1、化工原理課程設計說 明 書設計題目：設計連續(xù)精餾分離裝置 （分離正戊烷,正己烷,正庚烷,正辛烷混合物）班 級：化工06-2班姓 名：曹 震指導老師：馬 慶 蘭設計成績：日 期：2009年6月8日2009年7月1日目 錄設計方案簡介2工藝流程簡圖3第一章 塔的工藝計算41.1產(chǎn)品的組成及產(chǎn)品量的確定41.2操作溫度與壓力的確定 51.3最小回流比的確定91.4最小理論板數(shù)的確定 111.5適宜回流比的確定 111.6理論板數(shù)及理論加料位置的確定131.7實際板數(shù)及實際加料位置的確定 141.8計算塔徑 141.9全塔熱量衡算 182.0第一章總結(jié) 21第二章 塔板的結(jié)構(gòu)設計 222.1塔板的布置

2、 222.2塔板流體力學計算 232.3塔板負荷性能圖 30第三章 塔體結(jié)構(gòu)設計333.1塔體的尺寸、材料及開孔333.2確定各接管的流速和直徑343.3塔的輔助設備選用 35計算結(jié)果匯總表41自我評述44工藝流程簡圖設計方案簡介所設計的任務是：設計連續(xù)精餾分離裝置，分離正戊烷、正己烷、正庚烷和正辛烷，是一個多元精餾過程，輕關鍵組分是正己烷，重關鍵組分是正庚烷。根據(jù)工藝操作條件和分離任務，初步確定精餾方案，畫出工藝流程草圖。確定方案流程后，逐步計算和確定多元混合物精餾塔的操作條件及裝備設施。首先，通過清晰分割法以及全塔物料衡算，確定塔頂、塔底的組分及其組成，根據(jù)回流罐的溫度及泡露點方程，計算出

3、塔頂、塔底和進料的壓力和溫度，進而確定精餾操作條件。通過經(jīng)驗估算出達到分離目的所需的最少理論板數(shù)，再結(jié)合全塔操作條件，得出最小回流比，通過作理論板數(shù)與回流比的關系曲線圖，得出適宜回流比，便可確定理論板數(shù)和實際板數(shù)，并得出實際加料位置。其次，進行全塔熱量衡算，算出塔頂冷凝器和塔底再沸器的熱負荷，然后算出精餾段和提餾段的流量，確定塔徑，便可以進行塔體的設計了。我們先從塔板入手，通過計算開孔率，設計并選擇出最佳塔板，并進行合理布圖。通過塔板水力學計算來驗證塔板的設計是否合理，是否會發(fā)生過量霧沫夾帶、過量漏液和淹塔等現(xiàn)象，并作出塔板負荷性能圖，進一步驗證計算結(jié)果的合理性。接下來，在設計條件下，為精餾塔

4、定出尺寸、材料和規(guī)格：選擇筒體壁厚和材料，選擇適宜的封頭，確定人孔的數(shù)目和位置，塔體的高度和裙座的形式、尺寸。完成這以后，就可以確定各接管的管徑，塔頂冷凝器、塔底再沸器和回流泵等輔助設備的型號，并將所設計的精餾塔反映在圖紙上，使設計更加清晰明了。最后，將計算的結(jié)果匯總，整理出一份完整的設計說明書。學習練習#第一章 塔的工藝計算1.1產(chǎn)品的組成及產(chǎn)品量的確定采用清晰分割法。已知進料組成，輕關鍵組分是正己烷，重關鍵組分是正庚烷，現(xiàn)將已知和未知列入下表中：正戊烷（）正己烷（）正庚烷（）正辛烷（）進料（F）0.150.30.40.15塔頂產(chǎn)品（D）未知未知0.040塔底產(chǎn)品（W）00.04未知未知可見

5、需要求、。列全塔總物料衡算及組分1、2、3、4的全塔物料衡算可得：已知進料平均摩爾質(zhì)量則 進料的摩爾流率 代入方程組可求得：，由此可以求出塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：由以上結(jié)果得出全塔物料衡算表：項目進料塔頂塔底流率Kmol/hkg/hKmol/hkg/hKmol/hkg/h正戊烷19.21138019.41395.800正己烷38.42330035.43043.72.8424.19正庚烷51.2351242.27228.748.994904.9正辛烷19.2121960019.172184.9合計128.071200057.074668.3717331.7組成mol%kg%mol%kg%m

