浮物的物料，浮閥塔涉及液體均布問題在氣液接觸需冷卻時會使結(jié)構(gòu)復(fù)雜板式塔的設(shè)計資料

8、 更易得到，便于設(shè)計和對比，而且更可靠。浮閥塔更適合，塔徑不是很大，易氣泡物系，腐 蝕性物系，而且適合真空操作。3.工藝流程的確定原料液由泵從原料儲罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱后送入連續(xù)板式精餾塔F1型浮閥塔），塔頂上升蒸汽流采用強(qiáng)制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻至后送至產(chǎn)品槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜殘液送至廢熱鍋爐。 以下是浮閥精餾塔工藝簡圖.1料、設(shè)備工藝條件的計算1設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明本設(shè)計任務(wù)為分正庚烷-正辛烷混合物。對于二元混合物的分離， 應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。設(shè)計中采用泡點進(jìn)料 （q=1）,將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)

9、。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2 全塔的物料衡算2.1料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率正庚烷和正辛烷的相對摩爾質(zhì)量分別為100.20 kg/kmol和 114.22kg/kmol。53.5/100.2053.5/100.20 46.5/114.22= 0.5673Xw97.8/100.2097.8/100.20 2.2/114.22= 0.98062/100.22/100.2 98/114.22= 0.02272.

10、2平均摩爾質(zhì)量Mf =100.2 0.5673+(10.5673) 114.22=106.2653kg/kmolM d = 100.2 X0.9806 + (10.9806) X114.22 = 100.4713kg / kmolMW -100.2 0.02271 -0.0227 114.22 =113.9013kg/kmol2.3料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率依題給條件：一年以 300天，一天以24小時計，有：W = 30000000kg/( 300 24h)4166.6667kg / h ,全塔物料衡算：釜液處理量4166.6667W36.5813kmol /h113.9013總物料衡算 苯物

11、料衡算聯(lián)立解得F 二 D W0.5673F =0.9806D0.0227WD =48.2025 kmol/hF =84.7838 kmol/h3.塔板數(shù)的確定 3.1相對揮發(fā)度的計算B=45.656KPaB=104.995KPaT=98.5 C時，P OA=103.649KPa , Pa 1= PA P b=103.649/45.656=2.270T=125.8 C時，P A=217.34KPa , Pa 2= Pa/ P b=217.34/104.995=2.070則 a = . a x a = . 2.270 X2.07Q =2.1683.2平衡線方程求算汽液相平衡方程：y= a *x/1

12、+( a -1)x=2.168x/(1 + 1.168x)x=y/ a -( a -1)x=y/(2.168-1.168y)最小回流比及其操作回流比的求解：x 8=Xf=0.5673 , y & =0.7397Rmin=(XDy &)/(y s -x s )=(0.9806-0.7397)/(0.7397-0.5673)=1.3973取操作回流比為：R=1.8Rmin=1.8 x 1.3973=2.51513.3精餾塔的氣、液相負(fù)荷L=RX D=2.5151 x 48.2025=121.2341kmol/hV=(R+1) x D=3.5151 x 48.2025=169.4366kmol/hL

13、 =L+F=121.2341+84.7838=206.0179kmol/hV =V=169.4366kmol/h3.4精餾段、提餾段操作線方程精餾段操作線：y=L/V x x+D/V x xd=0.7155x+0.2844提餾段操作線：y =L /V x x W/V x Xw=1.2159x -0.0049 兩操作線交點的橫坐標(biāo)為=(R+1)Xf +(q -1)Xd _ (2.5151 +1) X0.5673 _ 5673fR q2.51511理論板數(shù)的計算：先交替使用相平衡方程:x= y/(2.168-1.168y)與精餾段操作線方程:y=0.7155x+0.2844 計算如下：相平衡y?=

14、 xd =0.9806 x1 = 0.9589相平衡y =0.9705相平衡x2 =0.9381山 相平衡y3 =0.9556 x3 =0.9085二 0.8680二 0.8154相平衡x6 =0.7518y 0.8223 X7 =0.6810& 相平衡y =0.7716X8 = 0.6091V9 = 0.7202 相平衡 X9 =0.5429 X10 = 0.4670yn =0.5630 相平衡& =0.3727相平衡%2 二 0.4483二 0.2726相平衡%3 二 0.3266. X13 =0.1828相平衡y14 = 0.2174 相平衡x14 =0.1136相平衡y15 = 0.1

