化工原理課程設計—板式精餾塔的設計

1、<p><b>　　板式精餾塔的設計</b></p><p><b>　　1.1 概述</b></p><p>　　塔設備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應用的氣液傳質設備。根據(jù)塔內氣液接觸部件的結構型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內設置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進行質熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級接觸

2、逆流操作過程。填料塔內裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進行質熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。</p><p>　　工業(yè)上對塔設備的主要要求是：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳熱、傳質效率高；（3）氣流的摩擦阻力小；（4）操作穩(wěn)定，適應性強，操作彈性大；（5）結構簡單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕

3、等。</p><p>　　板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。</p><p><b>　?。ㄒ唬┡菡炙?lt;/b></p><p>　　泡罩塔是最早使用

4、的板式塔，是Celler于1813年提出的，其主要構件是泡罩、升氣管及降液管。泡罩的種類很多，國內應用較多的是圓形泡罩。</p><p>　　泡罩塔的主要優(yōu)點是：因升氣管高出液層，不易發(fā)生漏液現(xiàn)象，操作彈性較大，液氣比范圍大，適用多種介質，操作穩(wěn)定可靠，塔板不易堵塞，適于處理各種物料；但其結構復雜，造價高、安裝維修不便，板上液層厚，氣體流徑曲折，塔板壓降大，因霧沫夾帶現(xiàn)象較嚴重，限制了起訴的提高?，F(xiàn)雖已為其他新型

5、塔板代替，但鑒于其某些優(yōu)點，仍有沿用。</p><p>　?。╝）  （b）圖1 泡罩塔</p><p><b>　?。ǘ└￠y塔</b></p><p>　　浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過程。其主要特點是在塔板的開孔上裝有可浮動的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進入塔板上液層進行兩相接觸。

6、浮閥可根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動，自行調節(jié)。</p><p>　　浮閥有盤式、條式等多種，國內多用盤式浮閥，此型又分為F－1型（V－1型）、V－4型、十字架型、和A型，其中F－1型浮閥結構較簡單、節(jié)省材料，制造方便，性能良好，故在化工及煉油生產(chǎn)中普遍應用，已列入部頒標準（JB－1118－81）。其閥孔直徑為39mm，重閥質量為33g，輕閥為25g。一般多采用重閥，因其操作穩(wěn)定性好。</p><

7、;p>　　浮閥塔的主要優(yōu)點是生產(chǎn)能力大，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強降及液面落差較小，塔的造價低，塔板結構較泡罩塔簡單。</p><p>　　F-1型 V-4型 A型</p><p>　　十字架型 方形浮閥</p><

8、p><b>　　圖2 浮閥塔板</b></p><p><b>　?。ㄈ┖Y板塔</b></p><p>　　篩板是在塔板上鉆有均布的篩孔，呈正三角形排列。上升氣流經(jīng)篩孔分散、鼓泡通過板上液層，形成氣液密切接觸的泡沫層（或噴射的液滴群）。</p><p>　　篩板塔是1932年提出的，當時主要用于釀造，其優(yōu)點是結構

9、簡單，制造維修方便，造價低，氣體壓降小，板上液面落差較小，相同條件下生產(chǎn)能力高于浮閥塔，塔板效率接近浮閥塔。其缺點是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的料液。但設計良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性，對易引起堵塞的物系可采用大孔徑篩板，故近年我國對篩板的應用日益增多，所以在本設計中設計該種塔型。</p><p><b>　　垂直篩板</b></p>

10、;<p>　　斜臺裝置導向孔林德篩板</p><p><b>　　圖3 篩板塔板</b></p><p>　　1.2 設計方案的確定及流程說明</p><p>　　1.2.1 裝置流程的確定</p><p>　　精餾裝置有精餾塔、原料預熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷

11、卻器等設備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定流程時應考慮余熱的利用，注意節(jié)能。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可采用高位槽送料以免受泵操作波動的影響。</p><p>　　塔頂冷凝裝置根據(jù)生產(chǎn)情況決定采用分凝器或全凝器。一般塔頂分凝器對上升蒸汽雖有一定增濃作用，但在石油等工業(yè)

