F1浮閥型精餾塔化工原理課程設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書姓名： 熊 茂 專業(yè)：生 物 工 程 班級：生 物 2010一、設(shè)計(jì)題目：正庚烷-正辛烷連續(xù)精餾浮閥塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件設(shè)計(jì)任務(wù)：原料液中含正辛烷46.5 %(質(zhì)量)塔頂餾出液中含正辛烷不得高于2%(質(zhì)量)年產(chǎn)純度為97.8%的正辛烷3萬噸操作條件塔頂壓力：4kPa（表壓）進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料回流比：R=1.8Rmin 塔底加熱蒸汽壓力：0.5MPa（表壓）單板壓降：0.7kPa全塔效率：ET=59%三、塔板類型F1型浮閥塔四、工作日每年運(yùn)行300天，每天工作24小時(shí)五、公司廠址 廠址：重慶市長壽區(qū)新工業(yè)園區(qū)勝利路128號六、具體設(shè)計(jì)內(nèi)容 設(shè)計(jì)說明書的內(nèi)容精餾塔的

2、物料衡算塔板數(shù)的確定精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算塔板主要工藝尺寸的計(jì)算塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板負(fù)荷性能圖設(shè)計(jì)圖紙要求繪制生產(chǎn)工藝流程圖精餾塔的工藝條件圖（雙溢流浮閥塔）設(shè)計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表目錄 TOC o 1-3 h z u 一、緒論 PAGEREF _Toc375475080 h 31設(shè)計(jì)方案的思考 PAGEREF _Toc375475081 h 32.設(shè)計(jì)方案的特點(diǎn) PAGEREF _Toc375475082 h 43工藝流程的確定 PAGEREF _Toc375475083 h 4二、設(shè)備工藝條件的計(jì)算 PAGEREF _Toc375475084 h 41設(shè)計(jì)方案

3、的確定及工藝流程的說明 PAGEREF _Toc375475085 h 42全塔的物料衡算 PAGEREF _Toc375475086 h 52.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率 PAGEREF _Toc375475087 h 52.2 平均摩爾質(zhì)量 PAGEREF _Toc375475088 h 52.3 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率 PAGEREF _Toc375475089 h 53塔板數(shù)的確定 PAGEREF _Toc375475090 h 53.1相對揮發(fā)度的計(jì)算 PAGEREF _Toc375475091 h 53.2平衡線方程求算 PAGEREF _Toc375475092 h

4、63.3精餾塔的氣、液相負(fù)荷 PAGEREF _Toc375475093 h 63.4精餾段、提餾段操作線方程 PAGEREF _Toc375475094 h 64精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的計(jì)算 PAGEREF _Toc375475095 h 74.1 操作壓力的計(jì)算 PAGEREF _Toc375475096 h 74.2操作溫度的計(jì)算 PAGEREF _Toc375475097 h 84.3 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 PAGEREF _Toc375475098 h 84.4 平均密度的計(jì)算 PAGEREF _Toc375475099 h 94.5 平均粘度的計(jì)算 PAGEREF _To

5、c375475100 h 94.6 平均表面張力的計(jì)算 PAGEREF _Toc375475101 h 105精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 PAGEREF _Toc375475102 h 105.1精餾段塔徑的計(jì)算 PAGEREF _Toc375475103 h 105.2提餾段塔徑的計(jì)算 PAGEREF _Toc375475104 h 115.3 精餾塔有效高度的計(jì)算 PAGEREF _Toc375475105 h 126、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 PAGEREF _Toc375475106 h 126.1 精餾段 PAGEREF _Toc375475107 h 126.2提餾段 PAGEREF

6、_Toc375475108 h 157浮閥的流體力學(xué)驗(yàn)算 PAGEREF _Toc375475109 h 167.1 精餾段 PAGEREF _Toc375475110 h 167.2提餾段 PAGEREF _Toc375475111 h 198、塔板負(fù)荷性能圖 PAGEREF _Toc375475112 h 218.1精餾段負(fù)荷性能圖 PAGEREF _Toc375475113 h 218.2 提餾段負(fù)荷性能圖 PAGEREF _Toc375475114 h 22三、 計(jì)算結(jié)果總匯 PAGEREF _Toc375475115 h 24四、 結(jié)束語 PAGEREF _Toc375475116

