化工原理课程设计85000t年正戊烷—正己烷常压精馏塔设计

1、85000t/年正戊烷正己烷常压精馏塔设计俞晓桦摘要本文设计了一个常压浮阀精馏塔，分离含正戊烷0.40（以下皆为质量分率）的正戊烷正己烷混合液，其中混合液进料量为85000t/年，要求获得0.985的塔顶产品和0.98的塔釜产品。通过翻阅大量的资料进行物性数据处理、塔板计算、结构计算、流体力学计算、画负荷性能图以及计算接管壁厚对浮阀塔展开了全方面的设计。关键词常压浮阀塔 塔板 物性 目 录1 概论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 塔设备的发展及现状41.5 塔设备的用材41.6 板式塔的常用塔型及其选用41.6.1 泡罩塔：

2、 51.6.2 筛板塔： 51.6.3 浮阀塔：61.6.4 舌形塔及浮动舌形塔：61.6.5 穿流式栅板塔：71.7 塔型选择一般原则71.7.1 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81.8 板式塔的强化82 塔板计算102.1 设计任务与条件102.2 设计计算102.2.1 设计方案的确定102.2.2 精馏塔的物料衡算102.2.3 塔板数的确定112.2.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算132.2.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算.182.2.6 塔板主要工艺尺寸计算.202.2.7 塔板流体力学验算.242.2.8 塔板负荷性能图.263

3、塔附件设计303.1 接管进料管.303.2 法兰.303.3 筒体与封头.303.4 人孔.30参考文献.31附录.32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，如精馏、吸收、萃取、解吸等，这些过程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，以达到相际之间比较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：按

4、照操作压力可分为加压塔、常压塔和减压塔，按操作单元分为精馏塔、吸收塔、介吸塔、反应塔、萃取塔、干燥塔，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散后沿填料表面流下而润湿填料,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,在填料表面进行传质,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

5、塔壁效应.为了防止塔壁效应,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.选择尺寸合适的填料,也可以减弱和防止塔壁效应.为分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,里面沿塔高装有若干块水平的塔板.液体靠重力作用自上而下逐板流向塔底,并在各块塔板的板面上形成流动的液层;气体则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） 生产能力大即气液处理量大（3） 压力降小即流体阻力小（4） 操作稳定，操作弹性大（5）

6、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，设备成本低。（7）操作、维修方便。（8）耐腐蚀，不易堵塞。1.4 塔设备的发展及现状在化工、炼油和石油化学工业生产中,塔设备作为分离过程工艺设备,在蒸馏、精馏、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,在整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20一25%,石油化工厂中约占10。若就单元装置而论,塔设备所占比重往往更大,例如在成套苯蒸馏装置中,塔设备所占比重竟高达75.7%。此外,蒸馏用塔的能量耗费巨大,也是众所周知的。故塔设备对产品产量、质量、成本乃

7、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 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。表1 塔板类型指标浮阀塔筛板塔泡罩塔f形浮阀十字架形浮阀条形浮阀圆形泡罩条形泡罩s形泡罩液体和气体负荷45454542231333操作弹性5553434压力降233300

8、0雾沫夹带量3343112分离效率5544434单位设备体积的处理量4444213制造费用3344213材料消耗4444223安装与拆修4344113维修3333213污垢物料对操作的影响23211001.6.1 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，称为升气管，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

9、。（2）操作弹性大，在负荷变动较大时，仍能保持较高的效率。（3）具有较高的生产能力，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，但若在常或加压下操作，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；气体则自下而上穿过筛孔，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，小则气流分布较均匀，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3

10、8mm。筛板开孔的面积总和与开孔区面积之比称为开孔率，是另一个重要参数。在同样的空塔速度下，开孔率大则孔速小，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，限制塔的生产能力。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，成本低。（2）塔盘压降小。（3）处理量大，可比泡罩塔提高2040%。（4）塔盘效率比泡罩塔提高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

11、证气液接触的元件，浮阀的形式主要有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（如减压蒸馏）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，比泡罩塔提高204

12、0%，这是因为气流水平喷出，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）分离效率较高，比泡罩塔高15%左右。因为塔盘上没有复杂的障碍物，所以液面落差小，塔盘上的气流比较均匀。（4）压降较低，因为气体通道比泡罩塔简单得多，因此可用于减压蒸馏。（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，因垢和焦会妨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1

13、8º、20º和25º三种，通常是20º，舌孔常用2525mm和5050mm两种，舌孔按三角形排列。舌形塔盘具有结构简单、安装检修方便 ，处理能力大，压力降小，雾沫夹带少等优点，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发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。浮舌塔盘具有如下

