课程设计-化工原理设计.doc

新乡学院化工原理课程设计说明书院（系）名称化学与化工学院专业名称化学工程与工艺年 级 班 级2010级2班学生姓名吕荥宾学 号10040202035指导教师姓名徐绍红 杨丽云目录1.概述11.1 塔设备在化工生产中的作用和地位:11.2 塔设备的分类及一般构造11.3 对塔设备的要求21.4 塔设备的发展及现状21.5 塔设备的用材21.6 板式塔的常用塔型及其选用21.7 塔型选择一般原则31.7.1 与物性有关的因素31.7.2 与操作条件有关的因素41.7.3其他因素42.塔板计算42.1 设计任务和条件42.2 设计计算52.2.1 设计方案的确定52.2.2 精馏塔的物料衡算52.2.3 塔板数的确定62.2.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算102.2.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算152.2.6 塔板主要工艺尺寸计算182.2.7 塔板流体力学验算252.2.8 塔板负荷性能图292.2.9 塔板工艺设计结果表363 塔附件设计373.1塔顶冷凝器373.2 塔底再沸器423.3 接管423.3.1进料管423.3.2回流管433.3.3 塔顶蒸汽接管433.3.4 釜液排出管443.3.5釜液饱和水蒸气管453.4法兰453.5塔体实际高度（不包括封头高度）463.6 料液泵473.6.1 泵的计算及选型473.6.2 核算泵的轴功率483.7筒体与封头493.7.1筒体493.7.2封头503.8 裙座503.9人孔514. 设计总结514.1设计感想与体会514.2 致谢525参考资料536附录图54 1.概述1.1 塔设备在化工生产中的作用和地位:塔设备是石油、化工生产中广泛使用的重要生产设备，在石油、化工、轻工等生产过程中，塔设备主要用于气、液两相直接接触进行传质传热的过程，如精馏、吸收、萃取、解吸等，这些过程大多是在塔设备中进行的。塔设备可以为传质过程创造适宜的外界条件，除了维持一定的压强、温度、规定的气、液流量等工艺条件外，还可以从结构上保证气、液有充分的接触时间、接触空间和接触面积，以达到相际之间比较理想的传质和传热效果。1.2 塔设备的分类及一般构造分类：按照操作压力可分为加压塔、常压塔和减压塔，按操作单元分为精馏塔、吸收塔、介吸塔、反应塔、萃取塔、干燥塔，按形成相际接触界面分为：固定相界面塔和流动过程中形成的相界面塔，按内件结构分为板式塔和填料塔。填料塔的结构：塔体为圆筒形，里面填充一定高度的填料，填料的下方有支承板，上方为填料压网及液体分布装置。操作时，液体经塔顶的液体分布器分散后沿填料表面流下而润湿填料，气体用机械输送设备从塔底进入，在压强差推动下，通过填料间的空隙与液体逆向接触，在填料表面进行传质，气液两相的组成沿塔高连续地变。液体由上往下流动时，由于塔壁处阻力较小而向塔壁偏流，使填料不能全部润湿，导致气液接触不良，影响传质效果，称之为塔壁效应。为了防止塔壁效应，通常在填料层较高的塔中将填料分层装置，各层间设置液体再分布器将，液体重新分布后再送入下层填料。选择尺寸合适的填料，也可以减弱和防止塔壁效应。为分离气体可能夹带的少量雾状液滴，在塔顶还安装有除沫器。板式塔的结构：板式塔的壳体通常为圆筒形，里面沿塔高装有若干块水平的塔板。液体靠重力作用自上而下逐板流向塔底，并在各块塔板的板面上形成流动的液层；气体则在压差推动下经塔板上的开孔由下而上穿过塔板上液层最后由塔顶排出。1.3 对塔设备的要求（1） 满足工艺要求（p 、 t 、 耐腐）（2） 生产能力大即气液处理量大（3） 压力降小即流体阻力小（4） 操作稳定，操作弹性大（5） 效率高，即气液两相充分接触，相际间传热面积大（6） 结构简单、可靠、省材，制造、安装方便，设备成本低（7）操作、维修方便（8）耐腐蚀，不易堵塞1.4 塔设备的发展及现状在化工、炼油和石油化学工业生产中，塔设备作为分离过程工艺设备，在蒸馏、精馏、萃取、吸收和解吸等传质单元操作中有着重要的地位。据统计，在整个化工工艺设备总投资中塔设备所占的比重，在化肥厂中约为21%，石油炼厂中约为20一25%，石油化工厂中约占10。若就单元装置而论，塔设备所占比重往往更大，例如在成套苯蒸馏装置中，塔设备所占比重竟高达75.7%。此外，蒸馏用塔的能量耗费巨大，也是众所周知的。故塔设备对产品产量、质量、成本乃至能源消耗都有着至关重要的影响。因而强化塔设备来强化生产操作是生产、设计人员十分关心的课题。1.5 塔设备的用材（1）塔体：钢材，有色金属或非金属耐腐蚀材料，钢壳衬砌衬、涂非金属材料。（2）塔板：钢为主，陶瓷、铸铁为辅。（3）填料：瓷、钢、铝、石墨、尼龙、聚丙烯塑料。（4）裙座：一般为炭钢。