化工原理課程設計---正戊烷―正己烷常壓精餾塔設計

1、化工原理課程設計題目：正戊烷正己烷常壓精餾塔設計專業(yè)： 姓名： 指導教師：xxx學院xxx年xxx月目 錄前言3任務書41 概論1.1 塔設備在化工生產中的作用和地位31.2 塔設備的分類及一般構造31.3 對塔設備的要求31.4 塔設備的發(fā)展及現狀41.5 塔設備的用材41.6 板式塔的常用塔型及其選用41.6.1 泡罩塔： 51.6.2 篩板塔： 51.6.3 浮閥塔：61.6.4 舌形塔及浮動舌形塔：61.6.5 穿流式柵板塔：71.7 塔型選擇一般原則71.7.1 與物性有關的因素71.7.2 與操作條件有關的因素71.7.3 其他因素81.8 板式塔的強化82 塔板計算102.1 設

2、計任務與條件102.2 設計計算102.2.1 設計方案的確定102.2.2 精餾塔的物料衡算102.2.3 塔板數的確定112.2.4 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算132.2.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算.182.2.6 塔板主要工藝尺寸計算.202.2.7 塔板流體力學驗算.242.2.8 塔板負荷性能圖.263 塔附件設計303.1 接管進料管.303.2 法蘭.303.3 筒體與封頭.303.4 人孔.30參考文獻.31附錄.32前言化工原理課程設計是高等學校的一門專業(yè)必修課,通過本課程學習,有利于培養(yǎng)學生的獨立工作、獨立思考和運用所學知識解決實際工程技術問題的能力,是提高學生

3、綜合素質,使大學生向工程師轉化的一個重要的教學環(huán)節(jié)。蒸餾單元操作自古以來就在工業(yè)生產中用于分離液體混合物。它是利用液體混合物中各組分的揮發(fā)度不同進行組份分離的，多用于分離各種有機混合液，蒸餾有許多操作方式，按有沒有液體回流，可分為有回流蒸餾與無回流蒸餾，有回流的蒸餾稱為精餾。本次設計的要求是要設計正戊烷正己烷常壓精餾塔設計，用以分離正戊烷正己烷的混合液。此次設計在盛建國老師的指導下進行，運用學過的基礎知識，鍛煉自己設計生產設備的能力。此次設計加深了我們對精餾操作的認識，鍛煉了我們閱讀化工原理文獻并且搜集資料的能力，同時液培養(yǎng)了我們獨立思考問題、分析問題、解決問題的能力，也培養(yǎng)了我們相互協(xié)作的能

4、力，為今后實際工作的應用打好了基礎。 由于設計者的水平有限，所設計的方案之中難免有不妥之處，希望老師給予批評指正。任務書第1章 概論1.1 塔設備在化工生產中的作用和地位:塔設備是石油、化工生產中廣泛使用的重要生產設備，在石油、化工、輕工等生產過程中，塔設備主要用于氣、液兩相直接接觸進行傳質傳熱的過程，如精餾、吸收、萃取、解吸等，這些過程大多是在塔設備中進行的。塔設備可以為傳質過程創(chuàng)造適宜的外界條件，除了維持一定的壓強、溫度、規(guī)定的氣、液流量等工藝條件外，還可以從結構上保證氣、液有充分的接觸時間、接觸空間和接觸面積，以達到相際之間比較理想的傳質和傳熱效果1.2 塔設備的分類及一般構造分類：按照

5、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過程中形成的相界面塔，按內件結構分為板式塔和填料塔。填料塔的結構：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,上方為填料壓網及液體分布裝置.操作時,液體經塔頂的液體分布器分散后沿填料表面流下而潤濕填料,氣體用機械輸送設備從塔底進入,在壓強差推動下,通過填料間的空隙與液體逆向接觸,在填料表面進行傳質,氣,液兩相的組成沿塔高連續(xù)地變。液體由上往下流動時,由于塔壁處阻力較小而向塔壁偏流,使填料不能全部潤濕,導致氣液接觸不良,影響傳質效果,稱之為塔

