正戊烷-正己烷混合液的常压连续筛板蒸馏塔设计

1、化工原理课程设计1 仲恺农业工程学院仲恺农业工程学院化工原理课程设计化工原理课程设计设计题目：正戊烷设计题目：正戊烷- -正己烷混合液的常压连续正己烷混合液的常压连续筛板筛板蒸馏塔设计蒸馏塔设计 学院：学院： 化学化工学院化学化工学院 班级：班级：化学工程与工艺化学工程与工艺 101101姓名：姓名： 张成海张成海 学号：学号： 201011034119201011034119 指导老师：指导老师： 周新华周新华 胡福田胡福田日期：日期：20122012 年年 1111 月月 9 9 日日 化工原理课程设计1 目目 录录第一章第一章 综述综述 .3 31.11.1 塔设备在化工生产中的作用和地

2、位塔设备在化工生产中的作用和地位 .31.21.2 塔设备的分类及一般构造塔设备的分类及一般构造 .31.31.3 对塔设备的要求对塔设备的要求 .41.41.4 塔设备的发展及现状塔设备的发展及现状 .41.51.5 塔设备的用材塔设备的用材 .41.61.6 板式塔的常用塔型及其选用板式塔的常用塔型及其选用 .51.6.11.6.1 泡罩塔泡罩塔 .51.6.21.6.2 筛板塔筛板塔.51.6.31.6.3 浮阀塔浮阀塔.51.71.7 塔型选择一般原则塔型选择一般原则 .61.7.11.7.1 与物性有关的因素与物性有关的因素.71.7.21.7.2 与操作条件有关的因素与操作条件有关

3、的因素.71.7.31.7.3 其他因素其他因素.71.81.8 板式塔的强化板式塔的强化 .8第二章第二章 塔板计算塔板计算 .8 82.12.1 设计任务和条件设计任务和条件 .82.22.2 设计计算设计计算 .92.2.12.2.1 设计方案的确定设计方案的确定.92.2.22.2.2 精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算.92.2.32.2.3 塔板数的确定塔板数的确定.10第三章第三章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 .12123.13.1 操作压力操作压力 .133.23.2 操作温度操作温度 .133.33.3 平均摩尔质量平均摩尔质量 .

4、133.43.4 平均密度平均密度 .133.53.5 液相平均表面张力液相平均表面张力 .153.63.6 液相平均黏度液相平均黏度 .15第四章第四章 精馏塔的塔体工艺尺寸精馏塔的塔体工艺尺寸 .16164.14.1 塔径的计算塔径的计算.164.24.2 精馏塔高度计算精馏塔高度计算.184.34.3 溢流装置计算溢流装置计算 .184.44.4 塔板布置塔板布置 .20第五章第五章 筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算 .21215.15.1 塔板压降塔板压降 .21化工原理课程设计第 2 页共 29 页5.25.2 液面落差液面落差 .225.35.3 液沫夹带液沫夹带 .225.5

5、5.5 液泛液泛 .22第六章第六章 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 .23236.16.1 漏液线漏液线.236.26.2 液沫夹带线液沫夹带线 .236.36.3 液相负荷下限线液相负荷下限线 .246.46.4 液相负荷上限线液相负荷上限线 .246.56.5 液泛线液泛线 .246.66.6 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 .256.76.7 计算结果汇总表计算结果汇总表.25 结束语结束语 .2727 参考文献参考文献 .2727化工原理课程设计第 3 页共 29 页【摘要摘要】化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助

6、于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计苯-甲苯物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的

7、目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，换热器和泵及各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。【关键词】 正戊烷 正己烷 精馏段 提馏段第一章第一章 综述综述1.11.1 塔设备在化工生产中的作用和地位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，

8、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。1.21.2 塔设备的分类及一般构造塔设备的分类及一般构造随着时代的发展，出现了各种各样型式的塔，而且不断有新的塔型出现。虽然塔型众多，但根据塔内部结构，通常将塔分为板式塔和填料塔两大类。一、板式塔板式塔是在塔内装有多层塔板（盘），传热传质过程基本上在每层塔

