正戊烷—正己烷用筛板精馏塔设计

1、课程设计说明书课程设计说明书题目: 正戊烷正戊烷正己烷用筛板精馏塔设计正己烷用筛板精馏塔设计 院（部）： 机械工程学院 专业班级： 过控 11-1 班 学 号： 2011301926 学生姓名： 韩有东 指导教师： 李雪斌 时 间： 2014 年 1 月 13 日 安徽理工大学课程设计（论文）任务书 机械工程学院 过控 教研室学 号2011301926学生姓名韩有东专业（班级）过控 11-1设计题目分离正戊烷-正己烷用筛板精馏塔设计设计技术参数料液种类：正戊烷-正己烷混合液年处理量： 30000 吨料液浓度： 0.55 （轻组分质量分数）塔顶产品浓度：96%（轻组组分质量分数）塔底釜液浓度：9

2、6%（重相组分质量分数）每年实际生产天数：330 天（一年中有一个月检修）精馏塔塔顶压强：4kPa（表压）设备形式：筛板精馏塔厂址：淮南地区设计要求完成精馏塔工艺设计、精馏设备设计、配管设计，绘制塔板结构简图，编制设计说明书。工作量 说明书总页数不少于 25 页工作计划参考资料化工原理第四版 王志魁 刘丽英 刘伟过程设备设计第三版 郑津洋 董其伍 桑芝富 流体力学 曾亿山 郭永存 胡小春指导教师签字教研室主任签字 2013 年 12 月 16 日 学生姓名： 韩有东 学号： 2011301926 专业班级： 过控 11-1 课程设计题目： 分离正戊烷-正己烷用筛板精馏塔设计 指导教师评语： 成

3、绩： 指导教师： 年 月 日 目录目录第一章第一章 概论概论.61.1 塔设备在化工生产中的作用和地位.61.2 对塔设备的要求.61.3 塔设备的用材.61.4 塔型选择一般原则.61.4.1 与物性有关的因素.71.4.2 与操作条件有关的因素.71.4.3 其他因素.81.5 塔设备的分类及一般构造.8第二章第二章 全塔的物料衡算全塔的物料衡算.102.1 设计任务和要求.102.2 设计计算.10第三章第三章 塔板数的确定塔板数的确定.123.1理论板层数 NT的确定.123.2实际板层数 N 的求取 .14第四章第四章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算精馏塔的工艺条件及有关物性数

4、据的计算.184.1 操作压力计算.184.2平均密度计算.184.3 液相平均表面张力计算.204.4 气、液相体积流量计算.22第五章第五章 精馏塔的塔体工艺尺寸精馏塔的塔体工艺尺寸.235.1 塔径的计算.235.2 精馏塔高度计算.255.3 溢流装置计算.265.4 精馏段、提馏段塔板布.28第六章第六章 塔板流体力学验算塔板流体力学验算.306.1 精馏段、提馏段塔板压降.306.2 液面落差.326.3 漏液.326.4 液沫夹带.336.5 液泛.33第七章第七章 塔板负荷性能图塔板负荷性能图.357.1 漏液线.357.2 液沫夹带线.367.3 液相负荷下限线.377.4

5、液相负荷上限线.387.5 液泛线.387.6 塔的负荷性能图.40第八章第八章 计算结果总汇计算结果总汇.42第九章第九章 结束语结束语.69.1 对本设计的评价 .439.2 设计感想 .43第一章第一章 概论概论1.1 塔设备在化工生产中的作用和地位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

6、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 对塔设备的要求对塔设备的要求在设计中选择塔型，必须综合考虑各种因素，并遵循以下基本原则。要满足工艺要求，分离效率高；生产能力大，有足够的操作弹性；运转可靠性高，操作、维修方便，少出故障；结构简单，加工方便，造价较低；塔压降小。1.3 塔设备的用材塔设备的用材（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。1.4 塔型选择一般原则塔型选择一般原则塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节

7、。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。1.4.1 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。板式塔的传质效率较差。（5） 含有悬浮物

8、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。1.4.2 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（如喷射型塔盘）或选用板上液流阻力较小的