6、壁效應.為了防止塔壁效應,通常在填料層較高的塔中將填料分層裝置,各層間設置液體再分布器,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.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.板式塔的結構 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的液層;氣體則在壓差推動下經塔板上的開孔由下而上穿過塔板上液層最后由塔頂排出.1.3 對塔設備的要求（1） 滿足工藝要求（p 、 t 、 耐腐）（2） 生產能力大即氣液處理量大（3） 壓力降小即流體阻力?。?） 操作穩(wěn)定，操作彈性大（5） 效

7、率高，即氣液兩相充分接觸，相際間傳熱面積大。（6） 結構簡單、可靠、省材，制造、安裝方便，設備成本低。（7）操作、維修方便。（8）耐腐蝕，不易堵塞。1.4 塔設備的發(fā)展及現狀在化工、煉油和石油化學工業(yè)生產中,塔設備作為分離過程工藝設備,在蒸餾、精餾、萃取、吸收和解吸等傳質單元操作中有著重要的地位。據統(tǒng)計,在整個化工工藝設備總投資中塔設備所占的比重,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,塔設備所占比重往往更大,例如在成套苯蒸餾裝置中,塔設備所占比重竟高達75.7%。此外,蒸餾用塔的能量耗費巨大,也是眾所周知的。故塔設備對產品產量、質量、成本乃至

8、能源消耗都有著至關重要的影響。因而強化塔設備來強化生產操作是生產、設計人員十分關心的課題。1.5 塔設備的用材（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接觸型氣液傳質設備，種類繁多。根據目前國內外實際使用的情況，主要塔型是浮閥塔、篩板塔及泡罩塔。表1 塔板類型指標浮閥塔篩板塔泡罩塔F形浮閥十字架形浮閥條形浮閥圓形泡罩條形泡罩S形泡罩液體和氣體負荷45454542231333操作彈性5553434壓力降2333000

9、霧沫夾帶量3343112分離效率5544434單位設備體積的處理量4444213制造費用3344213材料消耗4444223安裝與拆修4344113維修3333213污垢物料對操作的影響23211001.6.1 泡罩塔泡罩塔盤是工業(yè)上應用最早的塔盤之一，在塔盤板上開許多圓孔，每個孔上焊接一個短管，稱為升氣管，管上再罩一個“帽子“，稱為泡罩，泡罩周圍開有許多條形空孔。工作時，液體由上層塔盤經降液管流入下層塔盤，然后橫向流過塔盤板、流入再下一層塔盤；氣體從下一層塔盤上升進入升氣管，通過環(huán)行通道再經泡罩的條形孔流散到液體中。泡罩塔盤具有如下特點。（1）氣、液兩相接觸充分，傳質面積大，因此塔盤效率高。

10、（2）操作彈性大，在負荷變動較大時，仍能保持較高的效率。（3）具有較高的生產能力，適用于大型生產。（4）不易堵塞，介質適用范圍廣。（5）結構復雜、造價高，安裝維護麻煩；氣相壓降較大，但若在?；蚣訅合虏僮?，這并不是主要問題。1.6.2 篩板塔篩板塔是在塔盤板上開許多小孔，操作時液體從上層塔盤的降液管流入，橫向流過篩板后，越過溢流堰經降液管導入下層塔盤；氣體則自下而上穿過篩孔，分散成氣泡通過液層，在此過程中進行傳質、傳熱。由于通過篩孔的氣體有動能，故一般情況下液體不會從篩孔大量泄漏。篩板塔盤的小孔直徑是一個重要參數，小則氣流分布較均勻，操作較穩(wěn)定，但加工困難，容易堵塞。目前工業(yè)篩板塔常用孔徑為38

11、mm。篩板開孔的面積總和與開孔區(qū)面積之比稱為開孔率，是另一個重要參數。在同樣的空塔速度下，開孔率大則孔速小，易產生漏液，降低效率，但霧沫夾帶也減少；開孔率過小，塔盤阻力大，易造成大的霧沫夾帶和液泛，限制塔的生產能力。通常開孔率在515%。篩孔一般按正三角形排列，孔間距與孔徑之比通常為2.55。篩板塔具有如下的特點。（1）結構簡單，制造方便，便于檢修，成本低。（2）塔盤壓降小。（3）處理量大，可比泡罩塔提高2040%。（4）塔盤效率比泡罩塔提高15%，但比浮閥塔盤稍低。（5）彈性較小，篩孔容易堵塞。1.6.3 浮閥塔浮閥塔是在塔盤板上開許多圓孔，每一個孔上裝一個帶三條腿可上下浮動的閥。浮閥是保證