9、板上进行，塔板形状、塔板结构或塔板上气液两相得表现，就成了命名这些塔的依据，诸如筛板塔、栅板塔、舌形板塔、斜孔板塔、泡罩塔、浮阀塔等。下面简单介绍一下几种常用的板式塔性能。（1）筛板塔筛板塔是一种有降液管、板形结构最简单的板式塔，孔径一般为 4 8mm，制造方便，处理量较大，清洗、更换、修理均较容易，但操作范围较小，适用于清洁的物料，以免堵塞。化工原理课程设计第 4 页共 29 页（2）浮阀塔生产能力大，操作弹性大，分离效率高，雾沫夹带少，液面梯度较小，结构简单，是新发展的一种塔。（3）泡罩塔泡罩塔是工业上使用最早的一种板式塔，气-液接触由充分的保证，操作弹性大，但其分离效率不高，金属消耗量大

10、且加工较复杂，应用逐渐减少。二、填料塔填料塔是一个圆筒柱体，塔内装载一层或多层填料，气相由下而上、液相由上而下接触，传热和传质主要在填料表面上进行，因此，填料的选择是填料塔的关键。填料的种类很多，填料塔的命名也以填料的名称为依据，如常用的金属鲍尔填料塔、波网填料塔。填料塔制造方便，结构简单，便于采用耐腐蚀材料，特别适用于塔径较小的情况，使用金属材料省，一次投料较少，塔高相对较低。1.31.3 对塔设备的要求对塔设备的要求在设计中选择塔型，必须综合考虑各种因素，并遵循以下基本原则。要满足工艺要求，分离效率高；生产能力大，有足够的操作弹性；运转可靠性高，操作、维修方便，少出故障；结构简单，加工方便

11、，造价较低；塔压降小。1.41.4 塔设备的发展及现状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 L,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

12、题。1.51.5 塔设备的用材塔设备的用材（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。化工原理课程设计第 5 页共 29 页（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。1.61.6 板式塔的常用塔型及其选用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，主要塔型是筛板塔、浮阀塔及泡罩塔。1.6.11.6.1 泡罩塔泡罩塔泡罩塔盘是工业上应用最早的塔盘之一，在塔盘板上开许多圆孔，每个孔上焊接一个短管，称为升气管，管上再罩一个“帽子“，称为泡罩，泡罩周围开有许

13、多条形空孔。工作时，液体由上层塔盘经降液管流入下层塔盘，然后横向流过塔盘板、流入再下一层塔盘；气体从下一层塔盘上升进入升气管，通过环行通道再经泡罩的条形孔流散到液体中。泡罩塔盘具有如下特点：（1）气、液两相接触充分，传质面积大，因此塔盘效率高。（2）操作弹性大，在负荷变动较大时，仍能保持较高的效率。（3）具有较高的生产能力，适用于大型生产。（4）不易堵塞，介质适用范围广。（5）结构复杂、造价高，安装维护麻烦；气相压降较大，但若在常或加压下操作，这并不是主要问题。1.6.21.6.2 筛板塔筛板塔筛板塔是在塔盘板上开许多小孔，操作时液体从上层塔盘的降液管流入，横向流过筛板后，越过溢流堰经降液管导

14、入下层塔盘；气体则自下而上穿过筛孔，分散成气泡通过液层，在此过程中进行传质、传热。由于通过筛孔的气体有动能，故一般情况下液体不会从筛孔大量泄漏。筛板塔盘的小孔直径是一个重要参数，小则气流分布较均匀，操作较稳定，但加工困难，容易堵塞。目前工业筛板塔常用孔径为 38mm。筛板开孔的面积总和与开孔区面积之比称为开孔率，是另一个重要参数。在同样的空塔速度下，开孔率大则孔速小，易产生漏液，降低效率，但雾沫夹带也减少；开孔率过小，塔盘阻力大，易造成大的雾沫夹带和液泛，限制塔的生产能力。通常开孔率在 515%。筛孔一般按正三角形排列，孔间距与孔径之比通常为 2.55。筛板塔具有如下的特点：（1）结构简单，制