9、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。1.4.3 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，随塔径增大而减小。1.5 塔设

10、备的分类及一般构造塔设备的分类及一般构造随着时代的发展，出现了各种各样型式的塔，而且不断有新的塔型出现。虽然塔型众多，但根据塔内部结构，通常将塔分为板式塔和填料塔两大类。图 1.1 精馏塔工艺流程图一、板式塔板式塔是在塔内装有多层塔板（盘），传热传质过程基本上在每层塔板上进行，塔板形状、塔板结构或塔板上气液两相得表现，就成了命名这些塔的依据，诸如筛板塔、栅板塔、舌形板塔、斜孔板塔、泡罩塔、浮阀塔等。下面简单介绍一下几种常用的板式塔性能。二、填料塔填料塔是一个圆筒柱体，塔内装载一层或多层填料，气相由下而上、液相由上而下接触，传热和传质主要在填料表面上进行，因此，填料的选择是填料塔的关键。填料的种

11、类很多，填料塔的命名也以填料的名称为依据，如常用的金属鲍尔填料塔、波网填料塔。填料塔制造方便，结构简单，便于采用耐腐蚀材料，特别适用于塔径较小的情况，使用金属材料省，一次投料较少，塔高相对较低。表 1.1 各类塔板性能比较浮阀塔泡罩塔指标F 形浮十字架形条形筛板圆形条形S 形泡阀浮阀浮阀塔泡罩泡罩罩液体和气体负荷低高45454542231333操作弹性5553434压力降2333000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2321100第二章第二章

12、 全塔的物料衡算全塔的物料衡算2.1 设计任务和要求设计任务和要求（1）年处理含正戊烷 55（质量分数，下同）的正戊烷正己烷混合液3 万吨（2）产品正戊烷含量为 96（3）残液中正戊烷含量不高于 4（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加热蒸汽压力 250kpa（表压）单板压降 p=0.7kPa（表压）全塔效率 ET=51.23（5）设备型式 筛板精馏塔（6）厂址 安徽淮南（7）设备工作日 330 天/年（一年又一个月检修）（8）淮南地区的当地大气压 101.33kPa2.2 设计计算设计计算2.2.1 设计方案的确定本设计任务为分离正戊烷和

13、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，将原料夜通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属易分离物系，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、塔底产品的摩尔分数正戊烷的摩尔质量 MA=72kg/kmol正己烷的摩尔质量 MB=86kg/kmol 0.55/720.59350.55/720.45/86Fx 0.96/720.96630.96/720.0

14、4/86Dx 0.04/720.04740.04/720.96/86Wx2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.593572+0.406586=77.691MD=0.966372+0.033786=72.4718MW=0.047472+0.952686=85.33643物料衡算塔顶产品产量：要求年产量 3 万吨，除去每年的设备维护及放假时间，每年按 330 天的工作日计算，连续操作，每天 24 小时，所以塔顶的原料处理量=48.7557kmol/h30000 1000F24 330 77.691FDWFDWFxDxWx解得：D28.9754/kmol h19.7803/Wkmol h

15、RV /3.0478/Wkmol h第三章第三章 塔板数的确定塔板数的确定 3.1理论板层数理论板层数 NT的确定的确定（1）由各组分的饱和蒸汽压与温度的关系可以求出平均相对挥发度由各组分的饱和蒸汽压与温度的关系可以求出平均相对挥发度表 3.1 各组分得饱和蒸汽压与温度得关系温度T/正戊烷（Pa）正己烷（Pa）总压 P（Pa）xym40115100372501013300.82310.93503.089945137250456401013300.60790.82343.007250159400540301013300.44890.70612.95022.94715518675065190101

16、3300.29730.54792.864760214100763501013300.18130.38322.8042正戊烷沸点为 36.1，正己烷沸点为 68.7，混合液气液相平衡温度在36.1到 68.7之间。两组分的饱和蒸汽压：36.1 时分别为；68.7时分别为00101.33,31.98ABPKPa PKPa。00273.28,101.33ABPKPa PKPa36.1时： =1101.333.16931.9868.7时： =，2273.282.697101.33所以：= =2.923123.169 2.697（2）求出最小回流比和操作回流比求出最小回流比和操作回流比由于是泡点进料，q

