分離正庚烷正己烷混合液的篩板式精餾塔工藝的課程設(shè)計說明書

1、. . . . 分離正庚烷-正己烷混合液的篩板式精餾塔工藝設(shè)計一、課題名稱分離正庚烷-正己烷混合液的篩板式精餾塔工藝設(shè)計二、課題條件原 料：正己烷、正庚烷溶液 處理量：30000t/a原料組成：正己烷44%（質(zhì)量百分?jǐn)?shù)）原料液初溫： 40操作壓力、回流比、單板壓降：自選進料狀態(tài)：冷液體進料分離要求：塔頂苯含量不低于99%，殘液中苯含量不大于0.2%。塔 頂：全凝器塔 釜：飽和蒸汽間接加熱塔板形式：篩板生產(chǎn)時間：年開工300天，每天三班8小時連續(xù)生產(chǎn)冷卻水溫度：20設(shè)備形式：篩板塔廠 址：濱州市三、設(shè)計容1、設(shè)計方案的選定2、精餾塔的物料衡算3、塔板數(shù)的確定4、精餾塔的工藝條件與有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計

2、算（加熱物料進出口溫度、密度、粘度、比熱、導(dǎo)熱系數(shù)）5、精餾塔塔體工藝尺寸的計算6、塔板主要工藝尺寸的計算7、塔板的流體力學(xué)驗算8、塔板負(fù)荷性能圖（精餾段）9、換熱器設(shè)計10、精餾塔接管尺寸計算 / 641、撰寫課程設(shè)計說明書一份 設(shè)計說明書的基本容(1)課程設(shè)計任務(wù)書(2)目錄(3)設(shè)計計算與說明(4)設(shè)計結(jié)果匯總(5)小結(jié)(6)參考文獻14、 有關(guān)物性數(shù)據(jù)可查相關(guān)手冊15、 注意事項(1)寫出詳細(xì)計算步驟，并注明選用數(shù)據(jù)的來源(2)每項設(shè)計結(jié)束后列出計算結(jié)果明細(xì)表(3)設(shè)計最終需裝訂成冊上交四、進度計劃1.設(shè)計動員，下達設(shè)計任務(wù)書 0.5天2.收集資料，閱讀教材，擬定設(shè)計進度 1-2天3.

3、初步確定設(shè)計方案與設(shè)計計算容 5-6天4.整理設(shè)計資料，撰寫設(shè)計說明書 前言第一章綜述1.1精餾原理與其在生產(chǎn)中的應(yīng)用1.2精餾操作對塔設(shè)備的要求1.3板式塔類型第二章工藝條件的使用和說明2.1操作壓力的確定2.2進料狀態(tài)的確定2.3加熱劑和加熱方式的確定2.4冷凝器和冷卻劑的確定第三章 塔的工藝設(shè)計計算3.1精餾塔的物料衡算3.1.1原料液與塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)3.1.2原料液與塔頂、塔底產(chǎn)品含正己烷摩爾分?jǐn)?shù)和平均摩爾質(zhì)量3.1.3物料衡算3.2理論板數(shù)的計算3.2.1正己烷正庚烷的平衡線3.2.2 求q值與q線方程3.2.3 全塔效率ET3.2.4 實際板層數(shù)求解3.3精餾塔正己烷-正

4、庚烷物性參數(shù)的計算3.3.1 操作溫度3.3.2 平均摩爾質(zhì)量3.3.3液相平均表面力計算3.3.4液相平均黏度計算3.3.6 液相平均密度計算第四章精餾塔的塔體工藝尺寸設(shè)計4.1 塔徑的計算4.1.1精餾段4.1.2提餾段提餾段4.2 精餾塔有效高度的計算4.3塔板主要工藝尺寸的計算4.3.1 溢流裝置計算4.3.1.1 堰長4.3.1.2溢流堰高度4.3.1.3弓形降液管寬度和截面積4.3.1.4 降液管底隙高度4.4 塔板布置4.4.1塔板的分塊4.4.2邊緣區(qū)寬度確定4.4.3 開孔區(qū)面積計算4.3.4 篩孔計算與其排列4.5 篩板的流體力學(xué)驗算4.5.1 塔板壓降4.5.1.1 干板

