正庚烷―正辛烷連續(xù)精餾浮閥塔設(shè)計(jì)概要

1、課程設(shè)計(jì)題目：正庚烷-正辛烷 連續(xù)精餾浮閥塔設(shè)計(jì) 教學(xué)院：專業(yè)：學(xué)號(hào)：學(xué)生姓名：指導(dǎo)教師：年月日目錄前言（3精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)（4流程的設(shè)計(jì)及說(shuō)明（6設(shè)計(jì)計(jì)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(duì)揮發(fā)度的計(jì)算（7（2實(shí)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(jì)算9(1操作壓強(qiáng)的計(jì)算9(2操作溫度的計(jì)算(9(3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算(10(4平均密度的計(jì)算(10(5液體平均粘度的計(jì)算(11(6流體平均表面張力的計(jì)算(11五、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)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(jì)算(14(1溢流裝置(14(2塔

2、板布置(16(3浮閥數(shù)與開(kāi)孔率(16七、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算(19(1氣體通過(guò)篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?19(2液泛的驗(yàn)算(20(3霧沫夾帶量的驗(yàn)算(20（4漏液的驗(yàn)算（21八、塔板負(fù)荷性能圖（23（1精餾段負(fù)荷性能圖（23（2提餾段負(fù)荷性能圖（24九、 精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表（26十、精餾塔的附屬設(shè)備及接管尺寸（29（1塔體結(jié)構(gòu)（29（2精餾塔的附屬設(shè)備（29（3接頭管設(shè)計(jì)（29設(shè)計(jì)評(píng)述（30主要符號(hào)說(shuō)明（30參考書(shū)目（32附圖.、八、-刖言化工生產(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(zhì)。生產(chǎn)中為了滿足儲(chǔ)存 ，運(yùn)輸，加工和使用的需求，時(shí)

3、常 需要將這些混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質(zhì)。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(yīng)用。精餾過(guò)程在能量計(jì)的驅(qū)動(dòng)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(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相 向液相轉(zhuǎn)移。實(shí)現(xiàn)原料混合物中各組成分離該過(guò)程是同時(shí)進(jìn)行傳質(zhì)傳熱的過(guò)程。本 次設(shè)計(jì)任務(wù)為設(shè)計(jì)一定處理量的分離甲醇和乙醇混合物精餾塔。精餾所進(jìn)行的是氣（汽、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣（汽、液兩相傳質(zhì)所用的塔 設(shè)備，首先必須要能使氣（汽、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。但是 為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下

4、列各種基本要求：氣（汽、液處理量大 即生產(chǎn)能力大時(shí)，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(dāng)塔設(shè)備的氣（汽、液負(fù)荷有較大范圍的變動(dòng)時(shí)，仍能在較高的 傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長(zhǎng)期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。流體流 動(dòng)的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動(dòng)力消耗，從而降低操作費(fèi) 用。對(duì)于減壓精餾操作，過(guò)大的壓力降還將使整個(gè)系統(tǒng)無(wú)法維持必要的真空度，最終 破壞物系的操作。結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)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(diào)節(jié)和檢修。塔內(nèi)的滯留量要小。實(shí)際上，任何塔設(shè)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

5、。不同的塔型各有某些獨(dú)特的 優(yōu)點(diǎn),設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進(jìn)行選型。板式精餾塔也是很早出現(xiàn)的一種板式塔,20世紀(jì)50年代起對(duì)板式精餾塔進(jìn)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(shè)計(jì)方法。與泡 罩塔相比，板式精餾塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)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%左右。壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低 30%左右。篩板塔的缺點(diǎn)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?。s23。小孔篩板容易堵塞。化工原理課程設(shè)計(jì)是培