14、特点。（）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。（）具有较大的气液相的处理能力，压降又小，特别适宜于减压蒸馏。（）结构简单，制作方便。但舌片易损坏。（）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，该塔板有生产能力大、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。1.7 塔型选择一般原则塔型的

15、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。因为填料能使泡沫破裂，在板式塔中则易引起液泛。（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、造价便宜的筛板塔盘、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） 黏性较大的物系，可以选用大尺寸填料。板式塔

16、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） 若气相传质阻力大（即气相控制系统，如低黏度液体的蒸馏，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，受液相控制的系统（如水洗二氧化碳），宜采用板式塔，因为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，若用板式塔时，宜选用气液并流的塔型（如喷射型

17、塔盘）或选用板上液流阻力较小的塔型（如筛板和浮阀）。此外，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。因为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800mm时，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积成正比，板式塔按单位面积计算的价格，随塔径

18、增大而减小。1.8 板式塔的强化板式塔产生、发展的过程，实际上就体现了塔设备的强化途径。可将板式塔的发展划分为三个时期，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、处理能力大等优点，但因缺乏设计资料和难于操作管理而较少采用。（2） 从第二次世界大战结束至20世纪50年代末 在炼油工业继续发展的同时，以三大合成为中心的化学工业开始有了较大的发展。这一阶段由于处理量的

19、扩大和多方面的要求，泡罩塔已不甚适应。筛板塔则逐渐为人们所接受，技术上有较大的进展。同时，为了适应工业发展的要求，对原有的板式塔提出了造价低、处理能力大、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、造价便宜、处理能力较大的优点。（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发展。与此同时，塔设备的广泛应用，又提出了高压、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

20、产能力为中心，向高效率、大通量方向发展，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发展中必须考虑的问题。板式塔强化的具体途径是改进流体动力学因素，以提高设备的通过能力和改善相间的接触状况，同时充分利用气液两相之间的热力学因素，以提高设备的传质速率与分离效率。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应的塔盘结构。同时，结构的改变又为解决生产能力与分离效率之间的矛盾创造了有利条件。例如喷射型塔盘

21、的生产能力一般都比泡罩塔盘、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部分，应将课题的现状、发展趋势、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）的正戊烷正己烷混合液85000吨/年（2）塔顶正戊烷产品浓度：98.5%（3）塔底釜液含正己烷不低于 98%（4）操作条件： 精馏塔的塔顶压力 4 kpa（表压） 进料状态 泡点进料 回流比 1.5rmin 全塔效率 52 加热蒸汽压力 101.33kpa（表压

22、） 饱和水蒸汽压力 0.25mpa (表压)（5）设备形式 浮阀塔（6）设备工作日 330天（一年中有一个月检修）（7）当地大气压 101.33kpa（表压） （8）厂 址：江苏盐城2.2 设计计算2.2.1 设计方案的确定本设计任务为分离正戊烷正己烷混合物。对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。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馏塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，操作回流比取最小回流比的1.5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 精馏塔的物料衡算1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率正戊烷的

23、摩尔质量 ma=72kg/kmol正己烷的摩尔质量 mb=86kg/kmol 2. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量 mf=0.44372+0.55786=79.798 md=0.98772+0.01386=72.182 mw=0.02472+0.97686=85.6643物料衡算原料处理量=134.49kmol/h全塔物料衡算 134.490.443=0.987d+0.024w 联立解得 d=58.52kmol/h w=75.97kmol/h2.2.3 塔板数的确定1理论层数nt的确定正戊烷-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

24、:表2 各组分的饱和蒸汽压与温度的关系温度t/正戊烷（pa）正己烷（pa）总压（pa）p-pbpa-pbxy40115100.0 37250.0 10133064080.0 77850.0 0.823 0.935 42123960.0 40606.0 10133060724.0 83354.0 0.729 0.891 44131048.0 43290.8 10133058039.2 87757.2 0.661 0.855 46136718.4 45438.6 10133055891.4 91279.8 0.612 0.826 48141254.7 47156.9 10133054173.1 9

25、4097.8 0.576 0.803 50159400.0 54030.0 10133047300.0 105370.0 0.449 0.706 52170340.0 58494.0 10133042836.0 111846.0 0.383 0.644 54179092.0 62065.2 10133039264.8 117026.8 0.336 0.593 56186093.6 64922.2 10133036407.8 121171.4 0.300 0.552 58191694.9 67207.7 10133034122.3 124487.2 0.274 0.519 60214100.0

26、76350.0 10133024980.0 137750.0 0.181 0.383 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。在图一中对角线上，自点e(0.443,0.443)作垂线ef即为q线，该线与平衡线的交点坐标为yq=0.701,xq=0.443故最小回流比为 =1.11取操作回流比为r=1.5rmin = 1.51.11=1.66（3）求精馏塔的气、液相负荷 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=23