7、h 25五、符號說明： PAGEREF _Toc375475117 h 26六、參考文獻(xiàn) PAGEREF _Toc375475118 h 28設(shè)計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表表一 正庚烷、正辛烷的密度溫度（）20406080100120140正庚烷（Kg/)684.8 667.4 649.4 630.7 611.0 590.3 568.3 正辛烷（Kg/)703.7 705.6 689.4 672.7 655.4 637.4 618.7 表二 正庚烷、正辛烷的粘度溫度（）20406080100120140正庚烷（mPas)0.417 0.342 0.286 0.242 0.208 0.181 0.143 正辛烷

8、（mPas)0.545 0.436 0.358 0.400 0.255 0.219 0.190 表三 正庚烷、正辛烷的表面張力溫度（）20406080100120140正庚烷（mNm)20.1818.216.2614.3612.5110.78.952正辛烷（mNm)21.5419.6417.7815.9514.1612.4110.71表四 正庚烷、正辛烷的飽和蒸汽壓溫度（）20406080100120140正庚烷（kPa)4.7412.3628.0757.08106.1183.2297正辛烷（kPa)1.3954.14710.4923.3446.8386.35148.5表五 正庚烷、正辛烷的摩

9、爾定比熱容溫度（）20406080100120140正庚烷（kJ/(kgk)2.2272.3022.392.472.5712.672.781正辛烷（kJ/(kgk)2.2052.272.342.4272.5122.6012.691一、緒論1設(shè)計(jì)方案的思考通體由不銹鋼制造，塔節(jié)規(guī)格25100mm、高度0.51.5m，每段塔節(jié)可設(shè)置12個(gè)進(jìn)料口/測溫口，亦可結(jié)合客戶具體要求進(jìn)行設(shè)計(jì)制造各種非標(biāo)產(chǎn)品。整個(gè)精餾塔包括：塔釜、塔節(jié)、進(jìn)料罐、進(jìn)料預(yù)熱器、塔釜液儲罐、塔頂冷凝器、回流比控制器、產(chǎn)品儲罐等。塔壓降由變送器測量，塔釜上升蒸汽量可通過采用釜液溫度或靈敏板進(jìn)行控制，塔壓可采用穩(wěn)壓閥控制，并可裝載自動(dòng)

10、安全閥。為使塔身保持絕熱操作，采用現(xiàn)代化儀表控制溫度條件，并可在室溫300范圍內(nèi)任意設(shè)定。同時(shí)，為了滿足用戶的科研需要，每一段塔節(jié)內(nèi)的溫度、塔釜液相溫度、塔頂氣相溫度、進(jìn)料溫度、回流溫度、塔頂壓力、塔釜壓力、塔釜液位、進(jìn)料量等參數(shù)均可以數(shù)字顯示。2.設(shè)計(jì)方案的特點(diǎn)浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好，霧沫夾帶量小(因氣體水平吹出之故)，塔板效率較高，生產(chǎn)能力較大。浮閥塔應(yīng)用廣泛，對液體負(fù)荷變化敏感，不適宜處理易聚合或者含有固體懸浮物的物料，浮閥塔涉及液體均布問題在氣液接觸需冷卻時(shí)會(huì)使結(jié)構(gòu)復(fù)雜板式塔的設(shè)計(jì)資料更易得到，便于設(shè)計(jì)和對比，而且更可靠。浮閥塔更適合，塔徑不是很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合

11、真空操作。3工藝流程的確定原料液由泵從原料儲罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱后送入連續(xù)板式精餾塔F1型浮閥塔），塔頂上升蒸汽流采用強(qiáng)制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻至后送至產(chǎn)品槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜?dú)堃核椭翉U熱鍋爐。以下是浮閥精餾塔工藝簡圖二、設(shè)備工藝條件的計(jì)算1設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說明 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分正庚烷-正辛烷混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料（q=1），將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)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)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離