6、養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計(jì)能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，通過(guò)課程設(shè)計(jì)使 我們初步掌握化工設(shè)計(jì)的基礎(chǔ)知識(shí)、設(shè)計(jì)原則及方法；學(xué)會(huì)各種手冊(cè)的使用方法及 物理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結(jié)果的校核，能畫(huà)出工藝流程、塔 板結(jié)構(gòu)等圖形。本課程設(shè)計(jì)的主要內(nèi)容是過(guò)程的物料衡算，工藝計(jì)算，結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和校核精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)一設(shè)計(jì)題目分離甲醇-乙醇板式精餾塔的設(shè)計(jì)二工藝條件與數(shù)據(jù)(1.原料液量1300kg/h含正庚烷42%(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(diǎn)；(4.加熱蒸汽壓力為5Mpa(絕對(duì)壓力；(5.冷卻水進(jìn)口溫度30C,出口溫度為45C;(6.設(shè)備熱損失

7、為加熱蒸汽供熱量的5%。三設(shè)計(jì)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(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；(3精餾塔的塔體及塔板工藝尺寸計(jì)算；(4塔板的流體力學(xué)的驗(yàn)算；(5塔板的負(fù)荷性能圖的繪制；(6精餾塔接管尺寸計(jì)算；(7繪制帶控制點(diǎn)的生產(chǎn)工藝流程圖(8繪制主體設(shè)備圖四設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)(1目錄(2設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程說(shuō)明(3工藝計(jì)算及主體設(shè)備設(shè)計(jì)(4設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表(5對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述及有關(guān)問(wèn)題的說(shuō)明(6主要符號(hào)說(shuō)明(7參考文獻(xiàn)(8附圖五參考書(shū)目流程的設(shè)計(jì)及說(shuō)明圖1板式精餾塔的工藝流程簡(jiǎn)圖工藝流程:如圖1所示。原料液由高位槽經(jīng)過(guò)預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入精餾塔內(nèi)。操 作時(shí)連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作

8、為塔底產(chǎn)品 （釜?dú)堃涸俜衅髦性弦翰糠制?化,產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過(guò)各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝 然后進(jìn)入貯槽再經(jīng)過(guò)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(guò)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(jìn)行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵，有時(shí)還要設(shè)置高位槽。為了便于了 解操作中的情況及時(shí)發(fā)現(xiàn)問(wèn)題和采取相應(yīng)的措施 ，常在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要 的儀表。比如流量計(jì)、溫度計(jì)和壓力表等，以測(cè)量物流的各項(xiàng)參數(shù)。設(shè)計(jì)計(jì)算、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(zhì)量為：100.205kg/kmol正辛烷的摩爾質(zhì)量

9、為：114.232kg/kmolx F=0.42x D=0.982原料液及其塔頂與塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M D=100.205 >0.98+114.232 (K0.98=100.48kg/molM F=100.205 >.42+114.232 (>0.42=108.34kg/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 > F = D >D +W>x W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)N T的求取a. 相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算T

10、=985C時(shí),P A=101.3KPa ,P B=44.58KPaa 1= P A/ P B=101.3/44.58=2.272T=1258C 時(shí),P A=212.29KPa ,P B=101.3KPaa 2= P A/ P B=12.29/101.3=2.096則 a =sqrt( a 1 Xa 2=2.18b. 平衡線方程求算汽液相平衡方程：y= a *x/1+(-1a=2.18x心+1.18xx=y/ -( a1x=y/(2.18-1.18y最小回流比及其操作回流比的求解:x S =x F=0.42,y S =0.612Rmin=(x D-y S /(y-xS=(0.98-0.612/(

11、0.612-0.42=1.917取操作回流比為:R=1.8Rmin=1.8 X.917=3.450c. 精餾塔的氣、液相負(fù)荷L=RXD=3.45 X4.92=16.974kmol/hV=(R+1 XD=4.45 X4.92=21.894kmol/hL' =L+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 Xc+D/VXx D=0.775x+0.22提餾段操作線:y ' =L' /V '-WV'X x w=1.323x-0.00970如 1Xy10,980

12、. 967405塔頂70” 9619890, 92069330.9335370. 865&1840.9908770 7892550.8316680.693 射 860. 7577330. 589274(0,6766870. 48981780.5996080. 40721590. 5290150. 340063100.4402030/265093110. 311018a 19181212 H0.2441070+ 12902 1130* 1609990. 080903140< 0973350. 017132156 0526560. 024863塔底由此可知:理論塔板數(shù):15精餾段塔板