5、阻力計算4.5.1.2 氣體通過液層的阻力計算4.5.1.3 液體表面力的阻力計算4.5.2液沫夾帶4.5.3 漏液4.5.4 液泛4.6 塔板負(fù)荷性能圖4.6.1精餾段4.6.1.1 漏液線4.6.1.2 液沫夾帶線4.6.1.3 液相負(fù)荷下限線4.6.1.4液相負(fù)荷上限線4.6.1.5 液泛線4.6.2提餾段4.6.2.1漏液線4.6.2.2霧沫夾帶線4.6.2.3 液相負(fù)荷下限線4.6.2.4 液相負(fù)荷上限線4.6.2.5 液泛線第五章熱量衡算5.1相關(guān)介質(zhì)的選擇5.1.1加熱介質(zhì)的選擇5.1.2冷凝劑5.2焓值衡算5.3附屬設(shè)備設(shè)計5.3.1 進料管5.3.2回流管5.3.3塔頂蒸氣出

6、料管5.3.4 釜液排出管5.3.5加熱蒸汽管5.4筒體與封頭5.4.1筒體5.4.2封頭5.4.3裙座5.4.4人孔5.4.5除沫器5.5塔總體高度的設(shè)計5.5.1塔頂空間5.5.2塔底空間5.5.3塔總高度的設(shè)計5.7 再沸器的選擇5.8 泵的選擇5.5.1.進料泵5.8.2回流泵設(shè)計感想?yún)⒖嘉墨I附錄一（結(jié)果匯總）附錄二 符號說明精餾塔的工藝性能圖塔板設(shè)計圖塔設(shè)計圖塔板設(shè)計工藝圖前言 塔設(shè)備的基本功能在于給氣、液兩相充分接觸的機會，使傳質(zhì)、傳熱兩種傳遞過程能夠迅速而且有效地進行，并且還要能使能夠接觸的氣、液兩相與時分開，互不夾帶。所以，蒸餾、吸收、萃取、吸附等操作可在一樣的設(shè)備中進行。根據(jù)

7、塔的結(jié)構(gòu)型式，塔設(shè)備可分為板式塔與填料塔兩大類。 板式塔裝有若干層塔板，液體靠重力作用由頂部逐板流向塔底，并在各塊板面上形成流動的液層；氣體則靠壓差的推動，由塔底向上依次穿過各塔板上的液層而流向塔頂。氣、液兩相在塔進行逐級接觸，兩相的組成沿塔高呈階梯式變化。板式塔為逐級接觸式氣液傳質(zhì)設(shè)備。在一個圓筒形的殼體裝有若干層按一定間距放置的水平塔板，塔板上開有很多篩孔，每層塔板靠塔壁處設(shè)有降液管。氣液兩相在塔板進行逐級接觸，兩相的組成沿塔高呈階梯式變化。板式塔的優(yōu)點重量輕、效率好、處理量大、便于維修。缺點：結(jié)構(gòu)復(fù)雜，壓降大。本設(shè)計采用板式塔中的篩板塔，主要對塔高、塔徑、附屬設(shè)備的設(shè)計計算與選擇，進行塔

8、的流體力學(xué)驗算和負(fù)荷性能圖，得到操作彈性等等。本次設(shè)計結(jié)果為：理論板數(shù)為21塊（不含再沸器），塔效率為57.48%，精餾段實際操作板數(shù)為16塊，提餾段實際操作板數(shù)為21塊，實際總板數(shù)為37塊（不包括塔底再沸器）。進料位置為第17塊板，在板式塔的主要工藝尺寸計算中得出塔徑為1.2米，設(shè)置2個人孔，塔高為18.774米，通過篩板塔的流體力學(xué)驗算，證明設(shè)計各指標(biāo)數(shù)據(jù)均符合要求。第一章綜述1.1精餾原理與其在生產(chǎn)中的應(yīng)用塔設(shè)備是化工、石油等工業(yè)中最廣泛使用的重要生產(chǎn)設(shè)備。塔設(shè)備的基本功能在于給氣、液兩相提供以充分接觸的機會，能夠使質(zhì)、傳熱兩種傳遞過程能夠迅速有效地進行；還要使接觸之后的氣、液兩相與時分

9、開。所以，蒸餾和吸收操作可在同樣的設(shè)備中進行。根據(jù)塔氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，塔設(shè)備可分為板式塔與填料塔兩大類。板式塔沿塔高裝有若干層塔板，液體靠重力作用由頂部逐板流向塔底，并且在各塊板上形成流動的液層；氣體的推動力為壓強差，由塔底向上穿過每層塔板上的液層而流向塔頂。氣、液兩相在塔進行逐級接觸，兩相的組成沿塔高呈階梯式變化。填料塔裝有各種形式的固體填充物，即填料。液相由塔頂噴淋裝置分布于填料層上，靠重力作用沿填料表面流下；氣相則在壓強差推動下穿過填料的間隙，由塔的一端流向另一端。氣、液在填料的潤濕表面上進行接觸，其組成沿塔高連續(xù)地變化。目前在工業(yè)生產(chǎn)中，當(dāng)處理量大時多采用板式塔，而當(dāng)處理量較小時