12、中獲取液相產(chǎn)品時往往采用全凝器，以便于準確地確定回流比。若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用分凝器。</p><p>　　苯—甲苯混合液原料經(jīng)預熱器加熱到指定溫度后送入精餾塔德進料板，在進料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底在肺氣腫。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質的傳遞過程。操作時，連續(xù)的從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品，部分液體氣化，產(chǎn)生上升蒸汽，一次通過各層塔板。塔頂蒸

13、汽進入冷凝器中被冷凝，并將部分冷凝液用泵送回塔頂作為回流液，其余部分經(jīng)冷凝器冷凝后送出作為塔頂產(chǎn)品，經(jīng)冷凝器冷卻后送入貯槽。塔釜采用間接蒸汽和再沸器共熱。塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。</p><p><b>　　流程圖如附圖6：</b></p><p>　　1.2.2 操作壓力</p><p>　　精餾操作可在常壓、減壓和加壓下進行。塔內操作壓

14、力的選擇不僅牽涉到分離問題，而且與塔頂和塔底溫度的選取有關。根據(jù)所處理的物料性質，兼顧技術上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來綜合考慮。壓力增加可提高塔的處理能力，但會增加塔身的壁厚，導致設備費用增加；壓力增加，組分間的相對揮發(fā)度降低，回流比或塔高增加，導致操作費用或設備費用增加。因此如果在常壓下操作時，塔頂蒸氣可以用普通冷卻水進行冷卻，一般不采用加壓操作。本設計中已制定為塔頂壓力為4kPa。</p><p>　　1.2

15、.3 進料熱狀態(tài)</p><p>　　進料熱狀態(tài)以進料熱狀況參數(shù)q表達。進料狀態(tài)有5種，可用進料狀態(tài)參數(shù)q值來表示。進料為過冷液體：q＞1；飽和液體（泡點）：q＝1；氣、液混合物：0＜q＜1；飽和蒸氣（露點）：q＝0；過熱蒸氣：q＜0。q值增加，冷凝器負荷降低而再沸器負荷增加，由此而導致的操作費用的變化與塔頂出料量D和進料量F的比值D/F有關；對于低溫精餾，不論D/F值如何，采用較高的q值為經(jīng)濟；對于高溫精餾，

16、當D/F值大時宜采用較小的q值，當D/F值小時宜采用q值較大的氣液混合物。本設計中已制定為氣液混合進料：液：氣=1：2。</p><p>　　1.2.4 加熱方式</p><p>　　蒸餾一般采用間接蒸汽加熱，設置再沸器，但對塔底產(chǎn)物基本是水，且在低濃度時的相對揮發(fā)度較大的體系，也可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可利用壓力較低的蒸汽加熱以節(jié)省操作費用，并省掉間接加熱設備。但由于

17、直接蒸汽的加入，對釜內溶液起一定稀釋作用，在進料條件和產(chǎn)品純度、輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應降低，故需在提留段增加塔板以達到生產(chǎn)要求。</p><p>　　1.2.5 回流比的選擇</p><p>　　影響精餾操作費用的主要因素是塔內蒸氣量V。對于一定的生產(chǎn)能力，即餾出量D一定時，V的大小取決于回流比。實際回流比總是介于最小回流比和全回流兩種極限之間。由于回流比的大小不僅影響到所

18、需理論板數(shù)，還影響到加熱蒸汽和冷卻水的消耗量，以及塔板、塔徑、蒸餾釜和冷凝器的結構尺寸的選擇，因此，適宜回流比的選擇是一個很重要的問題。</p><p>　　適宜回流比應通過經(jīng)濟核算決定，即操作費用和設備折舊費之和為最低時的回流比為適宜回流比。</p><p>　　（1）先求出最小回流比Rmin，取操作回流比為最小回流比的1.1～2倍，即R＝（1.1～2）Rmin；</p>