12、物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2全塔的物料衡算2.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率正庚烷和正辛烷的相對摩爾質(zhì)量分別為100.20 kg/kmol和114.22kg/kmol。2.2 平均摩爾質(zhì)量2.3 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率 依題給條件：一年以300天，一天以24小時(shí)計(jì)，有： ,全塔物料衡算： 釜液處理量 總物料衡算 苯物料衡算 聯(lián)立解得 3塔板數(shù)的確定3.1相對揮發(fā)度的計(jì)算T=98.5時(shí)，P A=103.649KPa ， PB=45.656KPa1= PA/ PB=103.649/45.656=2.270T=125

13、.8時(shí)，PA=217.34KPa ， PB=104.995KPa2= PA/ PB=217.34/104.995=2.070 則 =2.1683.2平衡線方程求算汽液相平衡方程：y=*x/1+(-1)x=2.168x/(1+1.168x)x=y/-(-1)x=y/(2.168-1.168y)最小回流比及其操作回流比的求解： x=xF=0.5673， y=0.7397Rmin=(xD-y)/(y-x)=(0.9806-0.7397)/(0.7397-0.5673)=1.3973取操作回流比為：R=1.8Rmin=1.81.3973=2.51513.3精餾塔的氣、液相負(fù)荷L=RD=2.515148

14、.2025=121.2341kmol/hV=(R+1)D=3.515148.2025=169.4366kmol/hL=L+F=121.2341+84.7838=206.0179kmol/hV=V=169.4366kmol/h3.4精餾段、提餾段操作線方程精餾段操作線：y=L/Vx+D/VxD=0.7155x+0.2844提餾段操作線：y=L/VxW/Vxw=1.2159x-0.0049兩操作線交點(diǎn)的橫坐標(biāo)為 理論板數(shù)的計(jì)算：先交替使用相平衡方程：x= y/(2.168-1.168y)與精餾段操作線方程：y=0.7155x+0.2844計(jì)算如下：y=0.98060.9705 由計(jì)算可知第9板為加

15、料板。以下交替使用提餾段操作線方程：y=1.2159x-0.0049與相平衡方程：x= y/(2.168-1.168y)計(jì)算如下：由計(jì)算可得：總理論塔板數(shù)為17（包括蒸餾釜）。精餾段理論板數(shù)為8，第9板為進(jìn)料板。提餾段理論板數(shù)為9。通過摩爾分?jǐn)?shù)，正庚烷與正辛烷氣液相平衡圖可查出： 時(shí)，塔底： 時(shí)，全塔平均溫度 =(+)/2=(99.2+130.8)/2=115根據(jù)表二正庚烷與正辛烷的粘度數(shù)據(jù)利用差值法求得：，全塔板效率ET=0.59理論板層數(shù)NT的求取 精餾段實(shí)際塔板數(shù) N精=8/0.59=13.5614塊 提餾段實(shí)際塔板數(shù) N提=9/0.59=15.2516塊4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)

16、數(shù)據(jù)的計(jì)算4.1 操作壓力的計(jì)算設(shè)每層塔壓降： P=0.7KPa（一般情演況下，板式塔的每一個(gè)理論級壓降約在0.41.1kPa）進(jìn)料板壓力： PF=101.3+140.7=111.1KPa精餾段平均壓力：Pm=(101.3+111.1)/2=106.2KPa塔釜板壓力： PW=101.3+300.7=122.3KPa提餾段平均壓力：Pm=(122.3+111.1)/2=116.7KPa4.2操作溫度的計(jì)算溫度（）98.5100105110115120125.8總壓98.198.198.198.198.198.198.1正庚烷（kPa)98.1106.1125.38114.65163.95183

17、.2211.65正辛烷（kPa)45.65646.8356.7166.5976.4786.3598.1x10.865 0.603 0.456 0.247 0.121 0y10.936 0.770 0.766 0.413 0.227 0利用上表數(shù)據(jù)，由拉格朗日差值法可得塔頂溫度 ,加料板 ，塔底溫度 ，精餾段平均溫度 提鎦段平均溫度 4.3 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算a. 塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xD=y1=0.9806 ，x1=0.9589MVDm=0.9806100.20+(1-0.9806)114.22=100.47kg/molMLDm=0.9589100.20+(1-0.9589)114.22=1

