分离正戊烷-正己烷用筛板精馏塔设计

1、题目：别离正戊烷-正己烷用筛板精微塔设计第1章概论3.1.1 塔设备在化工生产中的作用和地位 31.2 塔设备的分类及一般构造31.3 对塔设备的要求31.4 塔设备的开展及现状.4.1.5 塔设备的用材4.1.6 板式塔的常用塔型及其选用41.6.1 泡罩塔4.1.6.2 筛板塔5.1.6.3 浮阀塔5.1.6.4 舌形塔及浮动舌形塔61.6.5 穿流式栅板塔7.1.7 塔型选择一般原那么7.1.7.1 与物性有关的因素 71.7.2 与操作条件有关的因素 71.7.3 其他因素8.1.8 板式塔的强化8.第二章物性数据处理9.2.1 设计任务和条件 9.2.2 设计计算1.02.2.1 设

2、计方案确实定 1.02.2.2 精储塔的物料衡算1.02.2.3 塔板数确实定 112.2.4 精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算 132.2.5 精储塔的塔体工艺尺寸计算1 92.2.6 塔板主要工艺尺寸计算212.2.7 塔板流体力学验算 232.2.8 塔板负荷性能图26第三章塔附件设计313.1 接管一一进料管313.2 法兰313.3 筒体与封头313.4 人孔31第1章概论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,如精储、 吸收、萃取、解吸等,这些过程

3、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, 以到达相际之间比拟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：根据操作压力可分为加压塔、常压塔和减压塔,按操作单元分为精储塔、 吸收塔、介吸塔、反响塔、萃取塔、枯燥塔,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

4、散后沿填 料外表流下而润湿填料,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,在填料外表进行传质,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.为了预防塔壁效应, 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.选择尺寸适宜的填料,也可以减弱和预防塔壁效应.为 别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,里面沿塔高装有假设干块水平的塔板 液体靠重力作用自上

5、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 气体那么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)生产水平大即气液处理量大(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,设备本钱低.(7)操作、维修方便.(8)耐腐蚀,不易堵塞.1.4 塔设备的开展及现状在化工、炼油和石油化学工业生产中,塔设备作为别离过程工艺设备,在蒸 储、精储、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

6、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 25%石油化工厂中约占10.假设就单元装置而论,塔设备所占比重 往往更大,例如在成套苯蒸储装置中,塔设备所占比重竟高达 75.7%.此外,蒸储 用塔的能量消耗巨大,也是众所周知的.故塔设备对产品产量、质量、本钱乃至 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

7、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.1.6.1 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,称为开气管,管上再罩一个“帽子,称为泡罩,泡罩周围开有 许多条形空孔.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

8、)具有较高的生产水平,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,但假设在常或加压下 操作,这并不是主要问题.1.6.2 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入下层塔盘；气体那么自下而上穿过筛孔, 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, 小那么气流分布较均匀,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

9、为开孔率,是另一 个重要参数.在同样的空塔速度下,开孔率大那么孔速小,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 制塔的生产水平.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,制造方便,便于检修,本钱低.(2)塔盘压降小.(3)处理量大,可比泡罩塔提升 2040%(4)塔盘效率比泡罩塔提升15%但比浮阀塔盘稍低.(5)弹性较小,筛孔容易堵塞.1.6.3 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

10、 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 压蒸储)的场合.重阀厚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,比泡罩塔提升 2040%这是由于气流水平

11、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)别离效率较高,比泡罩塔高15位右.由于塔盘上没有复杂的障碍物, 所以液面落差小,塔盘上的气流比拟均匀.(4)压降较低,由于气体通道比泡罩塔简单得多,因此可用于减压蒸储.(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,因垢和焦会阻碍浮阀起落的灵活性.1.6.4 舌形塔及浮动舌形塔舌形塔盘是在塔盘板上冲有一系列舌孔,舌片与塔盘板呈一定倾角,气流通 过舌孔时,利用气体喷射作用,将液相分散成液滴和流束而进行传质, 并推动液 相通过塔盘.舌孔与塔盘板的倾角一般有 18°