1.6 板式塔的常用塔型及其选用板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多。根据目前国内外实际使用的情况，主要塔型是浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。由于盘式浮阀塔具有如下特点。（1）处理量较大，比泡罩塔提高2040%，这是因为气流水平喷出，减少了雾沫夹带，以及浮阀塔盘可以具有较大的开孔率的缘故。（2）操作弹性比泡罩塔要大。（3）分离效率较高，比泡罩塔高15%左右。因为塔盘上没有复杂的障碍物，所以液面落差小，塔盘上的气流比较均匀。（4）压降较低，因为气体通道比泡罩塔简单得多，因此可用于减压蒸馏。（5）塔盘的结构较简单，易于制造。（6）浮阀塔不宜用于易结垢、结焦的介质系统，因垢和焦会妨碍浮阀起落的灵活性。故本设计采用盘式浮阀塔。1.7 塔型选择一般原则塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节。选择时应考虑的因素有：物料性质、操作条件、塔设备的性能，以及塔设备的制造、安装、运转和维修等。1.7.1 与物性有关的因素（1） 易起泡的物系，如处理量不大时，以选用填料塔为宜。因为填料能使泡沫破裂，在板式塔中则易引起液泛。（2） 具有腐蚀性的介质，可选用填料塔。如必须用板式塔，宜选用结构简单、造价便宜的筛板塔盘、穿流式塔盘或舌形塔盘，以便及时更换。（3） 具有热敏性的物料须减压操作，以防过热引起分解或聚合，故应选用压力降较小的塔型。如可采用装填规整填料的散堆填料等，当要求真空度较低时，也可用筛板塔和浮阀塔。（4） 黏性较大的物系，可以选用大尺寸填料。板式塔的传质效率较差。（5） 含有悬浮物的物料，应选择液流通道较大的塔型，以板式塔为宜。可选用泡罩塔、浮阀塔、栅板塔、舌形塔和孔径较大的筛板塔等。不宜使用填料。（6） 操作过程中有热效应的系统，用板式塔为宜。因塔盘上积有液层，可在其中安放换热管，进行有效的加热或冷却。1.7.2 与操作条件有关的因素（1） 若气相传质阻力大（即气相控制系统，如低黏度液体的蒸馏，空气增湿等），宜采用填料塔，因填料层中气相呈湍流，液相为膜状流。反之，受液相控制的系统（如水洗二氧化碳），宜采用板式塔，因为板式塔中液相呈湍流，用气体在液层中鼓泡。（2） 大的液体负荷，可选用填料塔，若用板式塔时，宜选用气液并流的塔型（如喷射型塔盘）或选用板上液流阻力较小的塔型（如筛板和浮阀）。此外，导向筛板塔盘和多降液管筛板塔盘都能承受较大的液体负荷。（3） 低的液体负荷，一般不宜采用填料塔。因为填料塔要求一定量的喷淋密度，但网体填料能用于低液体负荷的场合。（4） 液气比波动的适应性，板式塔优于填料塔，故当液气比波动较大时宜用板式塔。1.7.3其他因素（1） 对于多数情况，塔径小于800mm时，不宜采用板式塔，宜用填料塔。对于大塔径，对加压或常压操作过程，应优先选用板式塔；对减压操作过程，宜采用新型填料。（2） 一般填料塔比板式塔重。（3） 大塔以板式塔造价较廉。因填料价格约与塔体的容积成正比，板式塔按单位面积计算的价格，随塔径增大而减小。2.塔板计算2.1 设计任务和条件（1）处理含正戊烷（a）60%（摩尔分数，下同）的正戊烷正己烷混合液，得到产品正己烷4.0万吨/年。（2）塔顶正戊烷浓度不低于95%（3）塔底产品含正己烷（b）浓度：95%（4）操作条件： 精馏塔的塔顶压力 4 kpa（表压） 进料状态 45 回流比 2rmin 全塔效率 52 单板压降 不大于0.60（表压）（5）设备形式 浮阀塔（6）设备工作日 300天（每天工作24小时）（7）当地大气压 101.33kpa（表压）（8）厂 址 新 乡2.2 设计计算2.2.1 设计方案的确定本设计任务为分离正戊烷正己烷混合物。对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。本设计进料液温度为45，将原料液通过预热器加热至45后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点时部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后进入储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.2.2 精馏塔的物料衡算1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率正戊烷的摩尔质量 ma=72kg/kmol正己烷的摩尔质量 mb=86kg/kmol =0.6 2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 mf=0.672+0.486=77.6kg/kmol md=0.9572+0.0586=72.7kg/kmol