18、00.78kg/molb. 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由yF=0.7202， x9=0.5429MVFm=0.7202100.20+(1-0.7202)114.22=104.12kg/molMLFm=0.5429100.20+(1-0.5429)114.22=106.61kg/molc. 塔釜平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由y1=0.0393 ，x1=0.0185MVWm=0.0393100.20+(1-0.0393)114.22=113.67kg/molMLWm=0.0185100.20+(1-0.0185)114.22=113.96kg/mold. 精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=100.47+104.12)/2

19、=102.30kg/molMLm=(100.78+106.61)/2=103.70kg/mole. 提餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=(104.12+113.67)/2=108.90kg/molMLm=(106.61+113.96)/2=110.29kg/mol4.4 平均密度的計(jì)算a. 精餾段平均密度的計(jì)算氣相由理想氣體狀態(tài)方程得Vm=PmMvw/RTm=(106.2102.3)/8.314(273.15+102.17)=3.48kg/m3液相查tD=99.2時(shí) A611.788kg/m3 B=635.980kg/m3tF=105.14時(shí) A605.680kg/m3 B=630.471kg/m3塔頂

20、液相的質(zhì)量分率A=(0.9806100.20)/( 0.9806100.20+0.0294114.22)=0.9670LDm=1/(0.9670/611.788+0.033/635.980)=612.557kg/m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率A=(0.5673100.20)/(0.5673100.20+0.4327114.22)=0.5349LFm=1/(0.5349/605.680+0.4651/630.471)=616.979kg/m3精餾段液相平均密度為Lm=(612.557+616.979)/2=614.768kg/m3b. 提餾段平均密度的計(jì)算 氣相由理想氣體狀態(tài)方程得Vm=PmMvw/R

21、Tm=(116.7108.90)/8.314(273.15+117.97)=3.91kg/m3 液相 查tw=130.8時(shí),A578.4741kg/m3,B=627.302kg/m3A=(0.0227100.20)/(0.0227100.20+0.9773114.232)=0.0200Lwm=1/(0.0200/578.474+0.9800/627.302)=626.252 kg/m3提餾段平均密度Lm=(616.979+626.252)/2=621.616kg/m34.5 平均粘度的計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算 即lgLm=xilgia塔頂液相平均粘度的計(jì)算 由tD=99.2查表二得A=0.2

22、09mPa.s B=0.261mPa.slgLDm=0.9806lg(0.209)+0.0194lg(0.261) =-0.678LDm=0.210mPa.sb進(jìn)料板平均粘度的計(jì)算由tF=105.12查表二得A=0.201mPa.s B=0.246mPa.slgLFm=0.5673lg(0.201)+0.4327lg(0.246) =-0.659LFm=0.219mPa.s精餾段平均粘度Lm=(0.210+0.219)/2=0.215mPa.sc塔底液相平均粘度的計(jì)算 由tW=130.8查表二得A=0.160mPa.s B=0.203mPa.slgLWm=0.0227lg(0.160)+0.9

23、773lg(0.203) =-0.695LWm=0.219mPa.s提餾段平均粘度Lm=(0.219+0.219)/2=0.219mPa.s4.6 平均表面張力的計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算 即Lm=xiia. 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由tD=99.2查表三得A=12.73N/m B=14.23mN/mLDm=0.980612.73+0.019414.23=12.76mN/mb. 進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 由tF=105.12查表三得A=12.05mN/m B=13.71mN/mLFM=0.567312.05+0.432713.71=12.77 mN/mc. 塔底液相平均表面張力的計(jì)

24、算 由tW=130.8查表三得A=9.76mN/m B=11.49mN/mLWm=0.02279.76+0.977311.49=11.45 mN/m精餾段液相平均表面張力Lm=(12.76+12.77)/2=12.77 mN/m提餾段液相平均表面張力Lm=(12.77+11,4)/2=12.11 mN/m5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算5.1精餾段塔徑的計(jì)算由上面可知精餾段 L=121.234kmol/h ，V=169.437kmol/h精餾段的氣、液相體積流率為VS=VMVm/3600Vm=(169.437102.30)/(36003.48)=1.384m3/sLS=LMLm/3600Lm=(12