15、332 x15 = 0.0662相平衡y16二 0.0756X16= 0.0363y17=0.0393x17= 0.0185xW(0.0227)由計算可得：總理論塔板數(shù)為17 (包括蒸餾釜)。精餾段理論板數(shù)為 8,第9板為進(jìn)料板。 提餾段理論板數(shù)為 9。通過摩爾分?jǐn)?shù)，正庚烷與正辛烷氣液相平衡圖可查出：Xd = 0.9806時，tD =99.2 C塔底：xW =0.0227時，tW =130.8C全塔平均溫度tm=( tD + tW )/2=(99.2+130.8)/2=115C根據(jù)表二正庚烷與正辛烷的粘度數(shù)據(jù)利用差值法求得：二0.192mPa s ,=0.233mPa sb1Xf =0.192

16、 0.5673 0.2331 -0.5673 = 0.210Et =0.170.616logm = 0.17 一 0.616log0.2仁 0.59全塔板效率Et=0.59理論板層數(shù)NT的求取精餾段實際塔板數(shù)N精=8/0.59=13.56疋14塊提餾段實際塔板數(shù)N提=9/0.59=15.25疋16塊4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的計算塔頂溫度98.5-1001-0.865tD -98.50.936 -1tD =992C4.1操作壓力的計算設(shè)每層塔壓降： P=0.7KPa （般情演況下，板式塔的每一個理論級壓降約在0.41.1kPa )進(jìn)料板壓力：P f=101.3+14 X 0.7=1

17、11.1KPa精餾段平均壓力：Pm=(101.3+111.1)/2=106.2KPa塔釜板壓力：P w=101.3+30 X 0.7=122.3KPa提餾段平均壓力：Pm =(122.3+111.1)/2=116.7KPa4.2操作溫度的計算溫度（C）98.5100105110115120125.8總壓98.198.198.198.198.198.198.1正庚烷（kPa）98.1106.1125.38114.65163.95183.2211.65正辛烷（kPa）45.65646.8356.7166.5976.4786.3598.1x10.8650.6030.4560.2470.1210y10

18、.9360.7700.7660.4130.2270利用上表數(shù)據(jù)，由拉格朗日差值法可得加料板105-110t105, tF =105.!4C0.603 -0.4560.766 -0.77塔底溫度120一125.8 Jw20130.8C0.121 -00 -0.227精餾段平均溫度Tm 二 99.2 105.14 /2 = 10217 C提鎦段平均溫度Tm 二 1308 105.14 /2 =117.97C4.3平均摩爾質(zhì)量的計算a. 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由 xD=y1=0.9806 , X1=0.9589遼寧科技大學(xué)Mvd=0.9806 X 100.20+(1-0.9806)MLDm=0.958

19、9 X 100.20+(1-0.9589)b. 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算由 yF=0.7202 ， x 9=0.5429MVFm=0.7202 X 100.20+(1-0.7202)MLFm=0.5429 X 100.20+(1-0.5429)c. 塔釜平均摩爾質(zhì)量計算由 y 1=0.0393 , x 1=0.0185M vw=0.0393 X 100.20+(1-0.0393)M lw=0.0185 X 100.20+(1-0.0185)d. 精餾段平均摩爾質(zhì)量X 114.22=100.47kg/molX 114.22=100.78kg/molX 114.22=104.12kg/molX 11

20、4.22=106.61kg/molX 114.22=113.67kg/molX 114.22=113.96kg/molMVm=100.47+104.12)/2=102.30kg/molMLm=(100.78+106.61)/2=103.70kg/mole. 提餾段平均摩爾質(zhì)量M Vm=(104.12+113.67)/2=108.90kg/molM Lm=(106.61+113.96)/2=110.29kg/mol4.4 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3p Vm=PmMvw/RTm=(106.2 X 102.3)/8.314 X (273.15+102.17)=

21、3.48kg/m3液相 查 t d=99.2 C 時 p a= 611.788kg/m 3 p B=635.980kg/m 333 tF=105.14 C時 p a= 605.680kg/mp B=630.471kg/m塔頂液相的質(zhì)量分率a a=(0.9806 X 100.20)/( 0.9806 X 100.20+0.0294 X 114.22)=0.96703p LDm=1/(0.9670/611.788+0.033/635.980)=612.557kg/m進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率a A=(0.5673 X 100.20)/(0.5673 X 100.20+0.4327 X 114.22)=0