mw=0.0572+0.9586=85.3kg/kmol3物料衡算产品正己烷产量=65.13kmol/h全塔物料衡算=+65.13 0.6=0.95+0.0565.13联立解得=102.35kmol/h =167.48kmol/h2.2.3 塔板数的确定1理论层数nt的确定 正戊烷-正己烷属于理想体系，可采用图解法求理论板层数（1）查得正戊烷-正己烷的汽液平衡数据1（表1）绘出t-x-y图，如下:表1 各组分组成与温度的关系xyt（）1136.10.820.93400.620.83450.450.71500.310.57550.180.38600.070.17650068.7图1 正戊烷-正己烷的t-x-y图 （2）求q值与q线方程：q值计算过程由参考文献2查得过冷液体：式中，是进料在温度（tb+tf）/2下液体的定压比热容； 由图1查得泡点温度为 45.5，露点为54。 tb =45.5 tf =45查参考书的定性温度45.25下 cpa=0.61kj/(kg.) cpb= 0.57kj/(kg.) 230 kj/kg 220kj/kg =0.60.61+0.40.57 =0.594 kj/(kg.) =0.6230+0.4220 =226kj/kg =1.001因此，q线方程为： 因为q线方程斜率较大，所以近似处理为x=0.6，即泡点进料（q=1）。 （3）求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比，过点（0.6，0）作垂线，该线与平衡线的交点坐标为xq=0.6，yq=0.82。图2 正戊烷-正己烷的汽液平衡图 故最小回流比为 取操作回流比为 精馏段的液相负荷 (4)求精馏塔的气、液相负精馏段的气相负荷 提镏段的液相负荷提镏段的气相负荷 （5）操作线方程精馏段操作线方程为=x=0.5417x+0.435提留段操作线方程为=（6）图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如图1所示。求解结果为：nt=8（见附图1），其中精馏段nt=3，提留段nt=5（不包括再沸器），进料板位置nf=4。2、实际板层数的求取精馏段实际板层数 np，精=3/0.52=5.776提留段实际板层数 np，提=5/0.52=9.6210总实际板层数 np= np，精+ np，提=162.2.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1、操作压力塔顶操作压力 pd=p当地+p表=101.33+4=105.33 kpa每层塔板压降 p=0.6kpa进料板压力 pf=105.33+0.66=108.96kpa精馏段平均压力 pm1=(105.33+108.96)/2=107.145kpa塔底压力 pw=（105.33+0.616）=114.93kpa提镏段平均压力 pm2=（108.96+114.93）/2=111.945kpa2、操作温度根据汽液相平衡数据画出汽液相平衡图，由不同部位的含量在图（见附图2）中查得塔顶、塔底及加料板处的温度并计算精馏段、提镏段的平均温度。由xd=y1=0.95，查t-x-y图（见附图3）得塔顶温度： td =38.9 由进料板组成xf=0.6，查t-x-y图（见附图3）得加料板温度：tf =45.5 由第8板上液相组成x=0.083，查t-x-y图（见附图3）得塔釜温度： tw =64.3 精馏段平均温度：tm1=（38.9+45.5）/2=42.2提镏段平均温度：tm2=(45.5+64.3)/2=54.93、核算全塔效率选用3公式计算。该式适用于液相粘度为0.07-1.4mpas的烃类物系，式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。塔顶及塔釜温度分别为：td =38.9 tw =64.3 全塔平均温度 tm=(38.9+64.3)/2=51.6 查参考书4得定性温度下物料的粘度：0.188mpas，0.249mpas。0.2124代入公式得= 0.5276(相对误差小于1%,符合要求)。4、平均摩尔质量 塔顶汽、液混合物平均摩尔质量：由xd=y1=0.95，查平衡曲线图得x1=0.869（见附图2）。 mvdm=0.9572+0.0586=72.7 kg/kmol mldm=0.86972+0.13186=73.834 kg/kmol进料板汽、液混合物平均摩尔质量：查平衡曲线图（见附图2），得xf=0.6和yf=0.818。