6、ol%Kg%正戊烷0.150.1150.340.29900正己烷0.30.2750.620.6520.040.033正庚烷0.40.4270.040.0490.690.669正辛烷0.150.183000.270.298合計1111111.2操作溫度與壓力的確定1.回流罐溫度一般保證塔頂冷凝器與冷卻介質(zhì)之間的傳熱溫差：已知冷卻劑溫度為31，則2.回流罐壓力已知 式中為組分飽和蒸汽壓，為組分活度系數(shù)。因所求混合物可視為理想組分，故取1，又因回流罐中液體即為塔頂產(chǎn)品的組成，所以上式可化為： 由安托因公式求飽和蒸汽壓，查文獻得：各組分飽和蒸汽壓，mmHgT溫度，K已知回流罐溫度為50，代入安托因公式

7、求得 代入（2）式求得因此，取一個大氣壓，使其常壓操作。3.塔頂壓力塔頂管線及冷凝器的阻力可以近似取作0.1atm，則：4.塔頂溫度即求塔頂露點溫度。采用試差法，先假設一個溫度，由安托因公式求得該溫度下各組分的飽和蒸汽壓值，并分別求出平衡常數(shù)K，用露點方程檢驗等式是否成立，若成立則該溫度為塔頂溫度，若不成立，繼續(xù)假設。試差結(jié)果如下表：t（）（atm）（atm）（atm）（atm）612.1830.7790.2880.1081.9840.7080.2620.0981.200622.2460.8050.2990.1132.0420.7320.2720.1021.161632.3100.8320.3

8、100.1182.1000.7560.2820.1071.123642.3760.8600.3220.1232.1600.7820.2930.1111.087652.4440.8880.3340.1282.2220.8070.3040.1161.053662.5130.9170.3460.1332.2840.8340.3150.1211.02066.12.5190.9200.3480.1342.2900.8360.3160.1221.01666.22.5260.9230.3490.1342.2970.8390.3170.1221.01366.32.5330.9260.3500.1352.303

9、0.8420.3180.1231.01066.42.5400.9290.3520.1352.3090.8440.3200.1231.00766.52.5470.9320.3530.1362.3160.8470.3210.1241.00466.62.5540.9350.3540.1372.3220.8500.3220.1241.00066.72.5620.9380.3550.1372.3290.8520.3230.1250.99766.82.5690.9410.3570.1382.3350.8550.3240.1250.99466.92.5760.9440.3580.1382.3420.8580

10、.3250.1260.991672.5830.9470.3590.1392.3480.8610.3270.1260.988682.6540.9770.3720.1452.4130.8880.3390.1310.957由該表可知，當t=66.6時，等式成立，因此塔頂溫度為66.6。5.塔底壓力故塔底壓力為1.238atm。6.塔底溫度即求塔底泡點溫度。采用試差法，先假設一個溫度，由安托因公式計算出該溫度下各組分的飽和蒸汽壓，并分別求出平衡常數(shù)K，由泡點方程：檢驗等式是否成立，若成立，則該溫度即為塔底溫度，若不成立，繼續(xù)假設。試差結(jié)果如下表：t（）（atm）（atm）（atm）（atm）803.6

11、381.4060.5630.2302.9381.1350.4550.1860.4096904.6461.8640.7760.3303.7531.5050.6270.2670.56461005.8482.4281.0470.4624.7231.9610.8460.3730.76281056.5272.7551.2080.5435.2722.2250.9760.4380.88061086.9612.9661.3130.5965.6232.3961.0610.4810.95771097.1103.0391.3500.6155.7432.4551.0900.4960.9846109.17.1253.0

12、461.3540.6165.7552.4611.0930.4980.9873109.27.1403.0541.3570.6185.7682.4671.0960.4990.9901109.37.1553.0611.3610.6205.7802.4731.0990.5010.9928109.47.1713.0691.3650.6225.7922.4791.1020.5030.9955109.57.1863.0761.3690.6245.8042.4851.1050.5040.9983109.67.2013.0831.3720.6265.8172.4911.1090.5061.001109.77.2