13、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(guān)聯(lián)圖可得ay =3.64全塔板效率E 0=0.35理論板層數(shù)N T的求取精餾段實(shí)際塔板數(shù)N精=8/35%=23塊提餾段實(shí)際塔板數(shù)N提=7/35%=20塊四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的計(jì)算(1操作壓力的計(jì)算設(shè)每層塔壓降： P=0.9KPa (般情演況下，板式塔的每一個(gè)理論級(jí)壓降約在0.41.1kPa進(jìn)料板壓力：P F =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:P W =101.3+13 (X9=113(KPa 提餾段平均壓力:Pm ' =(108.

14、5+113/2=110.75(KPa操作溫度的計(jì)算 查表可得安托尼系數(shù)ABCC7H166,027301268.115216,9002 12CTCGHjx6.048671355.12620951719-152BCC 7H 16 的安托尼方程：IgP A O =6.0273-1268.115/(t A +216.9 C 8H 18 的安托尼 方程：IgP B O =6.04867-1355.126/(t B +209.517塔頂:x=0.957 ,y=0.98,待求的溫度t就是P A O /P B O =2.202時(shí)的溫度,用試差法計(jì)算 假設(shè)t=100C ,求得 P A O =106.09(KPa

15、 , P B O =46.82(KPa,P A OP B O2.26假設(shè) t=110C,求得 P A O =140.63(KPa , P B O =64.19(KPa,P B O2.19用比例內(nèi)插法求P A O/P B O =2.202時(shí)的溫度t ,t-100110-100-0.058-0.07所以塔頂溫度t D =108.28C同理可得 進(jìn)料板溫度t F =110.57C塔釜溫度t W=112.28C精餾段平均溫度 t m=(108.28+110.57/2=109.42 (C提餾段平均溫度 t' m=(110.57+112.28/2=111.4C(3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算a. 塔頂平均摩

16、爾質(zhì)量計(jì)算由 x D=y1=0.98 ,x1=0.957M VDm=0.98X 100.205+(1-0.98 1 M.232=100.48kg/molM LDm=0.957Xl00.205+(1-0.957 114.232=100.81kg/molb. 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由 y F=0.600,x1=0.407M VFm=0.600X100.205+(1-0.600 114.232=105.82kg/molM LFm=0.407X100.205+(1-0.407 1 W.232=108.52kg/molc. 塔釜平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由 y1' =0.0526 ,x1 ' =0

17、.0249M VWm=0.0526< 100.205+(10.0526 XI4.232=114.49kg/molM LWm=0.0249K 100.205+(10.0249 洌4.232=113.88kg/mold. 精餾段平均摩爾質(zhì)量M Vm=100.48+105.82/2=103.15kg/molM Lm=(100.81+108.52/2=104.66kg/mole. 提餾段平均摩爾質(zhì)量M Vm=(105.82+114.49/2=110.155kg/molM Lm=(108.52+113.88/2=111.2kg/mol(4平均密度的計(jì)算a. 精餾段平均密度的計(jì)算I氣相由理想氣體狀態(tài)

18、方程得p Vm=P m M vw/RT m=(104.9 x 103.15/8.314 X527G9142=3.40kg/m3 U 液相 查 t D=108.28°C 時(shí) p A=599.3kg/m3 p B=631.1kg/m3t F=110.57C 時(shí) p A=592.1kg/m3 p B=630.9kg/r塔3M液相的質(zhì)量分率a A=(0.98 x 100.205/( 0.98 x 100.205+0.02 x 114.232=0.977p LDm=1/(0.977/599.3+0.023/631.1=600.00kg/m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率a A=(0.407 x 100.