17、=1，= 0.5935PFxx代入相平衡方程：=pyppXX) 1(12.923 0.59350.81021 1.923 0.5935故最小回流比为Rmin= 0.7204DppPxyyx0.96630.81020.81020.5935取操作回流比为R=1.5Rmin=1.0806 （3）求精馏塔的气、液相负荷求精馏塔的气、液相负荷1.0806 28.975431.3108/LRDkmol h(1)60.2862/VVRDkmol h31.310848.755780.0665/LLFkmol h（4）求操作线方程求操作线方程精馏段操作线方程： 10.51940.464411DnnnxRyxxR

18、R提馏段操作线方程： 111.32810.0156WnnnxRyxxRR相平衡方程为 x=(1)2.923 1.923yyyy 两操作线交点的横坐标为(1)(1)0.5935FDfRxqxxRq（5）求理论塔板数：交替使用相平衡方程与操作线方程求理论塔板数：交替使用相平衡方程与操作线方程1:1:以下交替使用精馏段操作线方程与相平衡方程: 110.96630.9075Dyxx 相平衡 220.93580.8330yx 330.89710.7489yx 440.85340.6657yx 550.81020.5936yx 660.77270.5377yx fx 由计算知：第由计算知：第 6 6 板为

19、加料板。板为加料板。 2 2:以下交替使用提馏段操作线方程与相平衡方程： 60.5377x 770.69850.4421yx 880.57160.3134yx 990.40060.1861yx 10100.23160.0935yx xx11110.10860.0400yx W总理论版数为总理论版数为 1111（包括蒸馏釜）（包括蒸馏釜） ，精馏段理论板数为，精馏段理论板数为 5 5，第，第 6 6 板为加料板，提馏板为加料板，提馏段理论板数为段理论板数为 6 63.2实际板层数实际板层数 N 的求取的求取（1）求塔顶与塔底平均温度表表 3.2 组分的饱和蒸汽压组分的饱和蒸汽压 Pio (mmH

20、g)温温 度度 （）36.140455055606568.7正戊烷正戊烷101.33115.62136.05159.16185.18214.35246.89273.28Pio正己烷正己烷31.9837.2645.0254.0564.6676.3689.96101.33x10.820.620.450.310.180.070y10.930.830.710.570.380.170利用表 3.2 中的数据由拉格朗日插值可求得 tF、tD、tW.加料板温度： tF tF=45.779F5045t450.450.620.59350.62塔顶温度： tD: = tD =36.830D4036.1t400.8

21、2 10.96630.82塔釜温度： tW = tW=66.195w68.765t68.700.070.04740精馏段的平均温度： = =41.30451t2ttDF提馏段的平均温度：FW2ttt55.9872 =41.3045时的 x1及 y11t1111454041.3045400.620.820.82454041.3045400.830.930.930.767820.90391xyxy时的 x2及 y2255.987t 2222555055.987500.31 0.450.45555055.987500.570.710.710.2823640.542364xyxy塔顶温度：36.830

22、塔釜温度：66.195塔顶与塔底平均温度 T=51.5125精馏段的平均温度：41.3045提馏段的平均温度：55.987 （2 求平均黏度内插关系式： )(10下下上下tt 表 3.3 各组分的粘度与温度的关系温度 T/正戊烷 （mPas）正己烷 （mPas）500.1840.235600.1720.217查表 3.3 并根据内插关系计算塔顶与塔底平均温度下的液相黏度 T0.1720.184()0.184(51.512550)10100.237845Att下上下下0.2170.235()0.235(51.512550)10100.303365Btt下上下下查表 3.4 并根据内插关系计算塔顶

23、与塔底平均温度下的 xA和 xB表 3.4 各组分得饱和蒸汽压与温度得关系温度T/正戊烷（Pa）正己烷（Pa）总压 P（Pa）xym40115100372501013300.82310.93503.089945137250456401013300.60790.82343.007250159400540301013300.44890.70612.95022.947155186750651901013300.29730.54792.864760214100763501013300.18130.38322.8042186750 159400()159400(51.512550)1010163536.