12、;、20.、和25° ;三种,通常是 20° ,舌孔常用25X25mmF口 50X 50mmW种,舌孔按三角形排列.舌形塔盘具有结构简单、安装检修方便 ,处理水平大,压力降小,雾沫火 带少等优点,但由于舌孔的倾角是固定的,在低负荷下操作时易产生漏液现象, 故操作弹性较小.浮舌塔盘是结合浮阀塔和舌形塔的优点而开展出起来的一种塔 盘,将舌形塔的固定舌片改成浮动舌片而成,与浮阀塔类似,随气体负荷改变, 浮舌可以上下浮动,调节气流通道面积,从而保证适宜的缝隙气速,强化气液传 质,减少或消除漏液.当浮舌开启后,又与舌形塔盘相同,气液并流,利用气相 的喷射作用将液相分散进行传质.浮舌塔

13、盘具有如下特点.(1)具有大的操作弹性,操作稳定.在保证较高效率条件下,它的负荷变 化范围甚至可超过浮阀塔.(2)具有较大的气液相的处理水平,压降又小,特别适宜于减压蒸储.(3)结构简单,制作方便.但舌片易损坏.(4)效率较高,介于浮阀与舌形塔板之间,效率随气速变化比浮阀稍大.1.6.5 穿流式栅板塔穿流式栅板塔属无溢流装置的板式塔.属此类塔板的还有穿流式波纹塔、穿 流式浮阀塔等.此类塔板操作时,气、液两相同时相向通过栅缝或筛孔.栅缝或 筛孑L的大小,视物料的污垢程度及要求的效率等情况而定. 由于省去了溢流装 置,该塔板有生产水平大、结构简单、压降小、不易堵塞的优点,但操作弹性小 塔板效率低.

14、1.7塔型选择一般原那么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.由于填料能使 泡沫破裂,在板式塔中那么易引起液泛.(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、造价廉价的筛板塔盘、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

15、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)假设气相传质阻力大(即气相限制系统,如低黏度液体的蒸储,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 限制的系统(如水洗二氧化碳),宜采用板式塔,由于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,假设用板

16、式塔时,直选用气液并流的塔 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).止匕外, 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.由于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800mnW,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

17、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.1.8板式塔的强化板式塔产生、开展的过程,实际上就表达了塔设备的强化途径. 可将板式塔 的开展划分为三个时期,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、处理水平大等优点,但因缺乏设计资料和难于操作治理而较少采用.(2)从第二次世界大战结束至20世纪50年代末 在炼油工业继续开展的 同时,以三大合

18、成为中央的化学工业开始有了较大的开展. 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.筛板塔那么逐渐为人们所接受,技术 上有较大的进展.同时,为了适应工业开展的要求,对原有的板式塔提出了造价 低、处理水平大、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、造价廉价、处理水平较大的优点.(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开展. 与此同时,塔设备的广泛应用,又提出

19、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 生产水平为中央,向高效率、大通量方向开展,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 式塔开展中必须考虑的问题.板式塔强化的具体途径是改良流体动力学因素,以提升设备的通过水平和改 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, 以提升设备的 传质速率与别离效率.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

20、应的塔盘结构.同时,结 构的改变又为解决生产水平与别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水平一般都比泡罩塔盘、 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.正文是毕业设计的主要局部,应将课题的现状、开展趋势、课题采用的研究 方法和手段以及结论应进行说明.第二章物性数据处理2.1 设计任务和条件(1)处理含正戊烷40% (质量分数,下同)的正戊烷一正己烷混合液 45000 吨/年(2)塔顶正戊烷产品浓度：99%(3)塔底釜液含正己烷不低于99%(4)操作条件：精储塔的塔顶压力进料状态回流比

