1、新鄉(xiāng)學院化工原理課程設計說明書院（系）名稱化學與化工學院專業(yè)名稱化學工程與工藝年 級 班 級2010級2班學生姓名呂滎賓學 號指導教師姓名徐紹紅 楊麗云目錄1.概述11.1 塔設備在化工生產中的作用和地位:11.2 塔設備的分類及一般構造11.3 對塔設備的要求21.4 塔設備的發(fā)展及現狀21.5 塔設備的用材21.6 板式塔的常用塔型及其選用21.7 塔型選擇一般原則31.7.1 與物性有關的因素31.7.2 與操作條件有關的因素4其他因素42.塔板計算42.1 設計任務和條件42.2 設計計算52.2.1 設計方案的確定52.2.2 精餾塔的物料衡算52.2.3 塔板數的確定62.2.4

2、精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算102.2.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算152.2.6 塔板主要工藝尺寸計算182.2.7 塔板流體力學驗算252.2.8 塔板負荷性能圖292.2.9 塔板工藝設計結果表363 塔附件設計373.1塔頂冷凝器373.2 塔底再沸器423.3 接管42進料管42回流管433.3.3 塔頂蒸汽接管433.3.4 釜液排出管44釜液飽和水蒸氣管453.4法蘭453.5塔體實際高度（不包括封頭高度）463.6 料液泵473.6.1 泵的計算及選型473.6.2 核算泵的軸功率483.7筒體與封頭49筒體49封頭503.8 裙座503.9人孔514. 設計總結514

3、.1設計感想與體會514.2 致謝525參考資料536附錄圖54 1.概述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

4、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

5、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） 效率高，即氣液兩相充分接觸，相際間傳熱面積大（6） 結構簡單

6、、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、

7、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。由于盤式浮閥塔具有如下特點。（1）處理量較大，比泡罩塔提高2040%，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

8、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。故本設計采用盤式浮閥塔。1.7 塔型選擇一般原則塔型的合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

9、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

10、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）

11、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，隨塔徑增大而減小。2.塔板計算2.1 設計任務和條件（1）處理含正戊烷（A）60%（摩爾分數，下同）的正戊烷正己烷混合液，得到產品正己烷4.0萬噸/年。（2）塔頂正戊烷濃度不低于95%（3）塔底產品含正己烷（B）濃度：95%（4）操作條件： 精餾塔的塔頂壓力 4 kPa（表壓） 進料狀態(tài) 45 回流比 2Rmin 全塔效率 52

12、單板壓降 不大于0.60（表壓）（5）設備形式 浮閥塔（6）設備工作日 300天（每天工作24小時）（7）當地大氣壓 101.33kpa（表壓）（8）廠 址 新 鄉(xiāng)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。本設計進料液溫度為45，將原料液通過預熱器加熱至45后送入精餾塔內。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點時部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后進入儲罐。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2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

13、原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率正戊烷的摩爾質量 MA=72kg/kmol正己烷的摩爾質量 MB=86kg/kmol =0.6 2. 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 MF=0.6×72+0.4×86=77.6kg/kmol MD=0.95×72+0.05×86=72.7kg/kmol MW=0.05×72+0.95×86=85.3kg/kmol3物料衡算產品正己烷產量=65.13kmol/h全塔物料衡算=+65.13 ×0.6=0.95×+0.05×65.13聯立解得=102.35kmol/h =1

14、67.48kmol/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）查得正戊烷-正己烷的汽液平衡數據1（表1）繪出t-x-y圖，如下:表1 各組分組成與溫度的關系xyt（）1136.10.820.93400.620.83450.450.71500.310.57550.180.38600.070.17650068.7圖1 正戊烷-正己烷的t-x-y圖 （2）求q值與q線方程：q值計算過程由參考文獻2查得過冷液體：式中，是進料在溫度（tb+tF）/2下液體的定壓比熱容； 由圖1查得泡點溫度為 45.5，露點為54。 tb =45.5 tF