19、205/(0.407x 100.205+04232=0176p LFm=1/(0.376/599.3+0.624/631.1=618.76kg/m3精餾段液相平均密度為p Lm=(600.00+618.76/2=609.38 kg/m3b. 提餾段平均密度的計(jì)算I氣相由理想氣體狀態(tài)方程得p' Vm=P m M vw/RT m=(110.75 x 109.59/8.314(273.15+111.42=3.80kgh液 相查 t w=111.42C時(shí),p A=590.1kg/m3, p B=630.2kg/m3a A=(0.0294 x 10020294 W0.205+0.9706114.

20、 232=0.0259p' Lwm=1/(0.0259/590.1+0.9741/630.2=629.09kg/m3提餾段平均密度p' Lm=(618.76+629.09/2=623.925kg/m3平均粘度的計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算即lg 卩 Lm=£ xilg yia. 塔頂液相平均粘度的計(jì)算由t D=108.28C查得卩 卩 lg 卩 LDm=0.98lg(0.185+0.02lg(0.23673卩 b. 進(jìn)料板平均粘度的計(jì)算由t F=110.57C查得卩 卩 lg 卩 LFm=0.407lg(0.183+0.593lg(0.231-0.68卩 精餾段平均粘度

21、卩 c. 塔底液相平均粘度的計(jì)算由t W=111.42 C查得卩 卩 lg 卩 LWm=0.0294lg(0.182+0706lg(0.228 =-0.64卩 提餾段平均粘度卩 L' 平均表面張力的計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算即er Lm=£ xi cria. 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由t D =108.28C查得e A =11.49N/m e B =22.53mN/m eLDm =0.98 X11.49+0.02 22.53=11.71 mN/mb. 進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 由t F =110.57C查得e A =11.26mN/m e B =22.549N/m(

22、TLFM =0.42 X1.26+0.58 22.549=17.81 mN/mc. 塔底液相平均表面張力的計(jì)算由t W =111.42 C查得0- A =11.21mN/m e B =22.554N/me LWm =0.03X 11.21+0.97 X 22.554=22.56 mN/m精餾段液相平均表面張力(TLm =(11.71+17.81/2=14.76 mN/m提餾段液相平均表面張力e' Lm =(17.81+22.56/2=20.18 mN/m五、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1 由上面可知精餾段 L=24.426kmol/h ,V=31.506kmol/h a .塔徑的計(jì)算精餾段

23、的氣、液相體積流率為 V S =VM Vm /3600 p Vm =(31.506 103.15/(3600 3R0=0.266m 3/s L S =LM Lm /3600 pLm =(24.426 104.66/(3600 609.38=0.00116m 3/smax u =負(fù)荷因子2.020久-角Pv02.0(TC C =由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得C 20再求圖的橫坐標(biāo)為 F lv = (L S / V S X ( p I / p v 0.5=0.0584取板間距,H T =0.40m,板上清液層高度取 h L =0.05m，則H T -h L =0.35 m史密斯關(guān)聯(lián)圖如下in由上面史密斯關(guān)聯(lián)圖

24、，得知C 20=0.082氣體負(fù)荷因子 C= C 20 X （/200.2=0.0772U max =1.03取安全系數(shù)為0.8,則空塔氣速為 U=0.8U max =0.8 X.03=0.824m/suVs D 785.0/=0.641m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D=0.7m塔截面積為At=0.785 X0.7 X0.7=0.385m 2實(shí)際空 塔氣速為 U 實(shí)際=0.266/0.385=0.691m/sU實(shí)際/ U max =0.691/1.03=0.671安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計(jì)要求2 由上面可知提餾段L=36.426kmol/h ,V=31.506kmol/h a .提餾段塔徑的計(jì)算

25、提餾段的氣、液相體積流率為'S =L ' IV ' S =V ' M Vm /3600 p' Vm =(31.506 X 110.155/(3600 X 3.8=0.254m 3/s LLm /3600 p' Lm =(36.426 X 111.2/(3600 X 623.925=0.0018m 3/smax u C=2.020P. - V Pv02.0(TC C =由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得C 20再 求圖的橫坐標(biāo)為 F lv =(L S / V S X ( p l / p v 0.5=0.0908取板間距,H T =0.40m，板上清液層高度取h L