15、造方便，便于检修，成本低。（2）塔盘压降小。（3）处理量大，可比泡罩塔提高2040%。（4）塔盘效率比泡罩塔提高 15%，但比浮阀塔盘稍低。（5）弹性较小，筛孔容易堵塞。1.6.31.6.3 浮阀塔浮阀塔浮阀塔是在塔盘板上开许多圆孔，每一个孔上装一个带三条腿可上下浮动的阀。浮阀是保证气液接触的元件，浮阀的形式主要有 F-1 型、V-4 型、A 型和十字架型等，最常化工原理课程设计第 6 页共 29 页用的是 F-1 型。 F-1 型浮阀有轻重两种，轻阀厚 1.5mm、重 25g，阀轻惯性小，振动频率高，关阀时滞后严重，在低气速下有严重漏液，宜用在处理量大并要求压降小（如减压蒸馏）的场合。重阀厚

16、 2mm、重 33g，关闭迅速，需较高气速才能吹开，故可以减少漏液、增加效率，但压降稍大些，一般采用重阀。操作时气流自下而上吹起浮阀，从浮阀周边水平地吹入塔盘上的液层；液体由上层塔盘经降液管流入下层塔盘，再横流过塔盘与气相接触传质后，经溢流堰入降液管，流入下一层塔盘。综上所述，盘式浮阀塔盘具有如下特点：（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

17、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。表 1 各类塔板性能比较浮阀塔泡罩塔指标F 形浮阀十字架形浮阀条形浮阀筛板塔圆形泡罩条形泡罩S 形泡罩液体和气体负荷低高45454542231333操作弹性5553434压力降2333000雾沫夹带量3343112分离效率5544434单位设备体积的处理量4444213制造费用3344213材料消耗4444223安装与拆修4344113化工原理课程设计第 7 页共 29 页维修3333213污垢物料对操作的影响2321100注：0不好；1尚好；2合适；3较

18、满意；4很好；5最好。1.71.7 塔型选择一般原则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。1.7.11.7.1 与物性有关的因素与物性有关的因素（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

19、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。1.7.21.7.2 与操作条件有关的因素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

20、，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。1.7.31.7.3 其他因素其他因素化工原理课程设计第 8 页共 29 页（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

21、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。1.81.8 板式塔的强化板式塔的强化板式塔产生、发展的过程，实际上就体现了塔设备的强化途径。可将板式塔的发展划分为三个时期，由于当时的主观要求和客观条件所决定，各个时期的发展有所侧重。（1）从板式塔的产生到第二次世界大战结束 这阶段的板式塔主要用来炼油，典型设备是泡罩塔。由于当时设计于操作的水平不高，人们希望板式塔有较大的操作弹性，且操作方便，而这正是泡罩塔的特点。筛板塔虽然具有结构简单、造价低

22、、处理能力大等优点，但因缺乏设计资料和难于操作管理而较少采用。（2）从第二次世界大战结束至 20 世纪 50 年代末 在炼油工业继续发展的同时，以三大合成为中心的化学工业开始有了较大的发展。这一阶段由于处理量的扩大和多方面的要求，泡罩塔已不甚适应。筛板塔则逐渐为人们所接受，技术上有较大的进展。同时，为了适应工业发展的要求，对原有的板式塔提出了造价低、处理能力大、能保持高的效率和大的操作弹性等方面的要求，因而相继出现了 S 形塔盘、条形泡罩塔盘等泡罩型新塔盘，结合泡罩、筛板的优点而创制的各种浮阀塔盘，以及一些喷射型、穿流型的塔盘。这些塔型与泡罩塔相比，都有结构简单、造价便宜、处理能力较大的优点。

