化工原理课程设计正戊烷正己烷混合液板式精馏塔设计.doc

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1、正戊烷正己烷混合液板式精馏塔设计 09(2)班 09233105 沈莹霞摘要化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计苯-甲苯物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人

2、员广泛的采用。精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，换热器和泵及各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

3、关键词 正戊烷 正己烷 精馏段 提馏段目 录摘要1第一章 概论41.1 塔设备在化工生产中的作用和地位:41.2 塔设备的分类及一般构造41.3 对塔设备的要求51.4 塔设备的发展及现状:51.5 塔设备的用材51.6 板式塔的常用塔型及其选用51.6.1 泡罩塔51.6.2 筛板塔61.6.3 浮阀塔61.7 塔型选择一般原则71.7.1 与物性有关的因素71.7.2 与操作条件有关的因素81.7.3 其他因素81.8 板式塔的强化8第二章 塔板计算92.1 设计任务与条件92.2 设计计算102.2.1 设计方案的确定102.2.2 精馏塔的物料衡算102.2.3 塔板数的确定11第三章

4、 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算143.1 操作压力143.2 操作温度143.3 平均摩尔质量143.4 平均密度153.5 液相平均表面张力173.6 液相平均黏度203.7物性数据总汇22第四章 精馏塔的塔体、塔板工艺尺寸计算224.1 塔径的计算224.2 精馏塔高度的计算254.3 溢流装置计算254.4 塔板布置27第五章 塔板流体力学验算285.1塔板压降285.2 液面落差305.3 液沫夹带305.4 漏液305.5 液泛31第六章 塔板负荷性能图326.1漏液线326.2液沫夹带线326.3 液相负荷下限线336.4 液相负荷上限线346.5液泛线346.6 塔板负荷

5、性能图356.7 计算结果汇总表37结束语38参考文献38附 录39第一章 概论1.1 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 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。

6、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。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。（1）筛板塔筛板塔是一种有降液管、板形结构最简单的板式塔，孔径一般为4 8mm，制造方便，处理量较大，清洗、更换、修理均较容易，但操作范围较小，适用于清洁的物料，以免堵塞。（2）浮阀塔生产能力大，操作弹性大，分离效率高，雾沫夹带少，液面梯度较小，结构简单，是新发展的一种塔。（3）泡罩塔泡罩塔

7、是工业上使用最早的一种板式塔，气-液接触由充分的保证，操作弹性大，但其分离效率不高，金属消耗量大且加工较复杂，应用逐渐减少。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。1.3 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，

8、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。1.4 塔设备的发展及现状在化工、炼油和石油化学工业生产中,塔设备作为分离过程工艺设备,在蒸馏、精馏、萃取、吸收和解吸等传质单元操作中有着重要的地位。据统计L,在整个化工工艺设备总投资中塔设备所占的比重,在化肥厂中约为21%,石油炼厂中约为20一25%,石油化工厂中约占10。若就单元装置而论,塔设备所占比重往往更大,例如在成套苯蒸馏装置中,塔设备所占比重竟高达75.7%。此外,蒸馏用塔的能量耗费巨大,也是众所周知的。故塔设备对产品产量、质量、成本乃至能源消耗都有着至关重要的影响。因而强化塔设备来强

9、化生产操作是生产、设计人员十分关心的课题。1.5 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。1.6 板式塔的常用塔型及其选用板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多。根据目前国内外实际使用的情况，主要塔型是筛板塔、浮阀塔及泡罩塔。1.6.1 泡罩塔泡罩塔盘是工业上应用最早的塔盘之一，在塔盘板上开许多圆孔，每个孔上焊接一个短管，称为升气管，管上再罩一个“帽子“，称为泡罩，泡罩周围开有许多条形空孔。工作时，液体由上层塔盘经降液管流入下层塔盘，然后横向

10、流过塔盘板、流入再下一层塔盘；气体从下一层塔盘上升进入升气管，通过环行通道再经泡罩的条形孔流散到液体中。泡罩塔盘具有如下特点：（1）气、液两相接触充分，传质面积大，因此塔盘效率高。（2）操作弹性大，在负荷变动较大时，仍能保持较高的效率。（3）具有较高的生产能力，适用于大型生产。（4）不易堵塞，介质适用范围广。（5）结构复杂、造价高，安装维护麻烦；气相压降较大，但若在常或加压下操作，这并不是主要问题。1.6.2 筛板塔筛板塔是在塔盘板上开许多小孔，操作时液体从上层塔盘的降液管流入，横向流过筛板后，越过溢流堰经降液管导入下层塔盘；气体则自下而上穿过筛孔，分散成气泡通过液层，在此过程中进行传质、传热