19、<p>　?。?）在一定的范圍內，選5種以上不同的回流比，計算出對應的理論塔板數(shù)，作出回流比與理論塔板數(shù)的曲線。當R=Rmin時，塔板數(shù)為∞；R＞Rmin后，塔板數(shù)從無限多減至有限數(shù)；R繼續(xù)增大，塔板數(shù)雖然可以減少，但減少速率變得緩慢。因此可在斜線部分區(qū)域選擇一適宜回流比。</p><p>　　1.3 塔的工藝計算</p><p>　　已知參數(shù)：苯、甲苯混合液處理量，F(xiàn)=460

20、0kg/h；xF=0.41；xD=0.99；xW=0.02；回流比R（自選）；進料熱狀況，q=1/3，塔頂壓強，p塔頂=4kPa。</p><p>　　表1 苯和甲苯的物理性質</p><p>　　表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓</p><p>　　表3 常溫下苯—甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（[2]：例1—1附表2）</p><p>　　表4 純組

21、分的表面張力([1]：附錄圖7)</p><p>　　表5 組分的液相密度([1]：附錄圖8)</p><p>　　表6 液體粘度µ（[1]：）</p><p>　　1.3.1 物料衡算與操作線方程</p><p>　　1.3.1.1 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率</p><p>　　1.3.1.

22、2 平均分子量</p><p>　　1.3.1.3 全塔物料衡算</p><p>　　總物料衡算 D/+W/=Fˊ=4600 （1） 易揮發(fā)組分物料衡算 O.99Dˊ+0.02Wˊ=0.41×F （2）</p><p&g

23、t;　　聯(lián)立上式（1）、（2）得：F´=4600kg/h W´=2751kg/h D´=1849kg/h</p><p>　　則 </p><p>　　1.3.1.4 q線方程（在本設計中給定為q=1/3）</p><p>　　精餾段操作線和提餾段操作線的交點的軌跡是一條直線，描述該直線的方程

24、稱為q線方程或進料方程。</p><p>　　式中 ——進料熱狀態(tài)參數(shù);</p><p>　　yq、xq——交點處易揮發(fā)組分氣相、液相摩爾分數(shù)；</p><p>　　xF——進料中易揮發(fā)組分摩爾分數(shù)；</p><p>　　1.3.1.5 精餾段操作線</p><p>　　因為精餾過程涉及傳熱和傳質兩種過程，為簡化期

25、間在該課程設計中假定塔內為恒摩爾流動。由圖1可知xq=0.31;yq=0.52,</p><p>　　則,取R=1.3Rmin=1.3×2.48=3.22</p><p>　　精餾段操作線方程為:</p><p>　　式中 y、x──分別為精餾段任一截面處的氣液相易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)；</p><p>　　xD──塔頂易揮發(fā)組分的

26、摩爾分數(shù)；</p><p>　　R──回流比，R＝L/D；</p><p>　　1.3.1.6 提餾段操作線</p><p>　　在精餾段操作線和提餾段操作線的交點d(xd，yd)，即進料點與提餾段內的任一截面間進行質量和熱量衡算，連接cd（c點坐標為xW,xW）可作出提餾段操作線方程。</p><p>　　1.3.2 理論塔板數(shù)的計算&l

27、t;/p><p>　　欲計算完成規(guī)定分離要求的所需的理論板數(shù)，須知原料液組成，選擇進料熱狀況和操作回流比等精餾操作條件，利用氣液平衡關系和操方程求算。</p><p>　　以塔內衡摩爾流簡化假定為前提，常用的理論板數(shù)求算方法有：逐板計算法、直角梯級圖解法（M-T法）、解析法、數(shù)值法。在本設計中，因苯—甲苯屬于理想物系，可用圖解法計算理論板數(shù)。其計算方法如下：</p><p&

