課程設(shè)計(jì)化工原理設(shè)計(jì)

1、新鄉(xiāng)學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書院（系）名稱化學(xué)與化工學(xué)院專業(yè)名稱化學(xué)工程與工藝年 級(jí) 班 級(jí)2010級(jí)2班學(xué)生姓名呂滎賓學(xué) 號(hào)10040202035指導(dǎo)教師姓名徐紹紅 楊麗云目錄1.概述11.1 塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用和地位:11.2 塔設(shè)備的分類及一般構(gòu)造11.3 對(duì)塔設(shè)備的要求21.4 塔設(shè)備的發(fā)展及現(xiàn)狀21.5 塔設(shè)備的用材21.6 板式塔的常用塔型及其選用21.7 塔型選擇一般原則31.7.1 與物性有關(guān)的因素31.7.2 與操作條件有關(guān)的因素41.7.3其他因素42.塔板計(jì)算42.1 設(shè)計(jì)任務(wù)和條件42.2 設(shè)計(jì)計(jì)算52.2.1 設(shè)計(jì)方案的確定52.2.2 精餾塔的物料衡算52.2

2、.3 塔板數(shù)的確定62.2.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算102.2.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算152.2.6 塔板主要工藝尺寸計(jì)算182.2.7 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算252.2.8 塔板負(fù)荷性能圖292.2.9 塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果表363 塔附件設(shè)計(jì)373.1塔頂冷凝器373.2 塔底再沸器423.3 接管423.3.1進(jìn)料管423.3.2回流管433.3.3 塔頂蒸汽接管433.3.4 釜液排出管443.3.5釜液飽和水蒸氣管453.4法蘭453.5塔體實(shí)際高度（不包括封頭高度）463.6 料液泵473.6.1 泵的計(jì)算及選型473.6.2 核算泵的軸功率483.7筒體與封頭493.

3、7.1筒體493.7.2封頭503.8 裙座503.9人孔514. 設(shè)計(jì)總結(jié)514.1設(shè)計(jì)感想與體會(huì)514.2 致謝525參考資料536附錄圖54 1.概述1.1 塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用和地位:塔設(shè)備是石油、化工生產(chǎn)中廣泛使用的重要生產(chǎn)設(shè)備，在石油、化工、輕工等生產(chǎn)過(guò)程中，塔設(shè)備主要用于氣、液兩相直接接觸進(jìn)行傳質(zhì)傳熱的過(guò)程，如精餾、吸收、萃取、解吸等，這些過(guò)程大多是在塔設(shè)備中進(jìn)行的。塔設(shè)備可以為傳質(zhì)過(guò)程創(chuàng)造適宜的外界條件，除了維持一定的壓強(qiáng)、溫度、規(guī)定的氣、液流量等工藝條件外，還可以從結(jié)構(gòu)上保證氣、液有充分的接觸時(shí)間、接觸空間和接觸面積，以達(dá)到相際之間比較理想的傳質(zhì)和傳熱效果。1.2 塔設(shè)備

4、的分類及一般構(gòu)造分類：按照操作壓力可分為加壓塔、常壓塔和減壓塔，按操作單元分為精餾塔、吸收塔、介吸塔、反應(yīng)塔、萃取塔、干燥塔，按形成相際接觸界面分為：固定相界面塔和流動(dòng)過(guò)程中形成的相界面塔，按內(nèi)件結(jié)構(gòu)分為板式塔和填料塔。填料塔的結(jié)構(gòu)：塔體為圓筒形，里面填充一定高度的填料，填料的下方有支承板，上方為填料壓網(wǎng)及液體分布裝置。操作時(shí)，液體經(jīng)塔頂?shù)囊后w分布器分散后沿填料表面流下而潤(rùn)濕填料，氣體用機(jī)械輸送設(shè)備從塔底進(jìn)入，在壓強(qiáng)差推動(dòng)下，通過(guò)填料間的空隙與液體逆向接觸，在填料表面進(jìn)行傳質(zhì)，氣液兩相的組成沿塔高連續(xù)地變。液體由上往下流動(dòng)時(shí)，由于塔壁處阻力較小而向塔壁偏流，使填料不能全部潤(rùn)濕，導(dǎo)致氣液接觸不良

5、，影響傳質(zhì)效果，稱之為塔壁效應(yīng)。為了防止塔壁效應(yīng)，通常在填料層較高的塔中將填料分層裝置，各層間設(shè)置液體再分布器將，液體重新分布后再送入下層填料。選擇尺寸合適的填料，也可以減弱和防止塔壁效應(yīng)。為分離氣體可能夾帶的少量霧狀液滴，在塔頂還安裝有除沫器。板式塔的結(jié)構(gòu)：板式塔的殼體通常為圓筒形，里面沿塔高裝有若干塊水平的塔板。液體靠重力作用自上而下逐板流向塔底，并在各塊塔板的板面上形成流動(dòng)的液層；氣體則在壓差推動(dòng)下經(jīng)塔板上的開(kāi)孔由下而上穿過(guò)塔板上液層最后由塔頂排出。1.3 對(duì)塔設(shè)備的要求（1） 滿足工藝要求（p 、 t 、 耐腐）（2） 生產(chǎn)能力大即氣液處理量大（3） 壓力降小即流體阻力小（4） 操作穩(wěn)