15、=45查參考書的定性溫度45.25下 CpA=0.61KJ/(Kg.) CpB= 0.57KJ/(Kg.) 230 KJ/Kg 220KJ/Kg =0.60.61+0.40.57 =0.594 KJ/(Kg.) =0.6230+0.4220 =226KJ/Kg =1.001因此，q線方程為： 因為q線方程斜率較大，所以近似處理為x=0.6，即泡點進料（q=1）。 （3）求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比，過點（0.6，0）作垂線，該線與平衡線的交點坐標為xq=0.6，yq=0.82。圖2 正戊烷-正己烷的汽液平衡圖 故最小回流比為 取操作回流比為 精餾段的液相負荷 (4)求精餾塔的

16、氣、液相負精餾段的氣相負荷 提鎦段的液相負荷提鎦段的氣相負荷 （5）操作線方程精餾段操作線方程為=x=0.5417x+0.435提留段操作線方程為=（6）圖解法求理論板層數 采用圖解法求理論板層數，如圖1所示。求解結果為：NT=8（見附圖1），其中精餾段NT=3，提留段NT=5（不包括再沸器），進料板位置NF=4。2、實際板層數的求取精餾段實際板層數 NP，精=3/0.52=5.776提留段實際板層數 NP，提=5/0.52=9.6210總實際板層數 NP= NP，精+ NP，提=16 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.

17、33 kPa每層塔板壓降 p=0.6kPa進料板壓力 pF=105.33+0.6×6=108.96kPa精餾段平均壓力 pm1=(105.33+108.96)/2=107.145kPa塔底壓力 pw=（105.33+0.6×16）=114.93kPa提鎦段平均壓力 pm2=（108.96+114.93）/2=111.945kPa2、操作溫度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（見附圖2）中查得塔頂、塔底及加料板處的溫度并計算精餾段、提鎦段的平均溫度。由xD=y1=0.95，查t-x-y圖（見附圖3）得塔頂溫度： tD =38.9 由進料板組成xF=0.6

18、，查t-x-y圖（見附圖3）得加料板溫度：tF =45.5 由第8板上液相組成x=0.083，查t-x-y圖（見附圖3）得塔釜溫度： tw =64.3 精餾段平均溫度：tm1=（38.9+45.5）/2=42.2提鎦段平均溫度：tm2=(45.5+64.3)/2=54.93、核算全塔效率選用3公式計算。該式適用于液相粘度為0.07-1.4mPa·s的烴類物系，式中的為全塔平均溫度下以進料組成表示的平均粘度。塔頂及塔釜溫度分別為：tD =38.9 tw =64.3 全塔平均溫度 tm=(38.9+64.3)/2=51.6 查參考書4得定性溫度下物料的粘度：0.188mPa·s

19、，0.249mPa·s。0.2124代入公式得= 0.5276(相對誤差小于1%,符合要求)。4、平均摩爾質量 塔頂汽、液混合物平均摩爾質量：由xD=y1=0.95，查平衡曲線圖得x1=0.869（見附圖2）。 MVDm=0.95×72+0.05×86=72.7 kg/kmol MLDm=0.869×72+0.131×86=73.834 kg/kmol進料板汽、液混合物平均摩爾質量：查平衡曲線圖（見附圖2），得xF=0.6和yF=0.818。MVFm=0.818×72+0.182×86=74.548 kg/kmolMLFm=

20、0.6×72+0.4×86=77.6 kg/kmol塔底汽、液混合物平均摩爾質量：第8板上液相組成x=0.083，查平衡曲線圖（見附圖2），得y=0.185MVWm=0.185×72+0.815×86=83.41 kg/kmolMLWm=0.083×72+0.917×86=84.838 kg/kmol精餾段汽、液混合物平均摩爾質量：MVm=（72.7+74.548）/2=73.624 kg/kmolMLm=（73.834+77.6）/2=75.717 kg/kmol提餾段汽、液混合物平均摩爾質量：MVm,（83.41+74.548）/

21、2=78.979 kg/kmolMLm,=（84.838+77.6）/2=81.219 kg/kmol5、平均密度查參考書4得如下數據： 表2 各組分的液相密度與溫度的關系溫度正戊烷正己烷Kg/m3Kg/m3塔頂 38.9610640進料板45.5600635塔底 64.3580610表3 各組分的表面張力與溫度的關系溫度正戊烷正己烷mN/mmN/m塔頂 38.913.716.2 進料板 45.513.415.7 塔底 64.312.114.6表4 各組分的粘度與溫度的關系溫度正戊烷正己烷mPasmPas 塔頂 38.90.20.26進料板 45.50.190.25塔底 64.30.170.2