13、163.0911.3760.6285.8292.4971.1120.5071.0038109.87.2313.0981.3800.6305.8412.5031.1150.5091.0065109.97.2463.1061.3840.6325.8532.5091.1180.5101.00931107.2623.1131.3870.6345.8662.5151.1210.5121.01211117.4163.1891.4260.6535.9902.5761.1520.5281.04011127.5723.2661.4650.6736.1162.6381.1830.5441.06881137.730

14、3.3451.5050.6946.2442.7021.2150.5601.0980由該表可知，當t=109.6時，故塔底溫度為109.6.7.進料壓力設計時，取近似8.進料溫度進料為泡點進料，此時進料溫度即進料泡點溫度，同樣采用試差法，先假設一個溫度，由安托因公式計算出該溫度下各組分的飽和蒸汽壓，并分別求出平衡常數(shù)K，由泡點方程：檢驗等式是否成立，若成立，則該溫度即為進料溫度，若不成立，繼續(xù)假設。試差結(jié)果如下表：t（）（atm）（atm）（atm）（atm）602.1210.7540.2770.1041.8140.6450.2370.0890.5737702.8021.0400.4000.15

15、72.3970.8900.3420.1340.7835712.8791.0730.4140.1632.4630.9180.3540.1390.8075722.9571.1070.4290.1702.5290.9470.3670.1450.8320733.0361.1410.4440.1762.5970.9760.3800.1510.8571743.1171.1760.4600.1832.6661.0060.3930.1570.8827753.2001.2120.4760.1912.7371.0370.4070.1630.9090763.2841.2490.4930.1982.8091.0690

16、.4210.1690.9359773.3701.2870.5100.2062.8831.1010.4360.1760.9634783.4571.3260.5270.2142.9581.1340.4510.1830.991678.23.4751.3340.5310.2152.9731.1410.4540.1840.9973793.5471.3650.5450.2223.0341.1680.4660.1901.0204803.6381.4060.5630.2303.1121.2020.4820.1971.0498813.7301.4470.5820.2393.1911.2380.4980.2041

17、.0799823.8251.4890.6020.2483.2721.2740.5150.2121.1107833.9211.5330.6210.2573.3541.3110.5320.2201.1421844.0191.5770.6420.2673.4381.3490.5490.2281.1743854.1191.6220.6630.2773.5231.3880.5670.2371.2071由結(jié)果可知，當t=78.2時，因此進料溫度為78.2。1.3最小回流比的確定計算最小回流比的公式如下： 取溫度為塔頂塔底平均溫度，求得該溫度下的相對揮發(fā)度，以最重組分正辛烷為對比組分j,計算結(jié)果如下：組分1

18、234(atm)4.4401.7690.7310.30914.3765.7272.3671.000（3）式中的應介于輕、重關鍵組分的相對揮發(fā)度之間，由于已知輕、重關鍵組分相鄰，故式（3）、（4）僅有一個通根，且由于泡點進料，設，代入（3）式得此值與（）值0相差較大，因此繼續(xù)假設，采用試差法，得出下表結(jié)果：3.4-0.04473.41-0.032283.42-0.023.43-0.007863.435-0.001843.440.0041553.450.016041可以看出，當=3.435時，因此取=3.435，將代入（3）式，得1.4最小理論板數(shù)的確定對于多元混合物系，有下式：式中，、為輕組分和

19、重組分的摩爾分率，輕重關鍵組分于塔頂、塔底條件下的相對揮發(fā)度見下表：塔頂條件（t=66.6，p=1.1atm）塔底條件（t=109.6，p=1.238atm）0.9344atm0.3541atm3.0835atm1.3725atm2.6392.247于是，由之前所得塔頂塔底的組成可算出：故最小理論塔板數(shù)為5.28，但不包括再沸器。1.5適宜回流比的確定如果R增加，理論板數(shù)下降，塔高下降，設備費用下降，但液相、氣相流率增加，再沸器、冷凝器的熱負荷增大，操作費用也會增加，因此選擇適宜的回流比，得到最經(jīng)濟的方案。用以下方法求得適宜回流比及理論板數(shù)。所分離混合物系可以視作理想溶液，有如下經(jīng)驗關聯(lián)式：式