27、1.63(kmol/h) v= v=155.66（kmol/h） （4）操作线方程精馏段操作线方程为 =0.624x+0.371提馏段操作线方程为 =1.488x-0.012 （5）图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如图一所示。求解结果为：总理论板层数nt=15，其中nt，精=8，nt，提=7（包括再沸器），进料板位置nf=82、实际板层数的求取精馏段实际板层数 np，精=7/0.52=13.4613提留段实际板层数 np，提=7/0.52=13.4613总实际板层数 np= np，精+ np，提=262.2.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1、操作压力塔顶操作压力 pd=p当

28、地+p表=101.33+4=105.33 kpa每层塔板压降 p=0.7kpa进料板压降 pf=105.33+0.713=114.43 kpa精馏段平均压降 pm=(105.33+114.43)/2=109.88 kpa2、操作温度内插关系式： 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： 说明：根据精馏段或全塔的平均温度，由内插法得到各组分的饱和蒸汽压，即可计算对应精馏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，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

29、略以精馏段和提馏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。在这一部分的计算中，我们要计算出指定体系的塔顶温度（td）、加料板处温度（tf），精馏段温度（t1）。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馏段的平均温度。 图二 汽液相平衡图绘制汽液相平衡图如图二可得以下温度：塔顶温度： td =36.86 0c塔釜温度： tw =60.05 0c加料板温度：tf =48.04 0c精馏段温度：tm =42.45 0c故 平均温度为：48.46 0c表3 各组分得饱和蒸汽压与温度得关系温度（）正戊烷（pa）正己烷（pa）02440060

30、28103783010090205616016160308203024940401151003725050159400540306021410076350702826001054008036640014240090467700188800100588500244400查表3并计算精馏段a物质的蒸汽压：pa，精查表3并计算精馏段b物质的蒸汽压：pb，精查表3并计算全塔a物质的蒸汽压：查表3并计算全塔b物质的蒸汽压： 计算精馏段相对挥发度j：计算全塔相对挥发度： =2.96 3、平均摩尔质量 塔顶汽液混合物平均摩尔质量：由xd=y1=0.987和相平衡方程 x=y/(-(-1)y） 得x1=0.9

31、62 mvdm=0.98772+0.01386=72.182（kg/kmol） mldm=0.96272+0.03886=72.532（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=0.7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）精馏段汽、液混合物平均摩尔质量：mvm=（72.182+76.2）/2=74.191（kg/kmol）mlm=（72.532+79.84）/2=76.186（kg/kmol）4、平均密度（1）

32、气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即vm=3.11（kg/m3） （2）液相平均密度 内插关系式： （2.1）液相混合物密度： （2.2）其中， 、分别为正戊烷（a），正己烷（b）组分的质量分率， 、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 表4 各组分的液相密度与温度的关系温度正戊烷（）正己烷（）0645.9675.110636.2666.220626.2657.230616648.140605.5638.950594.8629.560583.7620.070572.2610.280560.3600.2905

33、47.9589.9100535579.3查表4并根据式（2.1）、（2.2）计算塔顶液相平均密度：加料板液相平均密度：617.202精馏段平均密度：613.2035、液相平均表面张力内插关系式： （2.3）混合物表面张力： lm= （2.4）各段表面张力： （2.5）塔顶与塔釜的表面张力可近似用纯物质表面张力代替表5 各组分的表面张力与温度的关系温度正戊烷（）正己烷（）018.2020.11017.1019.062016.018.023014.9217.04013.8515.995012.8014.996011.7614.07010.7313.02809.7212.0908.72611.111

34、007.75210.18根据式（2.3）、（2.4）可得精馏段平均表面张力：=0.98721.05+0.01316.31=20.99计算，同理可得：=14.23计算得：=(20.99+14.23)/2=17.61（10-3n/m）6、液相平均粘度内插关系式： （2.6）混合液体粘度 （2.7）=(d+f)/2 （2.8）=(d+w)/2 （2.9）表6 各组分的粘度与温度的关系温度正戊烷（）正己烷（）400.1990.255500.1840.235600.1720.217700.1610.202800.1510.189900.1270.1771000.1170.166查表6并根据式（2.6）、

35、（2.7）、（2.8）计算精馏段平均粘度：2.2.5 精馏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馏段和提馏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，如不合适，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）乘以安全系数得到，计算空塔气速需要知道操作物系的负荷系数c，c值由表面张力为20dyn/cm的物系负荷系数计算而得，由史密斯关联图查得。图三 史密斯关系图1、