11、。由于通过筛孔的气体有动能，故一般情况下液体不会从筛孔大量泄漏。筛板塔盘的小孔直径是一个重要参数，小则气流分布较均匀，操作较稳定，但加工困难，容易堵塞。目前工业筛板塔常用孔径为38mm。筛板开孔的面积总和与开孔区面积之比称为开孔率，是另一个重要参数。在同样的空塔速度下，开孔率大则孔速小，易产生漏液，降低效率，但雾沫夹带也减少；开孔率过小，塔盘阻力大，易造成大的雾沫夹带和液泛，限制塔的生产能力。通常开孔率在515%。筛孔一般按正三角形排列，孔间距与孔径之比通常为2.55。筛板塔具有如下的特点：（1）结构简单，制造方便，便于检修，成本低。（2）塔盘压降小。（3）处理量大，可比泡罩塔提高2040%。

12、（4）塔盘效率比泡罩塔提高15%，但比浮阀塔盘稍低。（5）弹性较小，筛孔容易堵塞。1.6.3 浮阀塔浮阀塔是在塔盘板上开许多圆孔，每一个孔上装一个带三条腿可上下浮动的阀。浮阀是保证气液接触的元件，浮阀的形式主要有F-1型、V-4型、A型和十字架型等，最常用的是F-1型。 F-1型浮阀有轻重两种，轻阀厚1.5mm、重25g，阀轻惯性小，振动频率高，关阀时滞后严重，在低气速下有严重漏液，宜用在处理量大并要求压降小（如减压蒸馏）的场合。重阀厚2mm、重33g，关闭迅速，需较高气速才能吹开，故可以减少漏液、增加效率，但压降稍大些，一般采用重阀。操作时气流自下而上吹起浮阀，从浮阀周边水平地吹入塔盘上的液

13、层；液体由上层塔盘经降液管流入下层塔盘，再横流过塔盘与气相接触传质后，经溢流堰入降液管，流入下一层塔盘。综上所述，盘式浮阀塔盘具有如下特点：（1） 处理量较大，比泡罩塔提高2040%，这是因为气流水平喷出，减少了雾沫夹带，以及浮阀塔盘可以具有较大的开孔率的缘故。（2） 操作弹性比泡罩塔要大。（3） 分离效率较高，比泡罩塔高15%左右。因为塔盘上没有复杂的障碍物，所以液面落差小，塔盘上的气流比较均匀。（4） 压降较低，因为气体通道比泡罩塔简单得多，因此可用于减压蒸馏。（5） 塔盘的结构较简单，易于制造。（6） 浮阀塔不宜用于易结垢、结焦的介质系统，因垢和焦会妨碍浮阀起落的灵活性。表1 各类塔板性

14、能比较指标浮阀塔筛板塔泡罩塔F形浮阀十字架形浮阀条形浮阀圆形泡罩条形泡罩S形泡罩液体和气体负荷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注：0不好；1尚好；2合适；3较满意；4很好；5最好。1.7 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。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。1.7.1 与物性有关

15、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

16、。（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。1.7.2 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

17、。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。1.7.3 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。1.8 板式塔的强化板式塔产生、发展的过程，实际上就体现了塔设备的强化途径。可将板式塔的发展划分为三个时期，由于当时的主观要求和客观条件所决

18、定，各个时期的发展有所侧重。（1）从板式塔的产生到第二次世界大战结束 这阶段的板式塔主要用来炼油，典型设备是泡罩塔。由于当时设计于操作的水平不高，人们希望板式塔有较大的操作弹性，且操作方便，而这正是泡罩塔的特点。筛板塔虽然具有结构简单、造价低、处理能力大等优点，但因缺乏设计资料和难于操作管理而较少采用。（2）从第二次世界大战结束至20世纪50年代末 在炼油工业继续发展的同时，以三大合成为中心的化学工业开始有了较大的发展。这一阶段由于处理量的扩大和多方面的要求，泡罩塔已不甚适应。筛板塔则逐渐为人们所接受，技术上有较大的进展。同时，为了适应工业发展的要求，对原有的板式塔提出了造价低、处理能力大、能