10、多采用填料塔。蒸餾操作的規(guī)模往往較大，所需塔徑常達一米以上，故采用板式塔較多；吸收操作的規(guī)模一般較小，故采用填料塔較多。1.2精餾操作對塔設(shè)備的要求 (1)氣(汽)、液兩相處理量大，即生產(chǎn)能力大時，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、液泛等破壞操作的現(xiàn)象。(2)操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣(汽)、液負(fù)荷具有較大圍的變動時，而且仍能夠在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長期連續(xù)操作所必須的可靠性。(3)流體流動的阻力小，這大大節(jié)省了動力消耗，并且也降低了操作費用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降使整個系統(tǒng)無法繼續(xù)維持必要的真空度，導(dǎo)致破壞物系的操作。(4)結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量小，制造安裝容易。(5)

11、耐腐蝕而且不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。(6)塔的滯留量要小。實際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有大部分也是互相矛盾。不同的塔型各有某些獨特的優(yōu)點，設(shè)計時應(yīng)該根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，一定要抓住主要矛盾，進行選型。1.3板式塔類型塔設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。板式塔為逐級接觸的氣液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點有：(1)結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的

12、80左右。(2)處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。(3)塔板效率高，比泡罩塔高15左右。(4)壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。篩板塔的缺點是：(1)塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 (2)操作彈性較小(約23)。(3) 小孔篩板容易堵塞。第二章工藝條件的使用和說明2.1操作壓力的確定蒸餾操作通常在常壓、加壓和減壓下進行。確定操作壓力時，應(yīng)該根據(jù)所處理的物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性進行考慮。由于對于正己烷正庚烷物系并沒有什么特殊要求，故本設(shè)計采用的是常壓進料。2.2進料狀態(tài)的確定進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量與塔的熱負(fù)荷都有密切的聯(lián)系。本設(shè)計中采用

13、40進料。2.3加熱劑和加熱方式的確定蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。當(dāng)然有時也可采用直接蒸汽加熱。然而，直接蒸汽加熱時，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起到了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量一樣的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)會稍有增加。本設(shè)計采用立式熱虹吸式再沸器，該再沸器是利用塔底單相釜液與換熱管氣液混合物的密度差形成循環(huán)推動力，構(gòu)成工藝物流在精餾塔底與再沸器間的流動循環(huán)。這種再沸器具有傳熱系數(shù)高，結(jié)構(gòu)緊湊，安裝方便，釜液在加熱段停留時間短，不易結(jié)垢，調(diào)節(jié)方便，占地面積小，設(shè)備與運行費用低等顯著優(yōu)點。但由于結(jié)構(gòu)上的原因，殼程不易清洗，因此不適宜用于高粘

14、度的液體或較臟的加熱介質(zhì)。同時由于是立式安裝，因而，增加了塔的裙座高度。2.4冷凝器和冷卻劑的確定 本設(shè)計用水作為冷卻劑。冷凝器將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余作回流液返回塔頂，使塔氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進行。精餾塔選用篩板塔，配合使用螺紋管式換熱器。因為此換熱器承受的壓力在0-1.6MPa，振動幅度小，噪音小，使用壽命長，熱效率高，更加節(jié)省能量，全不銹鋼焊接，耐高溫高壓，結(jié)構(gòu)緊湊，安裝方便，占地面積小，結(jié)垢傾向低，維護費用低，而且節(jié)能環(huán)保。第三章 塔的工藝設(shè)計計算3.1精餾塔的物料衡算3.1.1原料液與塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)正己烷的摩爾質(zhì)量 正庚烷的摩爾質(zhì)量 原料處理量為

15、： 3.1.2原料液與塔頂、塔底產(chǎn)品含正己烷摩爾分?jǐn)?shù)和平均摩爾質(zhì)量3.1.3物料衡算 總物料衡算 D+WF 正己烷物料衡算 聯(lián)立解得 正庚烷的回收率：正己烷的回收率：式中：F原料液流量，D流出液流量，W釜殘液流量，XF原料液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)XD餾出液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)XW釜殘液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)3.2理論板數(shù)的計算3.2.1正己烷正庚烷的平衡線Antoine常數(shù)值組分ABCPS正己烷5.996941168.337223.9891正庚烷6.902401268.115216.900常壓下正己烷-正庚烷氣液平衡組成與溫度的關(guān)系氣液平衡數(shù)據(jù)：PA/PB/液相中正己烷的摩爾分率x 