28、gt;　　(1)苯－甲苯平衡數(shù)據(jù)通過氣液平衡關系計算，計算結果列于上表c，通過表在圖1直角坐標系中做出平衡曲線和對角線，并標出c點（xW、xW）、e點（xF、xF）、a點（xD、xD）三點； </p><p>　?。?）根據(jù)以上1.3.1.5中的計算得截距為，畫出精餾段線ab，;</p><p>　　（3）根據(jù)以上1.3.1.4中的計算畫出q線ef交ab于d點；</p>&l

29、t;p>　?。?）連接cd，即得提留段操作線；</p><p>　?。?）自點a（xD、xD）開始，在精餾段操作線ab與平衡線之間下邊繪直角梯級，梯級跨過兩操作線交點d時，改在提留段操作線cd與平衡線之間繪直角梯級，直到梯級的垂直線達到或超過點c點（xW、xW）為止，每一個梯級代表一層理論板，跨過交點d的梯級為進料板。</p><p>　　在圖（1）上作操作線方程及梯級，從圖可讀出共

30、需理論板數(shù)16層，精餾段需要8層，加料板位于第9層（從上往下數(shù),不包括再沸器）。</p><p>　　1.3.3 塔板效率和實際塔板數(shù)</p><p>　　1.3.3.1 塔板效率</p><p>　　在實際塔板上，氣液兩相并未達到平衡，這種氣液兩相間傳質的不完善程度用塔板效率來表示，在設計計算中多采用總板效率求出實際塔板數(shù)?？偘逍蚀_定得是否合理，對設計的塔在

31、建成后能否滿足生產(chǎn)的要求有重要的意義。而總板效率與物系物性、塔板結構和操作條件密切相關。由于影響的因素多而復雜，很難找到各種因素之間的定量關系，一般可采用下面的方法來確定總板效率。</p><p>　　從圖（2）讀出：塔頂液相組成=0.992，</p><p>　　塔底液相組成，=110.3，所以，。</p><p>　　根據(jù)主要基礎數(shù)據(jù)5），由內插法得=0.266

32、，=0.274。</p><p><b>　　故</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　1.3.3.2 實際板數(shù)</p><p>　　精餾段 提餾段</p><p>　　故實際塔板數(shù)=16+16=32（塊）</p>&

33、lt;p>　　1.4 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算（精餾段）</p><p>　　1.4.1 操作壓強</p><p>　　塔頂壓強，取每層板的壓降為0.7kPa，故進料板的壓強為：</p><p>　　，故精餾段平均操作壓強為：</p><p><b>　　1.4.2 溫度</b></p>&l

34、t;p>　　根據(jù)操作壓強，由下式計算操作溫度，經(jīng)試差得到塔頂，進料板溫度，則精餾段的平均溫度， </p><p>　　1.4.3 平均分子量</p><p>　　塔頂：=0.992，=0.98</p><p><b>　　進料板：，</b></p><p>　　則精餾段平均分子量：</p><

35、p><b>　　，</b></p><p>　　1.4.4 平均密度</p><p>　　1.4.4.1 液相密度</p><p>　　根據(jù)主要基礎數(shù)據(jù)5），由內插法得：，，。</p><p>　　由（為質量分率），塔頂，故</p><p><b>　　，故</b>

36、</p><p>　　故精餾段平均液相密度：</p><p>　　1.4.4.2 氣相密度</p><p>　　1.4.5 液體表面張力</p><p>　　根據(jù)主要基礎數(shù)據(jù)5），由內插法得：,，,。</p><p>　　則精餾段平均表面張力：</p><p>　　1.4.6 液體粘度

37、</p><p>　　根據(jù)主要基礎數(shù)據(jù)5），由內插法得：,，,</p><p>　　故精餾段平均液相粘度</p><p>　　1.4.7 氣液負荷計算</p><p>　　1.4.8 塔和塔板主要工藝尺寸計算</p><p>　　1.4.8.1 塔徑</p><p>　　塔板間距HT的選定

38、很重要，它與塔高、塔徑、物系性質、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗關系選取。</p><p>　　表7 板間距與塔徑關系</p><p>　　初選板間距，取板上液層高度，</p><p><b>　　故；</b></p><p>　　查[2]：圖3—8得C20=0.074；依式&l