22、.53493p LFm=1/(0.5349/605.680+0.4651/630.471)=616.979kg/m3精餾段液相平均密度為3p Lm=(612.557+616.979)/2=614.768kg/m3b.i提餾段平均密度的計算氣相 由理想氣體狀態(tài)方程得3pVm=PmMvw/RTm=(116.7 X 108.90)/8.314 X (273.15+117.97)=3.91kg/m333液相 查 tw=130.8 C 時，p a= 578.4741kg/m , p B=627.302kg/ma a=(0.0227 X 100.20)/(0.0227 X 100.20+0.9773 X

23、114.232)=0.02003pLwm=1/(0.0200/578.474+0.9800/627.302)=626.252 kg/m 3提餾段平均密度3pLm=(616.979+626.252)/2=621.616kg/m34.5 平均粘度的計算液相平均粘度依下式計算 即lg 卩 lh=E xilg卩 ia. 塔頂液相平均粘度的計算由t d=99.2 C查表二得A=0.209mPa.s卩 B=0.261mPa.slg i LDm=0.9806lg(0.209)+0.0194lg(0.261) =-0.6781 LDm=0.210mPa.sb. 進(jìn)料板平均粘度的計算由tF=105.12 C查表

24、二得1 A=0.201mPa.s1 B=0.246mPa.slg 1 LFm=0.5673lg(0.201)+0.4327lg(0.246) =-0.6591 LFm=0.219mPa.s精餾段平均粘度1 Lm=(0.210+0.219)/2=0.215mPa.sc. 塔底液相平均粘度的計算由tW=130.8 C查表二得1 A=0.160mPa.s1 B=0.203mPa.slg 1 LWm=0.0227lg(0.160)+0.9773lg(0.203) =-0.6951 LWm=0.219mPa.s提餾段平均粘度1 Lm=(0.219+0.219)/2=0.219mPa.s4.6 平均表面張

25、力的計算液相平均表面張力依下式計算 即CTXi (T ia. 塔頂液相平均表面張力的計算由t d=99.2 C查表三得C A=12.73N/mC B=14.23mN/mt LDm=0.9806 X 12.73+0.0194 X 14.23=12.76mN/mb. 進(jìn)料板液相平均表面張力的計算由tF=105.12 C查表三得C A=12.05mN/mC B=13.71mN/mC LFM=0.5673 X 12.05+0.4327 X13.71=12.77 mN/mc. 塔底液相平均表面張力的計算由tW=130.8 C查表三得C A=9.76mN/mC B=11.49mN/mC LWm=0.022

26、7 X 9.76+0.9773 X11.49=11.45 mN/m精餾段液相平均表面張力C Lm=(12.76+12.77)/2=12.77 mN/m提餾段液相平均表面張力C Lm=(12.77+11,4)/2=12.11 mN/m5. 精餾塔的塔體工藝尺寸計算5.1 精餾段塔徑的計算由上面可知精餾段 L=121.234kmol/h，V=169.437kmol/h精餾段的氣、液相體積流率為Vs=VMU3600 p vh=(169.437 X 102.30)/(3600 X 3.48)=1.384m 3/s3LS=LMLm/3600 p Lm=(121.234 X 103.7)/(3600 X

27、614.768)=0.00568m 3/s第 15 頁 共 28 頁遼寧科技大學(xué)Umax二C7 一 ： V式中，負(fù)荷因子 C二C20（）0.2由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得6再求 口0.02圖的橫坐標(biāo)為 F iv= （L s / V s） X（pi/ p v） 0.5=0.0545取板間距，HT=0.6m,板上清液層高度取 hL=0.07m，則H-h l=0.53 m史密斯關(guān)聯(lián)圖如下0,050.050.02（辛）（牛）Qr0.060.04f fl I bl 盟器!tf:* H益 g $3 ss第39頁共28頁由上面史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知0=0.0780 2氣體負(fù)荷因子C= C20X（ b /20） . =0.