25、1.234103.7)/(3600614.768)=0.00568m3/s式中，負(fù)荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得C20再求圖的橫坐標(biāo)為 Flv= (LS / VS)(l/v)0.5=0.0545取板間距，HT=0.6m,板上清液層高度取hL=0.07m，則HT-hL=0.53 m史密斯關(guān)聯(lián)圖如下由上面史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知C20=0.078氣體負(fù)荷因子C= C20(/20)0.2=0.0713Umax=0.0713=0.945取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為 U=0.8Umax=0.80.945=0.756m/s=1.527m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.8m塔截面積為At=0.7851.81.8=2.54

26、m2實(shí)際空塔氣速為U實(shí)際=1.384/2.54=0.544m/sU實(shí)際/ Umax=0.544/0.945=0.576(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計(jì)要求)5.2提餾段塔徑的計(jì)算由上面可知提餾段 L=206.017kmol/h ，V=169.437kmol/h提餾段的氣、液相體積流率為：VS=VMVm/3600Vm=(169.437108.90)/(36003.91)=1.311m3/sLS=LMLm/3600Lm=(206.017110.29)/(3600621.616)=0.0102m3/s式中，負(fù)荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得C20再求圖的橫坐標(biāo)為 Flv=(LS / VS)(l/v)0.5

27、=0.0981取板間距，HT=0.60m，板上清液層高度取hL=0.09m，則HT-hL=0.51 m由史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知 C20=0.076氣體負(fù)荷因子 C= C20(/20)0.2=0.0687Umax=0.0687=0.863m/s取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為 U=0.8Umax=0.80.863=0.604m/s=1.66m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.8m塔截面積為At=0.7851.81.8=2.54m2實(shí)際空塔氣速為U實(shí)際=1.311/2.54=0.516 m/s U實(shí)際/ Umax=0.516/0.863=0.598(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計(jì)要求)5.3 精餾塔有效高度

28、的計(jì)算精餾段有效高度為 Z精=8.14m提餾段有效高度為 Z提=9.15m在進(jìn)料板上方開一個(gè)人孔，其高度為0.8 m故精餾塔有效高度為Z=Z精+Z提+0.8=8.14+9.15+0.8=18.09m6、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算6.1 精餾段a溢流裝置計(jì)算因塔徑D=1.8m，所以可選取雙溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。( 此種溢流方式液體流徑較短，塔板效率較高，塔板結(jié)構(gòu)簡單，加工方便，在直徑小于2.2m的塔中被廣泛使用。)各項(xiàng)計(jì)算如下：1) 堰長lw可取lw=0.70D=1.26m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow選用平直堰，( 溢流堰板的形狀有平直形與齒形兩種，設(shè)計(jì)中一般采用平直形溢流堰板。

29、) 堰上層液高度how由下列公式計(jì)算，即有 how=2.84E并由圖液流收縮系數(shù)計(jì)算圖，則可取用E= 1.0 ，則how=0.0182m取板上清液層高度hL=0.07m故 hw =0.0518m3) 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af由lw/D=0.7 查圖可求得Af/AT=0.09 Wd/D=0.15 Af=0.092.54=0.229 m2Wd=0.151.8=0.27 m并依據(jù)下式驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間，即= AfHT/Ls=0.2290.60/ 0.00568=24.15s5s 其中HT即為板間距0.60m，Ls即為每秒的體積流量驗(yàn)證結(jié)果為降液管設(shè)計(jì)符合要求。4）降液管底隙高度ho

30、ho= Ls/（lwuo）取uo=0.1m/s(一般取u0=0.070.25m/s。)則ho=0.00568/(1.260.1) =0.0451m0.02m hw-ho=0.0518-0.0451=0.00670.006 m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤，深度hw=55mm。b塔板布置1) 塔板的分塊因?yàn)镈800mm，所以選擇采用分塊式。2) 邊緣區(qū)寬度確定取Ws=Ws= 90mm , Wc=60mmc開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積Aa按下面式子計(jì)算，則有Aa=2x（r2x2）0.5+r2/180sin-1（x/r）其中 x=D/2(WdWs)=0.54r= D/2Wc=0.84 由上面推出