23、（3）20 世纪 60 年代至今 从 60 年代起，开始出现生产装置的大型化，所以也要求塔设备向大型化方向发展。与此同时，塔设备的广泛应用，又提出了高压、真空、大的液体负荷、高弹性比等许多特殊要求，迫使板式塔以强化设备的生产能力为中心，向高效率、大通量方向发展，因而各种新型塔板不断出现。常用塔型如筛板、浮阀、泡罩塔盘的设计方法也日趋完善，建立了系列、标准，并采用电子计算技术，使设计快速化和最优化。还应指出，节约能源也日益成为板式塔发展中必须考虑的问题。板式塔强化的具体途径是改进流体动力学因素，以提高设备的通过能力和改善相间的接触状况，同时又充分利用气液两相之间的热力学因素，以提高设备的传质速率

24、与分离效率。从塔盘的流体力学来看，随着气速的增大，气液两相接触时的操作状态是：鼓泡-泡沫-喷射，依次过渡。一定的操作状态都要求相应的塔盘结构。同时，结构的改变又为解决化工原理课程设计第 9 页共 29 页生产能力与分离效率之间的矛盾创造了有利条件。例如喷射型塔盘的生产能力一般都比泡罩塔盘、浮阀塔盘为大，且压力降也低。事实上每种塔盘结构都可以历经从鼓泡到喷射的过渡，问题在于什么是最好的操作状态，由设计操作参数所决定的。第二章第二章 塔板计算塔板计算2.12.1 设计任务和条件设计任务和条件（1）设计规模：正戊烷-正己烷混合液处理量_3 万 t/a（2）生产制度：年开工 300 天，每天三班 8

25、小时连续生产（3）原料组成：正戊烷 32%（质量百分数，下同） 、正己烷 68%。（4）进料状况：泡点进料（5）分离要求：塔顶回正戊烷收率不低于_95_%，残液中正己烷的回收率为 98%（6）建厂地区：大气压为 760mmHg、自冷公用工程为循环水（2030） ，热公用工程为饱和水蒸汽，环境温度为 20。2.22.2 设计计算设计计算2.2.12.2.1 设计方案的确定设计方案的确定本设计任务为分离正戊烷和正己烷混合物。对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。本设计采用泡点进料，将原料夜通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其

26、余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，操作回流比取最小回流比的 1.5 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.2.22.2.2 精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数正戊烷的摩尔质量 MA=72kg/kmol正己烷的摩尔质量 MB=86kg/kmol 360. 086/68. 072/32. 072/32. 0Fx 95. 0FDFxDx 98. 0)1 (1FWxFxW FWD FWDFxWxDx联合式，得化工原理课程设计第 10 页共 29 页964. 0Dx028. 0Wx26.18D20.33W2原料液及塔顶

27、、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.3672+0.6486=80.963MD=0.96472+0.03686=72.504MW=0.02872+0.97286=85.6082.2.32.2.3 塔板数的确定塔板数的确定1理论板层数 NT的确定 正戊烷正己烷属理想体系，可采用图解法求理论板层数（1）由正戊烷正己烷物系的气液平衡数据，绘出 x-y 图，见图 1 表 2 各组分的饱和蒸汽压与温度的关系温度 T/正戊烷（Pa）正己烷（Pa）总压（pa）xy60214100763501013300.1813 0.3832 58191695672081013300.2741 0.5185 561860946

28、49221013300.3005 0.5518 54179092620651013300.3355 0.5930 52170340584941013300.3830 0.6438 50159400540301013300.4489 0.7061 48141255471571013300.5757 0.8025 46136718454391013300.6123 0.8262 44131048432911013300.6614 0.8553 42123960406061013300.7285 0.8912 40115100372501013300.8231 0.9350 355755018625