26、 =0.06m，則H T -h L =0.34 m由史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知C 20=0.08氣體負(fù)荷因子 C= C 20 X ( c /200.2.=8 U max =1.02m/s取安全系數(shù)為0.7,則空塔氣速為U=0.7U max =0.7 X.02=0.714m/sVs D 785.0/=0.673m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=0.7m塔截面積為At=0.785 >0.7 %.7=0.385m 2實(shí)際空塔氣速為U實(shí)際 =0.254/0.385=0.66 m/sU實(shí)際/ U max =0.506/1.02=0.496安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計(jì)要求3 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為Z

27、精=(N精-1H T =(23-1 >40=8.8m提餾段有效高度為Z提 =(N提-1H T =(20-1 0.40=7.6 m在進(jìn)料板上方開(kāi)一個(gè)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=8.8+7.6+0.8=17.2m六、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算精餾段a溢流裝置計(jì)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(pán)。(此種溢流方式液體流徑較長(zhǎng) 塔板效率較高，塔板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單,加工方便，在直徑小于2.2m的塔中被廣泛使用。各項(xiàng) 計(jì)算如下：1堰長(zhǎng)lw可取 lw=0.70D=0.49m 2 溢流堰高度 hw 由 hw=h L -how選用平直堰,(溢流堰

28、板的形狀有平直形與齒形兩種，設(shè)計(jì)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(jì)算，即有how=2.84/1000 E>Lh/lw(2/31.251 2510 2030 50 100 200500 1 000并由圖液流收縮系數(shù)計(jì)算圖，則可取用E= 1.0,則how=0.012m取板上清液層高度h L=0.05 m故 h w =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A f/A T=0.09 Wd/D=0.15A f=0.09 0.385=0.0346 m2Wd=0.15X).7=0.105 m并依據(jù)下式驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間，即9 =

29、A f/ X H T/L s=0.0346 X 0.40/ 0.00116=11.93s>5s其中H T即為板間距0.40m,L s即為每秒的體積流量驗(yàn)證結(jié)果為降液管設(shè)計(jì)符合要求。4降液管底隙高度h oh o= L s/(lw uoX取 u o'=0.1m/s一般取 u0' =0.070.25m/s則 h 0=0.00116/(0.49 0X=0.0237m>0.02mh w-h o=0.038-0.0237=0.0143>0.006 m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤(pán)深度h' w=55mmb. 塔板布置1塔板的分塊因?yàn)?*800mm所以選擇采用

30、整塊式。2邊緣區(qū)寬度確定取 Ws=W s= 65mm , Wc=35mmc. 開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積Aa按下面式子計(jì)算，則有Aa=2x(r2-x20.5+ n r2/180 x-S(x/r其中 x=D/2-(Wd+Ws=0.18r= D/2-Wc=0.315由上面推出 Aa=0.214m2d. 浮閥數(shù)與開(kāi)孔率預(yù)先選取閥孔臨界動(dòng)能因子 F 0= 10;由 F 0=10vm u可求閥孔氣速=0u 5.423m/s41423.5039.0(4266.0422u d V N s對(duì)于浮閥的排列，根據(jù)以上設(shè)計(jì)的數(shù)據(jù)采用正三角交排。按N仁41重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：s m u /434.541039.

31、0(4266.020=?=n閥孔動(dòng)能因數(shù)為F 0=12=v u p精餾段浮閥塔板得開(kāi)孔率?此開(kāi)孔率在5%15%范圍內(nèi)，符合要求。所以精餾段這樣開(kāi)孔是合理的。(2提餾段(計(jì)算公式和原理同精餾段a .溢流裝置計(jì)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(pán)(同精餾段。各項(xiàng)計(jì)算如下：1堰 長(zhǎng)lw可取 lw=0.70D=0.49m2溢流堰高度hw由hw=h L -h ow可選取平直堰,堰上層液高度h ow由下列公式計(jì)算，即有h ow =2.84/1000 E<x(Lh/lw(2/3并由圖液流收縮系數(shù)計(jì)算圖，則可取用E= 1.0則h ow =0.016m取板上清液層高度h L