20、中N及Nmin不包括再沸器。根據(jù)上式，回流比R從Rmin=0.9073至6取一組數(shù)，得到相應的X及Y值，最終得到N與R的一組關系數(shù)據(jù)，如下表：RR/RminXYNN(R+1)0.90731.000000.7526.8851.26911.10210.04630.618616.929733.85941.361.50.19210.455611.263226.59231.51.65320.23710.418410.414026.03511.61.76340.26640.39579.948125.86491.71.87360.29360.37579.564325.82351.81.98380.31880

21、.35779.241725.87681.92.09410.34230.34168.966226.002122.20430.36420.32708.727826.18352.52.75530.45500.27017.891327.619633.30640.52320.23067.383529.53413.53.85750.57610.20147.040431.681944.40850.61850.17886.792333.96174.54.95960.65320.16096.604336.323955.51070.68210.14626.456838.740866.61280.72750.123

22、86.239943.67941.作NR/Rmin圖，如下：2.作N(R+1)R/Rmin圖，如下：3.從圖中得到回流比的適宜區(qū)，取R/Rmin=1.478，即R=1.3413，相應的N=11.4。因此適宜回流比為1.3413，理論板數(shù)為11.4。1.6理論板數(shù)及理論加料位置的確定設NR為理論精餾板數(shù)。NS為理論提鎦板數(shù)，對于泡點進料多元混合物，有如下計算公式：式中，NT為理論板數(shù)，求適宜回流比時已得出理論板數(shù)為11.4，將已知代入上式，解得NR=6.79，NS=5.61。因此，理論加料位置應為6.79塊板上。1.7實際板數(shù)及實際加料位置的確定根據(jù)Oconnell經(jīng)驗關聯(lián)式：可確定全塔效率ET。

23、已知。根據(jù)全塔平均溫度tm=88.1查得該溫度下正戊烷、正己烷、正庚烷和正辛烷的粘度分別為0.145mPas、0.179mPas、0.230mPas和0.29mPas，由經(jīng)驗關聯(lián)式可得代入公式，得由全塔效率可知，實際板數(shù)取整得，實際板數(shù)為20塊。（不包括再沸器）實際精餾段板數(shù)實際加料位置在NRP+1=13塊板上。1.8計算塔徑一、精餾段塔徑計算（以塔頂?shù)谝粔K板的溫度、壓力和組成計算）1.確定混合物氣液相密度在第一塊板上溫度為66.6，壓力1.1atm，氣液相各組分摩爾分率均為，求得平均摩爾質(zhì)量為81.8kg/kmol，各組分質(zhì)量分率為：,，。查得在該溫度下各組分的密度分別為，則液相混合物平均密

24、度氣相混合物可視作理想氣體，由理想氣體狀態(tài)方程得氣相混合物平均密度2.空塔氣速的確定（采用Smith法）最大允許氣速由之前所得結(jié)果，求得精餾段液體流量氣體流量則：根據(jù)經(jīng)驗，取板間距HT=0.45m，板上液層高度hl=0.06m，則HT-hl=0.39m，查化工原理課程設計（中國石油大學出版社）書66頁圖2-7得C20=0.1000。又查資料得，66.6下，各組分的表面張力分別為，混合液體表面張力：因此，求得代入（5）式中得：3.塔徑的計算取空塔氣速u為最大允許氣速的70%，則因此，塔徑二、提餾段塔徑計算（以塔底第一塊板的溫度、壓力及組成計算）1確定混合物氣液相密度在塔底第一塊板上溫度為109.

25、6，壓力1.238atm，液相各組分摩爾分率為，求得平均摩爾質(zhì)量為103.22kg/kmol，各組分質(zhì)量分率為：,，。查得在該溫度下各組分的密度分別為，則液相混合物平均密度對于氣相混合物，在該溫度下，已知相平衡常數(shù)，則氣相組成分別為：，因此氣相平均摩爾質(zhì)量氣相可視作理想氣體，由理想氣體狀態(tài)方程得氣相混合物平均密度2.空塔氣速的確定同樣采用Smith法：先求得精餾段液體流量氣體流量則：同樣取板間距HT=0.45m，板上液層高度hl=0.06m，HT-hl=0.39m，查得C20=0.09。又查資料得，109.6下，各組分的表面張力分別為，求得混合液體表面張力：因此，求得代入（5）式中得：3.塔徑

