正庚烷―正辛烷连续精馏浮阀塔设计概要

1、课程设计题目：正庚烷-正辛烷 连续精馏浮阀塔设计 教学院：专业：学号：学生姓名：指导教师：年月日目录前言（3精馏塔设计任务书（4流程的设计及说明（6设计计算（6一、精馏流程的确定（6二、塔的物料衡算（6三、塔板数的确定（6（1相对挥发度的计算（7（2实际塔板数的确定（7(3全塔效率8四、塔工艺条件及物性数据计算9(1操作压强的计算9(2操作温度的计算(9(3平均摩尔质量的计算(10(4平均密度的计算(10(5液体平均粘度的计算(11(6流体平均表面张力的计算(11五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算(12(1塔径(12(2塔有效高度(14六、 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算(14(1溢流装置(14(2塔

2、板布置(16(3浮阀数与开孔率(16七、筛板的流体力学验算(19(1气体通过筛板压降相当的液柱高度(19(2液泛的验算(20(3雾沫夹带量的验算(20（4漏液的验算（21八、塔板负荷性能图（23（1精馏段负荷性能图（23（2提馏段负荷性能图（24九、 精馏塔的工艺设计计算结果总表（26十、精馏塔的附属设备及接管尺寸（29（1塔体结构（29（2精馏塔的附属设备（29（3接头管设计（29设计评述（30主要符号说明（30参考书目（32附图.、八、-刖言化工生产中所处理的原料，中间产物,粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物, 而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存 ，运输，加工和使用的需求，时

3、常 需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工,炼油，石油化工等工业得 到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液 相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相 向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本 次设计任务为设计一定处理量的分离甲醇和乙醇混合物精馏塔。精馏所进行的是气（汽、液两相之间的传质，而作为气（汽、液两相传质所用的塔 设备，首先必须要能使气（汽、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是 为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下

4、列各种基本要求：气（汽、液处理量大 即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 操作稳定,弹性大，即当塔设备的气（汽、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的 传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。流体流 动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费 用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终 破坏物系的操作。结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。耐腐蚀和不易堵 塞方便操作、调节和检修。塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的

5、。不同的塔型各有某些独特的 优点,设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔,20世纪50年代起对板式精馏塔进行了 大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡 罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡 罩塔的60%,为浮阀塔的80%左右。处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015%。塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30%左右。筛板塔的缺点是：塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。操作弹 性较小（约23。小孔筛板容易堵塞。化工原理课程设计是培

6、养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使 我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及 物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔 板结构等图形。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核精馏塔设计任务书一设计题目分离甲醇-乙醇板式精馏塔的设计二工艺条件与数据(1.原料液量1300kg/h含正庚烷42%(mol下同;(2.馏出液含正庚烷98%,残液含正辛烷97%;(3.常压操作，回流液温度为塔顶蒸汽的露点；(4.加热蒸汽压力为5Mpa(绝对压力；(5.冷却水进口温度30C,出口温度为45C;(6.设备热损失

7、为加热蒸汽供热量的5%。三设计内容(1精馏塔的物料衡算及塔板数的确定；(2精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；(3精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算；(4塔板的流体力学的验算；(5塔板的负荷性能图的绘制；(6精馏塔接管尺寸计算；(7绘制带控制点的生产工艺流程图(8绘制主体设备图四设计说明书(1目录(2设计方案的确定及工艺流程说明(3工艺计算及主体设备设计(4设计结果一览表(5对本设计的评述及有关问题的说明(6主要符号说明(7参考文献(8附图五参考书目流程的设计及说明图1板式精馏塔的工艺流程简图工艺流程:如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操 作时连续的从再沸器中取出部分液体作

8、为塔底产品 （釜残液再沸器中原料液部分汽 化,产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝 然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体 其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵，有时还要设置高位槽。为了便于了 解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施 ，常在流程中的适当位置设置必要 的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。设计计算、精馏塔的物料衡算1原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率正庚烷的摩尔质量为：100.205kg/kmol正辛烷的摩尔质量