6、定，操作彈性大（5） 效率高，即氣液兩相充分接觸，相際間傳熱面積大（6） 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、可靠、省材，制造、安裝方便，設(shè)備成本低（7）操作、維修方便（8）耐腐蝕，不易堵塞1.4 塔設(shè)備的發(fā)展及現(xiàn)狀在化工、煉油和石油化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)中，塔設(shè)備作為分離過(guò)程工藝設(shè)備，在蒸餾、精餾、萃取、吸收和解吸等傳質(zhì)單元操作中有著重要的地位。據(jù)統(tǒng)計(jì)，在整個(gè)化工工藝設(shè)備總投資中塔設(shè)備所占的比重，在化肥廠中約為21%，石油煉廠中約為20一25%，石油化工廠中約占10。若就單元裝置而論，塔設(shè)備所占比重往往更大，例如在成套苯蒸餾裝置中，塔設(shè)備所占比重竟高達(dá)75.7%。此外，蒸餾用塔的能量耗費(fèi)巨大，也是眾所周知的。故塔設(shè)備對(duì)產(chǎn)品產(chǎn)量

7、、質(zhì)量、成本乃至能源消耗都有著至關(guān)重要的影響。因而強(qiáng)化塔設(shè)備來(lái)強(qiáng)化生產(chǎn)操作是生產(chǎn)、設(shè)計(jì)人員十分關(guān)心的課題。1.5 塔設(shè)備的用材（1）塔體：鋼材，有色金屬或非金屬耐腐蝕材料，鋼殼襯砌襯、涂非金屬材料。（2）塔板：鋼為主，陶瓷、鑄鐵為輔。（3）填料：瓷、鋼、鋁、石墨、尼龍、聚丙烯塑料。（4）裙座：一般為炭鋼。1.6 板式塔的常用塔型及其選用板式塔是分級(jí)接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，種類繁多。根據(jù)目前國(guó)內(nèi)外實(shí)際使用的情況，主要塔型是浮閥塔、篩板塔及泡罩塔。由于盤式浮閥塔具有如下特點(diǎn)。（1）處理量較大，比泡罩塔提高2040%，這是因?yàn)闅饬魉絿姵觯瑴p少了霧沫夾帶，以及浮閥塔盤可以具有較大的開(kāi)孔率的緣故。（2）操

8、作彈性比泡罩塔要大。（3）分離效率較高，比泡罩塔高15%左右。因?yàn)樗P上沒(méi)有復(fù)雜的障礙物，所以液面落差小，塔盤上的氣流比較均勻。（4）壓降較低，因?yàn)闅怏w通道比泡罩塔簡(jiǎn)單得多，因此可用于減壓蒸餾。（5）塔盤的結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn)單，易于制造。（6）浮閥塔不宜用于易結(jié)垢、結(jié)焦的介質(zhì)系統(tǒng)，因垢和焦會(huì)妨礙浮閥起落的靈活性。故本設(shè)計(jì)采用盤式浮閥塔。1.7 塔型選擇一般原則塔型的合理選擇是做好塔設(shè)備設(shè)計(jì)的首要環(huán)節(jié)。選擇時(shí)應(yīng)考慮的因素有：物料性質(zhì)、操作條件、塔設(shè)備的性能，以及塔設(shè)備的制造、安裝、運(yùn)轉(zhuǎn)和維修等。1.7.1 與物性有關(guān)的因素（1） 易起泡的物系，如處理量不大時(shí)，以選用填料塔為宜。因?yàn)樘盍夏苁古菽屏?，在板?/p>

9、塔中則易引起液泛。（2） 具有腐蝕性的介質(zhì)，可選用填料塔。如必須用板式塔，宜選用結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、造價(jià)便宜的篩板塔盤、穿流式塔盤或舌形塔盤，以便及時(shí)更換。（3） 具有熱敏性的物料須減壓操作，以防過(guò)熱引起分解或聚合，故應(yīng)選用壓力降較小的塔型。如可采用裝填規(guī)整填料的散堆填料等，當(dāng)要求真空度較低時(shí)，也可用篩板塔和浮閥塔。（4） 黏性較大的物系，可以選用大尺寸填料。板式塔的傳質(zhì)效率較差。（5） 含有懸浮物的物料，應(yīng)選擇液流通道較大的塔型，以板式塔為宜。可選用泡罩塔、浮閥塔、柵板塔、舌形塔和孔徑較大的篩板塔等。不宜使用填料。（6） 操作過(guò)程中有熱效應(yīng)的系統(tǒng)，用板式塔為宜。因塔盤上積有液層，可在其中安放換熱管，進(jìn)