39、t;/p><p>　　校正物系表面張力為時</p><p>　　可取安全系數(shù)為0.8，則（安全系數(shù)0.6—0.8），</p><p><b>　　故</b></p><p>　　按標準,塔徑圓整為1.0m,則空塔氣速0.968m/s。</p><p>　　1.4.8.2 溢流裝置</p>

40、<p>　　采用單溢流、弓形降液管，平行受液盤及平行溢流堰，不設進口堰。各項計算如下：</p><p>　　a)溢流堰長：單溢流去lW=（0.6～0.8）D，取堰長為0.66D=0.66×1.0=0.66m</p><p><b>　　b)出口堰高：</b></p><p><b>　　由，</b>

41、</p><p>　　查[2]：圖3—11，知E=1.042,依式</p><p><b>　　可得</b></p><p><b>　　故</b></p><p>　　c)降液管的寬度與降液管的面積：</p><p>　　由查（[2]：圖3—13）得，</p>

42、<p><b>　　故，</b></p><p>　　利用([2]：式3—10)計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，</p><p>　　即s（大于5s，符合要求）</p><p>　　d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速</p><p>　　依([2]：式3—11)：</p>

43、<p>　　1.4.8.3 塔板布置</p><p>　　a)取邊緣區(qū)寬度Wc=0.035m(30～50mm),安定區(qū)寬度，（當D〈1.5m時，Ws=60～75mm〉</p><p>　　b)依([2]：式3—18)：計算開空區(qū)面積</p><p><b>　　，</b></p><p>　　c)篩孔數(shù)與開

44、孔率：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，</p><p><b>　　故孔中心距</b></p><p>　　閥數(shù)個，在圖9中排2770個，與理論相差42個，則（在5—15范圍內）</p><p>　　則每層板上的開孔面積為</p><p>　　氣體通過篩孔的氣速為</p><p>

45、;　　d)塔的精餾段有效高度</p><p><b>　　圖4 排閥方案圖</b></p><p>　　1.4.9 篩板流體力學驗算</p><p>　　塔板的流體力學計算，目的在于驗算預選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決定對有關塔板參數(shù)進行必要的調整，最后還要作出塔板負荷性能圖。</p><p>　　1.4

46、.9.1 氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨?lt;/p><p>　　a)干板壓降相當?shù)囊褐叨龋阂溃椤陡珊Y孔的流量系數(shù)》圖得，C0=0.84由式</p><p>　　b)氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨龋?lt;/p><p><b>　　，</b></p><p>　　由與關聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.5，依式</p

47、><p>　　c)克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨龋?lt;/p><p><b>　　依式，故</b></p><p><b>　　則單板壓強：</b></p><p>　　1.4.9.2 霧沫夾帶量的驗算</p><p>　　故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。</p&g

48、t;<p><b>　　漏液的驗算</b></p><p><b>　　由式</b></p><p>　　篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。</p><p><b>　　液泛驗算</b></p><p>　　為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液

49、層高度</p><p><b>　　依式， 而</b></p><p>　　H=0.0852+0.06+0.001224=0.146m</p><p><b>　　取，則</b></p><p>　　故在設計負荷下不會發(fā)生液泛。</p><p>　　根據(jù)以上塔板的各項液體力

50、學驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。</p><p>　　1.4.10 塔板負荷性能圖</p><p>　　1.4.10.1 霧沫夾帶線（1）</p><p><b>　　依式 </b></p><p>　　式中 （a）</p><p&g

51、t;<b>　　，</b></p><p>　　近似取E=1.0, </p><p><b>　　故 （b）</b></p><p>　　取霧沫夾帶極限值為。 已知，，并將代入得下式：</p><p><b>　　，整理得： </b></p><p&

52、gt;　　在操作范圍內任取4個值，依上式算出相應的值列于附表中：</p><p><b>　　附表（1）</b></p><p>　　依表中數(shù)據(jù)在VS—LS圖中作出霧沫夾帶線，如圖4中線（1）所示。</p><p>　　1.4.10.2 液泛線（2）</p><p><b>　　由式，近似取， </b&