26、的計算取空塔氣速u為最大允許氣速的70%，則因此，塔徑算出提餾段塔徑大，設計時以提餾段塔徑為準，去標準塔徑1400mm。1.9全塔熱量衡算一、塔頂冷凝器熱負荷QC查文獻，得塔頂、塔底、進料和回流罐溫度下各組分在飽和狀態(tài)下的焓值，列下表：（焓值單位kcal/kg）組分塔頂氣相焓值塔頂液相焓值飽和回流焓值塔底氣相焓值塔底液相焓值正戊烷1729385100正己烷173.4928411799正庚烷170888011495正辛烷11093轉(zhuǎn)化成kJ/mol的單位，得下表：組分塔頂氣相焓值塔頂液相焓值回流罐溫度下飽和液體焓值塔底液相焓值進料液相焓值正戊烷51851280362562430146正己烷624

27、7432128302474213035648正庚烷7117936846334964773239767正辛烷5250544391塔頂氣相混合物總焓值:塔頂液相混合物總焓值:回流罐溫度下飽和液體總焓值：塔底液相混合物總焓值：進料混合液總焓值：回流罐中液體為過冷液體，為過冷回流，查得回流罐溫度50下各組分的比熱值分別為：，因此求得回流罐過冷液體總焓值熱回流的摩爾流率根據(jù)以上求得的焓值，可知冷回流的摩爾流率冷回流比則塔頂冷凝器的熱負荷二、塔底再沸器的熱負荷QB取全塔熱損失Q損=5%QB,根據(jù)全塔熱量平衡，有：代入數(shù)據(jù)得三、塔頂冷凝器冷卻水用量查得塔頂溫度下水的定壓比熱為4.174kJ/（kg），取冷卻

28、水升溫10，則冷卻水用量為四、塔底再沸器水蒸氣用量令水蒸氣壓力為10atm，查得該壓力下飽和水蒸氣的溫度為180，汽化潛熱為2020kJ/kg,則水蒸氣用量2.0第一章總結(jié)（以表格形式列出）一、全塔物料衡算表項目進料塔頂塔底流率Kmol/hkg/hKmol/hkg/hKmol/hkg/h正戊烷19.21138019.41395.800正己烷38.42330035.43043.72.8424.19正庚烷51.2351242.27228.748.994904.9正辛烷19.2121960019.172184.9合計128.071200057.074668.3717331.7組成mol%kg%mol

29、%kg%mol%Kg%正戊烷0.150.1150.340.29900正己烷0.30.2750.620.6520.040.033正庚烷0.40.4270.040.0490.690.669正辛烷0.150.183000.270.298合計111111二、操作條件設計總表項目單位數(shù)值回流罐溫度50壓力atm1塔頂溫度66.6壓力atm1.1流量kmol/h57.07進料溫度78.2壓力atm1.169流量kmol/h128.07塔底溫度109.6壓力atm1.238流量kmol/h71最小回流比0.9073實際回流比1.3413最小理論板數(shù)5.28理論板數(shù)11.4實際板數(shù)20實際精餾段板數(shù)12實際提

30、餾段板數(shù)8加料位置13塊板上塔徑mm1400三、全塔熱量衡算總表1組分FiKmol/hXFiHFikJ/kmolDiKmol/hWiKmol/hXWiHDikJ/kmolHWikJ/kmol119.210.155667319.40097270238.420.311334.535.42.840.0417737.41951.9351.230.415113.72.2848.990.691144.333669.7419.210.155667.3019.170.27013175.14.全塔熱量衡算總表2入方（kJ/h）出方（kJ/h）進料4.84106塔頂產(chǎn)品帶出1.63106再沸器供熱4.34106塔