12、氣液接觸的元件，浮閥的形式主要有F-1型、V-4型、A型和十字架型等，最常用的是F-1型。 F-1型浮閥有輕重兩種，輕閥厚1.5mm、重25g，閥輕慣性小，振動頻率高，關閥時滯后嚴重，在低氣速下有嚴重漏液，宜用在處理量大并要求壓降?。ㄈ鐪p壓蒸餾）的場合。重閥厚2mm、重33g，關閉迅速，需較高氣速才能吹開，故可以減少漏液、增加效率，但壓降稍大些，一般采用重閥。 操作時氣流自下而上吹起浮閥，從浮閥周邊水平地吹入塔盤上的液層；液體由上層塔盤經降液管流入下層塔盤，再橫流過塔盤與氣相接觸傳質后，經溢流堰入降液管，流入下一層塔盤。綜上所述，盤式浮閥塔盤具有如下特點。（1）處理量較大，比泡罩塔提高2040

13、%，這是因為氣流水平噴出，減少了霧沫夾帶，以及浮閥塔盤可以具有較大的開孔率的緣故。（2）操作彈性比泡罩塔要大。（3）分離效率較高，比泡罩塔高15%左右。因為塔盤上沒有復雜的障礙物，所以液面落差小，塔盤上的氣流比較均勻。（4）壓降較低，因為氣體通道比泡罩塔簡單得多，因此可用于減壓蒸餾。（5）塔盤的結構較簡單，易于制造。（6）浮閥塔不宜用于易結垢、結焦的介質系統(tǒng)，因垢和焦會妨礙浮閥起落的靈活性。1.6.4 舌形塔及浮動舌形塔舌形塔盤是在塔盤板上沖有一系列舌孔，舌片與塔盤板呈一定傾角，氣流通過舌孔時，利用氣體噴射作用，將液相分散成液滴和流束而進行傳質，并推動液相通過塔盤。舌孔與塔盤板的傾角一般有18

14、º、20º和25º三種，通常是20º，舌孔常用2525mm和5050mm兩種，舌孔按三角形排列。舌形塔盤具有結構簡單、安裝檢修方便 ，處理能力大，壓力降小，霧沫夾帶少等優(yōu)點，但由于舌孔的傾角是固定的，在低負荷下操作時易產生漏液現象，故操作彈性較小。浮舌塔盤是結合浮閥塔和舌形塔的優(yōu)點而發(fā)展出起來的一種塔盤，將舌形塔的固定舌片改成浮動舌片而成，與浮閥塔類似，隨氣體負荷改變，浮舌可以上下浮動，調節(jié)氣流通道面積，從而保證適宜的縫隙氣速，強化氣液傳質，減少或消除漏液。當浮舌開啟后，又與舌形塔盤相同，氣液并流，利用氣相的噴射作用將液相分散進行傳質。浮舌塔盤具有如下特

15、點。（）具有大的操作彈性，操作穩(wěn)定。在保證較高效率條件下，它的負荷變化范圍甚至可超過浮閥塔。（）具有較大的氣液相的處理能力，壓降又小，特別適宜于減壓蒸餾。（）結構簡單，制作方便。但舌片易損壞。（）效率較高，介于浮閥與舌形塔板之間，效率隨氣速變化比浮閥稍大。1.6.5 穿流式柵板塔穿流式柵板塔屬無溢流裝置的板式塔。屬此類塔板的還有穿流式波紋塔、穿流式浮閥塔等。此類塔板操作時，氣、液兩相同時相向通過柵縫或篩孔。柵縫或篩孑L的大小，視物料的污垢程度及要求的效率等情況而定。由于省去了溢流裝置，該塔板有生產能力大、結構簡單、壓降小、不易堵塞的優(yōu)點，但操作彈性小塔板效率低。1.7 塔型選擇一般原則塔型的合