16、;氣相中正庚烷的摩爾分率y溫度t/101.17201738.638235191.0020466221.0007806368.7104.388890140.041457710.9519966850.98102544269.7107.685197941.485348280.9035466410.96049949570.7111.062266842.970754970.8566301950.93918352771.7114.521431944.498535180.8111841630.91705796572.7118.064036746.069555540.7671483090.8941029237

17、3.7121.69143347.684691870.7244651950.870298274.7125.404980849.344829120.6830800320.84562328175.7129.206048151.050861320.6429405490.8200573376.7133.096010552.803691470.6039968590.79357919477.7137.076251654.604231550.5662013420.766167478.7141.148162456.453402380.5295085270.73780015479.7145.313141258.3

18、52133580.4938749860.70845533680.7149.572593660.301363520.4592592310.67811050781.7153.927932262.302039190.4256216180.64674289882.7158.380576464.355116170.3929242540.61432941683.7162.931952466.461558560.3611309130.58084664184.7167.58349368.622338850.3302069530.54627082585.7172.336637270.838437880.3001

19、192370.51057788886.7177.192830473.110844740.2708360630.47374342287.7182.15352475.440556690.2423270940.43574268788.7187.220175277.828579080.2145632910.39655061289.7192.394247180.275925260.1875168520.35614179290.7197.67720882.783616450.1611611520.31449048991.7203.07053285.352681720.1354706890.27157063

20、92.7208.575698387.984157860.110421030.2273558193.7214.194190890.679089260.08598876307219.927498893.438527860.06215144407225.777115996.263533030.0388875580.08667246596.7235.9926376101.219540.0005970030.00139080498.4正己烷正庚烷t-x-y圖如下：利用表一中數(shù)據(jù)由差可求得當(dāng)，溶液的泡點溫度3.2.2 求q值與q線方程表二：正己烷和正庚烷

21、的汽化熱(求81.17)溫度T/K353.2363.2 正己烷r1(KJ/mol)28.3527.64 正庚烷r2(KJ/mol)33.0832.41插法可得 平均溫度表三：正己烷和正庚烷的比熱容(求60.89下)溫度T/K330340 正庚烷Cp2(J/(mol/K)237.4241.7插法：正己烷用已知：所以q線方程為所以由圖可看出q線與平衡線的交點（0.5684,0.7545） 所以 取 故精餾段操作線方程提餾段： 所以作下圖。圖解法求理論塔板數(shù)：利用origin作圖，可知第十塊板進料，總理論板層數(shù)為21塊（不含再沸器），精餾段9塊，提餾段12塊 3.2.3 全塔效率ET塔頂與塔底平均溫

22、度正己烷：正庚烷：tPAPB81.7149.572660.3013682.7153.929762.30204由直線插法：3.2.4 實際板層數(shù)求解ET=0.56精餾段：N1=9/0.5748=16提餾段：N2=12/0.5748=21實際總板數(shù)：37塊3.3精餾塔正己烷-正庚烷物性參數(shù)的計算3.3.1 操作溫度利用表一數(shù)據(jù)插法可求得、精餾段平均溫度提餾段平均溫度3.3.2 平均摩爾質(zhì)量精餾段（75.045）0.7244651950.870298274.70.6830800320.84562328175.7液相組成：氣相組成：提餾段(89.745)0.2145632910.39655061289

23、.70.1875168520.35614179290.7液相組成：氣相組成：3.3.3液相平均表面力計算液相平均表面力依下式計算，即 表四：正己烷和正庚烷液相表面力T/K343.2353.2363.2/()13.2012.2411.22/()15.3814.3513.42精餾段液相平均表面力()正己烷正庚烷提餾段液相平均表面力（） 正己烷正庚烷3.3.4液相平均黏度計算液相平均粘度依下式計算：表五：正己烷和正庚烷液相黏度T/K343.2353.2363.2323.2333.20.2410.2210.2610.2410.209精餾段液相平均黏度()正己烷正庚烷提餾段液相平均黏度（） 正己烷正庚烷