10、行有效的加熱或冷卻。1.7.2 與操作條件有關(guān)的因素（1） 若氣相傳質(zhì)阻力大（即氣相控制系統(tǒng)，如低黏度液體的蒸餾，空氣增濕等），宜采用填料塔，因填料層中氣相呈湍流，液相為膜狀流。反之，受液相控制的系統(tǒng)（如水洗二氧化碳），宜采用板式塔，因?yàn)榘迨剿幸合喑释牧?，用氣體在液層中鼓泡。（2） 大的液體負(fù)荷，可選用填料塔，若用板式塔時(shí)，宜選用氣液并流的塔型（如噴射型塔盤）或選用板上液流阻力較小的塔型（如篩板和浮閥）。此外，導(dǎo)向篩板塔盤和多降液管篩板塔盤都能承受較大的液體負(fù)荷。（3） 低的液體負(fù)荷，一般不宜采用填料塔。因?yàn)樘盍纤笠欢康膰娏苊芏龋W(wǎng)體填料能用于低液體負(fù)荷的場(chǎng)合。（4） 液氣比波動(dòng)的適

11、應(yīng)性，板式塔優(yōu)于填料塔，故當(dāng)液氣比波動(dòng)較大時(shí)宜用板式塔。1.7.3其他因素（1） 對(duì)于多數(shù)情況，塔徑小于800mm時(shí)，不宜采用板式塔，宜用填料塔。對(duì)于大塔徑，對(duì)加壓或常壓操作過(guò)程，應(yīng)優(yōu)先選用板式塔；對(duì)減壓操作過(guò)程，宜采用新型填料。（2） 一般填料塔比板式塔重。（3） 大塔以板式塔造價(jià)較廉。因填料價(jià)格約與塔體的容積成正比，板式塔按單位面積計(jì)算的價(jià)格，隨塔徑增大而減小。2.塔板計(jì)算2.1 設(shè)計(jì)任務(wù)和條件（1）處理含正戊烷（a）60%（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）的正戊烷正己烷混合液，得到產(chǎn)品正己烷4.0萬(wàn)噸/年。（2）塔頂正戊烷濃度不低于95%（3）塔底產(chǎn)品含正己烷（b）濃度：95%（4）操作條件： 精餾塔的

12、塔頂壓力 4 kpa（表壓） 進(jìn)料狀態(tài) 45 回流比 2rmin 全塔效率 52 單板壓降 不大于0.60（表壓）（5）設(shè)備形式 浮閥塔（6）設(shè)備工作日 300天（每天工作24小時(shí)）（7）當(dāng)?shù)卮髿鈮?101.33kpa（表壓）（8）廠 址 新 鄉(xiāng)2.2 設(shè)計(jì)計(jì)算2.2.1 設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離正戊烷正己烷混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。本設(shè)計(jì)進(jìn)料液溫度為45，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至45后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)時(shí)部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后進(jìn)入儲(chǔ)罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比較小，操作回流比取最小回流比的2

13、倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。2.2.2 精餾塔的物料衡算1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率正戊烷的摩爾質(zhì)量 ma=72kg/kmol正己烷的摩爾質(zhì)量 mb=86kg/kmol =0.6 2. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 mf=0.6×72+0.4×86=77.6kg/kmol md=0.95×72+0.05×86=72.7kg/kmol mw=0.05×72+0.95×86=85.3kg/kmol3物料衡算產(chǎn)品正己烷產(chǎn)量=65.13kmol/h全塔物料衡算=+65.13 ×0.6=0.95&

14、#215;+0.05×65.13聯(lián)立解得=102.35kmol/h =167.48kmol/h2.2.3 塔板數(shù)的確定1理論層數(shù)nt的確定 正戊烷-正己烷屬于理想體系，可采用圖解法求理論板層數(shù)（1）查得正戊烷-正己烷的汽液平衡數(shù)據(jù)1（表1）繪出t-x-y圖，如下:表1 各組分組成與溫度的關(guān)系xyt（）1136.10.820.93400.620.83450.450.71500.310.57550.180.38600.070.17650068.7圖1 正戊烷-正己烷的t-x-y圖 （2）求q值與q線方程：q值計(jì)算過(guò)程由參考文獻(xiàn)2查得過(guò)冷液體：式中，是進(jìn)料在溫度（tb+tf）/2下液體的定