16、理選擇是做好塔設備設計的首要環(huán)節(jié)。選擇時應考慮的因素有：物料性質、操作條件、塔設備的性能，以及塔設備的制造、安裝、運轉和維修等。1.7.1 與物性有關的因素（1） 易起泡的物系，如處理量不大時，以選用填料塔為宜。因為填料能使泡沫破裂，在板式塔中則易引起液泛。（2） 具有腐蝕性的介質，可選用填料塔。如必須用板式塔，宜選用結構簡單、造價便宜的篩板塔盤、穿流式塔盤或舌形塔盤，以便及時更換。（3） 具有熱敏性的物料須減壓操作，以防過熱引起分解或聚合，故應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，當要求真空度較低時，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

17、傳質效率較差。（5） 含有懸浮物的物料，應選擇液流通道較大的塔型，以板式塔為宜?？蛇x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） 操作過程中有熱效應的系統(tǒng)，用板式塔為宜。因塔盤上積有液層，可在其中安放換熱管，進行有效的加熱或冷卻。1.7.2 與操作條件有關的因素（1） 若氣相傳質阻力大（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，因為板式塔中液相呈湍流，用氣體在液層中鼓泡。（2） 大的液體負荷，可選用填料塔，若用板式塔時，宜選用氣液并流的塔型（如噴射型塔

18、盤）或選用板上液流阻力較小的塔型（如篩板和浮閥）。此外，導向篩板塔盤和多降液管篩板塔盤都能承受較大的液體負荷。（3） 低的液體負荷，一般不宜采用填料塔。因為填料塔要求一定量的噴淋密度，但網體填料能用于低液體負荷的場合。（4） 液氣比波動的適應性，板式塔優(yōu)于填料塔，故當液氣比波動較大時宜用板式塔。1.7.3 其他因素（1） 對于多數情況，塔徑小于800mm時，不宜采用板式塔，宜用填料塔。對于大塔徑，對加壓或常壓操作過程，應優(yōu)先選用板式塔；對減壓操作過程，宜采用新型填料。（2） 一般填料塔比板式塔重。（3） 大塔以板式塔造價較廉。因填料價格約與塔體的容積成正比，板式塔按單位面積計算的價格，隨塔徑增

19、大而減小。1.8 板式塔的強化板式塔產生、發(fā)展的過程，實際上就體現了塔設備的強化途徑?？蓪迨剿陌l(fā)展劃分為三個時期，由于當時的主觀要求和客觀條件所決定，各個時期的發(fā)展有所側重。（1） 從板式塔的產生到第二次世界大戰(zhàn)結束 這階段的板式塔主要用來煉油，典型設備是泡罩塔。由于當時設計于操作的水平不高，人們希望板式塔有較大的操作彈性，且操作方便，而這正是泡罩塔的特點。篩板塔雖然具有結構簡單、造價低、處理能力大等優(yōu)點，但因缺乏設計資料和難于操作管理而較少采用。（2） 從第二次世界大戰(zhàn)結束至20世紀50年代末 在煉油工業(yè)繼續(xù)發(fā)展的同時，以三大合成為中心的化學工業(yè)開始有了較大的發(fā)展。這一階段由于處理量的擴

20、大和多方面的要求，泡罩塔已不甚適應。篩板塔則逐漸為人們所接受，技術上有較大的進展。同時，為了適應工業(yè)發(fā)展的要求，對原有的板式塔提出了造價低、處理能力大、能保持高的效率和大的操作彈性等方面的要求，因而相繼出現了S形塔盤、條形泡罩塔盤等泡罩型新塔盤，結合泡罩、篩板的優(yōu)點而創(chuàng)制的各種浮閥塔盤，以及一些噴射型、穿流型的塔盤。這些塔型與泡罩塔相比，都有結構簡單、造價便宜、處理能力較大的優(yōu)點。（3） 20世紀60年代至今 從60年代起，開始出現生產裝置的大型化，所以也要求塔設備向大型化方向發(fā)展。與此同時，塔設備的廣泛應用，又提出了高壓、真空、大的液體負荷、高彈性比等許多特殊要求，迫使板式塔以強化設備的生產