9、为：114.232kg/kmolx F=0.42x D=0.982原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量M D=100.205 >0.98+114.232 (K0.98=100.48kg/molM F=100.205 >.42+114.232 (>0.42=108.34kg/mol则可知：原料的处理量:F=1300/108.34=12kmol/h根据易挥发组分物料衡算则有:F > F = D >D +W>x W由总物料衡算:F= D+W容易得出：W=7.08kmol/hD=4.92 kmol/h三、塔板数的确定1理论板层数N T的求取a. 相对挥发度的计算T

10、=985C时,P A=101.3KPa ,P B=44.58KPaa 1= P A/ P B=101.3/44.58=2.272T=1258C 时,P A=212.29KPa ,P B=101.3KPaa 2= P A/ P B=12.29/101.3=2.096则 a =sqrt( a 1 Xa 2=2.18b. 平衡线方程求算汽液相平衡方程：y= a *x/1+(-1a=2.18x心+1.18xx=y/ -( a1x=y/(2.18-1.18y最小回流比及其操作回流比的求解:x S =x F=0.42,y S =0.612Rmin=(x D-y S /(y-xS=(0.98-0.612/(

11、0.612-0.42=1.917取操作回流比为:R=1.8Rmin=1.8 X.917=3.450c. 精馏塔的气、液相负荷L=RXD=3.45 X4.92=16.974kmol/hV=(R+1 XD=4.45 X4.92=21.894kmol/hL' =L+F=16.974+12=28.974kmol/hV' =V=21.894kmol/hd. 精馏段、提馏段操作线方程精馏段操作线:y=L/V Xc+D/VXx D=0.775x+0.22提馏段操作线:y ' =L' /V '-WV'X x w=1.323x-0.00970如 1Xy10,980

12、. 967405塔顶70” 9619890, 92069330.9335370. 865&1840.9908770 7892550.8316680.693 射 860. 7577330. 589274(0,6766870. 48981780.5996080. 40721590. 5290150. 340063100.4402030/265093110. 311018a 19181212 H0.2441070+ 12902 1130* 1609990. 080903140< 0973350. 017132156 0526560. 024863塔底由此可知:理论塔板数:15精馏段塔板

13、数：8提馏段塔板数：7由奥康内尔精馏全塔板效率关联图可得ay =3.64全塔板效率E 0=0.35理论板层数N T的求取精馏段实际塔板数N精=8/35%=23块提馏段实际塔板数N提=7/35%=20块四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算(1操作压力的计算设每层塔压降： P=0.9KPa (般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.41.1kPa进料板压力：P F =101.3+8 0.9=108.5(KPa精馏段平均压力:Pm=(101.3+108.5/2=104.9(KPa塔釜板压力:P W =101.3+13 (X9=113(KPa 提馏段平均压力:Pm ' =(108.

14、5+113/2=110.75(KPa操作温度的计算 查表可得安托尼系数ABCC7H166,027301268.115216,9002 12CTCGHjx6.048671355.12620951719-152BCC 7H 16 的安托尼方程：IgP A O =6.0273-1268.115/(t A +216.9 C 8H 18 的安托尼 方程：IgP B O =6.04867-1355.126/(t B +209.517塔顶:x=0.957 ,y=0.98,待求的温度t就是P A O /P B O =2.202时的温度,用试差法计算 假设t=100C ,求得 P A O =106.09(KPa

15、 , P B O =46.82(KPa,P A OP B O2.26假设 t=110C,求得 P A O =140.63(KPa , P B O =64.19(KPa,P B O2.19用比例内插法求P A O/P B O =2.202时的温度t ,t-100110-100-0.058-0.07所以塔顶温度t D =108.28C同理可得 进料板温度t F =110.57C塔釜温度t W=112.28C精馏段平均温度 t m=(108.28+110.57/2=109.42 (C提馏段平均温度 t' m=(110.57+112.28/2=111.4C(3平均摩尔质量的计算a. 塔顶平均摩