31、 Aa=1.64m2d. 浮閥數(shù)與開孔率預(yù)先選取閥孔臨界動(dòng)能因子F0= 10；由F0=可求閥孔氣速5.36m/sF-1型浮閥的孔徑為39mm，故每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心則排間距0.101m考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用100mm,而應(yīng)小一點(diǎn)，故取，按，以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)實(shí)際孔速閥孔動(dòng)能因數(shù)為F0= 精餾段浮閥塔板得開孔率此開孔率在5%15%范圍內(nèi)，符合要求。所以精餾段這樣開孔是合理的。6.2提餾段 a溢流裝置計(jì)算因塔徑D=1.8m，所以可選取雙溢流弓形降液管，采用凹形受液盤（

32、同精餾段）。各項(xiàng)計(jì)算如下：1) 堰長lw可取lw=0.70D=1.26m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow可選取平直堰，堰上層液高度how由下列公式計(jì)算，即有how=2.84E(Lh/lw)(2/3) 并由圖液流收縮系數(shù)計(jì)算圖，則可取用E= 1.0 ，則how=0.0269m取板上清液層高度hL=0.09 m故 hw=0.09-0.0269=0.0631 m3) 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af由lw/D=0.7 查圖可求得Af/AT=0.09 Wd/D=0.15Af=0.092.54=0.229 mWd=0.151.8=0.27 m并依據(jù)下式驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間，即= AfHT/

33、Ls= 0.2290.60/ 0.0102=13.47s5s 其中HT即為板間距0.60m，Lh即為每小時(shí)的體積流量驗(yàn)證結(jié)果為降液管設(shè)計(jì)符合要求。4）降液管底隙高度hoho= Ls/（lwuo）取 uo=0.2m 則ho=0.0102/(1.260.2) =0.0405 m0.02mHw-hO=0.0631 -0.0405=0.0226m0.006 m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤，深度hw=55mm。 b 塔板布置1) 塔板的分塊因?yàn)镈800mm，所以選擇采用分塊式。2) 邊緣區(qū)寬度確定取Ws=Ws= 90mm , Wc=60mmc 開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積Aa按式子5-12計(jì)算，則

34、有Aa=2x（r2x2）0.5+r2/180sin-1（x/r）其中 x=D/2(WdWs)= 0.54r= D/2Wc=0.84由上面推出Aa=1.64m2d. 浮閥數(shù)與開孔率預(yù)先選取閥孔臨界動(dòng)能因子F0= 10；由F0=可求閥孔氣速5.057m/s浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心則排間距考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用100mm,而應(yīng)小一點(diǎn)，故取，按，以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)實(shí)際孔速 閥孔動(dòng)能因數(shù)為F0= 提餾段浮閥塔板得開孔率此開孔率在5%15%范圍內(nèi)，符合要求。所以精餾段這樣開孔是合理的。7浮閥的流體力

35、學(xué)驗(yàn)算7.1 精餾段1) 塔板的壓降每層塔板靜壓頭降可按式 a.計(jì)算干板靜壓頭降由式可計(jì)算臨界閥孔氣速，即首先將g=9.81m/s2代入式中可以解，則需要根據(jù)公式b.板上液層阻力可以由公式計(jì)算出板上液層阻。由于所分離的正辛烷和正庚烷混合液為碳?xì)浠衔铮扇〕錃庀禂?shù)， 其中為板得液層高度由上面知=0.07m，則可以算出c.計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為換成單板壓降(設(shè)計(jì)合理)2) 液面落差對于浮閥塔，液面落差很小，由于塔徑和液流量均不大，所以可忽略液面落差的響。3) 降液管中液清層的高度可

36、以由式a.計(jì)算氣相通過一層塔板的靜壓頭降 前已計(jì)算b.計(jì)算溢流堰（外堰）高度 前已計(jì)算c.液體通過降液管的靜壓頭降因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式其中為液體通過降液管底隙時(shí)流速按照經(jīng)驗(yàn)式,=0.1m/s,則可以算的=0.00153md. 上液流高度前已求出這樣 4) 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度Hd應(yīng)服從式子Hd(HThw)正庚烷和正辛烷屬于一般物系，取= 0.5，則(HThw)=0.5（0.60+0.0518）=0.3259m則有： Hd(HThw)于是可知本設(shè)計(jì)不會(huì)發(fā)生液泛5) 霧沫夾帶量的驗(yàn)算 a 霧沫夾帶量判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過計(jì)算泛點(diǎn)率來完成的。泛點(diǎn)率的