19、保持高的效率和大的操作弹性等方面的要求，因而相继出现了S形塔盘、条形泡罩塔盘等泡罩型新塔盘，结合泡罩、筛板的优点而创制的各种浮阀塔盘，以及一些喷射型、穿流型的塔盘。这些塔型与泡罩塔相比，都有结构简单、造价便宜、处理能力较大的优点。（3）20世纪60年代至今 从60年代起，开始出现生产装置的大型化，所以也要求塔设备向大型化方向发展。与此同时，塔设备的广泛应用，又提出了高压、真空、大的液体负荷、高弹性比等许多特殊要求，迫使板式塔以强化设备的生产能力为中心，向高效率、大通量方向发展，因而各种新型塔板不断出现。常用塔型如筛板、浮阀、泡罩塔盘的设计方法也日趋完善，建立了系列、标准，并采用电子计算技术，使

20、设计快速化和最优化。还应指出，节约能源也日益成为板式塔发展中必须考虑的问题。板式塔强化的具体途径是改进流体动力学因素，以提高设备的通过能力和改善相间的接触状况，同时又充分利用气液两相之间的热力学因素，以提高设备的传质速率与分离效率。从塔盘的流体力学来看，随着气速的增大，气液两相接触时的操作状态是：鼓泡-泡沫-喷射，依次过渡。一定的操作状态都要求相应的塔盘结构。同时，结构的改变又为解决生产能力与分离效率之间的矛盾创造了有利条件。例如喷射型塔盘的生产能力一般都比泡罩塔盘、浮阀塔盘为大，且压力降也低。事实上每种塔盘结构都可以历经从鼓泡到喷射的过渡，问题在于什么是最好的操作状态，由设计操作参数所决定的

21、。第二章 塔板计算2.1 设计任务和条件生产能力：年处理正戊烷正己烷混合液75000吨（开工率330天/年）原 料：正戊烷含量为40%（质量分数，下同）的常温液体分离要求：塔顶正戊烷含量为98.5 塔底正戊烷含量不高于2设备型式：筛板塔操作条件：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=43.29冷却水温度：20盐城地区的当地大气压：101.33kPa厂 址：江苏盐城2.2 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正己烷混合物。对于二元混合物的分离，

22、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 2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.44372+0.55786=79.798MD=0.98772+0.01386=72.182MW=

23、0.02472+0.97686=85.6643物料衡算原料处理量=118.67kmol/h全塔物料衡算 118.670.443=0.987D+0.024W联立解得 D=51.63kmol/h W=67.04kmol/h2.2.3 塔板数的确定1理论板层数NT的确定正戊烷正己烷属理想体系，可采用图解法求理论板层数（1）由正戊烷正己烷物系的气液平衡数据，绘出x-y图，见图1温度T/正戊烷（Pa）正己烷（Pa）总压（pa）xy60214100763501013300.1813 0.3832 58191695672081013300.2741 0.5185 56186094649221013300.3

24、005 0.5518 54179092620651013300.3355 0.5930 52170340584941013300.3830 0.6438 50159400540301013300.4489 0.7061 48141255471571013300.5757 0.8025 46136718454391013300.6123 0.8262 44131048432911013300.6614 0.8553 42123960406061013300.7285 0.8912 40115100372501013300.8231 0.9350 3557550186251013301.0410

25、1.0126 表2 各组分的饱和蒸汽压与温度的关系图1 理论塔板数的确定（2）求最小回流比及操作回流比采用作图法球最小回流比。在图1中对角线上，自点e（0.443,0.443）作垂线ef即为q线，该线与平衡线的交点坐标为yq=0.701,xq=0.443。 故最小回流比为=1.11取操作回流比为R=1.5Rmin=1.51.11=1.66 （3）求精馏塔的气、液相负荷 （4）操作线方程精馏段操作线方程为 =0.624x+0.371提留段操作线方程为 =1.49x-0.0117（5） 图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如图1所示。求解结果为：NT=14（不包括再沸器），其中精馏段NT=

26、7，提馏段NT=7，进料板位置NF=8。2实际板层数的求取 利用表1中数据由插值法可求得tF、tD、tW。 tF：tF=50.18 tD：tD=32.48 tW：tW=64.34 故 塔顶与塔底平均温度T=48.41内插关系式： 表3 各组分的粘度与温度的关系温度T/正戊烷（mPas）正己烷（mPas）400.1990.255600.1720.217查表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L故 =-0.2467得 L=0.56665 mPas表4 各组分的相对挥发度与温度的关系温度T/正戊烷(Pa)正己烷(Pa)相对挥发度平均挥发度32.4898565310953.16982.9