mvfm=0.81872+0.18286=74.548 kg/kmolmlfm=0.672+0.486=77.6 kg/kmol塔底汽、液混合物平均摩尔质量：第8板上液相组成x=0.083，查平衡曲线图（见附图2），得y=0.185mvwm=0.18572+0.81586=83.41 kg/kmolmlwm=0.08372+0.91786=84.838 kg/kmol精馏段汽、液混合物平均摩尔质量：mvm=（72.7+74.548）/2=73.624 kg/kmolmlm=（73.834+77.6）/2=75.717 kg/kmol提馏段汽、液混合物平均摩尔质量：mvm,（83.41+74.548）/2=78.979 kg/kmolmlm,=（84.838+77.6）/2=81.219 kg/kmol5、平均密度查参考书4得如下数据： 表2 各组分的液相密度与温度的关系温度正戊烷正己烷kg/m3kg/m3塔顶 38.9610640进料板45.5600635塔底 64.3580610表3 各组分的表面张力与温度的关系温度正戊烷正己烷mn/mmn/m塔顶 38.913.716.2 进料板 45.513.415.7 塔底 64.312.114.6表4 各组分的粘度与温度的关系温度正戊烷正己烷mpasmpas 塔顶 38.90.20.26进料板 45.50.190.25塔底 64.30.170.24a精馏段 （1）气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即3.01 kg/m3（2）液相平均密度 液相平均密度计算公式： 塔顶液相平均密度：=0.941611.696 同理其余各数据计算结果如表5：表5 各部分组成摩尔分数、质量分数与平均密度xaxbwawb平均密度()塔顶0.9500.0500.9410.059611.696进料板0.6000.4000.5570.443615.027塔底0.0830.9170.0700.930607.822精馏段平均密度：=（611.696+615.027）/2=613.3617 b提镏段（1）气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即3.242 kg/m3（2）提馏段平均密度：由表5得（615.027+607.822）/2=611.4247kg/m36、液相平均表面张力液相平均表面张力计算公式： lm= 塔顶液相平均表面张力：由td=38.90c， a=13.7 mn/m，b=16.2 mn/m ldm=0.95013.7+0.05016.2=13.825 mn/m进料板液相平均表面张力：由tf=45.50c， a=13.4 mn/m，b=15.7mn/m lfm=0.60013.4+0.40015.7=14.32 mn/m塔底液相平均表面张力：由tw=64.30c， a=12mn/m，b=14.6mn/m lwm=0.08312+0.91714.6= 14.3925mn/m精馏段液相平均表面张力：=（13.825+14.32）=14.0725 mn/m同理提馏段液相平均表面张力为14.35625 mn/m表6 平均表面张力计算结果表xaxb平均表面张力（mn/m）塔顶0.950.0513.825进料板0.60.414.32塔底0.0830.91714.39257、液相平均粘度：混合液体平均粘度计算公式： 塔顶液相平均黏度：由td=38.9 ，=0.2，=0.2。计算得 =0.202641进料板液相平均黏度：由tf=45.5 ，=0.19，=0.25。计算得 =0.212045塔底液相平均黏度：由tw=64.3 ，=0.17，=0.24。计算得 =0. 233228精馏段液相平均黏度为 =（0.202641+0.212045）/2=0.207343同理提镏段液相平均黏度为0.222637xaxb平均黏度塔顶0.950.050.202641进料板0.60.40.212045塔底0.0830.9170.233228 表7液相平均粘度计算结果表2.2.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算1. 塔径的计算（1）最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速空塔气速 精馏段的气、液相体积流率为提馏段的气、液相体积流率为精馏段：0.0419提馏段：0.0965取板间距ht=0.45m，板上液层高度hl=0.05m，则ht-hl=0.45-0.05=0.4m图3 史密斯关联图查图三得精馏段：c20=0.085 提馏段:c20=0.079精馏段负荷系数c（精）0.9315取安全系数为0.8，则空塔气速为u=0.8umax=0.81.096=0.8768 m/s提馏段负荷系数c（提）取安全系数为0.8，则空塔气速为u=0.8umax=0.80.9998=0.7998 m/s(2).塔径精馏段：按标准塔径圆整后为d=1.6 m塔截面积为 实际空塔气速为 提馏段：按标准塔径圆整后为d，=1.6m塔截面积为 实际空塔气速为 因此精馏塔塔径为d=1.6m。