36、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：精馏段的气、液相体积流率为c由式子求取，其中的c20由上图查取，图中横坐标为取板间距ht=0.45m，板上液层高度hl=0.05m，则得hthl=0.450.05=0.4（m）查图得c20=0.085取安全系数为0.6，则空塔气速为u=0.6umax=0.61.161=0.697m/s（2）塔径按标准塔径圆整后为：d=1.5m塔截面积为：实际空塔气速为：2、 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为z精=（n精1）ht=（131）0.45=5.4（m）提馏段有效高度为z提=（n提3）ht=（133）0.45=5.4（m）在进料板处及提馏

37、段各开1个人孔，其高度均为0.8m，故精馏塔的有效高度为z=（z精+ z提）+0.82=5.4+5.4+（0.82）=12.4（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=1.5m，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 e为堰长系数且常取0.60.8m（2）溢流堰高度hw 溢流堰高度计算公式 选用平直堰，堰上液层高度依下式计算，即 近似取e=1，则取板上液层高度hl=0.05m，故 =0.05-0.0146=0.0354（m）（2） 弓形降液管宽度wd及截面积af 为求降液管的宽（wd）和降液管的面积（af）,需查图获得，此图的横坐标值为/d,用

38、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=af/at,at为塔截面积。i、j为由横坐标k值在图中查得的纵坐标值，为塔截面积（），为降液管面积（），为降液管宽（）。 图四 和值与lw/d的关系由/d=0.7，查图得，af/at=0.09，wd/d=0.15故af=0.091.77=0.1593（m2）wd=0.151.5=0.225（m2）液体在降液管中的停留时间一般不应小于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分离。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

39、之后，应按下式验算降液管内液体的停留时间，即： 所以 故降液管设计合理。（3） 降液管底隙高度计算公式 取=0.08m/s，则 h0=（0.00343600)/(36001.050.08)=0.0405m(0.006m)故降液管底隙设计合理。3、 塔板布置及浮阀数目与排列阀孔气速（m/s）： 计算阀孔数： 取阀孔动能因数f0=10，计算孔速，即：依上式计算每层塔板上的浮阀数，即取边缘区宽度wc=0.06，泡沫区宽度ws=0.075m。计算鼓泡区面积，即（m）=1.147(m2)浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m，则可按下式估算排间距t，即考虑到塔的直径

40、较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用101mm，而应小于此值，故取。以等腰三角形叉排方式作图，得阀数n=184个按n=184重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因数变化不大，仍在812范围内塔板开孔率=2.2.7 塔板流体力学验算1、气相通过浮阀塔板的压降根据计算塔板压降（1）干板电阻 先计算临界孔速，即因为，则hc可按计算，即（2）板上充气液层阻力h1 可取充气系数=0.5。（3） 克服表面张力所造成的阻力 因本设计采用浮阀塔，其很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为：单板压降 2、淹塔为了防止淹塔现象的发生，

41、要求控制液管中清液层高度。hd可用下式计算，即 （1） 与气体通过塔板的压降相当的液柱高度=0.0675m（2） 液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故（3） 板上液层高度，取hl=0.05m因此=0.0675+0.05+0.00098=0.12（m）取=0.5，ht=0.45m，hw=0.0305m则 可见hd,符合防止淹塔的要求。4、 雾沫夹带当气体上升时雾沫夹带量时，泛点率应小于80。 其中，为泛点率且应小于80，为降液管宽度（m），为板上液体流径长（m），为塔截面积（），为板上液流面积（），为弓形降液管截面积（），d为塔径（m），为泛点负荷系数且查图得，k为物性系数且查表（正常系统

42、取1）。图五 泛点负荷系数与密度的关系 板上液体流径长度（m）：m板上液流面积（）：根据计算泛点率：又 计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带能满足0.1kg液/kg汽的要求。2.2.8 塔板负荷性能图1、雾沫夹带线按式子 做出对于一定的物系及一定的塔板结构，式中、k、及均为已知值，相应于=0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出vslh的关系式，据此做出雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下整理得0.0714vs+1.428lh=0.1463或vs=2.0520.0lh雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个lh值，依上式算出相应的vs值列于下表中lh/(m3/s)0.0

43、010.002vs/(m3/s)2.032.012、液泛线由=确定液泛线。忽略式中项，将，代入上式，得到物系一定，塔板结构尺寸一定，则ht、及等均为定值，而与lh又有如下关系，即 式中阀孔数n与孔径d0亦为定值。因此，可将上式简化，得在操作范围内取若干个lh值，依上式算出相应的vs值列于下表lh/(m3/s)0.00050.0010.00150.002vs/(m3/s)2.3832.364 2.3472.3323、液相负荷上限液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s。故 求出上限液体流量lh值（常数），在vslh图上，液相负荷上限线为与气体流量vs无关的竖直线。以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则4、 漏液线对于f1型重阀，依计算，则又知，即 式中、n、均为已知数，故可由此式求出气相负荷vs的下限值，据