22、4a精餾段 （1）氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即3.01 kg/m3（2）液相平均密度 液相平均密度計算公式： 塔頂液相平均密度：=0.941611.696 同理其余各數據計算結果如表5：表5 各部分組成摩爾分數、質量分數與平均密度xAxBwAwB平均密度()塔頂0.9500.0500.9410.059611.696進料板0.6000.4000.5570.443615.027塔底0.0830.9170.0700.930607.822精餾段平均密度：=（611.696+615.027）/2=613.3617 b提鎦段（1）氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即3.242 kg/m3（

23、2）提餾段平均密度：由表5得（615.027+607.822）/2=611.4247kg/m36、液相平均表面張力液相平均表面張力計算公式： Lm= 塔頂液相平均表面張力：由tD=38.90C， A=13.7 mN/m，B=16.2 mN/m LDm=0.95013.7+0.05016.2=13.825 mN/m進料板液相平均表面張力：由tF=45.50C， A=13.4 mN/m，B=15.7mN/m LFm=0.60013.4+0.40015.7=14.32 mN/m塔底液相平均表面張力：由tw=64.30C， A=12mN/m，B=14.6mN/m LWm=0.08312+0.91714

24、.6= 14.3925mN/m精餾段液相平均表面張力：=（13.825+14.32）=14.0725 mN/m同理提餾段液相平均表面張力為14.35625 mN/m表6 平均表面張力計算結果表xAxB平均表面張力（mN/m）塔頂0.950.0513.825進料板0.60.414.32塔底0.0830.91714.39257、液相平均粘度：混合液體平均粘度計算公式： 塔頂液相平均黏度：由tD=38.9 ，=0.2，=0.2。計算得 =0.202641進料板液相平均黏度：由tF=45.5 ，=0.19，=0.25。計算得 =0.212045塔底液相平均黏度：由tw=64.3 ，=0.17，=0.2

25、4。計算得 =0. 233228精餾段液相平均黏度為 =（0.202641+0.212045）/2=0.207343同理提鎦段液相平均黏度為0.222637xAxB平均黏度塔頂0.950.050.202641進料板0.60.40.212045塔底0.0830.9170.233228 表7液相平均粘度計算結果表2.2.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算1. 塔徑的計算（1）最大空塔氣速和空塔氣速 最大空塔氣速空塔氣速 精餾段的氣、液相體積流率為提餾段的氣、液相體積流率為精餾段：0.0419提餾段：0.0965取板間距HT=0.45m，板上液層高度hL=0.05m，則HT-hL=0.45-0.05=0.

26、4m圖3 史密斯關聯圖查圖三得精餾段：C20=0.085 提餾段:C20=0.079精餾段負荷系數C（精）0.9315取安全系數為0.8，則空塔氣速為u=0.8umax=0.8×1.096=0.8768 m/s提餾段負荷系數C（提）取安全系數為0.8，則空塔氣速為u=0.8umax=0.8×0.9998=0.7998 m/s(2).塔徑精餾段：按標準塔徑圓整后為D=1.6 m塔截面積為 實際空塔氣速為 提餾段：按標準塔徑圓整后為D，=1.6m塔截面積為 實際空塔氣速為 因此精餾塔塔徑為D=1.6m。由表8塔板間距和塔徑的經驗關系5表可知該精餾塔塔徑符合要求。表8 塔板間距和

27、塔徑的經驗關系塔徑D，m>2.4塔板間距HT，m0.62. 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z精=（N精-1）HT=（6-1）×0.45=2.25（m）提餾段有效高度為Z提=（N提-3）HT=（10-3）×0.45=3.15（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）+0.8×2=2.25+3.15+（0.8×2）=7（m）2.2.6 塔板主要工藝尺寸計算1、溢流裝置計算各項計算如下：（1）塔徑D=1.6 m精餾段液體流量 q1=0.00445×3600=16.2 提鎦段液體流量