31、底產(chǎn)品帶出3.46106冷凝器取熱3.86106熱損失2.17106總計9.18106總計9.18106第二章塔板的結(jié)構(gòu)設計2.1塔板的布置1溢流裝置根據(jù)第一部分的計算，選擇直徑為1400mm的標準塔盤，已知塔內(nèi)液相最大流率為34.76m3/h，根據(jù)化工原理課程設計（中國石油大學出版社）P70表2-5，選擇塔盤為單溢流流型。2.開孔率估算由閥孔動能因數(shù)F0的經(jīng)驗值估算，取F0=10，由可得：（1）精餾段閥孔氣速，已知精餾段空塔氣速，可以求出開孔率為：（2）提餾段閥孔氣速，已知提餾段空塔氣速，可以求出開孔率為由估算出的開孔率，精餾段、提餾段均選擇施工圖號為F1414型標準浮閥塔盤，有關尺寸數(shù)據(jù)列

32、表如下：塔徑1400mm閥孔按三角形75t mm排列t=65浮閥數(shù)168塔截面積AT15390cm2開孔率13.05%塔盤間距HT450mm出口堰高度2050可調(diào)弓形降液管尺寸堰長L1029 mm一層塔板質(zhì)量83kg堰寬H225 mmAT/Ad10.45降液管總面積Ad1610 cm2施工圖號F14143.受液盤：采用凹形受液盤，盤深50 mm4浮閥的閥型：選F-1型重閥，最小開度25 mm，最大開度8.5 mm，閥孔39 mm，閥徑48 mm，質(zhì)量為33g。5.淚孔：選擇兩個10的淚空，開在受液盤的中心線上。6塔板布置草圖：見方格紙。2.2塔板流體力學計算一、取塔頂?shù)谝粔K板計算（精餾段）1.

33、塔板壓力降以液柱高度（mH2O柱表示）則a干板壓力降hc計算全開后的干板壓降b液層壓力降hl忽略板上的液面落差，有式中，為充氣系數(shù)，取0.5，hw取0.045m，how由下式計算：式中Lh為液相體積流率，Lh=10.3378m3/h,lw為出口堰長，lw=1.029m，查圖可知E=1.025，代入求得所以c克服表面張力的壓力降h此值一般很小，在此可以忽略不計。綜上可得，精餾段塔板壓力降得出的結(jié)果在3到6毫米汞柱之間，符合實際。2.霧沫夾帶量用阿列克山德羅夫經(jīng)驗式計算霧沫夾帶量e:式中，HT=450mm，=0.5902，=0.7，u=0.87m/s，hl=58.55mm，m由下式計算：已知塔頂?shù)?/p>

34、一塊板氣相溫度為66.6，在該溫度下查的各組分的氣相粘度分別為：，混合氣的總粘度為：代入（7）式求得代入（6）式得得出的結(jié)果小于0.1kg霧沫/kg氣體，屬于正常操作。核算泛點率由（8）式和（9）式求出，取兩者之間的較大值。式中，F(xiàn)1為泛點率；為泛點負荷因數(shù)，查圖得該值為0.127，KS為系統(tǒng)因數(shù)，查表得該值為1；將以上各值代入（8）和（9）求得F1=46.94%，F(xiàn)1=45.16%，取兩者較大值，即46.94%。根據(jù)Glitsch公司建議，直徑大于900mm的塔，霧沫夾帶量0.1(kg/kg),泛點率應控制在80%以下，而此結(jié)果小于80%，核算正確。3.降液管內(nèi)液面高度降液管內(nèi)液面高度Hd可

35、由下式計算：式中，通常很小，可以忽略不計；代入上式，可得降液管內(nèi)液面高度為淹塔檢驗：不會發(fā)生淹塔。4.漏液根據(jù)標準塔盤尺寸，開口率為13.03%,求得實際閥孔氣速為則，實際該值在8到17之間，屬于正常操作范圍，不會發(fā)生泄漏。5.降液管內(nèi)液體停留時間及流速（1）液體在降液管內(nèi)的平均停留時間該值大于7s，符合要求。（2）液體在降液管中的流速ud將ud與允許流速（ud）max進行比較，（ud）max可由以下兩個式子中，結(jié)果小的那個確定：由此可見允許流速為0.131m/s，要求液體在降液管中得實際流速應小于允許流速的0.70.9倍，即小于0.0919m/s，算出的結(jié)果符合要求。二、取塔底第一塊板計算（