24、3.3.5 操作壓力計算塔頂操作壓力每層塔板壓降 ，一般進料板壓力 塔底操作壓力 精餾段平均壓力 提餾段平均壓力 全塔平均壓力3.3.6 液相平均密度計算表六：正己烷和正庚烷液相密度t/6080100620600.2579.3649.4630.7611.0液相平均密度依下式計算：精餾段平均密度計算（t=70.045） 液相平均密度：正己烷正庚烷由理想氣體狀態(tài)方程計算氣相密度： 提餾段平均密度計算（）液相平均密度：正己烷正庚烷氣相密度：第四章精餾塔的塔體工藝尺寸設(shè)計4.1 塔徑的計算4.1.1精餾段精餾段的氣、液相體積流率為式中 V精餾段氣相流量， L精餾段液相流量，MVM、MLM分別為精餾段氣

25、、液相平均摩爾質(zhì)量，、分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3取板間距HT=0.40mm,取板上層液高度為0.07m . 則，,由史密斯關(guān)聯(lián)圖得0.2HT=0.60.450.30.150.40.30.21.00.70.10.040.030.020.070.010.040.030.020.070.010.10.090.060.05 史密斯關(guān)聯(lián)圖 C0=0.07175由極限空塔氣速的計算式：、分別為氣、液相平均密度，kg/m3C20物系表面力的負(fù)荷系數(shù)m操作物系的液體平均表面力， C操作物系的負(fù)荷系數(shù)取安全系數(shù)0.7，則空塔氣速為式中 D塔徑，m Vs塔氣體流量，m3/s u空塔氣速，即按空塔截面

26、積計算的氣體線速度，m/s4.1.2提餾段提餾段的氣、液相體積流率為式中 V提餾段氣相流量， L提餾段液相流量,MVM、MLM分別為提餾段氣、液相平均摩爾質(zhì)量，、分別為提餾段氣、液相平均密度，kg/m3取板間距HT=0.40mm,取板上層液高度為0.07m . 則，查史密斯關(guān)聯(lián)圖得 C0=0.0625由極限空塔氣速的計算式：、分別為氣、液相平均密度，kg/m3C20物系表面力的負(fù)荷系數(shù)m操作物系的液體平均表面力， C操作物系的負(fù)荷系數(shù)取安全系數(shù)0.7，則空塔氣速為式中 D塔徑，m Vs塔氣體流量，m3/s u空塔氣速，即按空塔截面積計算的氣體線速度，m/s按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后D=1.2m塔截面積：

27、 實際空塔氣速：精餾段提餾段項目板間距（m）板上液層高度(m)塔徑(m)精餾段0.47210.001670.40.071.2提餾段0.54080.004280.40.071.24.2 精餾塔有效高度的計算塔 徑/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距/HT，mm200300250350300450350600400600 化工生產(chǎn)中常用板間距為：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在決定板間距時還應(yīng)考慮安裝、檢修的需要。例如在塔體人孔處，應(yīng)留有足夠的工作空間，其值不應(yīng)小于600mm。 精餾段有效高度為提餾段有效高

28、度為在進料板上方開一人孔，其高度為0.6m ，故精餾塔的有效高度為4.3塔板主要工藝尺寸的計算4.3.1 溢流裝置計算溢流裝置包括溢流堰和降液管。降液管形式和底隙降液管：弓形、圓形。小塔用圓形，一般采用弓形降液管。 塔板溢流形式有：U型流、單溢流、雙溢流和階梯流。表溢流形式選擇塔 徑小塔、液體流量小塔徑小于2.2m塔徑大于2m塔徑很大、液體流量很大溢流形式U型流單溢流雙溢流階梯流因塔徑 D=1.2m ，可選用單溢流弓形降液管。各項計算如下：4.3.1.1 堰長堰長由液相負(fù)荷和溢流形式?jīng)Q定。對單溢流，一般取，對雙溢流，一般取同理，提餾段的為4.3.1.2溢流堰高度由式中 堰高，m板上液層高度，m

29、堰上液層高度，m溢流堰板的形狀由決定，>0.6選平直堰；<0.6選齒形堰選用平直堰，堰上液層高度：近似取E=1（一般情況取1，可借用博爾斯對泡罩塔提出的液流收縮系數(shù)計算圖求取。）式中 堰長，m塔液體流量，m3/hE液流收縮系數(shù)，則精餾段 同理，提餾段的為取板上清液層高度，故 精餾段提餾段4.3.1.3弓形降液管寬度和截面積由由弓形降液管的參數(shù)圖查得精餾段提餾段為避免嚴(yán)重的氣泡夾帶，停留時間，其中。驗算液體在降液管中停留時間為：精餾段：提餾段： 式中 '塔液體流量，m3/h HT板間距，m Af弓形降液管截面積，m2故降液管設(shè)計合理4.3.1.4 降液管底隙高度底隙h0：通常