28、q2=0.0106×3600=38.16表9 液相負荷與板上液流型式的關系5塔徑/m液體流量（m3/h）U行流型單流型雙流型階梯流型1.0745  1.4970  2.0119090160 3.0111101102002003004.0111101102302303505.0111101102502504006.011110110250250450因此，由表9液相負荷與板上液流型式的關系表可知，整個精餾塔選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。（2）堰長 E為堰長系數且常取0.60.8，本設計取0.7=0.7 m（3）溢流堰高度hw 溢

29、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，則精餾段0.01674m提鎦段取板上液層高度hL=0.05m，故精餾段 =0.05-0.01674=0.03326m提鎦段 0.05-0.02985=0.02015m（4）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4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

30、管寬（）。圖4 和值與LW/D的關系由/D=0.7，查圖得，Af/AT=0.089，Wd/D=0.149故Af=0.089×2.011=0.179（m2）Wd=0.149×1.6=0.2384（m2）液體在降液管中的停留時間一般不應小于35s，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 精餾段=提鎦段=故降液管設計合理。（5）降液管底隙高度計算公式 精餾段 取，則故降液管底隙高度設計合理。提餾段 取，則故降液管底隙設計合理。2.塔板布置及

31、浮閥數目與排列（一） 塔板布置（1）塔板分塊 本設計塔徑為，故塔板采用分塊式，由塔徑與塔板分塊數目表5（表10）知塔板分四塊。表10 塔徑與塔板分塊數目 塔徑/mm800-12001400-16001800-20002200-2400分塊數目3456 （2）取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度。（二）浮閥數目與排列 取閥孔動能因數F0=10，用式求孔速，即（1）精餾段依式求每層塔板上的浮閥數，即 依式計算鼓泡區(qū)面積，即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，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

32、此排間距不宜采用134mm，而應小于此值，故取。按，以等腰三角形叉排方式作圖，根據圖五得閥數N=184個。圖5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912范圍內。塔板開孔率=(在10%-14%之間，符合要求)（2）提鎦段依式求每層塔板上的浮閥數，即取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度。依式計算鼓泡區(qū)面積，即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，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129mm，而應小于此值，故取。按，以等腰三角形叉排方式作圖，根據圖五

33、得閥數N=18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9-12范圍內。塔板開孔率=(在10%-14%之間，符合要求)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)干板電阻由式先計算臨界孔速若，則可按式計算，若，則可按式計算。精餾段 因，則可按式計算，即=m提餾段 因，則可按式計算，得=0.0699m（2）板上充氣液層阻力 本設計分離正戊烷和正己烷的混合液，即液相為碳氫化合物，可取充氣系數。依式計算，即精餾段 提餾段 ·（3）克服表面張力所造成的阻力 因本設計采用浮閥塔，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

34、柱高度為： 精餾段 提餾段 單板壓降 ：精餾段 提餾段 2 淹塔為了防止淹塔現象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度?？捎孟率接嬎?，即（1）與氣體通過塔板的壓降相當的液柱高 精餾段 提餾段 （2）液體通過降液管的壓頭損失，因不設進口堰，故按式計算，即精餾段 提餾段 （3）板上液層高度精餾段 取因此取0.5 則可見，符合防止淹塔的要求。提餾段 取因此取0.5 可見，符合防止淹塔的要求。3 霧沫夾帶按式及式計算泛點率F1：板上液體流經長度 板上液流面積 精餾段正戊烷和正己烷可按正常系統(tǒng)取物性系數K=1.0，由圖六查得泛點負荷系數CF=0.122，將以上數值代入式，得 又按式計算泛點率，得計算出的泛點

35、率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。提餾段 正戊烷和正己烷可按正常系統(tǒng)取物性系數K=1.0，由圖六查得泛點負荷系數=0.126，將以上數值代入式，得 又按式計算泛點率，得計算出的泛點率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。圖6 泛點負荷圖2.2.8 塔板負荷性能圖1、霧沫夾帶線按式作出精餾段對于一定的物系及一定的塔板結構，式中、及均為已知值，相應于的泛點率上限值亦可確定，將各已知數代入上式，便得出的關系式，據此作出霧沫夾帶線。按泛點率=80%計算如下整理得 或 (1)霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內任取兩個值，依上式算出相應的值列于下表11中表11 霧沫夾帶線數據qV,