37、計(jì)算時(shí)間可用式：塔板面積由前面可得：正庚烷和正辛烷混合液可按無冒泡物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1,在從泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點(diǎn)率F1為為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點(diǎn)需控制在80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。b嚴(yán)重漏液校核當(dāng)閥孔的動(dòng)能因數(shù)低于5時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，前面已計(jì)算，可見不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。7.2提餾段1) 塔板的壓降每層塔板靜壓頭降可按式 計(jì)算干板靜壓頭降首先將g=9.81m/s2代入式中可以解，則需要根據(jù)公式板上液層阻力可以由公式計(jì)算出板上液層阻。由于所分離的正辛烷和正庚烷混合液為碳?xì)浠衔铮?/p>

38、取充氣系數(shù)， 其中為板得液層高度由上面知=0.09m，則可以算出計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為換成單板壓降(設(shè)計(jì)合理) 2) 液面落差對于浮閥塔，液面落差很小，由于塔徑和液流量均不大，所以可忽略液面落差的響。3) 降液管中液清層的高度可以由式a.計(jì)算氣相通過一層塔板的靜壓頭降 前已計(jì)算b.計(jì)算溢流堰（外堰）高度 前已計(jì)算c.液體通過降液管的靜壓頭降因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式其中為液體通過降液管底隙時(shí)流速按照經(jīng)驗(yàn)式,=0.2m/s,則可以算的=0.00612md. 上液流高度前已求出這樣 4

39、) 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度Hd應(yīng)服從式子Hd(HThw)正庚烷和正辛烷屬于一般物系，取= 0.5，則(HThw)=0.5（0.6+0.0631）=0.3316m則有： Hd(HThw)于是可知本設(shè)計(jì)不會(huì)發(fā)生液泛 5) 霧沫夾帶量的驗(yàn)算 a, 霧沫夾帶量判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過計(jì)算泛點(diǎn)率來完成的。泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式：塔板面積由前面可得：正庚烷和正辛烷混合液可按冒泡物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1,在從泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點(diǎn)率F1為為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點(diǎn)需控制在80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率

40、都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。b嚴(yán)重漏液校核當(dāng)閥孔的動(dòng)能因數(shù)低于5時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，前面已計(jì)算，可見不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。8、塔板負(fù)荷性能圖8.1精餾段負(fù)荷性能圖a.霧沫夾帶線按泛點(diǎn)率其中為板上液體流程長度，m;對于單溢流程塔型=D2Wd=1.820.27=1.26m; ;整理得整理可得：b.液泛線綜合可以得：(HT+hw)= 由此式確定液泛線。液泛線方程為其中， 整理可得：c.液體負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于35s，液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間=（AfHT）/LS1，以=4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則d.漏液線對于F1型重閥，依據(jù)下限要求計(jì)算=2.68

41、0 又知式中d0，N，v1均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷的下限值，據(jù)此作出與液體流量無關(guān)的水平漏夜線。以F0=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)。則e.液相負(fù)荷下限線取堰上液層上高度how=0.006m作為液相負(fù)荷下限條件計(jì)算出下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為氣相流出無關(guān)的豎直線，其中E取值為1。則可以解出=0.005678m3/s以上五條線在坐標(biāo)中如下，精餾段的塔板設(shè)計(jì)圖：8.2 提餾段負(fù)荷性能圖a.霧沫夾帶線按泛點(diǎn)率其中為板上液體流程長度，m;對于單溢流程塔型=D2Wd=1.820.27=1.26m; ;整理得整理可得：b.液泛線綜合可以得：(HT+hw)= 由此式確定液泛線。液泛線方

42、程為其中，整理可得：c.液體負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于35s，液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間=（AfHT）/LS1，以=4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則d.漏液線對于F1型重閥，依據(jù)下限要求計(jì)算 又知式中d0，N，v1均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷的下限值，據(jù)此作出與液體流量無關(guān)的水平漏夜線。以F0=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)。則e.液相負(fù)荷下限線取堰上液層上高度how=0.006m作為液相負(fù)荷下限條件計(jì)算出下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為氣相流出無關(guān)的豎直線，其中E取值為1。則可以解出=0.01020m3/s以上五條線在坐標(biāo)中如下，提餾段的塔板設(shè)計(jì)圖：