21、能力為中心，向高效率、大通量方向發(fā)展，因而各種新型塔板不斷出現。常用塔型如篩板、浮閥、泡罩塔盤的設計方法也日趨完善，建立了系列、標準，并采用電子計算技術，使設計快速化和最優(yōu)化。還應指出，節(jié)約能源也日益成為板式塔發(fā)展中必須考慮的問題。板式塔強化的具體途徑是改進流體動力學因素，以提高設備的通過能力和改善相間的接觸狀況，同時充分利用氣液兩相之間的熱力學因素，以提高設備的傳質速率與分離效率。從塔盤的流體力學來看，隨著氣速的增大，氣液兩相接觸時的操作狀態(tài)是：鼓泡-泡沫-噴射，依次過渡。一定的操作狀態(tài)都要求相應的塔盤結構。同時，結構的改變又為解決生產能力與分離效率之間的矛盾創(chuàng)造了有利條件。例如噴射型塔盤的

22、生產能力一般都比泡罩塔盤、浮閥塔盤為大，且壓力降也低。事實上每種塔盤結構都可以歷經從鼓泡到噴射的過渡，問題在于什么是最好的操作狀態(tài)，由設計操作參數所決定的。正文是畢業(yè)設計的主要部分，應將課題的現狀、發(fā)展趨勢、課題采用的研究方法和手段以及結論應進行說明。第二章 物性數據處理2.1 設計任務和條件（1）處理含正戊烷40%（質量分數，下同）的正戊烷正己烷混合液85000噸/年（2）塔頂正戊烷產品濃度：98.5%（3）塔底釜液含正己烷不低于 98%（4）操作條件： 精餾塔的塔頂壓力 4 kPa（表壓） 進料狀態(tài) 泡點進料 回流比 1.5Rmin 全塔效率 52 加熱蒸汽壓力 101.33kpa（表壓）

23、 飽和水蒸汽壓力 0.25Mpa (表壓)（5）設備形式 浮閥塔（6）設備工作日 330天（一年中有一個月檢修）（7）當地大氣壓 101.33kpa（表壓） （8）廠 址：江蘇鹽城2.2 設計計算2.2.1 設計方案的確定本設計任務為分離正戊烷正己烷混合物。對于二元混合物的分離，應采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。本設計采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送入儲罐。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1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。2.2.2 精餾塔的物料衡算1原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率正戊烷的摩

24、爾質量 MA=72kg/kmol正己烷的摩爾質量 MB=86kg/kmol 2. 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾質量 MF=0.44372+0.55786=79.798 MD=0.98772+0.01386=72.182 MW=0.02472+0.97686=85.6643物料衡算原料處理量=134.49kmol/h全塔物料衡算 134.490.443=0.987D+0.024W 聯(lián)立解得 D=58.52kmol/h W=75.97kmol/h2.2.3 塔板數的確定1理論層數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（1） 由正戊烷-正己烷的汽液平衡數據繪出x-y圖，如下:

25、表2 各組分的飽和蒸汽壓與溫度的關系溫度T/正戊烷（Pa）正己烷（Pa）總壓（pa）p-pbpa-pbxy40.0 37250.0 64080.0 77850.0 0.823 0.935 42.0 40606.0 60724.0 83354.0 0.729 0.891 44.0 43290.8 58039.2 87757.2 0.661 0.855 46.4 45438.6 55891.4 91279.8 0.612 0.826 48.7 47156.9 54173.1 94097.8 0.576 0.803 50.0 54030.0 47300.0 .0 0.449 0.706 52.0 5

26、8494.0 42836.0 .0 0.383 0.644 54.0 62065.2 39264.8 .8 0.336 0.593 56.6 64922.2 36407.8 .4 0.300 0.552 58.9 67207.7 34122.3 .2 0.274 0.519 60.0 76350.0 24980.0 .0 0.181 0.383 圖一 正戊烷-正己烷的汽液平衡圖（2）求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。在圖一中對角線上，自點e(0.443,0.443)作垂線ef即為q線，該線與平衡線的交點坐標為yq=0.701,xq=0.443故最小回流比為 =1.11取操作回流比