16、尔质量计算由 x D=y1=0.98 ,x1=0.957M VDm=0.98X 100.205+(1-0.98 1 M.232=100.48kg/molM LDm=0.957Xl00.205+(1-0.957 114.232=100.81kg/molb. 进料板平均摩尔质量计算由 y F=0.600,x1=0.407M VFm=0.600X100.205+(1-0.600 114.232=105.82kg/molM LFm=0.407X100.205+(1-0.407 1 W.232=108.52kg/molc. 塔釜平均摩尔质量计算由 y1' =0.0526 ,x1 ' =0

17、.0249M VWm=0.0526< 100.205+(10.0526 XI4.232=114.49kg/molM LWm=0.0249K 100.205+(10.0249 洌4.232=113.88kg/mold. 精馏段平均摩尔质量M Vm=100.48+105.82/2=103.15kg/molM Lm=(100.81+108.52/2=104.66kg/mole. 提馏段平均摩尔质量M Vm=(105.82+114.49/2=110.155kg/molM Lm=(108.52+113.88/2=111.2kg/mol(4平均密度的计算a. 精馏段平均密度的计算I气相由理想气体状态

18、方程得p Vm=P m M vw/RT m=(104.9 x 103.15/8.314 X527G9142=3.40kg/m3 U 液相 查 t D=108.28°C 时 p A=599.3kg/m3 p B=631.1kg/m3t F=110.57C 时 p A=592.1kg/m3 p B=630.9kg/r塔3M液相的质量分率a A=(0.98 x 100.205/( 0.98 x 100.205+0.02 x 114.232=0.977p LDm=1/(0.977/599.3+0.023/631.1=600.00kg/m3进料板液相的质量分率a A=(0.407 x 100.

19、205/(0.407x 100.205+04232=0176p LFm=1/(0.376/599.3+0.624/631.1=618.76kg/m3精馏段液相平均密度为p Lm=(600.00+618.76/2=609.38 kg/m3b. 提馏段平均密度的计算I气相由理想气体状态方程得p' Vm=P m M vw/RT m=(110.75 x 109.59/8.314(273.15+111.42=3.80kgh液 相查 t w=111.42C时,p A=590.1kg/m3, p B=630.2kg/m3a A=(0.0294 x 10020294 W0.205+0.9706114.

20、 232=0.0259p' Lwm=1/(0.0259/590.1+0.9741/630.2=629.09kg/m3提馏段平均密度p' Lm=(618.76+629.09/2=623.925kg/m3平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算即lg 卩 Lm=£ xilg yia. 塔顶液相平均粘度的计算由t D=108.28C查得卩 卩 lg 卩 LDm=0.98lg(0.185+0.02lg(0.23673卩 b. 进料板平均粘度的计算由t F=110.57C查得卩 卩 lg 卩 LFm=0.407lg(0.183+0.593lg(0.231-0.68卩 精馏段平均粘度

21、卩 c. 塔底液相平均粘度的计算由t W=111.42 C查得卩 卩 lg 卩 LWm=0.0294lg(0.182+0706lg(0.228 =-0.64卩 提馏段平均粘度卩 L' 平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算即er Lm=£ xi cria. 塔顶液相平均表面张力的计算由t D =108.28C查得e A =11.49N/m e B =22.53mN/m eLDm =0.98 X11.49+0.02 22.53=11.71 mN/mb. 进料板液相平均表面张力的计算 由t F =110.57C查得e A =11.26mN/m e B =22.549N/m(

22、TLFM =0.42 X1.26+0.58 22.549=17.81 mN/mc. 塔底液相平均表面张力的计算由t W =111.42 C查得0- A =11.21mN/m e B =22.554N/me LWm =0.03X 11.21+0.97 X 22.554=22.56 mN/m精馏段液相平均表面张力(TLm =(11.71+17.81/2=14.76 mN/m提馏段液相平均表面张力e' Lm =(17.81+22.56/2=20.18 mN/m五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1 由上面可知精馏段 L=24.426kmol/h ,V=31.506kmol/h a .塔径的计算精馏段