24、6875PaApppptt下上下下6519054030()54030(51.512550)101055717.95PaBpppptt下上下下根据方程组 1xxBABBAAxpxp解得0.25410.7459ABxx故 lglg(1)lg0.2541 lg0.237845(1 0.2541) lg0.303365-0.5449AAABxx得 mpas0.28517T（3）求塔效率表 3.5温度 T/正戊烷（Pa）正己烷（Pa）相对挥发度平均挥发度37.05366936.89142645.922.5723616266.42259597.795645.012.714179232.924128查表 6

25、 并根据公式计算塔效率 ET塔效率 ET：0.2450.49TTE0.2450.49(2.924128 0.28517)TE所以 塔效率 ET=0.5123（4）求实际板层数精馏段实际板层数 NP（精）=5/0.5123= 9.759910提馏段实际板层数 NP（提）=6/0.5123= 11.711912总实际板层数 NP= NP（精）+ NP（提）=10+12=22第四章第四章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1 操作压力计算操作压力计算塔顶操作压力 kPapppD3.310543.3101表当地每层塔板压降 0.7pkPa 进料板压降 105.

26、330.7 10112.33FapkP精馏段平均压降 m1105.33 112.33 / 2108.83 kPap塔底操作压力 w112.33 12 0.7120.73k aPP提馏段平均压力 2(112.33 120.73)/ 2116.53kPamP4.2平均密度计算平均密度计算图 4.1 正戊烷密度与温度的关系图正戊烷y = -2E-08x4 - 2E-06x3 - 0.001x2 - 0.9642x + 645.91R2 = 10100200300400500600700020406080100120T/kgm-3表表 4.1 组分的液相密度组分的液相密度 （kg/m3）温温 度度 （

27、）20406080100正戊烷正戊烷626.2605.5583.7560.3535.0正己烷正己烷657.2638.9620600.2579.3图 4.2 正己烷密度与温度的关系图正己烷y = -9E-09x4 - 3E-06x3 - 0.0003x2 - 0.8882x + 675.1R2 = 1560580600620640660680020406080100120T/kgm-3已知：混合液密度（a 质量分率） ，混合气体密度。BBAALaa1mVmmVmRTMP精馏段精馏段： =41.3045时， 1t10.76782x 10.90391y 液相 172 0.7678286 (1 0.7

28、6782)75.25052/LMkg kmol 气相 172 0.90391 86 (1 0.90391)73.34526/VMkg kmol 33604041.304540604.0781/583.7605.5605.5604041.304540637.6672/620638.9638.9AABBkg mkg m液相平均密度 ：1310.76782 72 0.76782 720.23218 861604.07810.23218 86 0.76782 720.23218 86612.6411/637.6672LLkg m 气相平均密度：31108.83 73.345263.0532/8.314

29、 (41.3045273.15)Vmkg m提馏段提馏段：时，255.987tC220.282364,0.542364xy 液相 272 0.28236486 (1 0.282364)82.0469/LMkg kmol 气相 272 0.54236486 (1 0.542364)78.4069/VMkg kmol 33604055.98740588.0742/583.7605.5605.5604055.98740623.7923/620638.9638.9AAABkg mkg m 液相平均密度 ：2320.282364 72 0.282364 720.717636 861588.07420.7

30、17636 86 0.282364 720.717636 86614.5434/623.7923LLkg m气相平均密度：32116.53 78.40693.3389/8.314 (55.987273.15)Vmkg m4.3 液相平均表面张力计算液相平均表面张力计算表表 4.2 表面张力表面张力()mmN /温温 度度 （）020406080100正戊烷正戊烷18.2016.0013.8511.769.7197.752正己烷正己烷20.1018.0215.9913.2312.0610.18图 4.3 正戊烷表面张力与温度的关系图正戊烷y = -3E-10 x4 + 1E-07x3 + 5E-

31、05x2 - 0.1111x + 18.202R2 = 105101520020406080100T/10-3N/m图 4.4 正己烷表面张力与温度的关系图正己烷y = 2E-08x4 - 3E-06x3 + 0.0002x2 - 0.1076x + 20.105R2 = 10510152025020406080100T/10-3N/m精馏段精馏段的平均温度 =41.3045时的表面张力1t 604041.30454011.76 13.8513.85A13.7137m/AN m 604041.30454013.228 15.9915.99B15.8098m/BN mmB13.7137 15.8

