分離工程脫乙烷塔課程設計

1、<p><b>　　一 綜述</b></p><p><b>　　1.1塔設備簡述</b></p><p>　　在化學工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應用的諸如吸收、解吸、精餾、萃取等單元操作中，氣液傳質(zhì)設備必不可少。塔設備就是使氣液成兩相通過精密接觸達到相際傳質(zhì)和傳熱目的的氣液傳質(zhì)設備之一。</p><p>　　塔設備一

2、般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔，在各種塔型中，當前應用最廣泛的是篩板塔與浮閥塔。</p><p>　　篩板塔在十九世紀初已應用與工業(yè)裝置上，但由于對篩板的流體力學研究很少，被認為操作不易掌握，沒有被廣泛采用。五十年代來，由于工業(yè)生產(chǎn)實踐，對篩板塔作了較充分的研究并且經(jīng)過了大量的工業(yè)生產(chǎn)實踐，形成了較完善的設計方法。篩板塔和泡罩塔相比較具有下列特點：生產(chǎn)能力大于10.5

3、%，板效率提高產(chǎn)量15%左右；而壓降可降低30%左右；另外篩板塔結(jié)構簡單，消耗金屬少，塔板的造價可減少40%左右；安裝容易，也便于清理檢修。</p><p>　　當前各煉廠的氣體分離裝置大部分仍然采用精餾分離?；どa(chǎn)中所處理的原料中間產(chǎn)物和粗產(chǎn)品等幾乎都是由若干組分組成的混合物，蒸餾是分離液體混合物的典型單元操作。低沸點烴類混合物是利用精餾方法使混合物得到分離的，其基本原理是利用被分離的各組分具有不同的揮發(fā)度，

4、即各組分在同一壓力下具有不同的沸點將其分離的。其實質(zhì)是不平衡的汽液兩相在塔盤上多次逆向接觸，多次進行部分汽化和部分冷凝，傳質(zhì)、傳熱，使氣相中輕組分濃度不斷提高，液相中重組分濃度不斷提高，從而使混合物得到分離。</p><p>　　塔設備是能夠?qū)崿F(xiàn)蒸餾的氣液傳質(zhì)設備，廣泛應用于化工、石油化工、石油等工業(yè)中，其結(jié)構形式基本上可以分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔用途較廣，它是逐級接觸式的氣液傳質(zhì)設備。浮閥塔于50年代初

5、期在工業(yè)上開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點，已成為國內(nèi)應用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學工業(yè)中使用最普遍，對其性能研究也較充分。</p><p>　　浮閥塔板的結(jié)構特點是在塔板上開有若干大孔，每個孔上裝有一個可以上、下浮動的閥片，浮閥的型式很多，目前國內(nèi)最常用型式的為F1型和V-4型。F1型浮閥的結(jié)構簡單、制造方便、節(jié)省材料、性能良好，廣泛用于化工及煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標準（JB1118-68）

6、。操作時，由閥孔上升的氣流，經(jīng)過閥片與塔板的間隙與塔板上橫流的液體接觸，浮閥開度隨氣體負荷而變，當氣量很小時，氣體仍能通過靜止開度的縫隙而鼓泡。</p><p>　　1.2我國化工工藝發(fā)展</p><p>　　我國石油工業(yè)具有一定的水平，但還是一個發(fā)展中的國家,擺在我們石油工作者面前的任務是繁重的。煉油工業(yè)要對現(xiàn)有的煉油廠進行技術改造，繼續(xù)堅持“自力更生，革新挖潛，全面提高，綜合利用，大搞

7、化工原料，趕超世界先進水平”的發(fā)展方針。要立足現(xiàn)有基礎，搞好一、二次加工和系統(tǒng)工程的配套，擴大綜合生產(chǎn)能力;要革新工藝，革新技術，革新設備，把老裝置開出新水平;要發(fā)展加氫技術，發(fā)展新型催化劑和添加劑，全面提高產(chǎn)品質(zhì)量，增加品種;要開展綜合利用，大搞三次加工，增產(chǎn)有機化工原料;要充分利用熱能，大力降低消耗，各項經(jīng)濟技術指標要創(chuàng)出新水平;要治理“三廢”，保護環(huán)境，為實現(xiàn)趕超世界先進水平而奮斗。</p><p>　　二