27、25564.342826001054002.68121所以 塔效率ET=0.49(L)-0.245 =(2.92550.56665)-0.245 =0.4329精馏段实际板层数 NP（精）=7/0.4329= 16.169017提留段实际板层数 NP（提）=7/0.4329= 16.169017总实际板层数 NP= NP（精）+ NP（提）=17+17=34第三章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1 操作压力塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压降 塔底压降 精馏段平均压降 =(105.33+117.23)/2=111.28 kPa提馏段平均压降 3.2 操作温度已知以下温度：塔顶温度：

28、32.48加料板温度：50.18塔釜温度：64.34精馏段温度：41.33提馏段温度：57.26全塔温度：49.30料液平均温度：40.283.3 平均摩尔质量塔顶气、液混合物平均摩尔质量：由xD=y1=0.987和相平衡方程，得x1=0.963MVDm=0.98772+0.01386=72.18 kg/kmolMLDm=0.96372+0.03786=72.52kg/kmol进料板气、液混合物平衡摩尔质量:由图解理论板（见图1），得yF=0.659，根据相平衡方程，得xF=0.398MVFm=0.65972+0.34186=76.77 kg/kmolMLFm=0.39872+0.60286=

29、80.43 kg/kmol精馏段气、液混合物平均摩尔质量：MVm=(72.18+76.77)/2=74.48 kg/kmolMLm=(72.52+80.43)/2=76.48 kg/kmol3.4 平均密度（1）气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即Vm=3.10kg/m3（2）液相平均密度 液相平均密度计算公式：表5 各组分的液相密度与温度的关系温度（）正戊烷（kg/m3）正己烷（kg/m3）0645.9675.110636.2666.220626.2657.230616648.140605.5638.950594.8629.560583.762070572.2610.280560.360

30、0.290547.9589.9100535579.3由表5得图2 正戊烷密度与温度的关系图 图3 正己烷密度与温度的关系图塔顶液相平均密度塔顶温度：由图2、3可得： 进料板液相平均密度进料板温度：tF=50.18由图2、3可得： 进料板液相的质量分数为 精馏段液相平均浓度为Lm=（613.90+616.49）/2=615.20 kg/m3同理可得：塔顶液相密度： 613.90 kg/m3塔釜液相密度：614.90加料板液相密度：616.49料液平均密度：623.93精馏段平均密度：615.20提馏段平均密度：615.69全塔平均密度：615.453.5 液相平均表面张力液相平均表面张力计算公式

31、： Lm=表6 各组分的表面张力与温度的关系温度（）正戊烷（10-3）正己烷（10-3）018.220.11017.119.06201618.023014.92174013.8515.995012.814.996011.76147010.7313.02809.71912908.72611.111007.75210.18由表6得图4 正戊烷表面张力与温度的关系图图5 正己烷表面张力与温度的关系图塔顶液相平均表面张力：塔顶温度：由图4、5可得：= 14.65（ ） =16.80（）=0.98714.65+0.01316.80=14.68（）进料板液相平均表面张力：进料板温度： =12.78（） =

32、15.07（）=0.39812.78+0.60215.07=14.16（）精馏段液相平均表面张力为=（14.68+14.16）/2=14.42（）同理可得：塔顶液相表面张力：14.68（）塔釜液相表面张力：13.68（）加料板液相表面张力：14.16（）料液平均表面张力：14.79（）精馏段平均表面张力：14.42（）提馏段平均表面张力：13.92（）全塔平均表面张力：14.17（）3.6 液相平均黏度液相平均黏度计算公式：表7 各组分的粘度与温度的关系温度（）正戊烷/mPas正己烷/ mPas400.1990.255500.1840.235600.1720.217700.1610.20280

33、0.1510.189900.1270.1771000.1170.166由表7得图6 正戊烷黏度与温度的关系图图7 正己烷黏度与温度的关系图塔顶液相平均黏度：塔顶温度：由图6、7可得： 得进料板液相平衡黏度：进料板温度：由图6、7可得： 得精馏段液相平均黏度为 同理可得：塔顶液相黏度： 0.195 塔釜液相黏度：0.209加料板液黏度： 0.213 料液平均黏度：0.220精馏段平均黏度：0.204 提馏段平均黏度：0.211 全塔平均黏度：0.208 3.7 物性数据汇总表8 物性数据汇总T（）L（kg/m3）V(kg/m3)(mPas)(10-3N/m)塔顶32.48613.93.10.19