36、提餾段）1.塔板壓力降a干板壓力降hc計算全開后的干板壓降b液層壓力降hl對于提餾段，取0.5，hw取0.045m，how由下式計算：式中Lh為液相體積流率，Lh=34.76m3/h,lw為出口堰長，lw=1.029m，查圖可知E=1.025，代入求得所以c克服表面張力的壓力降h此值一般很小，在此可以忽略不計。綜上可得，提餾段塔板壓力降得出的結(jié)果在3到6毫米汞柱之間，符合實際。2.霧沫夾帶量已知塔底第一塊板氣相溫度為106.6，在該溫度下查的各組分的氣相粘度分別為：，混合氣的總粘度為：代入（7）式求得代入（6）式得得出的結(jié)果小于0.1kg霧沫/kg氣體，屬于正常操作。核算泛點率對于塔底第一塊板

37、；查圖得該值為0.126，KS查表得該值為1；將以上各值代入（8）和（9）求得F1=57.86%，F(xiàn)1=50.41%，取兩者較大值，即57.86%，此結(jié)果小于80%，核算正確。3.降液管內(nèi)液面高度對于提餾段，有，通常很小，可以忽略不計，對于有：代入公式，提餾段降液管內(nèi)液面高度為淹塔檢驗：不會發(fā)生淹塔。4.漏液根據(jù)標準塔盤尺寸，開口率為13.03%,求得實際閥孔氣速為則，實際該值在8到17之間，屬于正常操作范圍，不會發(fā)生泄漏。5.降液管內(nèi)液體停留時間及流速（1）液體在降液管內(nèi)的平均停留時間該值大于7s，符合要求。（2）液體在降液管中的流速ud將ud與允許流速（ud）max進行比較，（ud）max

38、可由以下兩個式子中，結(jié)果小的那個確定：由此可見允許流速為0.132m/s，要求液體在降液管中得實際流速應小于允許流速的0.70.9倍，即在小于0.092m/s，算出的結(jié)果符合要求。2.3塔板負荷性能圖1.精餾段過量霧沫夾帶線即過量霧沫夾帶線為淹塔線由已知條件求出a、b、c、d的值，如下代入淹塔線方程得過量泄漏線降液管超負荷線液相負荷下限線將五條線畫在同一坐標上，并作出操作線R，如下圖：見圖，操作線與適宜操作區(qū)邊界線上、下兩個交點，其縱坐標分別為5950m3/h、2010.7m3/h ，其比值約為3，即操作彈性為3。2.提餾段過量霧沫夾帶線即過量霧沫夾帶線為淹塔線由已知條件求出a、b、c、d的值

39、，如下代入淹塔線方程得過量泄漏線降液管超負荷線液相負荷下限線將五條線畫在同一坐標上，并以氣、液體積流率之比為斜率作出操作線R，如下圖：見圖，操作線與適宜操作區(qū)邊界線上、下兩個交點，其縱坐標分別為1815.56m3/h、4800 m3/h ，其比值為2.7，即操作彈性為2.7。第三章 塔體結(jié)構(gòu)設計3.1塔體的尺寸、材料及開孔1根據(jù)塔內(nèi)平均溫度為88.1，平均壓力為1.169atm，參照化工原理課程設計（中國石油大學出版社）P93表3-1，選擇筒體材料為Q235鋼，公稱直徑為1400mm，壁厚5mm。2選擇標準橢圓封頭，公稱直徑為1400mm，曲面高度為350mm，直邊高度為25mm，封頭壁厚6m

40、m。3.確定人孔的數(shù)目、位置和規(guī)格數(shù)目及位置：共四個人孔。塔頂處開一個人孔，從塔頂?shù)谝粔K板往下，至第六塊板處開一個人孔，進料位置（第十三塊板上）開一個人孔，塔底處開一個人孔。人孔處的板間距為0.6m。規(guī)格：Dg4504.確定塔筒體高度（1）塔頂空間高度：設計HD=1.25m；（2）進料空間高度：HF=1.2m；（3）塔底空間高度HW取塔底液體停留時間為4分鐘，根據(jù)塔底液體流量34.76 m3/h及塔截面積1.539 m2可算得為了有所裕度，設計塔底空間高度為2m。綜上，塔筒體總高度為加上封頭高度，塔總高度為13.4m。5.確定裙座的形式、開孔及尺寸形式：采用圓筒形裙座；開孔：裙座筒體上開4個5