15、壓比熱容； 由圖1查得泡點(diǎn)溫度為 45.5，露點(diǎn)為54。 tb =45.5 tf =45查參考書的定性溫度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線方程為： 因?yàn)閝線方程斜率較大，所以近似處理為x=0.6，即泡點(diǎn)進(jìn)料（q=1）。 （3）求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比，過(guò)點(diǎn)（0.6，0）作垂線，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為xq=0.6，yq=0.82。圖2 正戊烷-正己

16、烷的汽液平衡圖 故最小回流比為 取操作回流比為 精餾段的液相負(fù)荷 (4)求精餾塔的氣、液相負(fù)精餾段的氣相負(fù)荷 提鎦段的液相負(fù)荷提鎦段的氣相負(fù)荷 （5）操作線方程精餾段操作線方程為=x=0.5417x+0.435提留段操作線方程為=（6）圖解法求理論板層數(shù) 采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖1所示。求解結(jié)果為：nt=8（見(jiàn)附圖1），其中精餾段nt=3，提留段nt=5（不包括再沸器），進(jìn)料板位置nf=4。2、實(shí)際板層數(shù)的求取精餾段實(shí)際板層數(shù) np，精=3/0.52=5.776提留段實(shí)際板層數(shù) np，提=5/0.52=9.6210總實(shí)際板層數(shù) np= np，精+ np，提=162.2.4 精餾塔的工藝條件

17、及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1、操作壓力塔頂操作壓力 pd=p當(dāng)?shù)?p表=101.33+4=105.33 kpa每層塔板壓降 p=0.6kpa進(jìn)料板壓力 pf=105.33+0.6×6=108.96kpa精餾段平均壓力 pm1=(105.33+108.96)/2=107.145kpa塔底壓力 pw=（105.33+0.6×16）=114.93kpa提鎦段平均壓力 pm2=（108.96+114.93）/2=111.945kpa2、操作溫度根據(jù)汽液相平衡數(shù)據(jù)畫出汽液相平衡圖，由不同部位的含量在圖（見(jiàn)附圖2）中查得塔頂、塔底及加料板處的溫度并計(jì)算精餾段、提鎦段的平均溫度。由xd=y1=

18、0.95，查t-x-y圖（見(jiàn)附圖3）得塔頂溫度： td =38.9 由進(jìn)料板組成xf=0.6，查t-x-y圖（見(jiàn)附圖3）得加料板溫度：tf =45.5 由第8板上液相組成x=0.083，查t-x-y圖（見(jiàn)附圖3）得塔釜溫度： tw =64.3 精餾段平均溫度：tm1=（38.9+45.5）/2=42.2提鎦段平均溫度：tm2=(45.5+64.3)/2=54.93、核算全塔效率選用3公式計(jì)算。該式適用于液相粘度為0.07-1.4mpa·s的烴類物系，式中的為全塔平均溫度下以進(jìn)料組成表示的平均粘度。塔頂及塔釜溫度分別為：td =38.9 tw =64.3 全塔平均溫度 tm=(38.9

19、+64.3)/2=51.6 查參考書4得定性溫度下物料的粘度：0.188mpa·s，0.249mpa·s。0.2124代入公式得= 0.5276(相對(duì)誤差小于1%,符合要求)。4、平均摩爾質(zhì)量 塔頂汽、液混合物平均摩爾質(zhì)量：由xd=y1=0.95，查平衡曲線圖得x1=0.869（見(jiàn)附圖2）。 mvdm=0.95×72+0.05×86=72.7 kg/kmol mldm=0.869×72+0.131×86=73.834 kg/kmol進(jìn)料板汽、液混合物平均摩爾質(zhì)量：查平衡曲線圖（見(jiàn)附圖2），得xf=0.6和yf=0.818。mvfm=0

20、.818×72+0.182×86=74.548 kg/kmolmlfm=0.6×72+0.4×86=77.6 kg/kmol塔底汽、液混合物平均摩爾質(zhì)量：第8板上液相組成x=0.083，查平衡曲線圖（見(jiàn)附圖2），得y=0.185mvwm=0.185×72+0.815×86=83.41 kg/kmolmlwm=0.083×72+0.917×86=84.838 kg/kmol精餾段汽、液混合物平均摩爾質(zhì)量：mvm=（72.7+74.548）/2=73.624 kg/kmolmlm=（73.834+77.6）/2=75.