21、全塔效率加热蒸汽压力饱和水蒸汽压力(5)设备形式(6)设备工作日(7)当地大气压4 kPa表压泡点进料自选43%101.33kPa0.25MPa 筛板塔330天101.33kPa(表压)表压)(一年中有一个月检修)(表压)2.2 设计计算2.2.1 设计方案确实定本设计任务为别离正戊烷一正己烷混合物. 对于二元混合物的别离,应采用常压 下的连续精储装置.本设计采用泡点进料,将原料液通过预热器加热至泡点后送 入精储塔内,其余局部经产品冷却器冷却后送入储罐.该物系属于易别离物系, 最小回流比拟小,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 精储塔的物

22、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M=72kg/kmol正己烷的摩尔质量MB=86kg/kmol0.40/72Xf0.40/72 0.60/86=0.4433XD0.99/720.99/72 0.01/86= 0.9916Xw0.01/720.01/72 0.99/86= 0.01192 .原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量Mf=0.4433 义 72+0.5057 义 86=75.4078Md=0.9916 义 72+0.0084 义 86=72.1176M=0.0119X 72+0.9881 乂 86=85.83343 .物料衡算3原料处理量 F = 45000 1

23、0一 = 71.85kmol / h330 24 79.08总物料衡算71.85=D+W苯物料衡算71.850.4433 =0.9916 D +0.0119W联立解得D =31.64kmol/hW =40.21kmol/h4 .2.3塔板数确实定1.理论层数Nt确实定正戊烷-正己烷属于理想体系,可采用图解法求理论板层数 (1)由正戊烷-正己烷的汽液平衡数据绘出x-y图,如下图一正戊烷-正己烷的汽液平衡图(2)求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比.在附图1中对角线上,自点e(0.4433,0.4433)故最小回流比为c XD - yqRm i n 二 yq - xq作垂线ef即为q线,

24、该线与平衡线的交点坐标为 yq=0.7398, Xq=0.44330.9 9 1 60.7 3 9 8 0.84 920.7 39 80.4 43 3取操作回流比为 R=2Rin = 2 X 0.8492=1.6984(3)求精储塔的气、液相负荷L= RD =1.6984 39.26 = 66.6792kmol / hV =(R 1)D =1 0.9 3 9k2Tl d hL = L F =66.6792 71.85 =138.5292kmol / h (V =V =1 0 5 3 9k2Tl o h(4)操作线方程精储段操作线方程为y =-R- x 2 =0.6294x - 0.368W1.

25、3026x -0.3796VR 1 R 1L ' y , x 提储段操作线方程为V5图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数,如附图1所示.求解 结果为：总理论板层数 Nt=16,其中Nt,精=8, Nt,提=8 不包括再沸器,进料 板位置Nf= 9 2、全塔效率和实际板层数的求取全塔效率0.245Et =0.49(：, l): 0.490(2.926 0.574):44%精储段实际板层数N p,精=8/0.44=18.18 =18提留段实际板层数N p,提=8/0.44=18.18 =18总实际板层数Np= Np,精+ Np,提=362.2.4精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算

26、1、操作压力塔顶操作压力p每层塔板压降进料板压降p精储段平均压降p2、操作温度D=p 当地+p 表=101.33+4=105.33 kPaA p=0.7kPaf=105.33+0.7 x 13=114.43 kPam=(105.33+114.43)/2=109.88 kPa内插关系式：p = p下+ p上一 p下t t下4.1 10其中,上下表示上、下限,P为饱和蒸汽压,t为温度.相对挥发度：0=丝4.2Pb说明：根据精储段或全塔的平均温度,由内插法得到各组分的饱和蒸汽压, 即可计算对应精储段和全塔的平均相对挥发度.为求出塔内不同位置的物性数据,需确定所处的温度,由于塔内由上向下温 度不断上升