53、gt;</p><p><b>　　由式：</b></p><p><b>　　故 。 由式</b></p><p><b>　　前已算出）</b></p><p><b>　　故 </b></p><p><b>

54、　　=，，則：</b></p><p><b>　　整理得下式：</b></p><p>　　在操作范圍內取4個值，依上式計算值列于附表中： </p><p><b>　　附表（2）</b></p><p>　　依表中數(shù)據(jù)在VS—LS圖中作出霧沫夾帶線，如圖4中線（2）所示。</p

55、><p>　　1.4.10.3 液相負荷上限線（3）</p><p>　　取液體在降液管中停留時間為4秒，由下式</p><p>　　液相負荷上限線為VS—LS圖中與氣相流量無關的垂線，如圖4中（3）所示。</p><p>　　1.4.10.4 漏液線（氣相負荷下限線）（4）</p><p><b>　　由、

56、</b></p><p><b>　　代入漏液點氣速式：</b></p><p>　?。ㄇ耙阉愠觯肷鲜讲⒄淼茫?</p><p>　　此即氣相負荷下限關系式，在操作范圍內任取個值，依上式計算相應的值，列于附表中：</p><p><b>　　附表（3）</b></p>

57、;<p>　　依表中數(shù)據(jù)作氣相負荷下限線，如圖4中線（4）所示。</p><p>　　1.4.10.5 液相負荷下限線（5）： </p><p>　　取平堰、堰上液層高度為液相負荷下限條件，</p><p><b>　　則；即</b></p><p><b>　　整理上式得</b>

58、</p><p>　　在VS—LS圖4中作線（5），即為液相負荷下限線，如圖4所示。</p><p>　　將以上5條線標繪于圖（圖）中，即為精餾段負荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為精餾段塔板操作區(qū)，P為操作點，OP為操作線。OP線與（1）線的交點相應相負荷為，OP線與氣相負荷下限線（4）的交點相應氣相負荷為。</p><p><b>　　精餾段的操作彈性<

59、/b></p><p>　　1.5 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算（提餾段）</p><p>　　1.5.1 操作壓強</p><p>　　進料板的壓強，塔底壓強</p><p>　　則提餾段平均操作壓強為：</p><p><b>　　1.5.2 溫度</b></p>&l

60、t;p>　　根據(jù)操作壓強，由下式計算操作溫度，經(jīng)試差得到進料板溫度，，則提餾段的平均溫度。</p><p>　　1.5.3 平均分子量</p><p>　　進料板：，（前已求出）</p><p>　　塔底： xW=y2=0.0235, x2=0.0095,</p><p>　　MVWm=0.0235×78.11+（1-0

61、.0235）×92.13=91.80kg/kmol</p><p>　　MLWm=0.0095×78.11+（1-0.0095）×92.13=92.00kg/kmol</p><p>　　提精餾段平均分子量：</p><p>　　1.5.4 平均密度</p><p>　　1.5.4.1 液相密度</p&

62、gt;<p>　　根據(jù)主要基礎數(shù)據(jù)5），由內插法得：，</p><p>　　由（為質量分率），故，（前已求出）</p><p>　　故提餾段平均液相密度：</p><p>　　1.5.4.2 氣相密度</p><p>　　1.5.5 液體表面張力</p><p>　　根據(jù)主要基礎數(shù)據(jù)5），由內插法得：

63、,</p><p><b>　　，（前已求出），</b></p><p>　　則提餾段平均表面張力：</p><p>　　1.5.6 液體粘度 </p><p>　　根據(jù)主要基礎數(shù)據(jù)5），由內插法得：,</p><p>　　，（前已求出），故提餾段平均液相粘度</p><p

64、>　　1.5.7 氣液負荷計算</p><p>　　1.5.8 塔和塔板主要工藝尺寸計算</p><p>　　1.5.8.1 塔徑</p><p>　　初選板間距，取板上液層高度，</p><p><b>　　故；</b></p><p>　　查[2]：圖3—8得,</p>