29、1013301.0410 1.0126 化工原理课程设计第 11 页共 29 页图 1理论塔板数的确定（2）求最小回流比及操作回流比采用作图法球最小回流比。在图 1 中对角线上，自点 e（0.36,0.36）作垂线 ef 即为 q 线，该线与平衡线的交点坐标为 yq=0.624,xq=0.360。故最小回流比为=qqqDxyyxRmin29. 1360. 0624. 0624. 0964. 0取操作回流比为R=1.5Rmin=1.51.29=1.94 （3）求精馏塔的气、液相负荷hkmolDRL/42.3526.1894. 1 hkmolDRV/68.5326.18) 194. 1 (1hkm

30、olFLL/88.8646.5142.35hkmolVV/68.53（4）操作线方程精馏段操作线方程为 =0.660 x+0.328DxRxRRy111化工原理课程设计第 12 页共 29 页提留段操作线方程为 =1.62x-0.0173WxWLWxWLLy（5）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=12 （包括再沸器） ，其中精馏段 NT=6，提馏段 NT=6，进料板位置 NF=6。2实际板层数的求取 利用表 1 中数据由插值法可求得 tF、tD、tW。 tF：tF=52.73830. 0360. 052t4489. 0-3830. 050-52F t

31、D：tD=36.770410. 1964. 030t8231. 0-0410. 140-30D tW：tW=64.230028. 065t1813. 0-060-65W 故 塔顶与塔底平均温度 T=50.50内插关系式： )(10下下上下tt 表 3 各组分的粘度与温度的关系温度 T/正戊烷（mPas）正己烷（mPas）400.1990.255600.1720.217查表 3 并根据内插关系计算塔顶与塔底平均温度下的液相黏度 L58855. 0)4050.50(10199. 0172. 0199. 0)(10下下上下ttA7506. 0)4050.50(10255. 0217. 0255. 0

32、)(10下下上下ttB故 BAAAxxlg)1 (lglg=7506. 0lg)5511. 01 (5885. 0lg4489. 0=-0.1720化工原理课程设计第 13 页共 29 页得 L=0.6730 mPas表 4 各组分的相对挥发度与温度的关系温度 T/正戊烷(Pa)正己烷(Pa)相对挥发度平均挥发度36.7798565310953.117864.232826001054002.681212.9000所以 塔效率 ET=0.49(L)-0.245 =(2.9000 0.6730)-0.24549. 0 =0.4160精馏段实际板层数 NP（精）=5/0.416012提留段实际板层数

33、 NP（提）=6/0.416014总实际板层数 NP= NP（精）+ NP（提）=12+14=26第三章第三章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.13.1 操作压力操作压力塔顶操作压力 kPapppD3.310543.3101表当地每层塔板压降 kPap7 . 0进料板压降 aFkPp73.113127 . 033.105塔底压降 akPp53.123267 . 033.105w精馏段平均压降 =(105.33+113.73)/2=109.53 kPamp提馏段平均压降 amkPp63.1182/ )53.12373.113(3.23.2 操作温度操作

34、温度已知以下温度：塔顶温度：36.77加料板温度：52.70塔釜温度：64.23精馏段温度：44.74提馏段温度：58.473.33.3 平均摩尔质量平均摩尔质量塔顶气、液混合物平均摩尔质量：由 xD=y1=0.964 和相平衡方程，yyx) 1(化工原理课程设计第 14 页共 29 页得x1=0.912MVDm=0.96472+0.03686=72.50 kg/kmolMLDm=0.91272+0.09886=74.09kg/kmol进料板气、液混合物平衡摩尔质量:由图解理论板（见图 1） ，得 yF=0.586，根据相平衡方程，得 xF=0.328yyx) 1(MVFm=0.58672+0

35、.41286=77.62 kg/kmolMLFm=0.32872+0.67286=81.41 kg/kmol精馏段气、液混合物平均摩尔质量：MVm=(72.50+77.62)/2=75.06 kg/kmolMLm=(74.09+81.41)/2=77.75 kg/kmol3.43.4 平均密度平均密度（1）气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即Vm=kg/m3mVmmRTMp09. 315.27374.44314. 806.7583.108（2）液相平均密度 液相平均密度计算公式：iimW1表 5 各组分的液相密度与温度的关系温度（）正戊烷（kg/m3）正己烷（kg/m3）0645.9675