27、,因此物性数据也不断变化,在设计中可利用不同塔段的平均温度以 求得近似的物性数据.为设计方便,在本设计中粗略以精储段和提储段的平均温度确定两段的物性数据,以便进行体积流量的计算.在这一局部的计算中,我们要计算出指定体系的塔顶温度td、加料板处温度tf,精储段温度tl.根据汽液相平衡数据画出汽液相平衡图,由不同 部位的含量在图中查得塔顶及加料板处的温度并计算精微段的平均温度.图二汽液相平衡图绘制汽液相平衡图如图2.1可得以下温度：塔顶温度：to =36.860C塔釜温度：tw =60.050c加料板温度：tF =48.040C精微段温度：tm =42.450C故平均温度为：48.4550C温度C

28、正戊烷Pa正己烷Pa0244006028103783010090205616016160308203024940401151003725050159400540306021410076350702826001054008036640014240090467700188800100588500244400表二各组分得饱和蒸汽压与温度得关系查表1并计算精储段PA,精=115100A物质的蒸汽压：159400 -115100 -(42.45 -40) =125953.510查表1并计算精储段B物质的蒸汽压:54030 -37250PB,精=37250 -(42.45 -40) =41361.1查表1

29、并计算全塔A物质的蒸汽压:159400-115100 Pa,全=11510010查表1并计算全塔B物质的蒸汽压:(49.29 -40) =156254.754030 - 37250Pb,全=37250 (49.29 -40) =52838.6210计算精微段相对挥发度aj：PapB125953.5 , =3.0541361.1计算全塔相对挥发度a :3、平均摩尔质量_ PaPbl156254.7 a2.9652838.62塔顶汽液混合物平均摩尔质量:由XD=y1 =0.9916,查平衡曲线得 小=0.9913MvDm=0.9916 72+0.0084 86=72.1176 (kg/kmol)M

30、LDm=0.9913 72+0.0087 86=72.1218 (kg/kmol)进料板汽、液混合物平均摩尔质量：由图解理论板(见附图1)得yF =0.7398,XF =0.4433MVFm=0.7398 72+0.2602 86=75.6428 (kg/kmol)MLFm=0.4433 72+0.5057 86=75.4078 (kg/kmol) 精储段汽、液混合物平均摩尔质量：MVm= (72.1176+75.6428)/2=73.8802 (kg/kmol)MLm= (72.1218+75.4077 /2=73.7648 (kg/kmol)4、平均密度1气相平均密度-fmMvm由理想气体

31、状态方程计算,即109.88 73.8802 八 ,3=3.094kg/m8.314 (42.45 273.15)2液相平均密度内插关系式：P = P下+ 一上一下t -t下2.710液相混合物密度：1=也+92.8:A : B其中,aA、aB分别为正戊烷A,正己烷B组分的质量分数,Pa、 Pb分别为A, B纯组分的密度.可根据塔顶、塔釜、加料板的质量分率及各纯组分的密度求得三处混合液的密度同时可计算三段的平均温度(2.9)二：1：2/2表三各组分的液相密度与温度的关系温度0c正戊烷kg /m3正己烷kg / m30645.9675.110636.2666.220626.2657.230616

32、648.140605.5638.950594.8629.560583.7620.070572.2610.280560.3600.290547.9589.9100535579.3查表2.2并根据式2.7、2.8计算塔顶7相密度Pd :Pk Pk605 5 6165二G +工(tt下)=616+.-(36.86-30)=608.7971010：B0.45. 0.55608.797 641.79= 0.001596140783PdB = P下十味一下(t t下)=648.1 +638.9-648(36.86 30) =641.7910103. LDM = 626.51kg/m查表2.2并根据式2.7