32、=0.06 m故hw=0.06-0.016=0.044 m 3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/A T =0.09 Wd/D=0.15 Af=0.09 0.385=0.0346 mWd=0.15>0.7=0.105 m并依據(jù)下式驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間，即9 = Af X H T /L s = 0.0346 X 0.40/ 0.0018=7.69s >5s其中H T即為板間距0.40m丄h即為每小時(shí)的體積流量 驗(yàn)證結(jié)果 為降液管設(shè)計(jì)符合要求。4降液管底隙高度h oh o = L s /(lw u o >取 u o '=0.1m

33、貝U h o =0.0018/(0.6 0.X=0.03 m >0.02mH w -h O =0.044 -0.03=0.014m >0.006 m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理 選用凹形 受液盤(pán)，深度h' w =55mm b塔板布置1塔板的分塊因?yàn)镈 < 800mm所以選擇采用整塊式。2邊緣區(qū)寬度確定取 Ws=W' s= 65mm , Wc=35mmc開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積 Aa 按式子 5-12 計(jì)算，則有 Aa=2x (r 2- x 20.5+ n r 2/180 X-t(n/r 其中 x=D/2-(Wd +Ws= 0.18 r= D/2-Wc=0.315

34、由上面推出 Aa=0.214m 2 d.浮閥數(shù)與 開(kāi)孔率預(yù)先選取閥孔臨界動(dòng)能因子 F 0= 10;由F 0=10vm u 可求閥孔氣速=0u 5.130m/s42130.5039.0(4254.042201 ?=nnu d V N s按N仁41重新核算孔對(duì)于浮閥的排列，根據(jù)以上設(shè)計(jì)的數(shù)據(jù)采用正三角交排。 速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：s m u /065.542039.0(4.020=?=n閥孔動(dòng)能因數(shù)為F 0=12=v u p精餾段浮閥塔板得開(kāi)孔率?七、此開(kāi)孔率在5%15%范圍內(nèi)，符合要求。所以精餾段這樣開(kāi)孔是合理的 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算(1精餾段1塔板的壓降每層塔板靜壓頭降可按式(7 h h巾l c f

35、 +=a. 計(jì)算干板靜壓頭降c h首先將 g=9.81m/s 2代入式中可以解101.73825.1vm c u p =則需要根據(jù)公式 m u h Lm c c 0484.01750=? = pb. 板上液層阻力I h可以由公式L I h h0 計(jì)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)45.00=£,其中L h為板得液層高度由上面知L h =0.05m，則可以算出 =c. 計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降ch由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。這 樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降f h為mc換成單板壓降Kpa=蘇

36、=設(shè)計(jì)合理2液面落差對(duì)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d H可以由式owd w f d h h h h h H +?+=a. 計(jì)算氣相通過(guò)一層塔板的靜壓頭降 f h前已計(jì)算m h 0709.0f =b. 計(jì)算溢流堰(外堰高度w h前已計(jì)算m h w 038.0=c. 液體通過(guò)降液管的靜壓頭降d h因不設(shè)進(jìn)口堰所以可用式2J0153.0u h d =其中,0u為液體通過(guò)降液管底隙時(shí)流速按照經(jīng)驗(yàn)式,0u =0.1m/s則可以算的d h =0.00153m d.上液流高度ow h前已求出mh ow 0038.0=這樣mh h h h h

37、 H ow d w f d4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Hd (H T +h w正庚烷和正辛烷屬于一般物系，取書(shū)=0.5則書(shū)(H T +h w=0.5(0.40+0.038=0.219m則有：Hd(H T +h于是可知本設(shè)計(jì)不會(huì)發(fā)生液泛 5霧沫夾帶量的驗(yàn)算a,霧沫夾帶量V e判斷霧沫夾帶量V e是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過(guò)計(jì)算泛點(diǎn)率1F來(lái)完 成的。泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式：%10078.0111m 11?-=TF vm Lm v s A Kc V F ppp塔板面積由前面可得:2385.0m A T =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,