28、0713Una)= CV=0.0713 X614.768-348=0.9453.48取安全系數(shù)為 0.8，則空塔氣速為U=0.8U ma=0.8 X 0.945=0.756m/sD/Vs0.785u1.384 0.785X0.756=1.527m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.8m塔截面積為 At=0.785 X 1.8 X 1.8=2.54m 2實際空塔氣速為 U實際=1.384/2.54=0.544m/sU實際/ U max=0.544/0.945=0.576（ 安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計要求）5.2提餾段塔徑的計算由上面可知提餾段L =206.017kmol/h, V =169.437k

29、mol/h提餾段的氣、液相體積流率為：3V S=V MVm/3600 P vm=(169.437 X 108.90)/(3600 X 3.91)=1.311m /s3L s=L Mm/3600 p Lm=(206.017 X 110.29)/(3600 X621.616)=0.0102m /sJPL _ Pv_T 0.2Umax = C . 1 式中，負(fù)荷因子 C =C20()由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得C20再求Y Pv0.02圖的橫坐標(biāo)為 F iv=(L S / V S)X( p 1/ p v) 0.5 =0.0981取板間距，HT=0.60m,板上清液層高度取hL=0.09m,貝U HT-h l=

30、0.51 m由史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知 C20=0.076氣體負(fù)荷因子C= C 20X( b /20) .2=0.0687/PL - PV1621.6163.91LU=CL=0.0687 X=0.863m/sYPv3.91取安全系數(shù)為 0.8，則空塔氣速為U=0.8U ma=0.8 X 0.863=0.604m/sD/Vs0.785u=1.66m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.8m2塔截面積為 At=0.785 X 1.8 X 1.8=2.54m實際空塔氣速為 U實際=1.311/2.54=0.516 m/sU實際/ U max=0.516/0.863=0.598（安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計要求）5

31、.3精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為ZNt精=EtHt =8.14m提餾段有效高度為ZNt提=1EtHt =9.15m在進(jìn)料板上方開一個人孔，其高度為0.8 m故精餾塔有效高度為 Z=Z精+Z提+0.8=8.14+9.15+0.8=18.09m6、塔板主要工藝尺寸的計算6.1精餾段a.溢流裝置計算因塔徑 D=1.8m,所以可選取雙溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。（此種溢流方式液體流徑較短，塔板效率較高，塔板結(jié)構(gòu)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=1.26m2）溢流堰咼度hw由 hw=hL how選用平直堰，（溢流堰板的形

32、狀有平直形與齒形兩種，設(shè)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（L捲丿how=2.84E j X 10Uw丿O.O1._J_5s其中HT即為板間距0.60m , Ls即為每秒的體積流量驗證結(jié)果為降液管設(shè)計符合要求。4) 降液管底隙高度hoho= L s/ (lw X uo)取 uo=0.1m/s( 一般取 u0 =0.07 0.25m/s。)則 ho=0.00568/(1.26 X 0.1)=0.0451m 0.02mhw-h o=0.0518-0.0451=0.0067 0.006 m故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度h w=55mmb .塔板布置1)

33、 塔板的分塊因為D 800mm所以選擇采用分塊式。2) 邊緣區(qū)寬度確定取 Ws= s= 90mm , Wc=60mmc. 開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa按下面式子計算，則有220521Aa=2x (r -x ) . +n r /180 Xsin - (x/r ) 其中 x=D/2 (Wd+ Ws)=0.54r= D/2 Wc=0.84 由上面推出Aa=1.64m2d. 浮閥數(shù)與開孔率預(yù)先選取閥孔臨界動能因子Fo= 10 ;由Fo=u0Ji血可求閥孔氣速U0 = 5.36m/sF-1型浮閥的孔徑為39mm故每層塔板上浮閥個數(shù)為Vs1.384常216心2二2d0 u0(0.039)2 5.3644浮

34、閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心N1t 二 75mm則排間距 t= Aa1.640.101mt 汽 N 0.075 漢 216考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用 100mm而應(yīng)小一點，故取t = 80mm，按t = 75mm , t = 80mm以等 腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)N =273實際孔速u01.384二 4.244m/s2(0.039)2734閥孔動能因數(shù)為 F0=u0.4.244. 3.48 =7.91 ： 10精餾段浮閥塔板得開孔率N(d0/D)2 =273 (0.039/1.8)0.1282此開孔率在5%

35、155s其中HT即為板間距0.60m, Lh即為每小時的體積流量驗證結(jié)果為降液管設(shè)計符合要求。4) 降液管底隙高度hoho= Ls/ (lw Xu o)取 u o=0.2m則 ho=0.0102/(1.26 X 0.2)=0.0405 m 0.02mHrh o=0.0631 -0.0405=0.0226m 0.006 m故降液管底隙高度設(shè)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所以選擇采用分塊式。2) 邊緣區(qū)寬度確定取 WsW s= 90mm , Wc=60mmc開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積Aa按式子5-12計算，則有220521Aa=2x (r