21、717 kg/kmol提餾段汽、液混合物平均摩爾質(zhì)量：mvm,（83.41+74.548）/2=78.979 kg/kmolmlm,=（84.838+77.6）/2=81.219 kg/kmol5、平均密度查參考書4得如下數(shù)據(jù)： 表2 各組分的液相密度與溫度的關(guān)系溫度正戊烷正己烷kg/m3kg/m3塔頂 38.9610640進(jìn)料板45.5600635塔底 64.3580610表3 各組分的表面張力與溫度的關(guān)系溫度正戊烷正己烷mn/mmn/m塔頂 38.913.716.2 進(jìn)料板 45.513.415.7 塔底 64.312.114.6表4 各組分的粘度與溫度的關(guān)系溫度正戊烷正己烷mpasmpa

22、s 塔頂 38.90.20.26進(jìn)料板 45.50.190.25塔底 64.30.170.24a精餾段 （1）氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即3.01 kg/m3（2）液相平均密度 液相平均密度計(jì)算公式： 塔頂液相平均密度：=0.941611.696 同理其余各數(shù)據(jù)計(jì)算結(jié)果如表5：表5 各部分組成摩爾分?jǐn)?shù)、質(zhì)量分?jǐn)?shù)與平均密度xaxbwawb平均密度()塔頂0.9500.0500.9410.059611.696進(jìn)料板0.6000.4000.5570.443615.027塔底0.0830.9170.0700.930607.822精餾段平均密度：=（611.696+615.027）/2=61

23、3.3617 b提鎦段（1）氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即3.242 kg/m3（2）提餾段平均密度：由表5得（615.027+607.822）/2=611.4247kg/m36、液相平均表面張力液相平均表面張力計(jì)算公式： lm= 塔頂液相平均表面張力：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進(jìn)料板液相平均表面張力：由tf=45.50c， a=13.4 mn/m，b=15.7mn/m lfm=0.60013.4+0.40015.7=14.32 mn/m塔底液相平均表面張力：由tw=6

24、4.30c， a=12mn/m，b=14.6mn/m lwm=0.08312+0.91714.6= 14.3925mn/m精餾段液相平均表面張力：=（13.825+14.32）=14.0725 mn/m同理提餾段液相平均表面張力為14.35625 mn/m表6 平均表面張力計(jì)算結(jié)果表xaxb平均表面張力（mn/m）塔頂0.950.0513.825進(jìn)料板0.60.414.32塔底0.0830.91714.39257、液相平均粘度：混合液體平均粘度計(jì)算公式： 塔頂液相平均黏度：由td=38.9 ，=0.2，=0.2。計(jì)算得 =0.202641進(jìn)料板液相平均黏度：由tf=45.5 ，=0.19，=0

25、.25。計(jì)算得 =0.212045塔底液相平均黏度：由tw=64.3 ，=0.17，=0.24。計(jì)算得 =0. 233228精餾段液相平均黏度為 =（0.202641+0.212045）/2=0.207343同理提鎦段液相平均黏度為0.222637xaxb平均黏度塔頂0.950.050.202641進(jìn)料板0.60.40.212045塔底0.0830.9170.233228 表7液相平均粘度計(jì)算結(jié)果表2.2.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1. 塔徑的計(jì)算（1）最大空塔氣速和空塔氣速 最大空塔氣速空塔氣速 精餾段的氣、液相體積流率為提餾段的氣、液相體積流率為精餾段：0.0419提餾段：0.0965取

26、板間距ht=0.45m，板上液層高度hl=0.05m，則ht-hl=0.45-0.05=0.4m圖3 史密斯關(guān)聯(lián)圖查圖三得精餾段：c20=0.085 提餾段:c20=0.079精餾段負(fù)荷系數(shù)c（精）0.9315取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為u=0.8umax=0.8×1.096=0.8768 m/s提餾段負(fù)荷系數(shù)c（提）取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為u=0.8umax=0.8×0.9998=0.7998 m/s(2).塔徑精餾段：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為d=1.6 m塔截面積為 實(shí)際空塔氣速為 提餾段：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為d，=1.6m塔截面積為 實(shí)際空塔氣速為 因此精餾塔塔徑

27、為d=1.6m。由表8塔板間距和塔徑的經(jīng)驗(yàn)關(guān)系5表可知該精餾塔塔徑符合要求。表8 塔板間距和塔徑的經(jīng)驗(yàn)關(guān)系塔徑d，m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.02.0-2.4>2.4塔板間距ht，m0.2-0.30.3-0.350.35-0.450.45-0.60.5-0.80.62. 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為z精=（n精-1）ht=（6-1）×0.45=2.25（m）提餾段有效高度為z提=（n提-3）ht=（10-3）×0.45=3.15（m）在進(jìn)料板處及提餾段各開(kāi)1個(gè)人孔，其高度均為0.8m，故精餾塔的有效高度為z=（z精+ z提）+0.8