32、09814.1493/13.7137 (1 0.76782) 15.8098 0.76782ABABAmN mxx 提馏段提馏段的平均温度的表面张力255.987t 604055.9874011.76 13.85 13.85A12.1794m/AN m 604055.9874013.228 15.99 15.99B13.7822m/BN mmB12.1794 13.782213.2884/12.1794 (1 0.282364) 13.7822 0.282364ABABAmN mxx4.44.4 气、液相体积流量计算气、液相体积流量计算已知：L1V1L2V2M75.25052/M73.3452

33、6/M82.0469/M78.4069/kg kmolkg kmolkg kmolkg kmol3L1612.6411/kg m3L2614.5434/kg m3V1Vm13.0532/kg m3V2Vm23.3389/kg m精馏段精馏段： 1L11V1-331113111M75.25052 31.3108/36000.6545/M73.34526 60.2862/36001.2283/0.6545=1.0683 10/612.64111.2283=0.4023/3.0532SLSVLLKg sVVKg sLLmsVVms提馏段提馏段：2L22V2M82.0469 80.0665/36001

34、.8248/M78.4069 60.2862/36001.3130/LLKg sVVKg s3322232221.8248=2.9694 10/614.54341.3130=0.3932/3.3389SLSVLLmsVVms第五章第五章 精馏塔的塔体工艺尺寸精馏塔的塔体工艺尺寸5.1 塔径的计算塔径的计算（1）最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速VVLCmaxu空塔气速 max)8 . 06 . 0(uu 精馏段精馏段的气、液相体积流率为-3311131110.6545=1.0683 10/612.64111.2283=0.4023/3.0532SLSVLLmsVVms提馏段提馏段的气、液相体

35、积流率为3322232221.8248=2.9694 10/614.54341.3130=0.3932/3.3389SLSVLLmsVVmsC 由公式求取，其中的 C20由图查取，图中横坐标为2 . 02002. 0CC精馏段精馏段：1/21/2-3S11S11L1.0683 10612.64110.0376V0.40233.0532LV提馏段提馏段：1/21/23S22S22L2.9694 10614.54340.1025V0.39323.3389LV取板间距 HT=0.45m，板上液层高度 hL=0.05m，则HT-hL=0.45-0.05=0.4m图 5.1 史密斯关联图查图 5.1 得

36、精馏段：C20=0.083 提馏段:C20=0.078精馏段精馏段负荷系数 C（精）0.20.23m2014.1493 100.0830.07740.020.02CC11max1612.6411 3.0532u0.07741.0937/3.0532LVVCm s取安全系数为 0.6，则空塔气速为U1=0.6umax=0.6=0.6562m/s1.0937提馏段提馏段负荷系数 C（提）0.20.23m2013.2884 100.0780.07190.020.02CC22max2614.54343.3389u0.07190.9728/3.3389LVVCm s取安全系数为 0.6，则空塔气速为U2

37、=0.6umax=0.6=0.5837m/s0.9728(2)塔径精馏段精馏段：S1114V4 0.40230.8835U0.6562Dm按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为 222TA1.00.785444Dm实际空塔气速为 110.4023U0.5122/0.7854STVm sA提馏段提馏段：S2224V4 0.39320.9261U0.5837Dm按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为 222TA1.00.785444Dm实际空塔气速为 220.39320.5006/0.7854STVUm sA5.2 精馏塔高度计算精馏塔高度计算塔高 H LBFTTdHHHSHHSNHH)2(其

38、中，为塔顶与第一块板之间的距离且一般取 11.5m，为实际塔板dHN数，为人孔数且 57 块板设一人孔，为板间距（m） ，为人孔处的板STHTH间距且一般取 0.6m， 为进料板处的板间距且一般取二倍的板间距（m） ，FH为塔釜与最下一块板的距离且一般取 11.5m，为裙座高度且一般为BHLH1.52m。注：1在塔高计算时确定的人孔数不包括塔顶和塔釜所设的人孔。2此处计算的塔高是塔总高，即从塔的底座至塔顶封头处的高度。根据式（7.3）计算塔高 H：LBFTTdHHHSHHSNHH)2(m1.3(2262) 0.456 0.60.9 1.3 1.815.2 5.3 溢流装置计算溢流装置计算因塔径