30、在 30-40mm，若太低易于堵塞。根據(jù)經(jīng)驗，一般取=0.07 m/s 0.25 m/s精餾段：提餾段：故降液管底隙高度設(shè)計合理。4.4 塔板布置4.4.1塔板的分塊塔板類型按結(jié)構(gòu)特點可分為整塊式或分塊式兩種。一般，塔徑從小于800mm時采用整塊式塔板；當(dāng)塔徑在900mm以上時，采用分塊式塔板。因，故塔板采用分塊式。 溢流區(qū)區(qū)（受液區(qū)和降液區(qū)） Wd一般兩區(qū)面積相等。 鼓泡區(qū) 氣液傳質(zhì)有效區(qū)入口安定區(qū)和出口安定區(qū) Ws=50-100mm。邊緣區(qū)：小塔Wc=30-50mm，大塔50-75mm。4.4.2邊緣區(qū)寬度確定4.4.3 開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積：其中故式中 邊緣區(qū)寬度，m開孔區(qū)面積，m2

31、弓形降液管寬度，m破沫區(qū)寬度，m4.3.4 篩孔計算與其排列本體系所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距 為篩孔數(shù)目n為：式中 開孔區(qū)面積，m2 t孔間距，m開孔率為精餾段氣體通過篩孔的氣速為提餾段氣體通過篩孔的氣速為4.5 篩板的流體力學(xué)驗算4.5.1 塔板壓降4.5.1.1 干板阻力計算干板阻力：式中 氣體通過篩孔的氣速，m/s C0干篩孔的流量系數(shù)、分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3由查查干篩孔的流量系數(shù)圖得，故精餾段提餾段4.5.1.2 氣體通過液層的阻力計算氣體通過液層的阻力： ，式中 Vs塔氣體流量，m3/s AT塔截面積，m2 Af弓

32、形降液管截面積，m2精餾段：提餾段：查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，精餾段得提餾段的式中 板上液層高度，m 充氣因數(shù)，無量綱。液相為水時，=0.5，為油時，=0.20.35，為碳?xì)浠衔飼r，=0.40.54.5.1.3 液體表面力的阻力計算液體表面力所產(chǎn)生的阻力：精餾段的為提餾段的為 式中 d0孔直徑，mm操作物系的液體平均表面力，氣體通過每層塔板的液柱高度 可按下式計算，即精餾段的為提餾段的為 氣體通過每層塔板的壓降為精餾段的為（設(shè)計允許值） 提餾段的為（設(shè)計允許值）4.5.2液沫夾帶霧沫夾帶量：精餾段的為：同理，提餾段的為 式中 板上液層高度，m HT板間距，m m操作物系的液體平均表面力，氣體通過篩孔

33、時的速度，m/s故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許圍。4.5.3 漏液對篩板塔，漏液點氣速：精餾段的為：實際孔速穩(wěn)定系數(shù)為同理，提餾段的為， 穩(wěn)定系數(shù)為式中 板上液層高度，m C0干篩孔的流量系數(shù)、分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3與液體表面力壓強降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m 故在本設(shè)計中無明顯漏液。4.5.4 液泛為防止塔發(fā)生液泛，降液管液層高為防止塔發(fā)生液泛，降液管液層高 式中 HT板間距，m堰高，m系數(shù)，是考慮到降液管充氣與操作安全兩種因素的校正系數(shù)。易氣泡物系，不易起泡物系，一般物系，取。精餾段的為 板上不設(shè)進口堰，液柱液柱提餾段的為 故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。4.6 塔板負(fù)荷性能圖4.6

34、.1精餾段4.6.1.1 漏液線由得由上表數(shù)據(jù)即可分別作出精餾段的漏液線1。lsvs0.000090.2970.00060.3040.0010.30780.0050.33244.6.1.2 液沫夾帶線以 為限，求關(guān)系如下：由 故 整理得 由上表數(shù)據(jù)即分別可作出精餾段和提餾段的霧沫夾帶線2。lsvs0.000091.29750.00061.23520.0011.20.0050.96534.6.1.3 液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式得取 E=1，則 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。4.6.1.4液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限：故

35、據(jù)此可分別作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。 4.6.1.5 液泛線令 由；聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得故 精餾段在操作圍，任取幾個值，依上式計算出個值，計算結(jié)果列于表vsls1.0640.000091.03630.00061.01830.0010.77660.005上表為液泛線計算結(jié)果由以上數(shù)據(jù)可分別作出精餾段的液泛線5。精餾段,操作氣液比根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔精餾段的負(fù)荷性能圖精餾段塔板負(fù)荷性能圖由圖中可知,操作線的下限由漏液線控制，上限由液泛線控制，故操作彈性為：2<3.02<4表明其在正常操作彈性圍。4.6.