33、、2.8计算,同理可得：加料板液相密度PLFm： 613.64kg/m3精微段平均密度：Lm： 627.82kg/m35、液相平均外表张力内插关系式：仃上一仃下,.仃=仃下 +tt下2.2010混合物外表张力：仃= "晖2.21XA、A ,.- XA>- B各段外表张力：二 Lm 二；,LDm ,二 LFm / 22.22塔顶与塔釜的外表张力可近似用纯物质外表张力代替.表四 各组分的外表张力与温度的关系温度0c正戊烷kg /m3正己烷kg /m3018.220.11017.119.06201618.023014.92174013.8515.995012.814.996011.7

34、6147010.7313.02809.71912908.72611.111007.75210.18根据式2.20、2.21可得精微段平土匀外表张力；：Lm:C+上一仃下X 、一 CC 占13.8514.92/CCdA下1 t -1«下J 14.92 1(36.86 30) 14.191010cy =.大dB下仃卜一O下15 99 -17(t-t下)=17.(36.86 -30)=16.311010二 A；;B14.19 16.31 LDM = 7 = = 15.06xA；A (1-xA)cB 0.4433 14.19 0.5567 16.31根据式(2.20)、(2.21)计算,同理

35、可得：二 LFm =14.11根据式(2.22)计算得：二 lm =(二 ldm二 lfm)= (15.06 14.11)/2 =14.5856、液相平均粘度 内插关系式：M上+以下N = N下 +- (tt下)2.1610混合液体粘度l o g = Xa l o +A +(1 Xa)1 o gB(2.17)%=(Nd+Nf)/2(2.18)=(d+w)/2(2.19)表五各组分的粘度与温度的关系温度0c正戊烷kg /m3正己烷kg / m3400.1990.255500.1840.235600.1720.217700.1610.202800.1510.189900.1270.1771000.

36、1170.166查表2.3并根据式(2.16)、(2.17)、(2.18)计算精储段平均粘度1：N卜十口下0 184 +0 199二下+ (t t下)=0.199 +°8_09 (48.04 40) = 0.50691010R Ln MA +n* =H下 + (1下)=0.255+°-(48.04 -40)=0.648961010log=Xa loga 1 -Xa10g -% =0.4433 log 0.5069 1 - 0.4433log0.64896J =0.5816MPa «s2.2.5 精储塔的塔体工艺尺寸计算1 .查史密斯关联图的方法是分别由精储段和提储

37、段的参数得史密斯关联图 的横坐标A精和A 提,以及曲线值B,获得C20值.2 .板间距是由塔径来选用的,在未知塔径的情况下,可根据进料的情况设 塔径的范围,查得板间距.由设定的板间距计算出塔径后,再核实板间距是否合 适,如不适宜,重新设定板间距后计算塔径.塔径计算需要确定空塔气速u,空塔气速由极限空塔气速最大空塔气速 umax 乘以平安系数得到,计算空塔气速需要知道操作物系的负荷系数 C, C值由外表 张力为20dyn/cm的物系负荷系数C2.计算而得,C2.由史密斯关联图查得.图三史密斯关系图mnmnL 810500.5 0 61、塔径的计算1最大空塔气速和空塔气速最大空塔气速计算公式:Um

38、ax = C精储段的气、液相体积流率为、/ LMvm 105.9392 73.88023 /Vs = = = 0.703m / s36001VM3600 3.094LM lm3600 lm=0.00218m3/s66.6792 73.76483600 627.82C由式子C =C20(Q/20)02求取,其中的C20由上图查取,图中横坐标为Lsl、i/20.00218 3600 , 627.82、1/2()=()=0.442Vs 0V0.703 36003.094取板间距HT=0.4m,板上液层高度hL=0.05m,那么得 HThL=0.40.05=0.35 (m)查图得C20=0.085C=