38、在從泛點(diǎn)負(fù)荷 因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù)1099.0=FC，將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點(diǎn)率F 1為%37.60%100385=為避免霧沫夾帶過(guò)量，對(duì)于大塔,泛點(diǎn)需控制在80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于80%,所以霧沫夾帶量能滿足干氣（液 /kg（1.0kg e V<的要求。b .嚴(yán)重漏液校核當(dāng)閥孔的動(dòng)能因數(shù)0F低于5時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，前面已計(jì)算502.100>=F可 見(jiàn)不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。（2提餾段1塔板的壓降每層塔板靜壓頭降可按式（7 h h h h l c f +=a. 計(jì)算干板靜壓頭降c h首先將g=9.81m/s 2代入式中可以解101.73825.1vm c

39、u p =065.5800=>=u u c 則需要根據(jù)公式 m u h Lm c c 0446.0175.09.1910=? = pb. 板上液層阻力I h可以由公式L I h h0 計(jì)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)45.00=&其中L h為板得液層高度由上面知L h =0.06m，則可以算出mh I=c. 計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降ch由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。這 樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降f h為mc換成單板壓降KpaPa g h P Lm f fp 設(shè)計(jì)合理2液面落差對(duì)于篩

40、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d H可以由式owd w f d h h h h h H +?+=a. 計(jì)算氣相通過(guò)一層塔板的靜壓頭降f h前已計(jì)算m h 0671.0f =b. 計(jì)算溢流堰（外堰高度w h前已計(jì)算mh w 044.0=c. 液體通過(guò)降液管的靜壓頭降d h因不設(shè)進(jìn)口堰所以可用式2J0153.0u h d =其中,0u為液體通過(guò)降液管底隙時(shí)流速按照經(jīng)驗(yàn)式,0u =0.1m/s則可以算的 d h =0.00153md. 上液流高度ow h前已求出mh ow 0044.0=這樣mh h h h h How d w f d4液泛

41、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Hd (H T +h w正庚烷和正辛烷屬于一般物系，取書(shū)=0.5則書(shū)(H T +h w=0.5(0.40+0.044=0.222m則有:Hd (H T +h w于是可知本設(shè)計(jì)不會(huì)發(fā)生液泛5霧沫夾帶量的驗(yàn)算a,霧沫夾帶量V e判斷霧沫夾帶量V e是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過(guò)計(jì)算泛點(diǎn)率1F來(lái)完成的。泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式：%10078.0111m 11?-=TF vm Lm v s A Kc V F ppp塔板面積由前面可得:2385.0m A T =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(diǎn)負(fù)荷 因數(shù)圖中查得負(fù)荷

42、因數(shù)1099.0=FC，將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點(diǎn)率F 1為%24.60%100385=F為避免霧沫夾帶過(guò)量，對(duì)于大塔,泛點(diǎn)需控制在80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可 知，其泛點(diǎn)率都低于80%,所以霧沫夾帶量能滿足干氣(液/kg(1.0kg e V<的要求。b .嚴(yán)重漏液校核當(dāng)閥孔的動(dòng)能因數(shù)0F低于5時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，前面已計(jì)算587.90>=F可見(jiàn)不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。八、塔板負(fù)荷性能圖(1精餾段負(fù)荷性能圖a.霧沫夾帶線按泛點(diǎn)率 %80%10036.11111vm 1=? +-=P其中L Z為板上液體流程長(zhǎng)度,m;對(duì)于單溢流程塔型L Z =D 2W d =0.72X).105=0.

43、49m;仁K ;099.10=F C ;2f 3158.02m A A A T P =-=整理得%80%100158.4036.14S S L V整理可得：液泛線綜合可以得:u (H T +h w = p L d c I L d h h h h h h h h由此式確定+液泛線。液泛線方程為222/3S S S aV b cL dL =-其中115=?=NLM VM ppE ?570.117137222=?=h l c w028.449/23/20=? +=? +=(wlE E整理可得：液體負(fù)荷上限線時(shí)間9 =(A f H T /L S1以9 =4S乍為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則s m