28、×2=2.25+3.15+（0.8×2）=7（m）2.2.6 塔板主要工藝尺寸計(jì)算1、溢流裝置計(jì)算各項(xiàng)計(jì)算如下：（1）塔徑d=1.6 m精餾段液體流量 q1=0.00445×3600=16.2 提鎦段液體流量 q2=0.0106×3600=38.16表9 液相負(fù)荷與板上液流型式的關(guān)系5塔徑/m液體流量（m3/h）u行流型單流型雙流型階梯流型1.0745  1.4970  2.0119090160 3.0111101102002003004.0111101102302303505.0111101102502

29、504006.011110110250250450因此，由表9液相負(fù)荷與板上液流型式的關(guān)系表可知，整個(gè)精餾塔選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。（2）堰長(zhǎng) e為堰長(zhǎng)系數(shù)且常取0.60.8，本設(shè)計(jì)取0.7=0.7 m（3）溢流堰高度hw 溢流堰高度計(jì)算公式 選用平直堰，堰上液層高度依下式計(jì)算，即 近似取e=1，則精餾段0.01674m提鎦段取板上液層高度hl=0.05m，故精餾段 =0.05-0.01674=0.03326m提鎦段 0.05-0.02985=0.02015m（4）弓形降液管寬度wd及截面積af 為求降液管的寬（wd）和降液管的面積（af）,需查圖4獲得，此圖的橫坐標(biāo)值為/d,用

30、k表示。在圖中橫坐標(biāo)為k處向上做垂線，與圖中的兩條曲線各得一交點(diǎn)，由這兩點(diǎn)分別作水平線與縱軸分別交于兩點(diǎn)i和j，i=wd/d，j=af/at,at為塔截面積。i、j為由橫坐標(biāo)k值在圖中查得的縱坐標(biāo)值，為塔截面積（），為降液管面積（），為降液管寬（）。圖4 和值與lw/d的關(guān)系由/d=0.7，查圖得，af/at=0.089，wd/d=0.149故af=0.089×2.011=0.179（m2）wd=0.149×1.6=0.2384（m2）液體在降液管中的停留時(shí)間一般不應(yīng)小于35s，以保證溢流液體中的泡沫有足夠的時(shí)間在降液管中得到分離。但是對(duì)于高壓下操作的塔及易起泡的物質(zhì)，停留

31、時(shí)間應(yīng)更長(zhǎng)些。在求得降液管截面積之后，應(yīng)按下式驗(yàn)算降液管內(nèi)液體的停留時(shí)間，即： 所以 精餾段=提鎦段=故降液管設(shè)計(jì)合理。（5）降液管底隙高度計(jì)算公式 精餾段 取，則故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。提餾段 取，則故降液管底隙設(shè)計(jì)合理。2.塔板布置及浮閥數(shù)目與排列（一） 塔板布置（1）塔板分塊 本設(shè)計(jì)塔徑為，故塔板采用分塊式，由塔徑與塔板分塊數(shù)目表5（表10）知塔板分四塊。表10 塔徑與塔板分塊數(shù)目 塔徑/mm800-12001400-16001800-20002200-2400分塊數(shù)目3456 （2）取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度。（二）浮閥數(shù)目與排列 取閥孔動(dòng)能因數(shù)f0=10，用式求孔速，即（1）精餾段依

32、式求每層塔板上的浮閥數(shù)，即 依式計(jì)算鼓泡區(qū)面積，即浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=75mm=0.075m，則可按下式估算排間距，即考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用134mm，而應(yīng)小于此值，故取。按，以等腰三角形叉排方式作圖，根據(jù)圖五得閥數(shù)n=184個(gè)。圖5按n=184重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在912范圍內(nèi)。塔板開(kāi)孔率=(在10%-14%之間，符合要求)（2）提鎦段依式求每層塔板上的浮閥數(shù)，即取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度。依式計(jì)算鼓泡區(qū)面積，即浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同

33、一橫排的孔心距t=75mm=0.075m，則可按下式估算排間距，即考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用129mm，而應(yīng)小于此值，故取。按，以等腰三角形叉排方式作圖，根據(jù)圖五得閥數(shù)n=18按n=184重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9-12范圍內(nèi)。塔板開(kāi)孔率=(在10%-14%之間，符合要求)2.2.7 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算1、氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降根據(jù)計(jì)算塔板壓降(1)干板電阻由式先計(jì)算臨界孔速若，則可按式計(jì)算，若，則可按式計(jì)算。精餾段 因，則可按式計(jì)算，即=m提餾段 因，則可按式計(jì)算，得=0.0699m（2

34、）板上充氣液層阻力 本設(shè)計(jì)分離正戊烷和正己烷的混合液，即液相為碳?xì)浠衔铮扇〕錃庀禂?shù)。依式計(jì)算，即精餾段 提餾段 ·（3）克服表面張力所造成的阻力 因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋?精餾段 提餾段 單板壓降 ：精餾段 提餾段 2 淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度?？捎孟率接?jì)算，即（1）與氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐?精餾段 提餾段 （2）液體通過(guò)降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰，故按式計(jì)算，即精餾段 提餾段 （3）板上液層高度精餾段 取因此取0.5 則可見(jiàn)，符合防止淹塔的要求。提餾段 取因此取0.5 可