39、C2o(211ML严-0.085 (I4585)0.2 =0.07982020-max八 一c.;627.82-3.094 = 0.0798,3.094= 1.134m/s取平安系数为0.6,那么空塔气速为；=0.6max =0.6 1.134 =0.6804m/s (2)塔径c4Vs4 0.703 一D=.:1.147m二 ,二 0.6804按标准塔径圆整后为：D=1 (m)塔截面积为： AT = -D2 = 1 = 0.785m244实际空塔气速为：N=" = 0703 = 0.89m/sAs 0.7852、精储塔有效高度的计算精储段有效高度为Z 精=(N 精一1) HT= (1

40、81) >0.40=6.8 (m)提储段有效高度为2提=(N 提一3) Ht= (183) >0.40=6.0 (m)在进料板处及提储段各开1个人孔,其高度均为0.8m,故精储塔的有效高度为Z= (Z 精 + Z 提)+0.8 浸=6.8+6.0+ (0.8 >2) =14.4 (m)2.2.6 塔板主要工艺尺寸计算1、溢流装置计算因塔径D=1m,可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘.各项计算如下：(1)堰长lwlw = E . DE为堰长系数且常取0.60.8 lw = ED =0.7 1 =0.7m(2)溢流堰高度hw溢流堰高度计算公式hw = hhow选用平直堰,土!

41、上液层高度how依下式计算,即how2.8410003600Ls)2/3lw近似取E=1,那么2.843600Ls 2/3how =E( s)10001w2.843600 0.00218 2/3= 0.014m1 ()10000.7取板上液层高度hL=0.05m,故hw=hL-how =0.05-0.014=0.036 (m)(2)弓形降液管宽度W及截面积A为求降液管的宽(W)和降液管的面积(A),需查图获得,此图的横坐标值为lw/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=A/At,At为

42、塔截面积.I、J为由横坐标K值在图中查得的纵坐标值,At为塔截面积(m2), Af为 降液管面积(m2), Wd为降液管宽(m ).图四 Wd / D和Af / At值与LW/D的关系由 lw/D=0.7,查图得,Af/AT=0.09, Wd/D=0.15 故2、Af=0.09 &.785=0.07065 (m )Wd=0.15 1=0.15 (m2)液体在降液管中的停留时间 日一般不应小于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别离.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问,即:3600Af

43、Ht3600Ls3600AfHT 3600 0.07065 0.40所以 e = 12.96(s)任 5( s)3600Ls3600 0.00218故降液管设计合理.(3)降液管底隙高度%计算公式hg3600Ls360Ow03600 0.002223600 0.7 0.08-0.0396 m L 0.006ml取 u'0=0.08m/s,那么hO3600 LS3600low 口.3600 0.002183600 0.7 0.08= 0.0389故降液管底隙设计合理.3、塔板布置(1)塔板的分块因D2800mm,故塔板采用分块式.塔板分为 3块(2)边缘区宽度确定取双 =M =0.065

44、m,W = 0.035m(3)开孔区面积计算开孔区面积A =2(x r2 -x22二 r. j xsi n ) 1 8 0 r其中1-(Wd Ws)= 一(0.15 0.065 = 0.2 8mD 1r =Wc =0.0 3 50.4 6 m222220.4651 0.2852此 Aa =2(0.285.0.4652 -0.2852sin ) = 0.495m2故1800.465(4)筛孔计算及排列应处理物系腐蚀性,可选用6=5mm碳钢板,取筛孔直径d°=5mm.筛孔按 正三角形排列,取孔中央距t为t =3d =3 5 =15mm筛孔数目n为1.155At21.155 0.4950.