36、L(m3/s)0.00050.016qV,V(m3/s)2.33591.991提餾段 按式作出對于一定的物系及一定的塔板結構，式中、及均為已知值，相應于的泛點率上限值亦可確定，將各已知數代入上式，便得出的關系式，據此作出霧沫夾帶線。按泛點率=80%計算如下整理得 或 . (1)，霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內任取兩個值，算出相應的值列于下表12中表12 霧沫夾帶線數據q,V,L,(m3/s)0.00050.016q,V,V,(m3/s)2.3312881.99922、 液泛線精餾段 由確定液泛線。忽略式中項，將式、式、式、式及代入上式，得到當物系一定，塔板結構尺寸一定，則，則、及等均為定值，

37、而與又有如下關系，即： 式中閥孔數N與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡化，得 .(2)在操作范圍內任取若干個值，依上式算出相應的值列于下表13中表13 液泛線數據qV,L(m3/s)5E-040.0010.00150.0020.0040.0060.0080.01qV,V(m3/s)2.5872.5582.52912.49872.3492.1371.8361.5021提餾段 同精餾段得到物系一定，塔板結構尺寸一定，則，則、及等均為定值，而與又有如下關系，即：式中閥孔數N與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡化，得 . (2)， 在操作范圍內任取若干個值，依上式算出相應的值列于下表14中表14 液泛線數據

38、q,V,L,(m3/s)0.00050.0010.00150.0020.0040.0060.008q,V,V,(m3/s)2.9939552.9625092.9298222.8940682.79612.64322.50231q,V,L,(m3/s)0.010.0120.0140.016q,V,V,(m3/s)2.36942.12031.85641.53063、液相負荷上限精餾段 液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于。依式知液體在降液管內停留時間求出上限液體流量值（常數），在圖上，液相負荷上限線為與氣體流量無關的豎直線。以作為液體在降液管中停留時間的下限，則 . (3)提餾段 液體的最大

39、流量應保證在降液管中停留時間不低于。依式知液體在降液管內停留時間求出上限液體流量值（常數），在圖上，液相負荷上限線為與氣體流量無關的豎直線。以作為液體在降液管中停留時間的下限，則(3), 4、 漏液線對于F1型重閥，依計算，則精餾段 ，即式中、均為已知數，故可由此求出氣相負荷的下限值，據此作出與液相流量無關的水平漏液線。以作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則(4)提餾段 ，即式中、均為已知數，故可由此求出氣相負荷的下限值，據此作出與液相流量無關的水平漏液線。以作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則. (4)，5、 液相負荷下限線精餾段 取堰上液層高度作為液相負荷下限條件，依下列的計算式：，計算出的下限值，依

40、此作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直直線。取E=1，則 (5) 提餾段 取堰上液層高度作為液相負荷下限條件，依下列的計算式：，計算出的下限值，依此作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直直線。取E=1，則 (5)， 根據式（1）、（2）、（3）、（4）、（5）可分別作出精餾段塔板負荷性能圖上的共五條線，見圖7 由精餾段塔板負荷性能圖可以看出： 在任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點A（設計點），處在事宜操作區(qū)域內的適中位置。 按照固定的液氣比，由此查出圖7查出塔板的氣相負荷上限 ，氣相負荷下限，得操作彈性=同理可得提餾段塔板負荷性能圖（見圖8）：由提餾段塔板負荷性能圖可以看出： 在任

41、務規(guī)定的氣液負荷下的操作點A（設計點），處在事宜操作區(qū)域內的適中位置。 按照固定的液氣比，由此查出附圖8查出塔板的氣相負荷上限 氣相負荷下限操作彈= 圖7 精餾段塔板負荷性能圖圖8 提餾段塔板負荷性能2.2.9 塔板工藝設計結果表表15 設計結果一覽表序號項 目單 位計算結果精餾段提餾段1平均溫度42.254.92平均壓力Kpa107.145111.9453平均流量流量氣相m3/s1.517391.5084液相m3/s0.004450.01065理論塔板數塊35實際塔板數塊6106塔的有效高度m2.253.157塔徑m1.61.68板間距m0.450.459降液管形式弓形弓形10空塔氣速m/s