由表8塔板间距和塔径的经验关系5表可知该精馏塔塔径符合要求。表8 塔板间距和塔径的经验关系塔径d，m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.02.0-2.42.4塔板间距ht，m0.2-0.30.3-0.350.35-0.450.45-0.60.5-0.80.62. 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为z精=（n精-1）ht=（6-1）0.45=2.25（m）提馏段有效高度为z提=（n提-3）ht=（10-3）0.45=3.15（m）在进料板处及提馏段各开1个人孔，其高度均为0.8m，故精馏塔的有效高度为z=（z精+ z提）+0.82=2.25+3.15+（0.82）=7（m）2.2.6 塔板主要工艺尺寸计算1、溢流装置计算各项计算如下：（1）塔径d=1.6 m精馏段液体流量 q1=0.004453600=16.2 提镏段液体流量 q2=0.01063600=38.16表9 液相负荷与板上液流型式的关系5塔径/m液体流量（m3/h）u行流型单流型双流型阶梯流型1.07451.49702.01190901603.0111101102002003004.0111101102302303505.0111101102502504006.011110110250250450因此，由表9液相负荷与板上液流型式的关系表可知，整个精馏塔选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。（2）堰长 e为堰长系数且常取0.60.8，本设计取0.7=0.7 m（3）溢流堰高度hw 溢流堰高度计算公式 选用平直堰，堰上液层高度依下式计算，即 近似取e=1，则精馏段0.01674m提镏段取板上液层高度hl=0.05m，故精馏段 =0.05-0.01674=0.03326m提镏段 0.05-0.02985=0.02015m（4）弓形降液管宽度wd及截面积af 为求降液管的宽（wd）和降液管的面积（af）,需查图4获得，此图的横坐标值为/d,用k表示。在图中横坐标为k处向上做垂线，与图中的两条曲线各得一交点，由这两点分别作水平线与纵轴分别交于两点i和j，i=wd/d，j=af/at,at为塔截面积。i、j为由横坐标k值在图中查得的纵坐标值，为塔截面积（），为降液管面积（），为降液管宽（）。图4 和值与lw/d的关系由/d=0.7，查图得，af/at=0.089，wd/d=0.149故af=0.0892.011=0.179（m2）wd=0.1491.6=0.2384（m2）液体在降液管中的停留时间一般不应小于35s，以保证溢流液体中的泡沫有足够的时间在降液管中得到分离。但是对于高压下操作的塔及易起泡的物质，停留时间应更长些。在求得降液管截面积之后，应按下式验算降液管内液体的停留时间，即： 所以 精馏段=提镏段=故降液管设计合理。（5）降液管底隙高度计算公式 精馏段 取，则故降液管底隙高度设计合理。提馏段 取，则故降液管底隙设计合理。2.塔板布置及浮阀数目与排列（一） 塔板布置（1）塔板分块 本设计塔径为，故塔板采用分块式，由塔径与塔板分块数目表5（表10）知塔板分四块。表10 塔径与塔板分块数目 塔径/mm800-12001400-16001800-20002200-2400分块数目3456 （2）取边缘区宽度,安定区宽度。（二）浮阀数目与排列 取阀孔动能因数f0=10，用式求孔速，即（1）精馏段依式求每层塔板上的浮阀数，即 依式计算鼓泡区面积，即浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m，则可按下式估算排间距，即考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用134mm，而应小于此值，故取。按，以等腰三角形叉排方式作图，根据图五得阀数n=184个。图5按n=184重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。塔板开孔率=(在10%-14%之间，符合要求)（2）提镏段依式求每层塔板上的浮阀数，即取边缘区宽度,安定区宽度。依式计算鼓泡区面积，即浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m，则可按下式估算排间距，即考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用129mm，而应小于此值，故取。按，以等腰三角形叉排方式作图，根据图五得阀数n=18按n=184重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因数变化不大，仍在9-12范围内。