45、0152= 2541 个开孔率为= 0.907()2 = 0.907(005)2 =10.1%t0.015气体通过筛孔的气速为0.101A00.7030.101 0.495=14.06m/s2.2.7 塔板流体力学验算1、塔板的压降根据hp = hc十加十h仃计算塔板压降(1)干板电阻hc计算U 2 %hc =0.051()() c ：L由于d0/6 =5/5=1,co =0.772 故14.06、2/ 3.094、hc =0.051() () = 0.083m0.772627.82(2)板上充气液层阻力h1可取充气系数&0=0.5% =%hL =0.5x0.05 = 0.025 (n

46、j)(3)克服外表张力所造成的阻力h二液体外表张力所产生的阻力-0.0019m4 14.585 10:Lgd0627.82 9.8 0.005h = h f h. =0.083 0.025 0.0019 = 0.1099m p c 1 .单板压降 APp =hpPLg =0.1099父627.829.8 = 676.17pa2、淹塔为了预防淹塔现象的发生,要求限制液管中清液层高度Hd <*(HT+hW)0 Hd可用下式计算,即Hd = hphL hd(1)与气体通过塔板的压降相当的液柱高度 hP =0.1099m(2)液体通过降液管的压头损失hd,因不设进口堰,故hd =0.153 (&

47、quot;)2 =0.153 ( 0.00218 )2 = 0.00098mlwhc0.7 0.0389(3)板上液层高度,取hL=0.05m因止匕 Hd = hP + % 十几=0.1099+0.05+0.00098=0.16088 (n)取e=0.5, Hr=0.45m, hw=0.0305mMHt hw =0.5 0.45 0.0305 =0.24可见H翼Ht +hw ,符合预防淹塔的要求.4、雾沫夹带:一V -1.36LsZLL - ：VFi =当气体上升时雾沫夹带量ev0.1kg液/kg 气时,泛点率应小于80%KCFAbZL = D -2WdA =A -2Af其中,Fi为泛点率且应

48、小于80%, Wd为降液管宽度m, Zl为板上液体 流径长m, At为塔截面积m2,人为板上液流面积m2 , Af为弓形降 液管截面积m2, D为塔径m, Cf为泛点负荷系数且查图得,K为物性系 数且查表正常系统取1.Ct图五泛点负荷系数与密度的关系板上液体流径长度Zl (m):Zl = D -2Wd =1-2 0.15 = 0.7m板上液流面积Ab ( m2)：2Ab =At -2Af =0.785 2 0.07065= 0.644m2根据式(5.21 )计算泛点率Fi:Fi =Vs,口 &口 +1.36Lszl0.703.L _ : V3.094627.82-3.094KCfA1

49、0.128 0.6441.36 0.00218 0.7二 0.625计算出的泛点率都在80犯下,故可知雾沫夹带能满足eV<0.1kg液/kg汽的要求.2.2.8 塔板负荷性能图1、雾沫夹带线Vs :'_-V一 -1.36LsZls 7 _ 7s L按式子F1 = 1 L V做出KCf4对于一定的物系及一定的塔板结构,式中PV、PL、Ab、K、Cf及ZL均为值,相应于eV =0.1的泛点率上限值亦可确定,将各数代入上式,便得出Vs-Ls的关系式,据此做出雾沫夹带线按泛点率=80对算如下3.0941.36 LS 0.7= 0.81 0.128 0.644.627.82 -3.094整

50、理得 0.07Vs 0.952Ls =0.066雾沫夹带线为直线,那么在操作范围内任取两个Ls值,依上式算出相应的Vs值列于下表中Ls/(m 3/s)0.0010.0023 .、Vs/(m /s)0.9300.9162、液泛线物系一定,塔板结构尺寸一定,那么HT、h.、lw、豆、生及中等均为定值,而Uo与Vs又有如下关系,即 Ul-do2N4式中阀孔数N与孔径do亦为定值.因此,可将上式简化,得由+(Ht +%)=hp + 1 + hd =hc + % +% + h + hd 确定液泛线.L0.175p 2将 hd =0.153x()2 ,=儿+儿卬,儿=19.9u, he = 5.34u0 代入上式, lwho：l2：g得到:U2LeHt % =5.34急+0,53 (忒)2+(1 +旌八十2.481000l 3600LsE < lw2/31222/3qV,L/(m /s)0.0005qv,v/(m3/s)2.3830.