27、為R=1.5Rmin = 1.51.11=1.66（3）求精餾塔的氣、液相負荷 L=RD=1.66 58.52=97.14(kmol/h) V=(R+1)D=(1.66+1)58.52=155.66（kmol/h） L=L + F=97.14+134.49=231.63(kmol/h) V= V=155.66（kmol/h） （4）操作線方程精餾段操作線方程為 =0.624x+0.371提餾段操作線方程為 =1.488x-0.012 （5）圖解法求理論板層數 采用圖解法求理論板層數，如圖一所示。求解結果為：總理論板層數NT=15，其中NT，精=8，NT，提=7（包括再沸器），進料板位置NF=8

28、2、實際板層數的求取精餾段實際板層數 NP，精=7/0.52=13.4613提留段實際板層數 NP，提=7/0.52=13.4613總實際板層數 NP= NP，精+ NP，提=262.2.4精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算1、操作壓力塔頂操作壓力 pD=p當地+p表=101.33+4=105.33 kPa每層塔板壓降 p=0.7kPa進料板壓降 pF=105.33+0.713=114.43 kPa精餾段平均壓降 pm=(105.33+114.43)/2=109.88 kPa2、操作溫度內插關系式： 其中，上下表示上、下限，P為飽和蒸汽壓，t為溫度。 相對揮發(fā)度： 說明：根據精餾段或全塔的平

29、均溫度，由內插法得到各組分的飽和蒸汽壓，即可計算對應精餾段和全塔的平均相對揮發(fā)度。為求出塔內不同位置的物性數據，需確定所處的溫度，由于塔內由上向下溫度不斷上升，因此物性數據也不斷變化，在設計中可利用不同塔段的平均溫度以求得近似的物性數據。為設計方便，在本設計中粗略以精餾段和提餾段的平均溫度確定兩段的物性數據，以便進行體積流量的計算。在這一部分的計算中，我們要計算出指定體系的塔頂溫度（td）、加料板處溫度（tf），精餾段溫度（t1）。根據汽液相平衡數據畫出汽液相平衡圖，由不同部位的含量在圖中查得塔頂及加料板處的溫度并計算精餾段的平均溫度。 圖二 汽液相平衡圖繪制汽液相平衡圖如圖二可得以下溫度：塔

30、頂溫度： tD =36.86 0C塔釜溫度： tw =60.05 0C加料板溫度：tF =48.04 0C精餾段溫度：tm =42.45 0C故 平均溫度為：48.46 0C表3 各組分得飽和蒸汽壓與溫度得關系溫度（）正戊烷（Pa）正己烷（Pa）0244006028103783010090205616016160308203024940403725050540306076350708090100查表3并計算精餾段A物質的蒸汽壓：PA，精查表3并計算精餾段B物質的蒸汽壓：PB，精查表3并計算全塔A物質的蒸汽壓：查表3并計算全塔B物質的蒸汽壓： 計算精餾段相對揮發(fā)度j：計算全塔相對揮發(fā)度： =2.

31、96 3、平均摩爾質量 塔頂汽液混合物平均摩爾質量：由xD=y1=0.987和相平衡方程 x=y/(-(-1)y） 得x1=0.962 MVDm=0.98772+0.01386=72.182（kg/kmol） MLDm=0.96272+0.03886=72.532（kg/kmol）進料板汽、液混合物平均摩爾質量：由圖解理論板（見附圖1），得yF=0.7和相平衡 方程x=y/(-(-1)y）得xF=0.440。MVFm=0.772+0.386=76.2（kg/kmol）MLFm=0.4472+0.5686=79.84（kg/kmol）精餾段汽、液混合物平均摩爾質量：MVm=（72.182+76.