8、 設計方案的選擇</p><p>　　2.1工藝設計的原則</p><p>　　工藝流程設計是工藝設計的核心，在整個設計中，設備選型、工藝計算、設備布置等工作都與工藝流程有直接關系。只有流程確定后，其他各項工作才能展開，工藝流程設計設計各個方面，而各個方面的變化又反過來影響 工藝流程設計，設置使流程發(fā)生較大的變化。因此，工藝流程設計是動手最早，而往往結(jié)束最晚。</p>&l

9、t;p>　　流程設計的主要任務包括兩個方面：一是確定生產(chǎn)流程中各個生產(chǎn)過程的具體內(nèi)容、順序和組合方式；二是繪制工藝流程圖，要求以圖解的形式表示生產(chǎn)過程中，當原料經(jīng)過各個單元操作過程得到產(chǎn)品時，物料和能量發(fā)生的變化及其流向，以及采用了哪些化工過程和設備，再進一步通過圖解形式表示出化工管道流程和計量控制流程。</p><p>　　選型和工藝設計的原則如下：</p><p><b&g

10、t;　?、藕侠硇?</b></p><p>　　即設備必須滿足工藝一般要求，設備與工藝流程、生產(chǎn)規(guī)模、工藝操作條件、工藝控制水平相適應，又能充分發(fā)揮設備的能力。</p><p><b>　?、葡冗M性 </b></p><p>　　要求設備的運轉(zhuǎn)可靠性、自控水平、生產(chǎn)能力、轉(zhuǎn)化率、收率、效率要盡可能的達到先進水平。</

11、p><p><b>　?、前踩?</b></p><p>　　要求安全可靠、操作穩(wěn)定、彈性好、無事故隱患 。對工藝和建筑，地基、廠房等無苛刻要求；工人在操作時，勞動強度小，盡量避免高溫高壓操作，盡量不用有毒有害的設備附件附料。</p><p><b>　　⑷經(jīng)濟性 </b></p><p>　　

12、設備投資省，易于加工、維修、更新，沒有特殊的維護要求，運行費用減少。引進先進設備，亦應反復對比報價，考察設備性能，考慮是否易于被國內(nèi)消化吸收和改進利用，避免盲目性。</p><p>　　總之，在設備的設計及選型中，要綜合考慮合理性、先進性、安全性、經(jīng)濟性的原則，審慎的研究，認真的設計。 </p><p>　　2.2精餾操作對塔設備的要求</p><p>　　

13、精餾所進行的是氣、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣、液兩相傳質(zhì)所用的塔設備，首先必須要能使氣、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設備還得具備下列各種基本要求：</p><p>　　(１) 氣、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。</p><p>　　(２) 操作穩(wěn)定，彈性大，即當塔設備的氣、液負荷有較大范圍的

14、變動時，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(wěn)定的操作并應保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。</p><p>　　(３) 流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設備的壓力降小，這將大大節(jié)省動力消耗，從而降低操作費用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。</p><p>　　(４) 結(jié)構簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。</p><p&

15、gt;　　(５) 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。</p><p>　　(６) 塔內(nèi)的滯留量要小。</p><p>　　2.2.1板式塔類型：</p><p>　　氣－液傳質(zhì)設備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔為逐級接觸型氣－液傳質(zhì)設備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣－液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流

16、多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。</p><p>　　板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀五十年代以后，隨著石油、化學工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內(nèi)外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛。<

17、/p><p><b>　　2.2.2篩板塔：</b></p><p>　　篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設備，它的主要優(yōu)點有：</p><p>　　(１) 結(jié)構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60％，為浮閥塔的80％左右。</p><p>　　(２) 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％。</p>

18、<p>　　(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。</p><p>　　(４) 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30％左右。</p><p><b>　　篩板塔的缺點是：</b></p><p>　　(１) 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。</p><p>　　(２) 操作彈性較小(約2～3)

19、。</p><p>　　(３) 小孔篩板容易堵塞。</p><p><b>　　2.2.3浮閥塔：</b></p><p>　　浮閥塔是在泡罩塔的基礎上發(fā)展起來的，它主要的改進是取消了升氣管和泡罩，在塔板開孔上設有浮動的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及

20、設備造價等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質(zhì)過程中。塔徑從200mm到6400mm，使用效果均較好。國外浮閥塔徑，大者可達10m，塔高可達80m，板數(shù)有的多達數(shù)百塊。</p><p>　　浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因為它具有下列特點：</p><p>　　(１) 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加20～40％，而接近

21、于篩板塔。</p><p>　　(２) 操作彈性大，一般約為5～9，比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。</p><p>　　(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。</p><p>　　(４) 壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般為400～660N/m2。</p><p>　　(５) 液面梯度小。 </p><p