41、0mm的排氣孔，兩個Dg450的人孔；尺寸；因塔底設有再沸器，裙座高度取4m，基礎環(huán)內(nèi)徑為1200mm，外徑為1650mm，螺栓孔中心線直徑為1520mm。3.2確定各接管的流速和直徑塔頂蒸氣出口管的直徑dV常壓操作，取uV=20m/s，VS要比設計值稍大，取0.95 m3/h，則蒸氣導管直徑為：參照化工原理課程設計（中國石油大學出版社）P109表3-8，選擇接管公稱直徑Dg為300的接管，伸出管長度為200mm。回流管直徑dRuR取2m/s，LS要比設計值稍大，取10.5 m3/h，則回流管管徑為：參考防沖管結(jié)構(gòu)尺寸表，選擇內(nèi)管為573.5的防沖管。進料管直徑dF采用高位槽進料，uF取0.5

42、m/s，進料混合液密度為628.5 kg/m3，則進料管管徑為：參考防沖管結(jié)構(gòu)尺寸表，選擇內(nèi)管為1334的防沖管。塔底出料管管徑dW出料管的料液流速uW，取1m/s，則塔底出料管管徑為：參考彎管的結(jié)構(gòu)尺寸表，選擇內(nèi)管為1334的彎管。塔底至再沸器的接管管徑dL循環(huán)比設為5，連接管內(nèi)液體流速取1.5m/s，連接管內(nèi)液體流量為：則塔底至再沸器的接管管徑為：選擇內(nèi)管為2196的彎管。再沸器反塔聯(lián)接管管徑db取氣化分率接管內(nèi)氣體流量蒸氣在管內(nèi)流速取12m/s，則再沸器反塔聯(lián)接管徑為：選擇內(nèi)管為2738的防沖管。3.3塔的輔助設備選用1.冷凝器、冷卻器選型設冷卻器出口溫度為t，則有：兩式聯(lián)立，求得冷卻器

43、出口溫度為32.8。冷卻器的熱負荷冷凝器初設K=465W/(m2)，冷凝器進出口溫度變化示意如下：塔頂蒸氣 66.666.6 40 32.8 冷卻水則：傳熱面積取10%裕度，則A=1.169.5=76.4m2查化工原理課程設計（中國石油大學出版社）附九，選取FLA500-80-25-2型臥式熱虹吸式再沸器，相關數(shù)據(jù)有：加熱管為192mm，根數(shù)228，殼程流通面積0.1175 m2，管程流通面積0.0201m2。校核計算：a）管程給熱系數(shù)管程走冷卻水，定性溫度，查的該溫度下水的相關性質(zhì)：導熱系數(shù)=0.626W/(mK)，粘度=0.727mPas，定壓比熱Cp=4.174kJ/(kgK),密度=9

44、93.95kg/m3，已知冷卻水用量mC=92543.8kg/h,從而算得：冷卻水流速；雷諾數(shù)普朗特準數(shù)因此，可以得到管程給熱系數(shù)b）殼程給熱系數(shù)計算內(nèi)外換熱面積及其對數(shù)平均值：計算管內(nèi)壁、外壁溫度：液膜平均溫度，該溫度即為定性溫度，查的該溫度下塔頂混合液體各組分密度、導熱系數(shù)、粘度和66.6下的潛熱，列下表：組分摩爾組成（W/(mK)）（mPas）（kg/m3）r（kJ/kg）正戊烷00.10180.16580320正己烷0.340.10760.218608340正庚烷0.620.11340.265640342正辛烷0.040.12210.34665339平均值0.105860.20600.8333.28又將以上所得結(jié)果，代入下式得殼程給熱系數(shù)查石油化學工程原理（中國石化出版社，上冊）可得管內(nèi)污垢熱阻為,殼程污垢熱阻為，可求總傳熱系數(shù)在此傳熱系數(shù)下，求得傳熱面積而所選的冷凝器的計算傳熱面積為79m2，滿足要求，因此所選冷凝器合適。冷卻器取K=400W/(m2)，冷卻器進出口介質(zhì)溫度變化示意如下：冷卻水 3032.85066.6 塔頂產(chǎn)品求得所需傳熱面積取10%裕度，則A=1.19.7=10.67 m2查