32、2）/2=74.191（kg/kmol）MLm=（72.532+79.84）/2=76.186（kg/kmol）4、平均密度（1）氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即Vm=3.11（kg/m3） （2）液相平均密度 內插關系式： （2.1）液相混合物密度： （2.2）其中， 、分別為正戊烷（A），正己烷（B）組分的質量分率， 、分別為A，B純組分的密度?？筛鶕?、塔釜、加料板的質量分率及各純組分的密度求得三處混合液的密度同時可計算三段的平均溫度 表4 各組分的液相密度與溫度的關系溫度正戊烷（）正己烷（）0645.9675.110636.2666.220626.2657.230616648

33、.140605.5638.950594.8629.560583.7620.070572.2610.280560.3600.290547.9589.9100535579.3查表4并根據式（2.1）、（2.2）計算塔頂液相平均密度：加料板液相平均密度：617.202精餾段平均密度：613.2035、液相平均表面張力內插關系式： （2.3）混合物表面張力： Lm= （2.4）各段表面張力： （2.5）塔頂與塔釜的表面張力可近似用純物質表面張力代替表5 各組分的表面張力與溫度的關系溫度正戊烷（）正己烷（）018.2020.11017.1019.062016.018.023014.9217.04013.

34、8515.995012.8014.996011.7614.07010.7313.02809.7212.0908.72611.111007.75210.18根據式（2.3）、（2.4）可得精餾段平均表面張力：=0.98721.05+0.01316.31=20.99計算，同理可得：=14.23計算得：=(20.99+14.23)/2=17.61（10-3N/m）6、液相平均粘度內插關系式： （2.6）混合液體粘度 （2.7）=(d+f)/2 （2.8）=(d+w)/2 （2.9）表6 各組分的粘度與溫度的關系溫度正戊烷（）正己烷（）400.1990.255500.1840.235600.1720.

35、217700.1610.202800.1510.189900.1270.1771000.1170.166查表6并根據式（2.6）、（2.7）、（2.8）計算精餾段平均粘度：2.2.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算1查史密斯關聯(lián)圖的方法是分別由精餾段和提餾段的參數得史密斯關聯(lián)圖的橫坐標A(精)和A（提），以及曲線值B,獲得C20值。 2板間距是由塔徑來選用的，在未知塔徑的情況下，可根據進料的情況設塔徑的范圍，查得板間距。由設定的板間距計算出塔徑后，再核實板間距是否合適，如不合適，重新設定板間距后計算塔徑。塔徑計算需要確定空塔氣速u，空塔氣速由極限空塔氣速（最大空塔氣速）乘以安全系數得到，計算空塔氣速

36、需要知道操作物系的負荷系數C，C值由表面張力為20dyn/cm的物系負荷系數計算而得，由史密斯關聯(lián)圖查得。圖三 史密斯關系圖1、 塔徑的計算（1）最大空塔氣速和空塔氣速 最大空塔氣速計算公式：精餾段的氣、液相體積流率為C由式子求取，其中的C20由上圖查取，圖中橫坐標為取板間距HT=0.45m，板上液層高度hL=0.05m，則得HThL=0.450.05=0.4（m）查圖得C20=0.085取安全系數為0.6，則空塔氣速為u=0.6umax=0.61.161=0.697m/s（2）塔徑按標準塔徑圓整后為：D=1.5m塔截面積為：實際空塔氣速為：2、 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z精=（N

37、精1）HT=（131）0.45=5.4（m）提餾段有效高度為Z提=（N提3）HT=（133）0.45=5.4（m）在進料板處及提餾段各開1個人孔，其高度均為0.8m，故精餾塔的有效高度為Z=（Z精+ Z提）+0.82=5.4+5.4+（0.82）=12.4（m）2.2.6 塔板主要工藝尺寸計算1、溢流裝置計算因塔徑D=1.5m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：（1） 堰長 E為堰長系數且常取0.60.8m（2）溢流堰高度hw 溢流堰高度計算公式 選用平直堰，堰上液層高度依下式計算，即 近似取E=1，則取板上液層高度hL=0.05m，故 =0.05-0.0146=0.035

38、4（m）（2） 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）,需查圖獲得，此圖的橫坐標值為/D,用K表示。在圖中橫坐標為K處向上做垂線，與圖中的兩條曲線各得一交點，由這兩點分別作水平線與縱軸分別交于兩點I和J，I=Wd/D，J=Af/AT,AT為塔截面積。I、J為由橫坐標K值在圖中查得的縱坐標值，為塔截面積（），為降液管面積（），為降液管寬（）。 圖四 和值與LW/D的關系由/D=0.7，查圖得，Af/AT=0.09，Wd/D=0.15故Af=0.091.77=0.1593（m2）Wd=0.151.5=0.225（m2）液體在降液管中的停留時間一般不應小于35s