22、>　　(６) 使用周期長。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。</p><p>　　(７) 結(jié)構簡單，安裝容易，制造費為泡罩塔板的60～80％,為篩板塔的120～130％</p><p>　　據(jù)此本課程設計選取浮閥塔。</p><p><b>　　2.3設計方案確定</b></p><p>　　2.3.1

23、操作條件的確定：</p><p>　　確定設計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設備的結(jié)構型式和某些操作指標。本設計的操作壓力為235.5kpa。塔頂設置冷凝器，塔底設置再沸器。</p><p>　　2.3.2進料狀態(tài)：</p><p>　　進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產(chǎn)中進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預熱到泡點或接近泡點才

24、送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設計和制造上提供了方便。本設計采用泡點進料。</p><p>　　2.3.3加熱方式：</p><p>　　蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。若塔底產(chǎn)物近于純水，而且在濃度稀薄時溶液的相對揮發(fā)度較大，便可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加

25、熱的優(yōu)點是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱；在釜內(nèi)只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。這樣，可節(jié)省一些操作費用和設備費用。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應較低，因而塔板數(shù)稍有增加。本設計采用間接加熱方式。</p><p>　　下圖是工藝裝置原則流程圖：</p><p>　　三 脫烷烴精餾塔工藝計算

26、</p><p>　　3.1全塔物料平衡計算</p><p>　　3.1.1 原始數(shù)據(jù)獲?。?lt;/p><p>　　表3-1 原料各組分數(shù)據(jù)匯總</p><p><b>　　清晰分隔物料衡算：</b></p><p>　　根據(jù)題意得：正戊烷為輕關鍵組分，正己烷為重關鍵組分。由清晰分割法計算:&l

27、t;/p><p>　　表3-2 清晰分割物料衡算計算結(jié)果匯總</p><p>　　用泡點方程計算塔底溫度：</p><p>　　初設℃，由K-P-T圖查得各組分的值，計算得，表明原假設溫度偏高，按下表3-3計算結(jié)果可知汽相量最大的是正己烷，由公式得：</p><p>　　由K-P-T圖按P=235.5KP,查得t=107℃，再求得各組分相平衡常

28、數(shù)值，計算結(jié)果如下表3-3：</p><p>　　表3-3 泡點方程計算塔底溫度結(jié)果</p><p>　　在所設的107℃條件下，，，符合要求。</p><p>　　∴塔底溫度為107℃。</p><p>　　用露點方程計算塔頂溫度：</p><p>　　因為本塔采用全凝氣，所以塔頂溫度就是塔頂產(chǎn)品的露點溫度。<

29、;/p><p>　　初設℃，由K-P-T圖查得各組分的值，計算得，表明原假設溫度偏低，按下表3-4計算結(jié)果可知液相量最大的是正戊烷，由公式得：</p><p>　　由K-P-T圖按P=235.5KP,查得t=57℃，再求得各組分相平衡常數(shù)值，計算結(jié)果如下表3-4：</p><p>　　表3-4 露點方程計算塔頂溫度結(jié)果</p><p>　　在所

30、設的57℃條件下，，，符合要求。</p><p>　　∴塔頂溫度為57℃。</p><p><b>　　不清晰分割驗證：</b></p><p>　　求以重關鍵組分為對比組分的各組分的平均相對揮發(fā)度，用泡點方程計算列表如下：</p><p>　　表3-5 各組分平均相對揮發(fā)度</p><p>　

31、　代入漢斯特別克公式，得到：</p><p><b>　　=</b></p><p>　　分別將各組分的平均相對揮發(fā)度代入上式求得，進一步求得，，，。列表如下：</p><p>　　表3-6 ，，，計算結(jié)果</p><p><b>　　由上表數(shù)據(jù)可知：</b></p><p&g

32、t;<b>　　符合要求。</b></p><p>　　設塔底溫度為107℃，列表計算如下：</p><p><b>　　表3-7 </b></p><p>　　∴塔底溫度為107℃正確。</p><p>　　設塔頂溫度為57℃，列表計算如下：</p><p><b&

33、gt;　　表3-8</b></p><p>　　∴塔頂溫度為57℃正確。</p><p>　　3.1.6 用泡點方程計算進料溫度：</p><p>　　設進料溫度為℃，由K-P-T圖查得各組分的值，計算得，表明原假設溫度偏低，按下表3-9計算結(jié)果可知汽相量最大的是，由公式得：</p><p>　　由K-P-T圖按P=235.5K