23、的气、液相体积流率为 V S =VM Vm /3600 p Vm =(31.506 103.15/(3600 3R0=0.266m 3/s L S =LM Lm /3600 pLm =(24.426 104.66/(3600 609.38=0.00116m 3/smax u =负荷因子2.020久-角Pv02.0(TC C =由史密斯关联图查得C 20再求图的横坐标为 F lv = (L S / V S X ( p I / p v 0.5=0.0584取板间距,H T =0.40m,板上清液层高度取 h L =0.05m，则H T -h L =0.35 m史密斯关联图如下in由上面史密斯关联图

24、，得知C 20=0.082气体负荷因子 C= C 20 X （/200.2=0.0772U max =1.03取安全系数为0.8,则空塔气速为 U=0.8U max =0.8 X.03=0.824m/suVs D 785.0/=0.641m按标准塔径圆整后为 D=0.7m塔截面积为At=0.785 X0.7 X0.7=0.385m 2实际空 塔气速为 U 实际=0.266/0.385=0.691m/sU实际/ U max =0.691/1.03=0.671安全系数在充许的范围内，符全设计要求2 由上面可知提馏段L=36.426kmol/h ,V=31.506kmol/h a .提馏段塔径的计算

25、提馏段的气、液相体积流率为'S =L ' IV ' S =V ' M Vm /3600 p' Vm =(31.506 X 110.155/(3600 X 3.8=0.254m 3/s LLm /3600 p' Lm =(36.426 X 111.2/(3600 X 623.925=0.0018m 3/smax u C=2.020P. - V Pv02.0(TC C =由史密斯关联图查得C 20再 求图的横坐标为 F lv =(L S / V S X ( p l / p v 0.5=0.0908取板间距,H T =0.40m，板上清液层高度取h L

26、 =0.06m，则H T -h L =0.34 m由史密斯关联图，得知C 20=0.08气体负荷因子 C= C 20 X ( c /200.2.=8 U max =1.02m/s取安全系数为0.7,则空塔气速为U=0.7U max =0.7 X.02=0.714m/sVs D 785.0/=0.673m按标准塔径圆整后为D=0.7m塔截面积为At=0.785 >0.7 %.7=0.385m 2实际空塔气速为U实际 =0.254/0.385=0.66 m/sU实际/ U max =0.506/1.02=0.496安全系数在充许的范围内，符全设计要求3 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z

27、精=(N精-1H T =(23-1 >40=8.8m提馏段有效高度为Z提 =(N提-1H T =(20-1 0.40=7.6 m在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8 m故精馏塔有效高度为 Z=Z精+Z提+0.8=8.8+7.6+0.8=17.2m六、塔板主要工艺尺寸的计算精馏段a溢流装置计算 因塔径D=0.7m ,所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。(此种溢流方式液体流径较长 塔板效率较高，塔板结构简单,加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。各项 计算如下：1堰长lw可取 lw=0.70D=0.49m 2 溢流堰高度 hw 由 hw=h L -how选用平直堰,(溢流堰

28、板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢 流堰板。堰上层液高度how由下列公式计算，即有how=2.84/1000 E>Lh/lw(2/31.251 2510 2030 50 100 200500 1 000并由图液流收缩系数计算图，则可取用E= 1.0,则how=0.012m取板上清液层高度h L=0.05 m故 h w =0.038m3弓形降液管的宽度 Wd和截面积Af由lw/D=0.7查图可求得A f/A T=0.09 Wd/D=0.15A f=0.09 0.385=0.0346 m2Wd=0.15X).7=0.105 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即9 =

29、A f/ X H T/L s=0.0346 X 0.40/ 0.00116=11.93s>5s其中H T即为板间距0.40m,L s即为每秒的体积流量验证结果为降液管设计符合要求。4降液管底隙高度h oh o= L s/(lw uoX取 u o'=0.1m/s一般取 u0' =0.070.25m/s则 h 0=0.00116/(0.49 0X=0.0237m>0.02mh w-h o=0.038-0.0237=0.0143>0.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘深度h' w=55mmb. 塔板布置1塔板的分块因为 *800mm所以选择采用

30、整块式。2边缘区宽度确定取 Ws=W s= 65mm , Wc=35mmc. 开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算，则有Aa=2x(r2-x20.5+ n r2/180 x-S(x/r其中 x=D/2-(Wd+Ws=0.18r= D/2-Wc=0.315由上面推出 Aa=0.214m2d. 浮阀数与开孔率预先选取阀孔临界动能因子 F 0= 10;由 F 0=10vm u可求阀孔气速=0u 5.423m/s41423.5039.0(4266.0422u d V N s对于浮阀的排列，根据以上设计的数据采用正三角交排。按N仁41重新核算孔速及阀孔动能因数：s m u /434.541039.