39、，以保證溢流液體中的泡沫有足夠的時間在降液管中得到分離。但是對于高壓下操作的塔及易起泡的物質，停留時間應更長些。在求得降液管截面積之后，應按下式驗算降液管內液體的停留時間，即： 所以 故降液管設計合理。（3） 降液管底隙高度計算公式 取=0.08m/s，則 h0=（0.00343600)/(36001.050.08)=0.0405m(0.006m)故降液管底隙設計合理。3、 塔板布置及浮閥數目與排列閥孔氣速（m/s）： 計算閥孔數： 取閥孔動能因數F0=10，計算孔速，即：依上式計算每層塔板上的浮閥數，即取邊緣區(qū)寬度Wc=0.06，泡沫區(qū)寬度Ws=0.075m。計算鼓泡區(qū)面積，即（m）=1.1

40、47(m2)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t，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101mm，而應小于此值，故取。以等腰三角形叉排方式作圖，得閥數N=184個按N=184重新核算孔速及閥孔動能因數：閥孔動能因數變化不大，仍在812范圍內塔板開孔率=2.2.7 塔板流體力學驗算1、氣相通過浮閥塔板的壓降根據計算塔板壓降（1）干板電阻 先計算臨界孔速，即因為，則hc可按計算，即（2）板上充氣液層阻力h1 可取充氣系數=0.5。（3） 克服表面張力所造成的阻力 因

41、本設計采用浮閥塔，其很小，可忽略不計。因此，氣體流經一層浮閥塔板的壓降相當的液柱高度為：單板壓降 2、淹塔為了防止淹塔現象的發(fā)生，要求控制液管中清液層高度。Hd可用下式計算，即 （1） 與氣體通過塔板的壓降相當的液柱高度=0.0675m（2） 液體通過降液管的壓頭損失，因不設進口堰，故（3） 板上液層高度，取hL=0.05m因此=0.0675+0.05+0.00098=0.12（m）取=0.5，HT=0.45m，hw=0.0305m則 可見Hd,符合防止淹塔的要求。4、 霧沫夾帶當氣體上升時霧沫夾帶量時，泛點率應小于80。 其中，為泛點率且應小于80，為降液管寬度（m），為板上液體流徑長（m）

42、，為塔截面積（），為板上液流面積（），為弓形降液管截面積（），D為塔徑（m），為泛點負荷系數且查圖得，K為物性系數且查表（正常系統(tǒng)取1）。圖五 泛點負荷系數與密度的關系 板上液體流徑長度（m）：m板上液流面積（）：根據計算泛點率：又 計算出的泛點率都在80%以下，故可知霧沫夾帶能滿足0.1kg液/kg汽的要求。2.2.8 塔板負荷性能圖1、霧沫夾帶線按式子 做出對于一定的物系及一定的塔板結構，式中、K、及均為已知值，相應于=0.1的泛點率上限值亦可確定，將各已知數代入上式，便得出VsLh的關系式，據此做出霧沫夾帶線。按泛點率=80%計算如下整理得0.0714Vs+1.428Lh=0.1463或

43、Vs=2.0520.0Lh霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內任取兩個Lh值，依上式算出相應的Vs值列于下表中Lh/(m3/s)0.0010.002Vs/(m3/s)2.032.012、液泛線由=確定液泛線。忽略式中項，將，代入上式，得到物系一定，塔板結構尺寸一定，則HT、及等均為定值，而與Lh又有如下關系，即 式中閥孔數N與孔徑d0亦為定值。因此，可將上式簡化，得在操作范圍內取若干個Lh值，依上式算出相應的Vs值列于下表Lh/(m3/s)0.00050.0010.00150.002Vs/(m3/s)2.3832.364 2.3472.3323、液相負荷上限液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于35s。故 求出上限液體流量Lh值（常數），在VsLh圖上，液相負荷上限線為與氣體流量Vs無關的豎直線。以=5s作為液體在降液管中停留時間的下限，則4、 漏液線對于F1型重閥，依計算，則又知，即 式中、N、均為已知數，故可由此式求出氣相負荷V