36、.110636.2666.220626.2657.230616648.140605.5638.950594.8629.560583.762070572.2610.280560.3600.290547.9589.9100535579.3内插关系式：)(10下下上下tt 化工原理课程设计第 15 页共 29 页液相混合物密度： BBAAaa1 塔顶液相平均密度d塔顶温度36.77Dt看表 5，由内插关系式可得： 3/892.608mkgdA3/872.641mkgdB3,/020.610872.641036. 0892.608964. 01mkgDmL进料板液相平均密度F进料板温度：tF=52.7

37、0看表 4，由内插关系式得： 3/803.591mkgFA3/935.626mkgFB 3,/kg817.613935.62664. 0803.59136. 01mFmL3.53.5 液相平均表面张力液相平均表面张力液相平均表面张力计算公式： Lm=iix表 6 各组分的表面张力与温度的关系温度（）正戊烷（10-3）mN /正己烷（10-3）mN /018.220.11017.119.06201618.023014.92174013.8515.995012.814.996011.76147010.7313.02809.71912908.72611.111007.75210.18塔顶液相平均表面

38、张力：塔顶温度：77.36Dt化工原理课程设计第 16 页共 29 页看表 6，由内插关系式可得：= 14.18（ ） =16.32（）AmN /10-3BmN /10-3=0.96414.18+0.03616.32=14.28（）DmL,mN /10-3进料板液相平均表面张力：进料板温度：70.52Ft =12.52（） =14.72（）AmN /10-3BmN /10-3=0.3612.52+0.6414.72=13.93（）FmL,mN /10-3精馏段液相平均表面张力为=（14.28+13.93）/2=14.11（）LmmN /10-33.63.6 液相平均黏度液相平均黏度液相平均黏度

39、计算公式：iiLmxlglg表 7 各组分的粘度与温度的关系温度（）正戊烷 /mPas正己烷 / mPas400.1990.255500.1840.235600.1720.217700.1610.202800.1510.189900.1270.1771000.1170.166塔顶液相平均黏度：塔顶温度：77.36Dt看表 7，由内插关系式可得： ， smPaA204. 0smPaB261. 0-0.6870.261lg)036. 01 ( 204. 0lg964. 0lg)1 (lglgBAAAxx得smPaDmL206. 0,进料板液相平衡黏度：进料板温度：7 .52Ft看表 7，由内插关系

40、式可得：化工原理课程设计第 17 页共 29 页 smPaA181. 0smPaB230. 0-0.67570.230lg)36. 01 (0.181 lg36. 0lg)1 (lglgBAAAxx得smPaFmL209. 0,精馏段液相平均黏度为smPaLm209. 02/211. 0206. 0第四章第四章 精馏塔的塔体工艺尺寸精馏塔的塔体工艺尺寸4.14.1 塔径的计算塔径的计算最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速VVLCmaxu空塔气速 max)8 . 06 . 0(uu 精馏段的气、液相体积流率为sVMVVmVm/m 0.36209. 3360006.7568.5336003ssLM

41、LLmLm/0.00125m919.611360075.7742.3536003sC 由公式求取，其中的 C20由附图 2 查取，图中横坐标为2 . 02002. 0CC0486. 009. 3919.6113600362. 0360000125. 0V2/12/1hhVLL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化工原理课程设计第 18 页共 29 页图 2 史密斯关联图查图 8 得 C20=0.085 精馏段负荷系数 C（精）0793. 02011.14085. 002. 02 . 02 . 020LmCCsmCVVL/113.