31、0(4266.020=?=n阀孔动能因数为F 0=12=v u p精馏段浮阀塔板得开孔率?此开孔率在5%15%范围内，符合要求。所以精馏段这样开孔是合理的。(2提馏段(计算公式和原理同精馏段a .溢流装置计算因塔径D=0.7m ,所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘(同精馏段。各项计算如下：1堰 长lw可取 lw=0.70D=0.49m2溢流堰高度hw由hw=h L -h ow可选取平直堰,堰上层液高度h ow由下列公式计算，即有h ow =2.84/1000 E<x(Lh/lw(2/3并由图液流收缩系数计算图，则可取用E= 1.0则h ow =0.016m取板上清液层高度h L

32、=0.06 m故hw=0.06-0.016=0.044 m 3弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由 lw/D=0.7 查图可求得 Af/A T =0.09 Wd/D=0.15 Af=0.09 0.385=0.0346 mWd=0.15>0.7=0.105 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即9 = Af X H T /L s = 0.0346 X 0.40/ 0.0018=7.69s >5s其中H T即为板间距0.40m丄h即为每小时的体积流量 验证结果 为降液管设计符合要求。4降液管底隙高度h oh o = L s /(lw u o >取 u o '=0.1m

33、贝U h o =0.0018/(0.6 0.X=0.03 m >0.02mH w -h O =0.044 -0.03=0.014m >0.006 m故降液管底隙高度设计合理 选用凹形 受液盘，深度h' w =55mm b塔板布置1塔板的分块因为D < 800mm所以选择采用整块式。2边缘区宽度确定取 Ws=W' s= 65mm , Wc=35mmc开孔区面积计算开孔区面积 Aa 按式子 5-12 计算，则有 Aa=2x (r 2- x 20.5+ n r 2/180 X-t(n/r 其中 x=D/2-(Wd +Ws= 0.18 r= D/2-Wc=0.315

34、由上面推出 Aa=0.214m 2 d.浮阀数与 开孔率预先选取阀孔临界动能因子 F 0= 10;由F 0=10vm u 可求阀孔气速=0u 5.130m/s42130.5039.0(4254.042201 ?=nnu d V N s按N仁41重新核算孔对于浮阀的排列，根据以上设计的数据采用正三角交排。 速及阀孔动能因数：s m u /065.542039.0(4.020=?=n阀孔动能因数为F 0=12=v u p精馏段浮阀塔板得开孔率?七、此开孔率在5%15%范围内，符合要求。所以精馏段这样开孔是合理的 筛板的流体力学验算(1精馏段1塔板的压降每层塔板静压头降可按式(7 h h巾l c f

35、 +=a. 计算干板静压头降c h首先将 g=9.81m/s 2代入式中可以解101.73825.1vm c u p =则需要根据公式 m u h Lm c c 0484.01750=? = pb. 板上液层阻力I h可以由公式L I h h0 计算出板上液层阻。由于所分离的正辛烷和正庚烷混合 液为碳氢化合物，可取充气系数45.00=£,其中L h为板得液层高度由上面知L h =0.05m，则可以算出 =c. 计算液体表面张力所造成的静压头降ch由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这 样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降f h为mc换成单板压降Kpa=蘇

36、=设计合理2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的 响。3降液管中液清层的高度d H可以由式owd w f d h h h h h H +?+=a. 计算气相通过一层塔板的静压头降 f h前已计算m h 0709.0f =b. 计算溢流堰(外堰高度w h前已计算m h w 038.0=c. 液体通过降液管的静压头降d h因不设进口堰所以可用式2J0153.0u h d =其中,0u为液体通过降液管底隙时流速按照经验式,0u =0.1m/s则可以算的d h =0.00153m d.上液流高度ow h前已求出mh ow 0038.0=这样mh h h h h