34、P,查得t=62℃，再求得各組分相平衡常數(shù)值，計算結(jié)果如下表3-9：</p><p>　　表3-9 泡點方程計算進料溫度結(jié)果</p><p>　　在所設的62℃條件下，，，符合要求。</p><p>　　∴進料溫度為62℃.</p><p>　　3.2用芬克斯方程計算最少理論塔板數(shù)</p><p><b>

35、　　=5.99塊</b></p><p>　　3.3恩德伍德法求最小回流比</p><p>　　塔頂、塔底的平均溫度是：</p><p><b>　　℃</b></p><p>　　以為對比組分求各組分在P=235.5KP, ℃時的相對揮發(fā)度：</p><p>　　表3-10 各組分

36、相對揮發(fā)度</p><p>　　因為是泡點進料，所以e=0</p><p><b>　　通過試差法計算求：</b></p><p><b>　　表3-11 列表</b></p><p><b>　　∴θ=1.2</b></p><p><b>

37、;　　∴最小回流比</b></p><p>　　3.4吉利蘭法計算求理論板數(shù)</p><p>　　操作回流比一般為最小回流比的倍。</p><p><b>　　即：</b></p><p><b>　　本塔取1.6倍,</b></p><p><b>　

38、　Y==</b></p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　=0.5</b></p><p>　　解得：S=12.98</p><p>　　∴理論板數(shù)為12.98塊。</p><p>　　3.5計算理論進料位置</p>&l

39、t;p><b>　　=</b></p><p><b>　　=0.78</b></p><p>　　S=n+m+1 =0.78</p><p>　　解得：n=5.2 m=6.7</p><p>　　精餾段理論塔板數(shù)：n=5.2塊</p><p>　　提

40、留段實際塔板數(shù)：m=6.7塊</p><p>　　3.6計算實際板數(shù)和實際進料位置</p><p>　　查表得各組分在℃時的黏度：</p><p>　　3-12 各組分黏度</p><p><b>　　又∵=2.5</b></p><p><b>　　=0.5944</b>

41、</p><p><b>　　=59.44%</b></p><p><b>　　實際塔板數(shù)：塊</b></p><p>　　精餾段實際塔板數(shù)：塊</p><p>　　提留段實際塔板數(shù)：=21-9=12塊</p><p>　　精餾塔工藝計算部分計算結(jié)果列于下表：</p&

42、gt;<p>　　表3-13 精餾塔工藝計算結(jié)果</p><p>　　四 浮閥塔的設計計算</p><p><b>　　4.1選取設計塔板</b></p><p>　　4.1.1板型選?。?lt;/p><p>　　根據(jù)化學工業(yè)出版社《化工原理》提供的液相流量參考表選取單流型塔板，單流型塔板是最常用的形式，

43、結(jié)構簡單，制作方便，且橫貫全板的流道長，有利于達到較高的塔板效率。</p><p>　　4.1.2板間距的初選：</p><p>　　板間距NT的選定很重要，對完成一定生產(chǎn)任務，若采用較大的板間距，能允許較高的空塔氣速，對塔板效率、操作彈性及安裝檢修有利；但板間距增大后，會增加塔身總高度，金屬消耗量，塔基、支座等的負荷，從而導致全塔造價增加。反之，采用較小的板間距，只能允許較小的空塔氣速，

44、塔徑就要增大，但塔高可降低；但是板間距過小，容易產(chǎn)生液泛現(xiàn)象，降低板效率。所以在選取板間距時，要根據(jù)各種不同情況予以考慮。如對易發(fā)泡的物系，板間距應取大一些，以保證塔的分離效果。板間距與塔徑之間的關系，應根據(jù)實際情況，結(jié)合經(jīng)濟權衡，反復調(diào)整，已做出最佳選擇。設計時通常根據(jù)塔徑的大小，由塔板間距的經(jīng)驗數(shù)值選取.初選板間距為0.45m.</p><p>　　4.2汽、液體體積流量計算</p><p

45、>　　4.2.1 精餾段、提餾段的摩爾流量計算：</p><p>　　精餾段氣體摩爾流量：</p><p>　　V=L+D=(R+1)D=(0.711+1)×130.0123=224.45kmol/h=0.0624kmol/s</p><p>　　提餾段氣體摩爾流量：</p><p>　　v′=v=0.0624kmol/s&