42、 109. 309. 3919.6110793. 0umax取安全系数为 0.6，则空塔气速为u=0.6umax=0.61.113=0.668m/s (2)塔径精馏段：muVD831. 0668. 0362. 04s4按标准塔径圆整后后为D=1m塔截面积为 222T785. 0144AmD实际空塔气速为 smAVT/461. 0785. 0362. 0su4.24.2 精馏塔高度计算精馏塔高度计算精馏段：m95. 445. 0) 112(1-THNZ）（精精化工原理课程设计第 19 页共 29 页提馏段：m85. 545. 01-141-）（）（提提THNZ有效高度：Z=4.95+5.85=1

43、0.80m4.34.3 溢流装置计算溢流装置计算因塔径 D=1 m，可选取单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下：（1）堰长 Wl取堰长系数 E=0.7，则 =ED=0.71=0.7mWl（2）溢流堰高度 Wh溢流堰高度计算公式：WLWhhh0选用平直堰，堰上液层高度 h0w依下式计算，即 32s0100084. 2WWlLEh近似取 E=1，则mlLEhWW0098. 07 . 0360000125. 01100084. 2100084. 23232s0取板上液层高度，故mhL05. 0mhhhWLW0402. 00098. 005. 00（3）弓形降液管宽度及截面积 dWfA化工原

44、理课程设计第 20 页共 29 页图 3 和值与 LW/D 的关系DWd/TfAA / 精馏段 由，查图 3 得： ，7 . 0DlW094. 0TfAA152. 0DWd故：20738. 0785. 0094. 0094. 0mAATfmDWd152. 01152. 0152. 0依式验算液体在降液管中的停留时间，即s3600LHATfssLHATf557.26360000125. 045. 00738. 036003600s故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度 0h计算公式：0s03600ulLhW取，则smu/08. 00mulLhW0223. 008. 07 . 0360000125

45、. 0360036000s0mmhhW0139. 00179. 00223. 00402. 00故降液管底隙高度设计合理。4.44.4 塔板布置塔板布置 化工原理课程设计第 21 页共 29 页图 4 塔板的结构参数 (1)塔板的分块 因 D 在 800-1000mm 之间,故塔板采用分块式.应将塔盘分块，保持有一块通道板，两块弓形板， 其余为矩形板，分块情况如下：表 8 塔径与分块数的关系塔径（mm）800-12001400-16001800-20002000-2400分块数3456 因此，塔板分为 3 块. (2)边缘区宽度确定取 WS=WS=0.065 m,WC=0.035 m (3)开

46、孔区面积计算 对于单溢流型塔板，开孔区面积可用下式计算 Aa=2(x+arcsin)22xr 180r2rx其中 x=D/2-(Wd+Ws)=1.0/2-(0.152+0.065)=0.283mr=D/2-WC=1.0/2-0.035=0.465 故 Aa=2 (0.283+arcsin)22283. 0465. 0180465. 02465. 0283. 0=0.492m2（4）筛孔计算及其排列 因为所处理的物系无腐蚀性,可选用=3mm 的碳钢板,取筛孔直径 d0=5mm,筛孔按三 角形排列,取孔中心距 t=3d0=3 5=15mm化工原理课程设计第 22 页共 29 页 筛孔数目 n=25

47、262at155. 1A2015. 0492. 0155. 1开孔率为 =0.907()=0.907()2=10.1%td0015. 0005. 0气体通过阀孔的气速为 U0=7.28m/s0AVS492. 0101. 0362. 0第五章第五章 筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算5.15.1 塔板压降塔板压降 (1)干板阻力 hc hc=0.051（）2()00uCLV 由 d0/=5/3=1.67，查图得 C0=0.772 故 hc=0.051()2()=0.0229 m 液柱 772. 028. 7919.61109. 3(2)气体通过液层的阻力 hL hL=hLua=0.509m/s

48、fAAVTS0738. 0785. 0362. 0F0=0.509=895kg1/2（s m1/2）09. 3查图得=0.67故 hL=hL=（hw+how）=0.67 （0.0402+0.0098）=0.0335m 液柱 (3) 液体表面张力的阻力 精馏段 液体表面张力所产生的阻力h=0.0019m 液柱0gd4LL005. 081. 9919.6111011.1443 气体通过每层塔板的液柱高度 hp=hc+hl+h=0.0229+0.0335+0.0019=0.0.05831m 液柱 气体通过每层塔板的压降为 Pp=hpg=0.0583 611.919 9.81=349.971Pa0.7