43、三、 計(jì)算結(jié)果總匯序號精餾段項(xiàng)目數(shù)值序號提餾段項(xiàng)目數(shù)值1平均溫度tm/102.171平均溫度tm/117.972平均壓力pm/kPa106.22平均壓力pm/kPa116.73氣相流量Vs/(m3/s)1.3843氣相流量Vs/(m3/s)1.3114液相流量Ls/(m3/s)0.005684液相流量Ls/(m3/s)0.01025汽相平均密度（kg/m3）3.485汽相平均密度（kg/m3）3.916實(shí)際總塔板數(shù)146實(shí)際塔板數(shù)167塔徑/m1.87塔徑/m1.88板間距/m0.68板間距/m0.69溢流形式雙溢流9溢流形式雙溢流10降液管形式弓形10降液管形式弓形11堰長/m1.2611堰

44、長/m1.2612堰高/m0.051812堰高/m0.063113板上液層高度/m0.0713板上液層高度/m0.0614堰上液層高度/m0.018214堰上液層高度/m0.026915降液管底隙高度/m0.045115降液管底隙高度/m0.040516安定區(qū)寬度/m0.0916安定區(qū)寬度/m0.0917邊緣區(qū)寬度/m0.0617邊緣區(qū)寬度/m0.0618開孔區(qū)面積/m21.6418開孔區(qū)面積/m21.6419閥孔直徑/m0.03919閥孔直徑/m0.03920閥孔數(shù)目27320閥孔數(shù)目27321孔中心距/m0.07521孔中心距/m0.07522開孔率/%12.8222開孔率/%12.822

45、3空塔氣速/(m/s)0.54423空塔氣速/(m/s)0.51624閥孔氣速/(m/s)4.24424閥孔氣速/(m/s)4.0226單板壓降/KPa0.726單板壓降/KPa0.727負(fù)荷上限霧沫夾帶控制27負(fù)荷上限霧沫夾帶控制28負(fù)荷下限漏液控制28負(fù)荷下限漏液控制29泛點(diǎn)率（%）37.1229泛點(diǎn)率（%）37.0830氣相負(fù)荷上限/(m3/s)0.0343530氣相負(fù)荷上限/(m3/s)0.0343531氣相負(fù)荷下限/(m3/s)0.00567831氣相負(fù)荷下限/(m3/s)0.0102四、 結(jié)束語對于設(shè)計(jì)過程我們通過查閱各種文獻(xiàn)得到數(shù)據(jù)，公式最后匯總，通過給出的設(shè)計(jì)任務(wù)書進(jìn)行計(jì)算，使

46、我們的自學(xué)能力，匯總能力都得到了提高。在這之中，我覺得難處主要有三點(diǎn)：一是查找資料。找資料其實(shí)不難，關(guān)鍵是如何去辨別找到的資料是否有用，有時(shí)會(huì)找到兩套不同的數(shù)據(jù)，然后就得自己去辨別了。比如查找苯和氯苯的安托因常數(shù)，就找到了兩組不同的數(shù)據(jù)，只能自己將數(shù)據(jù)代入計(jì)算看哪一個(gè)合理，所以很是麻煩。二是計(jì)算。計(jì)算是個(gè)很磨練人耐心的事情，稍一不小心就會(huì)算錯(cuò)，而且有可能當(dāng)時(shí)還不知道，到頭來發(fā)現(xiàn)不對就得改好多東西，所以說這確實(shí)要有耐心。不能太粗心，做錯(cuò)了也得認(rèn)真的改過來，不發(fā)脾氣爭取不再出錯(cuò)。三是畫圖。因?yàn)橐郧皼]有學(xué)習(xí)過CAD制圖，所以在制作塔設(shè)備圖大家都去學(xué)習(xí)CAD的基本作圖知識，在大家的一起交流合作下才成功把圖做好。 課程設(shè)計(jì)是對以往學(xué)過的知識加以檢驗(yàn)，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實(shí)際的能力，尤其是這次精餾塔設(shè)計(jì)更加深入了對化工生產(chǎn)過程的理解和認(rèn)識