46、lt;/p><p>　　精餾段液體摩爾流量：</p><p>　　L=RD=130.0123×0.711=92.4kmol/h=0.0257kmol/s</p><p>　　提餾段液體摩爾流量：</p><p>　　L′=L+F=92.44+200=292.44kmol/h=0.0812kmol/s</p><p&g

47、t;　　4.2.2 精餾段、提餾段的體積流量計算：</p><p>　　表4-1 氣體體積流量計算表</p><p><b>　　塔頂氣體密度：</b></p><p><b>　　塔底氣體密度：</b></p><p><b>　　氣體平均密度：</b></p>

48、;<p><b>　　塔頂氣體體積流量：</b></p><p><b>　　塔底氣體積流量：</b></p><p>　　全塔平均氣體體積流量：</p><p>　　表4-2 液體體積流量計算表</p><p><b>　　塔底液體密度：</b></p&

49、gt;<p><b>　　塔頂液體密度：</b></p><p><b>　　液體平均密度：</b></p><p><b>　　塔底液體體積流量：</b></p><p><b>　　塔頂液體體積流量：</b></p><p>　　全塔平均

50、液體體積流量：</p><p>　　4.3液體表面張力計算</p><p>　　查表得各個組分的表面張力：</p><p>　　表4-3 各組分表面張力</p><p>　　∴液體平均表面張力：</p><p><b>　　4.4塔徑的計算</b></p><p>　　4

51、.4.1 求上限空塔氣速：</p><p>　　取板間距(參考《化工原理》，浮閥塔板間距參考數(shù)值)，由史密斯關聯(lián)圖查得：</p><p><b>　　則上限空塔氣速：</b></p><p><b>　　計算空塔氣速：</b></p><p>　　適宜的空塔氣速是乘以安全系數(shù),安全系數(shù)?。?.6～

52、0.8）之間，本設計取安全系數(shù)為0.7,</p><p>　　4.4.3 選取塔徑和實際空塔氣速：</p><p>　　，根據(jù)浮閥塔直徑系列標準圓整取塔徑為1.4m。</p><p><b>　　實際空塔流速：</b></p><p><b>　　4.5計算塔截面積</b></p>

53、<p><b>　　塔截面積：</b></p><p>　　4.6計算塔的有效高度</p><p><b>　　塔的有效高度：</b></p><p><b>　　4.7塔板的設計</b></p><p>　　4.7.1 確定塔板溢流形式：</p>&

54、lt;p>　　根據(jù)有關文獻介紹選取單溢流塔板操作。</p><p>　　確定降液管的結(jié)構形式：</p><p>　　根據(jù)有關資料降液管的結(jié)構形式采用弓形降液管。</p><p>　　4.7.3 降液管的底隙高度：</p><p><b>　　對于單溢流取堰長：</b></p><p>　　

55、取液體通過降液管底隙時的流速</p><p>　　降液管的底隙高度：。</p><p>　　取值根據(jù)經(jīng)驗一般可取0.07～0.25之間。</p><p>　　確定的原則是保證流體流經(jīng)此處時的阻力不太大，同時要有良好的液封。</p><p>　　4.7.4 求降液管的寬度及截面：</p><p><b>　　

56、，查化工原理圖得：</b></p><p><b>　　∴</b></p><p>　　4.7.5 求液體在降液管內(nèi)的停留時間τ</p><p><b>　　∴ 能夠滿足要求。</b></p><p>　　4.7.6 塔板四區(qū)尺寸的確定：</p><p>　　

57、邊緣區(qū)寬度WC取0.05m。</p><p>　　破沫區(qū)寬度WS取0.06m。</p><p>　　溢流區(qū)寬度Wd=0.196m。</p><p><b>　　鼓泡區(qū)面積Aa:</b></p><p><b>　　∴</b></p><p><b>　　=1.585

58、</b></p><p>　　4.7.7 初算浮閥個數(shù)：</p><p>　　浮閥塔的操作性能以板上所有浮閥處于剛剛?cè)_時的情況為最好，此時塔板的壓強降及板上液體的泄露都比較小，且操作彈性較大，根據(jù)工業(yè)生產(chǎn)裝置的數(shù)據(jù)對F1型重浮閥而言，當板上所有浮閥剛剛?cè)_時,F0動能因數(shù)常在9～12之間。本設計取F0=10，因為,∴,設為氣體通過閥孔時的速度，F(xiàn)0為氣體通過閥孔時的動能因數(shù)