塔板开孔率=(在10%-14%之间，符合要求)2.2.7 塔板流体力学验算1、气相通过浮阀塔板的压降根据计算塔板压降(1)干板电阻由式先计算临界孔速若，则可按式计算，若，则可按式计算。精馏段 因，则可按式计算，即=m提馏段 因，则可按式计算，得=0.0699m（2）板上充气液层阻力 本设计分离正戊烷和正己烷的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数。依式计算，即精馏段 提馏段 （3）克服表面张力所造成的阻力 因本设计采用浮阀塔，其很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为： 精馏段 提馏段 单板压降 ：精馏段 提馏段 2 淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度。可用下式计算，即（1）与气体通过塔板的压降相当的液柱高 精馏段 提馏段 （2）液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故按式计算，即精馏段 提馏段 （3）板上液层高度精馏段 取因此取0.5 则可见，符合防止淹塔的要求。提馏段 取因此取0.5 可见，符合防止淹塔的要求。3 雾沫夹带按式及式计算泛点率f1：板上液体流经长度 板上液流面积 精馏段正戊烷和正己烷可按正常系统取物性系数k=1.0，由图六查得泛点负荷系数cf=0.122，将以上数值代入式，得 又按式计算泛点率，得计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。提馏段 正戊烷和正己烷可按正常系统取物性系数k=1.0，由图六查得泛点负荷系数=0.126，将以上数值代入式，得 又按式计算泛点率，得计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。图6 泛点负荷图2.2.8 塔板负荷性能图1、雾沫夹带线按式作出精馏段对于一定的物系及一定的塔板结构，式中、及均为已知值，相应于的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出的关系式，据此作出雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下整理得 或 (1)雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值，依上式算出相应的值列于下表11中表11 雾沫夹带线数据qv,l(m3/s)0.00050.016qv,v(m3/s)2.33591.991提馏段 按式作出对于一定的物系及一定的塔板结构，式中、及均为已知值，相应于的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出的关系式，据此作出雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下整理得 或 . (1)，雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值，算出相应的值列于下表12中表12 雾沫夹带线数据q,v,l,(m3/s)0.00050.016q,v,v,(m3/s)2.3312881.99922、 液泛线精馏段 由确定液泛线。忽略式中项，将式、式、式、式及代入上式，得到当物系一定，塔板结构尺寸一定，则，则、及等均为定值，而与又有如下关系，即： 式中阀孔数n与孔径亦为定值。因此，可将上式简化，得 .(2)在操作范围内任取若干个值，依上式算出相应的值列于下表13中表13 液泛线数据qv,l(m3/s)5e-040.0010.00150.0020.0040.0060.0080.01qv,v(m3/s)2.5872.5582.52912.49872.3492.1371.8361.5021提馏段 同精馏段得到物系一定，塔板结构尺寸一定，则，则、及等均为定值，而与又有如下关系，即：式中阀孔数n与孔径亦为定值。因此，可将上式简化，得 . (2)， 在操作范围内任取若干个值，依上式算出相应的值列于下表14中表14 液泛线数据q,v,l,(m3/s)0.00050.0010.00150.0020.0040.0060.008q,v,v,(m3/s)2.9939552.9625092.9298222.8940682.79612.64322.50231q,v,l,(m3/s)0.010.0120.0140.016q,v,v,(m3/s)2.36942.12031.85641.53063、液相负荷上限精馏段 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于。