37、 H ow d w f d4液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd (H T +h w正庚烷和正辛烷属于一般物系，取书=0.5则书(H T +h w=0.5(0.40+0.038=0.219m则有：Hd(H T +h于是可知本设计不会发生液泛 5雾沫夹带量的验算a,雾沫夹带量V e判断雾沫夹带量V e是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率1F来完 成的。泛点率的计算时间可用式：%10078.0111m 11?-=TF vm Lm v s A Kc V F ppp塔板面积由前面可得:2385.0m A T =正庚烷和正辛烷混合液可按冒泡物系处理，取物性系数K值,K=1,

38、在从泛点负荷 因数图中查得负荷因数1099.0=FC，将以上数值分别代入上式，得泛点率F 1为%37.60%100385=为避免雾沫夹带过量，对于大塔,泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%,所以雾沫夹带量能满足干气（液 /kg（1.0kg e V<的要求。b .严重漏液校核当阀孔的动能因数0F低于5时将会发生严重漏液，前面已计算502.100>=F可 见不会发生严重漏液。（2提馏段1塔板的压降每层塔板静压头降可按式（7 h h h h l c f +=a. 计算干板静压头降c h首先将g=9.81m/s 2代入式中可以解101.73825.1vm c

39、u p =065.5800=>=u u c 则需要根据公式 m u h Lm c c 0446.0175.09.1910=? = pb. 板上液层阻力I h可以由公式L I h h0 计算出板上液层阻。由于所分离的正辛烷和正庚烷混合 液为碳氢化合物，可取充气系数45.00=&其中L h为板得液层高度由上面知L h =0.06m，则可以算出mh I=c. 计算液体表面张力所造成的静压头降ch由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这 样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降f h为mc换成单板压降KpaPa g h P Lm f fp 设计合理2液面落差对于筛

40、板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的响。3降液管中液清层的高度d H可以由式owd w f d h h h h h H +?+=a. 计算气相通过一层塔板的静压头降f h前已计算m h 0671.0f =b. 计算溢流堰（外堰高度w h前已计算mh w 044.0=c. 液体通过降液管的静压头降d h因不设进口堰所以可用式2J0153.0u h d =其中,0u为液体通过降液管底隙时流速按照经验式,0u =0.1m/s则可以算的 d h =0.00153md. 上液流高度ow h前已求出mh ow 0044.0=这样mh h h h h How d w f d4液泛

41、为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd (H T +h w正庚烷和正辛烷属于一般物系，取书=0.5则书(H T +h w=0.5(0.40+0.044=0.222m则有:Hd (H T +h w于是可知本设计不会发生液泛5雾沫夹带量的验算a,雾沫夹带量V e判断雾沫夹带量V e是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率1F来完成的。泛点率的计算时间可用式：%10078.0111m 11?-=TF vm Lm v s A Kc V F ppp塔板面积由前面可得:2385.0m A T =正庚烷和正辛烷混合液可按冒泡物系处理，取物性系数K值,K=1,在从泛点负荷 因数图中查得负荷

42、因数1099.0=FC，将以上数值分别代入上式，得泛点率F 1为%24.60%100385=F为避免雾沫夹带过量，对于大塔,泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可 知，其泛点率都低于80%,所以雾沫夹带量能满足干气(液/kg(1.0kg e V<的要求。b .严重漏液校核当阀孔的动能因数0F低于5时将会发生严重漏液，前面已计算587.90>=F可见不会发生严重漏液。八、塔板负荷性能图(1精馏段负荷性能图a.雾沫夹带线按泛点率 %80%10036.11111vm 1=? +-=P其中L Z为板上液体流程长度,m;对于单溢流程塔型L Z =D 2W d =0.72X).105=0.