65、<p>　　校正物系表面張力為18.79mN/m時</p><p>　　可取安全系數(shù)為0.65，則（安全系數(shù)0.6—0.8），</p><p><b>　　故</b></p><p>　　按標準,塔徑圓整為1.0m,則空塔氣速0.651m/s。</p><p>　　1.5.8.2 溢流裝置</p&g

66、t;<p>　　采用單溢流、弓形降液管，平行受液盤及平行溢流堰，不設進口堰。各項計算如下：</p><p>　　a)溢流堰長：單溢流取l′W=（0.6～0.8）D，取堰長為0.66D′=0.66×1.0=0.66m</p><p><b>　　b)出口堰高：</b></p><p><b>　　由，</b

67、></p><p>　　查[2]：圖3—11，知E′=1.045,依式</p><p><b>　　可得 </b></p><p><b>　　故</b></p><p>　　c)降液管的寬度與降液管的面積：</p><p>　　由查（[2]：圖3—13），得，<

68、/p><p><b>　　故</b></p><p>　　利用([2]：式3—10)計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積</p><p>　　即s（大于5s，符合要求）</p><p>　　d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速</p><p>　　依([2]：式3—11)：（符合要求）

69、</p><p>　　1.5.8.3 塔板布置</p><p>　　a) 取邊緣區(qū)寬度W′c=0.035m(30～50mm),安定區(qū)寬度，（當D〈1.5m時，Ws=60～75mm〉</p><p>　　b)依([2]：式3—18)：計算開空區(qū)面積</p><p><b>　　，</b></p><p

70、>　　c)篩孔數(shù)與開孔率：</p><p>　　取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，故孔中心距</p><p>　　排得閥數(shù)個。（排列圖與精餾段相同）</p><p>　　則（在5—15范圍內）</p><p>　　則每層板上的開孔面積為</p><p>　　氣體通過篩孔的氣速為</p>

71、<p>　　d)塔的精餾段有效高度</p><p>　　1.5.9 篩板流體力學驗算</p><p>　　1.5.9.1 氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨?lt;/p><p>　　a)干板壓降相當?shù)囊褐叨龋阂溃椤陡珊Y孔的流量系數(shù)》圖得，C′0=0.84</p><p>　　b)氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨龋?lt;/p&

72、gt;<p><b>　　，</b></p><p>　　由與關聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)，依式</p><p>　　c)克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨龋?lt;/p><p><b>　　依式</b></p><p><b>　　故</b></p>&

73、lt;p><b>　　單板壓強 ：</b></p><p>　　1.5.9.2 霧沫夾帶量的驗算</p><p>　　故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。</p><p><b>　　漏液的驗算</b></p><p>　　篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。</p>

74、;<p>　　1.5.9.4 液泛驗算</p><p>　　為防止降液管液泛的發(fā)生，應使降液管中清液層高度</p><p><b>　　依式</b></p><p><b>　　而</b></p><p>　　H′=0.0621+0.06+0.00221=0.124m</p&g

75、t;<p><b>　　取，則</b></p><p>　　故在設計負荷下不會發(fā)生液泛。</p><p>　　根據(jù)以上塔板的各項液體力學驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。</p><p>　　1.5.10 塔板負荷性能圖</p><p>　　1.5.10.1 霧沫夾帶線（1）</p&g

76、t;<p><b>　?。╝）</b></p><p>　　近似取E′=1.0, </p><p><b>　　故 （b）</b></p><p>　　取霧沫夾帶極限值為。已知，，</p><p><b>　　并將代入得下式：</b></p>

77、<p><b>　　整理得： </b></p><p>　　在操作范圍內任取4個值，依上式算出相應的值列于附表中： </p><p><b>　　附表（4）</b></p><p>　　依表中數(shù)據(jù)在V′S—L′S圖中作出霧沫夾帶線，如圖5中線（1）所示。</p><p>　　1.5.10.