34、514.68加料板50.18616.490.21314.16塔釜64.34614.90.20913.68精馏段41.33615.20.20414.42提馏段57.26615.690.21113.92全塔49.3615.450.20814.17料液40.28623.930.2214.79第四章 精馏塔的塔体工艺尺寸4.1 塔径的计算（1） 最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速空塔气速 精馏段的气、液相体积流率为提馏段的气、液相体积流率为C由公式求取，其中的C20由附图5查取，图中横坐标为精馏段：提馏段：取板间距HT=0.45m，板上液层高度hL=0.05m，则HT-hL=0.45-0.05=0.

35、4m图8 史密斯关联图查图8得精馏段：C20=0.085 提馏段:C20=0.078精馏段负荷系数C（精）取安全系数为0.6，则空塔气速为u=0.6umax=0.61.124=0.674m/s提馏段负荷系数C（提）取安全系数为0.6，则空塔气速为u=0.6umax=0.61.026=0.615m/s(2)塔径精馏段：按标准塔径圆整后后为D=1.4m塔截面积为 实际空塔气速为 提馏段：按标准塔径圆整后后为D=1.4m塔截面积为 实际空塔气速为 4.2精馏塔高度计算塔高H 其中，为塔顶与第一块板之间的距离且一般取11.5m，为实际塔板数，为人孔数且57块板设一人孔，为板间距（m），为人孔处的板间距

36、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），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1.52m。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。 塔高H： m4.3 溢流装置计算因塔径D=1.4m，可选取单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下：（1）堰长 精馏段 取 =0.7D=0.71.4=0.98m 提馏段 取 =0.7D=0.71.4=0.98m（2）溢流堰高度 溢流堰高度计算公式：选用平直堰，堰上液层高度h0w依下式计算，即精馏段 近似取E=1，则取板上液层高度，故提

37、馏段 近似取E=1，则取板上液层高度，故（3） 弓形降液管宽度及截面积 图9 和值与LW/D的关系 精馏段 由，查图9得： ，故：依式验算液体在降液管中的停留时间，即故降液管设计合理。提馏段 由，查图9得： 故：依式验算液体在降液管中的停留时间，即（4）降液管底隙高度 计算公式：精馏段 取，则故降液管底隙高度设计合理。提馏段 4.4 塔板布置 图10 塔板的结构参数 (1)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9 塔径与分块数的关系塔径（mm）800-12001400-16001800-20002000-240

38、0分块数3456 因此，塔板分为4块. (2)边缘区宽度确定取WS=WS=0.065 m,WC=0.035 m (3)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 Aa=2(x+arcsin) 其中x=D/2-(Wd+Ws)=1.4/2-(0.213+0.065)=0.422m r=D/2-WC=1.4/2-0.035=0.665 故Aa=2(0.422+arcsin)=0.690m2 （4）筛孔计算及其排列 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=35=15mm 筛孔数目 n=3542开孔率为 =0.

39、907()=0.907()2=10.1%气体通过阀孔的气速为 U0=13.16m/s第五章 筛板的流体力学验算5.1 塔板压降 气体通过塔板的压降，可按下式计算： hp =hc+hl+h (1)干板阻力 hc计算 hc=0.051（）2() 精馏段 由d0/=5/3=1.67，查图得C0=0.772 故hc=0.051()2()=0.0747 m液柱 提馏段 由d0/=5/3=1.67，查图得C0=0.772 故hc=0.051()2()=0.0746m液柱 (2)气体通过液层的阻力hL计算 hL=hL精馏段ua=0.658m/sF0=0.658=1.16kg1/2（sm1/2）查图得=0.63故 hL=hL=（hw+how）=0.63（0.0361+0.0139）=0.0315m液柱提馏段ua=0.658m/sF0=0.658=1.16kg1/2（sm1/2）查图得=0.63故 hl=hL=（hw+how）=0.63（0.0351+0.0249）=0.0378m液柱(3) 液体表面张力的阻力计算 精馏段 液体表面张力所产生的阻力h=0.0019m液柱 提馏段 液体表面张力所产生的阻力h=0.0018m液柱 所以 精馏段 气体通过每层塔板的液柱高度 hp=hc+hl+h=0.0747+0.0315+0.0019=0.1081m液柱 气体通过每层塔板的压降为