39、 D=1.0m，可选取单流型弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下：（1）堰长 精馏段 取 =0.7D=0.71.0=0.7mWlWl 提馏段 取 =0.7D=0.71.0=0.7mWl（2）溢流堰高度 溢流堰高度计算公式：WhWLWhhh0选用平直堰，堰上液层高度 h0w依下式计算，即精馏段精馏段 =2302.841000SWWLhElSLS1L近似取 E=1，则2233102.842.840.0010683 360010.0088100010000.7SWWLhEml 取板上液层高度，故mhL05. 000.050.00880.0412WLWhhhm提馏段提馏段 =2302.841000

40、AWWLhElALS2L近似取 E=1，则2233202.842.840.0029694 360010.0175100010000.7SWWLhEml 取板上液层高度，故mhL06. 000.060.01750.0425WLWhhhm（3）弓形降液管宽度及截面积 dWfA由，查图 5.2 得： ，7 . 0DlW0882. 0TfAA148. 0DWd图 5.2 和值与 LW/D 的关系DWd/TfAA /故：20.08820.0882 0.78540.0693fTAAm0.1480.148 1.00.148dWDm 精馏段精馏段依式验算液体在降液管中的停留时间，即1fTSA HL310.06

41、93 0.4529.1951.0683 10fTSA HssL故降液管设计合理。提馏段提馏段 依式验算液体在降液管中的停留时间，即2fTSA HL20.0693 0.4510.5050.0029694fTSA HssL（4）降液管底隙高度 0h精馏段精馏段 取，则smu/35. 001000.00106830.004360.7 0.35SWLhml u00.04120.004360.036840.00436Whhmm提馏段提馏段 取，则smu/35. 002000.00296940.012120.7 0.35SWLhml u00.04250.012120.030380.01212Whhmm故降

42、液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。50Whmm5.4 精馏段、提馏段塔板布精馏段、提馏段塔板布图 5.3 塔板的结构参数 (1)(1)塔板的分块塔板的分块 因 D800mm,故塔板采用分块式.应将塔盘分块，保持有一块通道板，两块弓形板， 其余为矩形板，分块情况如下：表 5.1 塔径与分块数的关系塔径（mm）800-12001400-16001800-20002000-2400分块数3456 因此，塔板分为 3 块. (2)(2)边缘区宽度确定边缘区宽度确定取,WC=0.035 m0.065ssWWm (3)(3)开孔区面积计算开孔区面积计算 对于单溢流型塔板，开孔区面积可用下式计算

43、22212sin180arxAx rxr式中：1.0/ 2( 0.065)0.287m2dsDxWW r=D/2-WC=1.0/2-0.035=0.465 故22220.4650.287Aa2 (0.287 0.4650.287arcsin)0.4977m1800.465 (4)(4)筛孔筛孔计算及其排列计算及其排列 因为所处理的物系无腐蚀性,可选用=3mm 的碳钢板,取筛孔直径 d0=5mm,筛孔按正三角形排列,取孔中心距 t=3d0=3 5=15mm 筛孔数目 n=25552at155. 1A21.155 0.49770.015开孔率为 =0.907()2=0.907()2=10.1%0/

44、aAAtd0015. 0005. 0精馏段精馏段气体通过阀孔的气速为 U0=8.0032m/s10SVA0.40230.101 0.4977提馏段提馏段气体通过阀孔的气速为 U0=7.8221m/s20SVA0.39320.101 0.4977第六章第六章 塔板流体力学验算塔板流体力学验算6.16.1 精馏段、提馏段塔板压降精馏段、提馏段塔板压降6.16.11 1 干板阻力干板阻力计算计算ch 2000.051VcLuhC 精馏段精馏段 由 d0/=5/3=1.67，查图得 C0=0.772 故=0.051()2()=0.0273 m 液柱ch8.00320.7723.0532612.6411