78、2 液泛線（2）</p><p><b>　　近似取，，</b></p><p><b>　　故。</b></p><p><b>　?。ㄇ耙阉愠觯?lt;/b></p><p><b>　　故 </b></p><p><b&

79、gt;　　，，</b></p><p><b>　　則：</b></p><p><b>　　整理得下式：</b></p><p>　　在操作范圍內取4個值，依上式計算值列于附表中： </p><p><b>　　附表（5）</b></p><p

80、>　　依表中數(shù)據(jù)在V′S—L′S圖中作出霧沫夾帶線，如圖5中線（2）所示。</p><p>　　1.5.10.3 液相負荷上限線（3）</p><p>　　取液體在降液管中停留時間為4秒，由下式</p><p>　　液相負荷上限線，為V′S—L′S圖中與氣相流量無關的垂線，如圖5中（3）所示。</p><p>　　1.5.10.4

81、漏液線（氣相負荷下限線）（4）</p><p><b>　　由、</b></p><p><b>　　代入漏液點氣速式：</b></p><p>　　（前已算出），代入上式并整理得： </p><p>　　此即氣相負荷下限關系式，在操作范圍內任取4個值，依上式計算相應的值，列于附表中：</p

82、><p><b>　　附表（6）</b></p><p>　　依表中數(shù)據(jù)作氣相負荷下限線，如圖5中線（4）所示。</p><p>　　1.5.10.5 液相負荷下限線（5）： </p><p>　　取平堰、堰上液層高度為液相負荷下限條件，</p><p><b>　　則；即</b&

83、gt;</p><p><b>　　整理上式得</b></p><p>　　在V′S—L′S圖4中作線（5），即為液相負荷下限線，如圖5所示。</p><p>　　將以上5條線標繪于圖5（圖）中，即為精餾段負荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為精餾段塔板操作區(qū)，P為操作點，OP為操作線。OP線與（1）線的交點相應相負荷為，OP線與氣相負荷下限線（4）的交

84、點相應氣相負荷為。提餾段的操作彈性</p><p>　　1.6 設計結果一覽表</p><p>　　1.7 對本設計的評述或有關問題的分析討論</p><p>　　本次課程設計比上次難難度大，主要是計算復雜，計算量大考慮的細節(jié)較多，對同一個設備分成兩部分進行考慮，既相互獨立又須彼此照應，始終要考慮計算是為一個設備進行。通過這次設計，使我認識到作為化工專業(yè)的學生，

85、不僅要學好《化工原理》《化工計算》等專業(yè)課，還要對設備等相關內容都要學好用好，只有這樣才能為以后的工作打下堅實的基礎。在整個設計中要考慮很多問題，尤其是一些不容易引起重視細節(jié)問題，否則“小毛病出大問題”，這就要我考慮問題要全面詳細。學以致用，要多學各方面的知識并充分利用，用融合的，相互聯(lián)系的知識能更好地解決問題。</p><p>　　由于是工程上邊的問題，我們設計的不能像理論上那樣準確，存在誤差是在所難免的，但只

86、要不超過5%就可以，所以在本次設計中總誤差。計算過程中數(shù)字的一步步地四舍五入逐漸積累了較大的計算誤差，但是只要我們在計算中保持高的精確度，這種誤差可以大大地減小。在計算中篩孔為2738，但是在實際排列中不可能排列得十分準確，所以存在誤差，我實際排出的為2770，比理論上的多42，但計算像度誤差可知只有1.5%，而且在實際生產(chǎn)中可以將某些篩孔除去，這樣也可以使實際與理論相符合。在計算中，精餾段和提留段有一定的差別，這就要綜合所學知識，將二

87、者合二為一，使其統(tǒng)一。</p><p><b>　　附圖</b></p><p>　　圖5 精餾簡易流程圖</p><p><b>　　1.9 參考文獻</b></p><p>　　[1] 化工原理（上冊） 姚玉英主編 天津科學技術出版社 1992</p><p>