36、 - x ) . +n r /180 xsin - (x/r ) 其中 x=D/2 (Wd+ Ws)= 0.54r= D/2 Wc=0.842由上面推出 Aa=1.64md.浮閥數(shù)與開孔率預(yù)先選取閥孔臨界動能因子Fo= 10 ;由Fo=u0 . vm1可求閥孔氣速U0二5.057m/sN1:217Vs_1.311：2 ：2d u0(0.039)5.05744浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心t = 75mm則排間距t A1640.100mt x N 0.075x217考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用 100mm而應(yīng)小一

37、點，故取t二80mm，按t = 75mm , t二80mm以等 腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)N二273實際孔速 U。4.020m/s兀2(0.039)2734閥孔動能因數(shù)為 F=u0 二 =4.020 .3.91 = 7.95 10提餾段浮閥塔板得開孔率：護(hù)=N(d0/D)2 =273 (0.039/1.8)0.1282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。7 浮閥的流體力學(xué)驗算 7.1精餾段1）塔板的壓降每層塔板靜壓頭降可按式h hchi ha. 計算干板靜壓頭降he由式U，吋可可計算臨界閥孔氣速Uoe，即首先將g=9.81m/s2代入式中可以解Uoe= 1.825：

38、3：80.175Uoe = 8.364m/s u4.244m/s，則需要根據(jù)公式 he =19.9= 0.0434m Lm1b. 板上液層阻力hl可以由公式h = ；ohL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?xì)浠?合物，可取充氣系數(shù) 心=0.45，其中hL為板得液層高度由上面知hL =0.07m，則可以算出 hl =0.45 0.07 =0.0315me. 計算液體表面張力所造成的靜壓頭降h；_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hf為hf =he hh：；=0.0434 0.0315=0.0749m換成單板

39、壓降.Pf =hf Umug =0.0709 609.38 9.81 =451.71Pa豈0.7Kpa（設(shè)計合理）2）液面落差對于浮閥塔，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 Hd可以由式出=hf hw hdh - howa. 計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降hf前已計算hf = 0.0749 mb. 計算溢流堰（外堰）高度hw前已計算hw =0.0518mC.液體通過降液管的靜壓頭降入2因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式hd =0.153 u0其中u0為液體通過降液管底隙時流速按照經(jīng)驗式,Uo=O.1m/s,則可以算的hd =0.00153m d.上液流

40、高度 how前已求出how = 0.0182m這樣 H d =hf hw hd：眉h how =0.0749 0.0518 0.00153 0.0182 = 0.1464 m4) 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度Hd應(yīng)服從式子HcK 2 (Ht+ hw)正庚烷和正辛烷屬于一般物系，取2 = 0.5，則2 (Ht+ hw)=0.5 (0.60+0.0518 ) =0.3259m則有：Hd 2 (Ht+ hw)于是可知本設(shè)計不會發(fā)生液泛5) 霧沫夾帶量的驗算a. 霧沫夾帶量e判斷霧沫夾帶量ev是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率F1來完成的。泛點率的計算時間可用式:F11 Lm1P

41、vm10.78KCfA100%塔板面積由前面可得：At = 2.54m2悩2用ffi 3-2S茂點負(fù)荷疫敷正庚烷和正辛烷混合液可按無冒泡物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1,在從泛點負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù) cF =0.142,將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率Fi為Fi =1.3843.48614.768 3.480.78 1 0.142 2.54100% =37.12%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(jié)果可知，其泛點率都低于80%所以霧沫夾帶量能滿足 e 0.1kg （液）/kg（干氣）的要求。b. 嚴(yán)重漏液校核當(dāng)閥孔的動能因數(shù) F0低于5時將會發(fā)生嚴(yán)重漏液，前

42、面已計算F。二7.91 5，可見不會發(fā)生嚴(yán)重漏液。7.2提餾段1）塔板的壓降每層塔板靜壓頭降可按式h hchl h；a. 計算干板靜壓頭降hc首先將g=9.81m/s 2代入式中可以解u0c = 1 825 f73匚731 X1.8250CV Pvm1 3.91U0c = 7.89m/su0=4.O2Om/s , 則 需要 根 據(jù) 公 式0.175hc =19.9 = 0.04595 mPLm1b. 板上液層阻力hl可以由公式h =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?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)心=0.45，其中hL為板得液層高度由上面知hL =0.09m,則可以算出 hl =0.