42、0.75450.749811 溢流 裝置溢流管形式單溢流單溢流12溢流堰長度m1.121.1213溢流堰高度m0.033260.0201514板上液層高度m0.050.0515堰上液層高度m0.016740.0298516安定區(qū)寬度m0.090.0917開孔區(qū)到塔壁距離m0.060.0618開孔區(qū)面積m22.2132.21319閥孔直徑mm393920浮閥或篩孔個數18418421閥孔或篩孔氣速m/s6.9036.9622閥孔或篩孔動能因數10.5411.4523開孔率%10.910.7724孔心距m0.0750.07525排間距m0.10.126塔板壓降Pa533.11569.2227液體在

43、降液管中的停留時間s16.116.76328降液管底隙高度m0.01130.009529液相負荷上限m3/s0.00650.014230液相負荷下限m3/s0.00230.004931氣相負荷上限m3/s2.111.9232氣相負荷下限m3/s0.06330.6133操作彈性3.3493.1483 塔附件設計3.1塔頂冷凝器一設計任務與條件在該生產設計中，用循環(huán)冷卻水將塔頂蒸汽（，tD =38.9）冷卻為液體，冷卻水進口溫度設計為20（根據新鄉(xiāng)當地水溫），出口溫度為28。設計一臺列管式換熱器，完成該生產任務。二設計計算（一）確定設計方案（1）選擇換熱器的類型 兩流體溫度變化情況熱流體進口溫度3

44、8.9，出口溫度38.9。冷流體進口溫度20，出口溫度28 。（2）管程安排 根據流體流經的選擇原則，蒸汽走殼程，循環(huán)冷卻水走管程。 （二）確定物性數據定性溫度：殼程流體定性溫度為T=38.9管程流體的定性溫度為t=（20+28）/2=24 查參考書4得混合氣體在38.9 下的有關物性數據：表16 物性數據表密度（kg/m3）潛熱kJ/kg導熱系數正戊烷6102250.13正己烷6402100.125查得循環(huán)水在24 下的物性數據：=997.2kg/m3 =4.179kJ/(kg) =0.60638W/(m) =92.32810-3（三）估算傳熱面積，初選換熱器型號（1）傳熱量（忽略熱損失）混

45、合蒸汽在38.9時的汽化潛熱為r=224.25kJ/kg Q=223.33.7224.25=1652543.1kJ/h=459.04kW（2）冷卻水用量（忽略熱損失） = kg/s=49428kg/h（3）計算平均傳熱溫差 暫按單殼程、雙管程考慮由于=（39.8-20）=19.8=（39.8-28）=11.8 /=19.8/11.8=1.678故可用算數平均溫度差=（19.8+11.8）/2=15.8<50由于殼程流體恒溫，故 15.8<50根據換熱任務和流體性質，初步選擇固定管板式換熱器。(4)選K值，估算傳熱面積參照化工原理6附錄，取K=520W/(m2)則S=Q/K=(5)初

46、選換熱器型號 由于兩流體溫度差較小，可選用固定管板式換熱器。由固定管板式換熱器的系列標準，初選換熱器型號為：G500II1.656.6。主要參數如下：外殼直徑 500 mm 公稱壓力 1.6Mpa 公稱面積 56.6 m 2管子尺寸 25mm2mm 管子數 164 管長 4500 mm管中心距 32mm 管程數Np 2 管子排列方式 正三角形管程流通面積 0.0257m2實際換熱面積S0=164m2=57.83 m2采用此換熱面積的換熱器，要求過程的總傳熱系數為 K0=Q/ (So*)= W/(m2)（四）核算壓力降（1）計算管程壓降 （結垢校正系數，管程數，殼程數） 對的管子有 取碳鋼的管壁粗糙度為0.1mm，則， =0.5357m/s (湍流)由關系圖中查得=0.039 故, 管程壓降在允許范圍之內。（2）計算殼程壓降 按式計算 , 對于氣體或蒸汽 流體流經管束的阻力 管子為正三角形排列 F=0.5 （取值14） 取折流擋板間距z=0.15m 由于 D=500mm 殼程流通