35、見(jiàn)，符合防止淹塔的要求。3 霧沫夾帶按式及式計(jì)算泛點(diǎn)率f1：板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度 板上液流面積 精餾段正戊烷和正己烷可按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)k=1.0，由圖六查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)cf=0.122，將以上數(shù)值代入式，得 又按式計(jì)算泛點(diǎn)率，得計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。提餾段 正戊烷和正己烷可按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)k=1.0，由圖六查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)=0.126，將以上數(shù)值代入式，得 又按式計(jì)算泛點(diǎn)率，得計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。圖6 泛點(diǎn)負(fù)荷圖2.2.8 塔板負(fù)荷性能圖1、霧沫夾帶線按式作出精餾段對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中、及均為

36、已知值，相應(yīng)于的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各已知數(shù)代入上式，便得出的關(guān)系式，據(jù)此作出霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算如下整理得 或 (1)霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值，依上式算出相應(yīng)的值列于下表11中表11 霧沫夾帶線數(shù)據(jù)qv,l(m3/s)0.00050.016qv,v(m3/s)2.33591.991提餾段 按式作出對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中、及均為已知值，相應(yīng)于的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各已知數(shù)代入上式，便得出的關(guān)系式，據(jù)此作出霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算如下整理得 或 . (1)，霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值，算出相應(yīng)的值列于下表12中表12 霧

37、沫夾帶線數(shù)據(jù)q,v,l,(m3/s)0.00050.016q,v,v,(m3/s)2.3312881.99922、 液泛線精餾段 由確定液泛線。忽略式中項(xiàng)，將式、式、式、式及代入上式，得到當(dāng)物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則，則、及等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即： 式中閥孔數(shù)n與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡(jiǎn)化，得 .(2)在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)值，依上式算出相應(yīng)的值列于下表13中表13 液泛線數(shù)據(jù)qv,l(m3/s)5e-040.0010.00150.0020.0040.0060.0080.01qv,v(m3/s)2.5872.5582.52912.49872.3492.1371.8361.5

38、021提餾段 同精餾段得到物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則，則、及等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即：式中閥孔數(shù)n與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡(jiǎn)化，得 . (2)， 在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)值，依上式算出相應(yīng)的值列于下表14中表14 液泛線數(shù)據(jù)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

39、、液相負(fù)荷上限精餾段 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于。依式知液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間求出上限液體流量值（常數(shù)），在圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無(wú)關(guān)的豎直線。以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則 . (3)提餾段 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于。依式知液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間求出上限液體流量值（常數(shù)），在圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無(wú)關(guān)的豎直線。以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則(3), 4、 漏液線對(duì)于f1型重閥，依計(jì)算，則精餾段 ，即式中、均為已知數(shù)，故可由此求出氣相負(fù)荷的下限值，據(jù)此作出與液相流量無(wú)關(guān)的水平漏液線。以作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則(4)

40、提餾段 ，即式中、均為已知數(shù)，故可由此求出氣相負(fù)荷的下限值，據(jù)此作出與液相流量無(wú)關(guān)的水平漏液線。以作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則. (4)，5、 液相負(fù)荷下限線精餾段 取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，依下列的計(jì)算式：，計(jì)算出的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直直線。取e=1，則 (5) 提餾段 取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，依下列的計(jì)算式：，計(jì)算出的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直直線。取e=1，則 (5)， 根據(jù)式（1）、（2）、（3）、（4）、（5）可分別作出精餾段塔板負(fù)荷性能圖上的共五條線，見(jiàn)圖7 由精餾段塔板負(fù)荷性能圖可以看出

41、： 在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)a（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在事宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置。 按照固定的液氣比，由此查出圖7查出塔板的氣相負(fù)荷上限 ，氣相負(fù)荷下限，得操作彈性=同理可得提餾段塔板負(fù)荷性能圖（見(jiàn)圖8）：由提餾段塔板負(fù)荷性能圖可以看出： 在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)a（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在事宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置。 按照固定的液氣比，由此查出附圖8查出塔板的氣相負(fù)荷上限 氣相負(fù)荷下限操作彈= 圖7 精餾段塔板負(fù)荷性能圖圖8 提餾段塔板負(fù)荷性能2.2.9 塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果表表15 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表序號(hào)項(xiàng) 目單 位計(jì)算結(jié)果精餾段提餾段1平均溫度42.254.92平均壓力kpa107.145111.9453