43、45 0.09 =0.0405mc. 計算液體表面張力所造成的靜壓頭降h匚由于采用浮閥塔板，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hf為hf 二 hc h h；：- =0.04595 0.0405 = 0.08645m 換成單板壓降 Pf 二hfLm1g =0.08645 621.616 9.81 =527.18Pa 乞 0.7Kpa (設(shè)計合理)2) 液面落差對于浮閥塔，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 Hd可以由式血二hf hw 厲rh - hwa. 計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降hf前

44、已計算hf二0.08645 mb. 計算溢流堰(外堰)高度hw前已計算hw =0.0631mc. 液體通過降液管的靜壓頭降入2因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式hd = 0.153 u0其中u0為液體通過降液管底隙時流速按照經(jīng)驗式，U0=0.2m/s,則可以算的hd =0.00612md. 上液流高度 how前已求出how =0.0269 m這樣 H d =hf - hw hd l%w =0.08645 0.0631 0.00612 0.0269 = 0.1826m4) 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度Hd應(yīng)服從式子HcK 2 (H t+ hw)正庚烷和正辛烷屬于一般物系，取2 = 0.5，則2

45、(Ht+ hw)=0.5 ( 0.6+0.0631 ) =0.3316m則有： Hd 2 (Ht+ hw)于是可知本設(shè)計不會發(fā)生液泛5) 霧沫夾帶量的驗算a,霧沫夾帶量eV判斷霧沫夾帶量 e是否在小于10%勺合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率F1來完成的。泛點率的計算時間可用式：i pvm1S1 P - PF1空 江100%0.78KCfA塔板面積由前面可得：A = 2.54m2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(fù)荷因數(shù)圖3.91中查得負(fù)荷因數(shù)Cf =0.142,將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率F為1.311100% =37.08%621.616-3.910.78

46、 1 0.142 2.54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(jié)果可知，其 泛點率都低于80%所以霧沫夾帶量能滿足 e 0.!kg （液）/kg（干氣）的要求。b.嚴(yán)重漏液校核當(dāng)閥孔的動能因數(shù)F0低于5時將會發(fā)生嚴(yán)重漏液，前面已計算F。二7.95 5，可見不會發(fā)生嚴(yán)重漏液。8、塔板負(fù)荷性能圖 8.1精餾段負(fù)荷性能圖a.霧沫夾帶線V ； vm1 1.36LZl p _ p按泛點率二- lm1 vm1100% =80%KCfAp其中Zl為板上液體 流程 長度，m;對于單溢 流程塔型 乙=D 2Wd=1.8 2 X0.27=1.26m; K =1; C 0.142;宀=

47、厲-2Af = 2.082m2/3.48VS1 ： ， 1.36LS11.26整理得614.768 一3.48100%= 80%1x0.142.082整理可得：Vs =3.1341 -22.7087Ls1b.液泛線綜合可以得：$ (HT+hw)= hp + h_ + hd = d + hi + hi. + hd由此式確定液泛線。?22/3液泛線方程為aS =cLS_ dLSp其中，a =1.91 105 一. VM1 2 =0.009038Sm 1 Nb 二 Ht (T_ 0)hw=0.5 0.6 (0.5-1-0.45) 0.0518 = 0.25080.1530.153C2222 - 47

48、.38lwho 1.260.04511 1d =(10)E 0.667.Ta(1 0.45) 1 0.667 熒=0.8290lw1.26整理可得：222/3Vs1 =27.7495-5242.3102LS1 -91.7238Lsc. 液體負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低于35s,液體在降液管內(nèi)停留時間二=(AfHb)/L S1，以r =4s作為液體在降液管中停留時間的下限，則0.229x0.63(Ls1)max0.03435 m3/s4d. 漏液線對于F1型重閥，依據(jù)下限要求 F0二u0、V = 5計算5u0 二 =2.680匚1又知 VS1 二一Nu04式中d0, N, P V1均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷VS1的下限值，據(jù)此作出與液體流量無關(guān)的水平漏夜線。以F0=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)。則2 Fn ：25(Vs1)m =-