36、2提餾段4.6.2.1漏液線由得lsvs/0.000090.26580.00060.27280.0010.27670.0050.3011由上表數(shù)據(jù)即可分別作出提餾段的漏液線1。4.6.2.2霧沫夾帶線以 為限，求關(guān)系如下：由 故 整理得 由下表數(shù)據(jù)即分別可作出提餾段的霧沫夾帶線2。vsls1.28960.000091.22770.00061.19270.010.95930.054.6.2.3 液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式得取 E=1，則 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。4.6.2.4 液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限：故據(jù)此

37、可分別作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。 4.6.2.5 液泛線令 由 ；聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得故 提餾段在操作圍，任取幾個值，依上式計算出個值，計算結(jié)果列于下表vs/ls1.140.000091.11840.00061.10560.0011.00330.005提餾段，操作氣液比：根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔提餾段的負(fù)荷性能圖提餾段塔板負(fù)荷性能圖由圖中可知,操作下限由漏液線，上限由液相負(fù)荷上限線控制，故操作彈性為;2<2.083<4表明其在正常操作彈性圍第五章熱量衡算5.1相關(guān)介質(zhì)的選擇5.1.1加熱介質(zhì)的選擇選用飽

38、和水蒸氣，溫度110.原因：水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道。飽和水蒸氣冷凝放熱值大，而水蒸氣壓力越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相應(yīng)減少，但水蒸氣壓力不宜太高。5.1.2冷凝劑選冷卻水，溫度20，溫升10。原因：冷卻水方便易得，清潔而且不易結(jié)垢。升溫線越高，用水量越小，但平均溫差小，傳熱面積大，綜合考慮選擇10。5.2焓值衡算由前面的計算結(jié)果可知：塔頂溫度，塔底溫度，進料溫度。下: 正庚烷330340237.4241.7正己烷比熱容 ： 正庚烷的比熱容：同理的下： 下：(1)0時塔頂氣體上升的焓QV塔頂以0為基準(zhǔn)。(2)回流液的焓回流液組成與塔頂組成一樣。(3)塔頂餾出液的焓(4)冷凝器消耗的

39、焓(5)進料口的焓下：(6)塔底殘液的焓(7)再沸器若塔釜熱損失為10%，則=0.9，設(shè)再沸器熱量損失=0.1，則因此，加熱器實際熱負(fù)荷為：5.3附屬設(shè)備設(shè)計5.3.1 進料管查表可知，60和80正己烷的密度分別為 ，由以下公式解得，對于正庚烷由公式得：，解得，由以下公式：=選取管規(guī)格484.5（無縫鋼管規(guī)則GB/T816387）5.3.2回流管解得：解得：取選取管規(guī)格34×4（無縫鋼管規(guī)則GB/T816387）5.3.3塔頂蒸氣出料管塔頂?shù)臏囟葹?8.92，此時氣相組成：塔頂蒸氣密度蒸汽體積流量為取選取管規(guī)格168×5.5（無縫鋼管規(guī)則GB/T816387）5.3.4 釜

40、液排出管釜底釜底溫度為98.32，液相組成=0.0023：對于正己烷的密度：解得 對于正庚烷的密度：解得 取選取管規(guī)格34×2（無縫鋼管規(guī)則GB/T816387）5.3.5加熱蒸汽管選取管規(guī)格219×18無縫鋼管規(guī)則GB/T816387）5.4筒體與封頭5.4.1筒體查文獻可知：5.4.2封頭 封頭分為橢圓形封頭、蝶形封頭、球形封頭幾種，本設(shè)計采用橢圓形封頭，由公稱直徑為1200mm，查得曲面高度為300mm,直邊高度為40mm,表面積為1.17平方米，容積為0.272立方米。5.4.3裙座塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座

41、形式。為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座直徑大于800mm，故裙座壁厚取16mm?；A(chǔ)環(huán)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整：。基礎(chǔ)環(huán)厚度考慮到腐蝕余量取18mm:考慮再沸器，裙座取1.5m。5.4.4人孔人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于人進出任何一層塔板。由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求，一般每隔1020塊板才設(shè)一個孔，本塔中共37塊板，需設(shè)置2個人孔，每個人孔直徑為600mm。由于本塔有32層板，那么應(yīng)該有兩個人孔，人孔直徑由于考慮到濱州為北方地區(qū)，故人孔直徑為600mm。本設(shè)計在進料板上方和接近塔釜處各設(shè)置一人口，板間距為0.6m。5.