49、kPa(设计允许值)L 5.25.2 液面落差液面落差化工原理课程设计第 23 页共 29 页 对于筛板塔，液面落差较小，且本题的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响.5.35.3 液沫夹带液沫夹带 液沫夹带量 ev=()3.2L6107 . 5fahuTH hf=2.5hL=2.5 0.05=0.125m 故 ev=()3.2=0.00170kg 液/kg 气u0，min 稳定系数为 K=1.511.5min00uu，828. 428. 7 故在本设计中精馏段无明显漏液5.55.5 液泛液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 Hd应服从 Hd（HT+hw） 正戊烷-正己烷物系属一般物

50、系，取=0.5，则 （HT+hw）=0.5 （0.45+0.0402）=0.245m 而 Hd=hp+hL+hd 板上不设进口堰，则hd=0.153（u0）2=0.153 0.082=0.001m 液柱 Hd=0.0583+0.05+0.001=0.109m 液柱 Hd（HT+hw） 故在本设计中精馏段不会发生液泛现象。 第六章第六章 塔板负荷性能图塔板负荷性能图6.16.1 漏液线漏液线 u0，min=4.4C0VLL/hh13. 00056. 0）（ u0，min=， hL=hw+how，h0w=2.8410-3E（）2/30minsAV，whlL化工原理课程设计第 24 页共 29 页

51、得 Vs，min= 4.4C0A0V2/3lLh10002.84W/h-)E(h13. 00.0056 WL = 4.40.7720.1010.690 /3.09919.611 0.0019-10402.013. 0 0.00563/27 . 03600100084. 2s）（L 整理得：Vs，min=2.3753/2s110. 000839. 0L 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算相应的 Vs，计算结果列于下表：表 9 计算结果Ls，m3/s0.00060.00150.0030.0045Vs，m3/s0.2340.2420.2510.259 由上表数据即可作出漏液线 16.26.

52、2 液沫夹带线液沫夹带线 以 eV=0.1kg 液/kg 气为限，求 Vs-Ls 关系如下： ev=()3.2L6107 . 5fhaTHU 由 ua=1.406VsfsAAVT0738. 0785. 0SVhf=2.5hL=2.5(hw+how) =2.5 （0.0402+0.85Ls ）=0.101+2.1 Ls3232H -h0.349-2.1 LsTf32 所以 ev=()3.2=0.1361011.14107 . 53/2s1 . 23549. 0406. 1LVS 整理得：Vs=1.39-8.361LS2/3 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算相应的 Vs，计算结果列于下

53、表：表 10 计算结果Ls，m3/s0.00060.00150.0030.0045Vs，m3/s1.3311.2801.2161.162由上表数据即可作出液沫夹带线 26.36.3 液相负荷下限线液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度 how=0.006m 作为最小液体负荷标准 h0w=2.8410-3E（）2/3=0.006wl3600Ls 取 E=1，则化工原理课程设计第 25 页共 29 页 Ls，min=（）3/2=0.00060m3/s84. 21000006. 036007 . 0 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 36.46.4 液相负荷上限线液相负荷上限线 以 4s 作为液体在降液管中停留时间的下限 =4， Ls，min=0.00830m3/sSTLHAfSTLHAf445. 00783. 0 故可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 46.56.5 液泛线液泛线 令 Hd=（HT+hW） ，Hd=hp+hl+hd，hp=hc+hl+h，hl=hL ， hL=hw+how 联立得 HT+()hw=()how+hc+hd+h11 忽略 h，将 how与 Ls，hd与 Ls，hc 与 Vs 的关系式代入上式，并整理得 aVs2=b-cLs2-dLs2/3 式中 a=() ，b=HT+