依式知液体在降液管内停留时间求出上限液体流量值（常数），在图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。以作为液体在降液管中停留时间的下限，则 . (3)提馏段 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于。依式知液体在降液管内停留时间求出上限液体流量值（常数），在图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。以作为液体在降液管中停留时间的下限，则(3), 4、 漏液线对于f1型重阀，依计算，则精馏段 ，即式中、均为已知数，故可由此求出气相负荷的下限值，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。以作为规定气体最小负荷的标准，则(4)提馏段 ，即式中、均为已知数，故可由此求出气相负荷的下限值，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。以作为规定气体最小负荷的标准，则. (4)，5、 液相负荷下限线精馏段 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依下列的计算式：，计算出的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直直线。取e=1，则 (5) 提馏段 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依下列的计算式：，计算出的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直直线。取e=1，则 (5)， 根据式（1）、（2）、（3）、（4）、（5）可分别作出精馏段塔板负荷性能图上的共五条线，见图7 由精馏段塔板负荷性能图可以看出： 在任务规定的气液负荷下的操作点a（设计点），处在事宜操作区域内的适中位置。 按照固定的液气比，由此查出图7查出塔板的气相负荷上限 ，气相负荷下限，得操作弹性=同理可得提馏段塔板负荷性能图（见图8）：由提馏段塔板负荷性能图可以看出： 在任务规定的气液负荷下的操作点a（设计点），处在事宜操作区域内的适中位置。 按照固定的液气比，由此查出附图8查出塔板的气相负荷上限 气相负荷下限操作弹= 图7 精馏段塔板负荷性能图图8 提馏段塔板负荷性能2.2.9 塔板工艺设计结果表表15 设计结果一览表序号项 目单 位计算结果精馏段提馏段1平均温度42.254.92平均压力kpa107.145111.9453平均流量流量气相m3/s1.517391.5084液相m3/s0.004450.01065理论塔板数块35实际塔板数块6106塔的有效高度m2.253.157塔径m1.61.68板间距m0.450.459降液管形式弓形弓形10空塔气速m/s0.75450.749811 溢流 装置溢流管形式单溢流单溢流12溢流堰长度m1.121.1213溢流堰高度m0.033260.0201514板上液层高度m0.050.0515堰上液层高度m0.016740.0298516安定区宽度m0.090.0917开孔区到塔壁距离m0.060.0618开孔区面积m22.2132.21319阀孔直径mm393920浮阀或筛孔个数18418421阀孔或筛孔气速m/s6.9036.9622阀孔或筛孔动能因数10.5411.4523开孔率%10.910.7724孔心距m0.0750.07525排间距m0.10.126塔板压降pa533.11569.2227液体在降液管中的停留时间s16.116.76328降液管底隙高度m0.01130.009529液相负荷上限m3/s0.00650.014230液相负荷下限m3/s0.00230.004931气相负荷上限m3/s2.111.9232气相负荷下限m3/s0.06330.6133操作弹性3.3493.1483 塔附件设计3.1塔顶冷凝器一设计任务与条件在该生产设计中，用循环冷却水将塔顶蒸汽（，td =38.9）冷却为液体，冷却水进口温度设计为20（根据新乡当地水温），出口温度为28。设计一台列管式换热器，完成该生产任务。二设计计算（一）确定设计方案（1）选择换热器的类型 两流体温度变化情况热流体进口温度38.9，出口温度38.9。冷流体进口温度20，出口温度28 。（2）管程安排 根据流体流经的选择原则，蒸汽走壳程，循环冷却水走管程。 （二）确定物性数据定性温度：壳程流体定性温度为t=38.9管程流体的定性温度为t=（20+28）/2=24 查参考书4得混合气体在38.9 下的有关物性数据：表16 物性数据表密度（kg/m3）潜热kj/kg导热系数正戊烷6102250.1