42、平均流量流量氣相m3/s1.517391.5084液相m3/s0.004450.01065理論塔板數(shù)塊35實(shí)際塔板數(shù)塊6106塔的有效高度m2.253.157塔徑m1.61.68板間距m0.450.459降液管形式弓形弓形10空塔氣速m/s0.75450.749811 溢流 裝置溢流管形式單溢流單溢流12溢流堰長(zhǎng)度m1.121.1213溢流堰高度m0.033260.0201514板上液層高度m0.050.0515堰上液層高度m0.016740.0298516安定區(qū)寬度m0.090.0917開(kāi)孔區(qū)到塔壁距離m0.060.0618開(kāi)孔區(qū)面積m22.2132.21319閥孔直徑mm393920浮閥或

43、篩孔個(gè)數(shù)18418421閥孔或篩孔氣速m/s6.9036.9622閥孔或篩孔動(dòng)能因數(shù)10.5411.4523開(kāi)孔率%10.910.7724孔心距m0.0750.07525排間距m0.10.126塔板壓降pa533.11569.2227液體在降液管中的停留時(shí)間s16.116.76328降液管底隙高度m0.01130.009529液相負(fù)荷上限m3/s0.00650.014230液相負(fù)荷下限m3/s0.00230.004931氣相負(fù)荷上限m3/s2.111.9232氣相負(fù)荷下限m3/s0.06330.6133操作彈性3.3493.1483 塔附件設(shè)計(jì)3.1塔頂冷凝器一設(shè)計(jì)任務(wù)與條件在該生產(chǎn)設(shè)計(jì)中，用

44、循環(huán)冷卻水將塔頂蒸汽（，td =38.9）冷卻為液體，冷卻水進(jìn)口溫度設(shè)計(jì)為20（根據(jù)新鄉(xiāng)當(dāng)?shù)厮疁兀?，出口溫度?8。設(shè)計(jì)一臺(tái)列管式換熱器，完成該生產(chǎn)任務(wù)。二設(shè)計(jì)計(jì)算（一）確定設(shè)計(jì)方案（1）選擇換熱器的類型 兩流體溫度變化情況熱流體進(jìn)口溫度38.9，出口溫度38.9。冷流體進(jìn)口溫度20，出口溫度28 。（2）管程安排 根據(jù)流體流經(jīng)的選擇原則，蒸汽走殼程，循環(huán)冷卻水走管程。 （二）確定物性數(shù)據(jù)定性溫度：殼程流體定性溫度為t=38.9管程流體的定性溫度為t=（20+28）/2=24 查參考書4得混合氣體在38.9 下的有關(guān)物性數(shù)據(jù)：表16 物性數(shù)據(jù)表密度（kg/m3）潛熱kj/kg導(dǎo)熱系數(shù)正戊烷61

45、02250.13正己烷6402100.125查得循環(huán)水在24 下的物性數(shù)據(jù)：=997.2kg/m3 =4.179kj/(kg) =0.60638w/(m) =92.32810-3（三）估算傳熱面積，初選換熱器型號(hào)（1）傳熱量（忽略熱損失）混合蒸汽在38.9時(shí)的汽化潛熱為r=224.25kj/kg q=223.33.7224.25=1652543.1kj/h=459.04kw（2）冷卻水用量（忽略熱損失） = kg/s=49428kg/h（3）計(jì)算平均傳熱溫差 暫按單殼程、雙管程考慮由于=（39.8-20）=19.8=（39.8-28）=11.8 /=19.8/11.8=1.678故可用算數(shù)平均

46、溫度差=（19.8+11.8）/2=15.8<50由于殼程流體恒溫，故 15.8<50根據(jù)換熱任務(wù)和流體性質(zhì)，初步選擇固定管板式換熱器。(4)選k值，估算傳熱面積參照化工原理6附錄，取k=520w/(m2)則s=q/k=(5)初選換熱器型號(hào) 由于兩流體溫度差較小，可選用固定管板式換熱器。由固定管板式換熱器的系列標(biāo)準(zhǔn)，初選換熱器型號(hào)為：g500ii1.656.6。主要參數(shù)如下：外殼直徑 500 mm 公稱壓力 1.6mpa 公稱面積 56.6 m 2管子尺寸 25mm2mm 管子數(shù) 164 管長(zhǎng) 4500 mm管中心距 32mm 管程數(shù)np 2 管子排列方式 正三角形管程流通面積 0.0257m2實(shí)際換熱面積s0=164m2=57.83 m2采用此換熱面積的換熱器，要求過(guò)程的總傳熱系數(shù)為 k0=q/ (so*)= w/(m2)（四）核算壓力降（1）計(jì)算管程壓降 （結(jié)垢校正系數(shù)，管程數(shù)，殼程數(shù)） 對(duì)的管子有 取碳鋼的管壁粗糙度為0.1mm，則， =0.5357m/s (湍流)由關(guān)系圖中查得=0.0