42、4.5除沫器當(dāng)空塔氣速較大時，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，工藝生產(chǎn)過程中不允許出塔氣速夾帶霧滴，因此設(shè)置除沫器。由于本設(shè)計空塔氣速<1.5m，所以可以不設(shè)除沫器。5.5塔總體高度的設(shè)計5.5.1塔頂空間 塔頂空間是指塔最上層踏板與塔頂?shù)木嚯x。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，設(shè)計常取塔頂間距為（1.5-2.0）板間距。故本設(shè)計中塔頂空間為5.5.2塔底空間塔底空間高度具有中間貯槽的作用，塔釜液最好能在塔底有1015min 的儲量，以保證塔底料液不致排完。塔底產(chǎn)量取10min的儲液，則塔底空間體積：則塔底空間高度：5.5.3塔總高度的設(shè)計總塔高：5.6 冷凝器的選擇有機物蒸氣冷凝器設(shè)

43、計選用的總體傳熱系數(shù)一般圍為2901160W/(m2.)本設(shè)計取K=700 W/(m2.)出料液溫度：68.92（飽和氣）68.92（飽和液）冷卻水溫度：2030汽化潛熱： 逆流操作： ，平均摩爾質(zhì)量：蒸汽流量：蒸汽平均汽化熱： 傳熱面積：因為兩流體溫差小于70，故選用列管換熱器。（查柴誠敬化工原理（上）P340）查得有關(guān)參數(shù)如下表3所示參數(shù)規(guī)格參數(shù)規(guī)格公稱直徑DN/mm325管子尺寸25×2.5mm公稱壓力PN/Mpa1.6管長L/mm4500管程數(shù)1管子根數(shù)57管程流程面積/19.7管子排列方式正三角形中心排管數(shù)9折流擋板形式弓形實際換熱面積：面積裕度 符合要求。5.7 再沸器的

44、選擇水蒸氣再沸器設(shè)計選用的總體傳熱系數(shù)一般圍為20004250W/(m2.)本設(shè)計取K=2500 W/(m2.)水蒸氣溫度：110（蒸汽）110（水）逆流操作：平均摩爾質(zhì)量：蒸汽流量： 蒸汽汽化熱：傳熱面積：選用列管換熱器，由于含有（查柴誠敬化工原理（上）P340頁附錄）查得有關(guān)參數(shù)如下表：參數(shù)規(guī)格參數(shù)規(guī)格公稱直徑DN/mm450管子尺寸25×2.5mm公稱壓力PN/Mpa1.6管長L/mm 3000管程數(shù)1管子根數(shù)135管程流程面積/0.0424管子排列方式正三角形中心排管數(shù)13折流擋板形式弓形實際換熱面積：面積裕度滿足面積裕度的要求故也滿足要求5.8 泵的選擇5.5.1.進料泵原

45、料液流量進料液在40度的正己烷的密度：正己烷的密度同理可得：正庚烷的密度：正己烷的粘度：，正庚烷的粘度： 故，進料液的摩爾質(zhì)量為所以 取管流速：u=1.6m/s，則：故可選用選取42×2mm,得實際流速為：雷諾數(shù)：對新鑄鐵管，取則相對粗糙度：根據(jù)與，查化工原理（上冊，柴誠敬編）P48圖122得進料口高度：壓頭損失：揚程可選泵的型號：IS50-32-200參考(化工原理上冊附錄）5.8.2回流泵同理 回流液流量選用型號為 的單機單吸離心泵設(shè)計感想 通過這次課程設(shè)計，讓我們不僅把在課程上學(xué)到的化工原理的知識得到了應(yīng)用，同時我們在小組討論的過程中，共同進步，而且還增加了組員們的感情。在這個過程中，提高了自己的動手能力，以與合理的應(yīng)用圖書館以與網(wǎng)絡(luò)資源，遇到問題，查文獻，查教材，還有利用以前學(xué)過的excel，word，origin。通過這次課程設(shè)計，我們達到了多方面的提高，只有遇到問題，才會激發(fā)要學(xué)習(xí)的潛能。通過這次課程設(shè)計，提高了自己的能力。懂得了好多原來不懂得東西。感老師