45、 提馏段提馏段 由 d0/=5/3=1.67，查图得 C0=0.772 故=0.051()2()=0.0284m 液柱ch7.82210.7723.3389614.54346.1.2 气体通过液层的阻力气体通过液层的阻力计算计算Lh图 6.1 1Lhh精馏段精馏段=0.5618m/ssaTfVuAA0.40230.78540.0693F0=0.5618=0.98173.05321/21/2/kgs m利用图 6.1 中的数据由拉格朗日插值可求得 =0.703660.80.60.80.5 1.50.50.9817故 =（）=0.70366 0.05=0.0352m 液柱1Lhh0WWhh提馏段提

46、馏段=0.5491m/sau2fSTVAA0.39320.78540.0693F0=0.5491=1.00343.33891/21/2/kgs m =0.699320.80.60.80.5 1.50.5 1.0034故 =（）=0.69932 0.06=0.0420m 液柱1Lhh0WWhh6.1.3 液体表面张力的阻力计算液体表面张力的阻力计算 精馏段精馏段 液体表面张力所产生的阻力h=0.00188m 液柱0gd4LL34 14.1493 10612.6411 9.81 0.005 提馏段提馏段h=0.00176m 液柱0gd4LL34 13.2884 10614.5434 9.81 0.

47、005 所以 精馏段精馏段 气体通过每层塔板的液柱高度 =0.0273+0.0352+0.00188=0.06438m 液柱1pchhhh 气体通过每层塔板的压降为 Pp=hpg=0.06438 612.6411 9.81=386.9244Pa0.7kPa(设计允L许值) 提馏段提馏段 气体通过每层塔板的液柱高度 =0.0284+0.0420+0.00176=0.07216m 液柱1pchhhh 气体通过每层塔板的压降为 =0.07216 614.5434 9.81=435.0289Pau0，min 稳定系数为 K=1.64531.5min00uu，8.00324.8643 故在本设计中精馏段

48、无明显漏液 提馏段提馏段 u0，min=4.4C0220.00560.13hh/LLV（） =4.4 0.772=4.9719m/S(0.00560.13 0.06-0.00176) 614.5434/3.3389 实际孔速 u0=7.8221u0，min 稳定系数为 K=1.57331.5min00uu，7.82214.9719故在本设计中提馏段无明显漏液6.4 液沫夹带液沫夹带液沫夹带量=()3.2VeL6107 . 5fahuTH 精馏段精馏段 hf=2.5=2.5 0.0352=0.088m1h 故=()3.2=0.0016kg 液/kg 气0.1kg 液/kgVe635.7 1014

49、.1493 100.56180.450.088气 提馏段提馏段 hf=2.5=2.50.0420=0.105m1h 故=()3.2=0.0019kg 液/kg 气0.1kg 液/kgVe635.7 1013.2884 100.54910.450.105气 故在本设计中液沫夹带量 ev在允许范围内6.5 液泛液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从以下关系，即dHdTWHHh 正戊烷-正己烷物系属一般物系，取=0.5，则 精馏段精馏段 =0.5 （0.45+）=0.2456mTWHh0.0412 而 dpLdHhhh 板上不设进口堰， =/ 200.153dhu0u1SLWl0h=0.04

50、01m 液柱20.153 0.0010683/0.7 0.00298dh =0.06438+0.05+0.0401=0.15448m 液柱dH dTWHHh 故在本设计中精馏段不会发生液泛现象 提馏段提馏段 =0.5 （0.45+）=0.24625mTWHh0.0425 而ddpLdHhhh 板上不设进口堰， =/ 200.153dhu0u2SLWl0h=0.0384m 液柱20.153 0.0029694/0.7 0.00847dh =0.07216+0.06+0.0384=0.17056m 液柱dH dTWHHh 故在本设计中提馏段不会发生液泛现象第七章第七章 塔板负荷性能图塔板负荷性能图