43、49m;仁K ;099.10=F C ;2f 3158.02m A A A T P =-=整理得%80%100158.4036.14S S L V整理可得：液泛线综合可以得:u (H T +h w = p L d c I L d h h h h h h h h由此式确定+液泛线。液泛线方程为222/3S S S aV b cL dL =-其中115=?=NLM VM ppE ?570.117137222=?=h l c w028.449/23/20=? +=? +=(wlE E整理可得：液体负荷上限线时间9 =(A f H T /L S1以9 =4S乍为液体在降液管中停留时间的下限，则s m

44、L S /00346.044.00346.0(3max 1=?=d.漏液线对于F 1型重阀，依据下限要求05F u =计算105v u p =又知02014Nu d V S n式中d 0,N , pv1均为已知数，故可由此式求出气相负荷1S V的下限值，据此作出与液体流量无关的水平漏夜线。以F 0=5作为规定气体最小负荷的标准。贝U133.04.3541039.0(4421m 020min仁？?=npnv S F Nd V (e.液相负荷下限线取堰上液层上高度h ow =0.006m作为液相负荷下限条件3/2min1(3600100084.2wS OW I L E h ?=计算出1S L下限值

45、，依此作出液相负荷下限线，该线为气相流出无关的竖直线，其中E取值为1。则可以解出 min 1(S L =0.000418m 3/s以上五条线在坐标中如下，精馏段的塔板设计图雾沫夹带线液泛线液体负荷上限线漏液线液相负荷下限线(2提馏段a.雾沫夹带线按泛点率 80%10036.11111vm 1=? +-=PF LS vm Im S A KC Z L V ppp其中L Z为板上液体流程长度,m;对于单溢流程塔型L Z =D 2W d =0.7 2X).105=0.49m;仁K ;099.10=F C ;2f 3158.02m A A A T P =-=整理得%80%100158.4036.18S

46、S L V整理可得V -= b液泛线由此式确定+液泛综合可以得：u (H T +h w = p L d c I L d h h h h h h h h线。液泛线方程为222/3S S S aV b cL dL =-其中115=?=NLM VM pp：? -+? =-+=w T h HE ?038.7083202=?=hl c w028.449/23/20=? +=?整理可得c. 液体负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s液体在降液管内停留时间9 =(A f H T /L S1以9 =4S乍为液体在降液管中停留时间的下限，则s m L S /00346.04.00346.0

47、(3max 1=?=d. 漏液线对于F 1型重阀，依据下限要求05F u =计算105v u p =又知02014Nu d V S n式中d 0,N , pv1均为已知数，故可由此式求出气相负荷1S V的下限值，据此作出与液体流量无关的水平漏夜线。以F 0=5作为规定气体最小负荷的标准。贝U129.08.3542039.0(421m 02Omin仁？?=npnv S F Nd V (e. 液相负荷下限线取堰上液层上高度h ow =0.006m作为液相负荷下限条件3/2min1(36001OOO84.2wS OW l L E h ?=计算出1S L下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为气相流出无

48、关的竖直线，其中E取值为1则可以解出 min 1(S L =0.000418m 3/s以上五条线在坐标中如下，精馏段的塔板设计图：九、精馏塔的工艺设计结果总表序号顶叮祐ta段提惆段1半均温度tr109.4211142n平均压力pkpa104.9110.753H相VsmVs0J660J544液相Lsm7s0.001160.00185实际塔扳数Np块23206塔的台效高度2m8.87. 6fDm0.70.76HK0.40.19増板溢濒形式单流舉单诡翌10空塔气速uIfi/s0240,7 MH弓器12应闻111 J喪LnA04V0.4VUMUtl应地is島世hvflOd(M4i<机1诜肚岳应b*(kNis毗胭1laflVOJOillQ.QI&16童 au trvscl asQ.画，1?册*ij(itao»u开fl 1吐恭“JU»atL2UD4tJ19HifLMt 卜do1dL0(B9lO»20訂阀氏牛Kl牛111221Mn/taLb/s5.皿SL065-阀 fLiAttiMnF.IQ監 5723H 4L*K127313k 0121fl/bi»丸殆&.CT539WKJkFI&Fp i nCL4Z9U&碣血！ZA淮钟找降建弱由詡怜Ml理0II.対T划2?<RRAkQlCSJ*机於?8i