44、L S /00346.044.00346.0(3max 1=?=d.漏液線對(duì)于F 1型重閥，依據(jù)下限要求05F u =計(jì)算105v u p =又知02014Nu d V S n式中d 0,N , pv1均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷1S V的下限值，據(jù)此作出與液體流量無(wú)關(guān)的水平漏夜線。以F 0=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)。貝U133.04.3541039.0(4421m 020min仁？?=npnv S F Nd V (e.液相負(fù)荷下限線取堰上液層上高度h ow =0.006m作為液相負(fù)荷下限條件3/2min1(3600100084.2wS OW I L E h ?=計(jì)算出1S L下限值

45、，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為氣相流出無(wú)關(guān)的豎直線，其中E取值為1。則可以解出 min 1(S L =0.000418m 3/s以上五條線在坐標(biāo)中如下，精餾段的塔板設(shè)計(jì)圖霧沫夾帶線液泛線液體負(fù)荷上限線漏液線液相負(fù)荷下限線(2提餾段a.霧沫夾帶線按泛點(diǎn)率 80%10036.11111vm 1=? +-=PF LS vm Im S A KC Z L V ppp其中L Z為板上液體流程長(zhǎng)度,m;對(duì)于單溢流程塔型L Z =D 2W d =0.7 2X).105=0.49m;仁K ;099.10=F C ;2f 3158.02m A A A T P =-=整理得%80%100158.4036.18S

46、S L V整理可得V -= b液泛線由此式確定+液泛綜合可以得：u (H T +h w = p L d c I L d h h h h h h h h線。液泛線方程為222/3S S S aV b cL dL =-其中115=?=NLM VM pp：? -+? =-+=w T h HE ?038.7083202=?=hl c w028.449/23/20=? +=?整理可得c. 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(shí)間不低于35s液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間9 =(A f H T /L S1以9 =4S乍為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則s m L S /00346.04.00346.0

47、(3max 1=?=d. 漏液線對(duì)于F 1型重閥，依據(jù)下限要求05F u =計(jì)算105v u p =又知02014Nu d V S n式中d 0,N , pv1均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷1S V的下限值，據(jù)此作出與液體流量無(wú)關(guān)的水平漏夜線。以F 0=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)。貝U129.08.3542039.0(421m 02Omin仁？?=npnv S F Nd V (e. 液相負(fù)荷下限線取堰上液層上高度h ow =0.006m作為液相負(fù)荷下限條件3/2min1(36001OOO84.2wS OW l L E h ?=計(jì)算出1S L下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為氣相流出無(wú)

48、關(guān)的豎直線，其中E取值為1則可以解出 min 1(S L =0.000418m 3/s以上五條線在坐標(biāo)中如下，精餾段的塔板設(shè)計(jì)圖：九、精餾塔的工藝設(shè)計(jì)結(jié)果總表序號(hào)頂叮祐ta段提惆段1半均溫度tr109.4211142n平均壓力pkpa104.9110.753H相VsmVs0J660J544液相Lsm7s0.001160.00185實(shí)際塔扳數(shù)Np塊23206塔的臺(tái)效高度2m8.87. 6fDm0.70.76HK0.40.19増板溢瀕形式單流舉單詭翌10空塔氣速u(mài)Ifi/s0240,7 MH弓器12應(yīng)聞111 J喪LnA04V0.4VUMUtl應(yīng)地is島世hvflOd(M4i<機(jī)1詵肚岳應(yīng)b*(kNis毗胭1laflVOJOillQ.QI&16童 au trvscl asQ.畫(huà)，1?冊(cè)*ij(itao»u開(kāi)fl 1吐恭“JU»atL2UD4tJ19HifLMt 卜do1dL0(B9lO»20訂閥氏牛Kl牛111221Mn/taLb/s5.皿SL065-閥 fLiAttiMnF.IQ監(jiān) 5723H 4L*K127313k 0121fl/bi»丸殆&.CT539WKJkFI&Fp i nCL4Z9U&碣血！ZA淮鐘找降建弱由詡憐Ml理0II.対T劃2?<RRAkQlCSJ*機(jī)於?8i