51、7.1 漏液线漏液线 精馏段精馏段： u0，min=4.4C00.00560.13hh/LLV（） 0,min,min000/4.40.00560.13/swwLVuVAChhh 2302.841000SWWLhEl得 Vs，min= 4.4C0A0AWL2/32.84W1V11000l 0.00560.13hE()-h /L = 4.40.7720.49770.101 s36002/32.8410000.70.0056 0.13 0.04121-0.00188 612.6411/3.0532L （） 整理得：Vs，min=2/30.17075 1.8211522.0724sL在操作范围内，任

52、取几个值，依上式计算出值。计算结果列于下表：sLsV表表 7.17.1 精馏段计算结果由表 10 数据即可作出漏液线 提馏段提馏段 得 Vs，min= 4.4C0A0AWL2/32.84W2V21000l 0.00560.13hE()-h /L = 4.40.7720.49770.101 3/sLms0.00060.00150.00300.00453/sVms0.24020.24810.25780.2658s36002/32.8410000.70.0056 0.13 0.04251-0.00176 614.5434/3.3389L （） 整理得：Vs，min=2/30.17075 1.7237

53、20.2464sL在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值。sLsV计算结果列于下表：表表 7.2 提馏段计算结果3/sLms0.00060.00150.00300.00453/sVms0.23340.24080.25010.2578由表数据即可作出漏液线7.2 液沫夹带线液沫夹带线 以为限，求关系如下：0.1/Vekgkg液气ssVL3.265.7 102.5aVLTLueHh=aufsAAVT0.78540.0693SV1.3965SV=0.8462LS2/32302.841000AWWLhEl2/336002.84110000.7sL 2/32/30S2.52.52.50.04120.8

54、4620.1032.1155LfLwwshhhhL2/3S0.3472.1155LTfHh3.2632/31.39655.7 100.114.1493 100.3472.1155sVsVeL 整理得：Vs=1.3921-8.4872LS2/3 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算相应的 Vs，计算结果列于下表：表 7.3 精馏段计算结果由上表数据即可作出液沫夹带线提馏段提馏段2/32/30S2.52.52.50.04250.84620.106252.1155LfLwwshhhhL2/3S0.343752.1155LTfHh3.2632/3S1.39655.7 100.113.2884

55、100.343752.1155LsVVe 整理得：Vs=1.3523-8.3224LS2/3 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算相应的 Vs，计算结果列于下表：表 7.4 提馏段计算结果3/sLms0.00060.00150.00300.00453/sVms1.29311.24321.17921.12553/sLms0.00060.00150.00300.00453/sVms1.33171.28091.21561.1608 由上表数据即可作出液沫夹带线由上表数据即可作出液沫夹带线7.3 液相负荷下限线液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标

56、准作为最小液体负荷标准00.006whm2/3,min036002.84E0.00610000.70swLh取 E=1，则 Ls，min=（）3/2=0.000597m3/s84. 21000006. 00.73600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线7.4 液相负荷上限线液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限。4s4fTsA HL故3smin0.0693 0.45L0.007796/4fTA Hms，据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线7.5 液泛线液泛线令dTwHHh由110dpLdcLdLLwwHhhhhhhhhhhhhh联立得：011TwwcdHhhhhh忽

57、略，将与，与关系式代入上式，整理得：h0whsLchsV222/3sssaVbc Ld L2000.051VLaA C1TwbHh200.153/wcl h2/3336002.84 101wdEl精馏段精馏段 1221000.0510.0513.05320.1688612.64110.101 0.4977 0.772VLaA C 10.5 0.450.50.70366 10.04120.1754TwbHh2200.153/0.153/ 0.7 0.0043616425.6427wcl h2/32/333360036002.84 1012.84 1011 0.703661.44160.7wdEl 故 0.1688Vs2=0.1754 -16425.6427Ls2-1.4416Ls2/3 或 Vs2=1.0391 -97308.3098Ls2-8.5403Ls2/3 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 值，计算结果列于下表表 7.5 精馏段计算结果3/sLms0.00060.00150.00200.00253/sVms0.97120.84160.71710.5231 由上表数据可作出液泛线提馏段提馏段 2222000.0510.0513.33890.1840614.54340.101 0.4977 0.772VLaA C 10.5 0.450.50.69