59、，為</p><p><b>　　氣體密度，則。</b></p><p>　　d0為浮閥孔直徑取d0=0.039m，</p><p><b>　　則,</b></p><p>　　4.7.8 核算閥孔動能因數(shù)及孔速：</p><p><b>　　因為</b&

60、gt;</p><p>　　閥孔動能因數(shù)變化不大仍在9～12范圍之內(nèi)，所以選取合理。</p><p>　　4.7.9計算塔板開孔率：</p><p>　　開孔率= 在（5%～15%）內(nèi)，符合要求。</p><p>　　4.8塔板的水力學計算</p><p>　　塔板的流體力學驗算，目的在于核算上述各項工藝尺寸已經(jīng)

61、確定的塔板，在設計任務規(guī)定的氣液負荷下能否正常操作。其內(nèi)容包括對塔板壓強、液泛、霧沫夾帶、泄漏等項的驗算。</p><p>　　4.8.1氣體通過浮閥塔板的壓強降：</p><p><b>　　1、干板阻力hC：</b></p><p><b>　　臨界孔速：</b></p><p>　　∵ 故

62、用下式計算：</p><p>　　2、板上充氣液層阻hR：</p><p>　　因為分離的混合物為碳氫化合物的混合物，故取板上充氣程度因數(shù)ε0=0.45，取板上液層高度hL=0.06m。</p><p><b>　　則</b></p><p>　　3、液體表面張力造成的阻力hP：</p><p>

63、　　浮閥塔的hσ值通常很小，計算時可以忽略，所以氣體通過浮閥板的壓降為hP=hC+hR=0.0356+0.027=0.0626m液柱，單板壓降ΔPP=hPρLg=0.0626×713.8×9.81=438.35KPa</p><p><b>　　4.8.2液泛：</b></p><p>　　該塔板不設進口堰，故液體通過降液管的壓降：</p&g

64、t;<p>　　降液管降液管中當量清液層高度為：實際降液管中液體和泡沫的總高度大于0.13216這個值，為了防止液泛，應保證降液管中泡沫液體的總高度不超過上層塔板的出口堰，所以在設計中令,φ是參數(shù)考慮到降液管內(nèi)液體充氣及操作安全兩種因素的校正系數(shù)。一般物系取φ=0.5，取出口堰高度hW=0.05m，HT=0.45m</p><p><b>　　符合要求不會淹塔。</b><

65、/p><p>　　4.8.3霧沫夾帶：</p><p>　　式中：VS、VL分別為氣、液負荷m3/s；、分別為塔內(nèi)氣、液密度kg/m3；ZL為板上液體流經(jīng)長度m，對單溢流塔板ZL=D-2WS=1.4-2×0.196=1.008m；Ab為板上液體流經(jīng)面積m2，對單溢流塔板Ab=AT-2Af=1.5386-2×0.123=1.2926m2；CF為泛點負荷系數(shù)，可根據(jù)氣相密度及

66、板距HT查得，CF=0.128，</p><p><b>　　泛點率=</b></p><p><b>　　=</b></p><p>　　=45.84%<80%</p><p><b>　　或泛點率=</b></p><p>　　=44.2%&l

67、t;80%</p><p>　　對于D＞0.9m的大塔，泛點率都應小于80%，實際求得的泛點率均小于80%，符合要求，所以霧沫夾帶量能滿足eV＜0.1kg（液）/kg（氣）。</p><p>　　4.9塔板負荷性能圖</p><p><b>　　4.9.1泄漏線</b></p><p>　　以F0=5作為規(guī)定氣體取小負荷

68、的標準，則</p><p>　　根據(jù)(VS)min在縱坐標軸上定出一點作水平線，即為泄漏線。</p><p>　　4.9.2液相負荷上限線：</p><p>　　以τ=5秒作為液體在降液管中停留時間下限值，即(LS)max=AfHT/5=0.123×0.45/5=0.0111m3/s。</p><p>　　根據(jù)(LS)max在橫坐標

69、軸上定出一點C并作垂線，即為液相負荷上限線。</p><p>　　4.9.3液相負荷下限線：</p><p>　　對于平堰，一般取堰上液層高度h0W=0.006m作為液相負荷下限條件，低于此限時便不能保證板上液流的均勻分布，降低氣液接觸效果，根據(jù)公式:</p><p>　　,一般how取作為下限條件。</p><p>　　根據(jù)在橫坐標軸取定一

70、點B作垂線，即為液相負荷下限線。</p><p><b>　　4.9.4液泛線：</b></p><p>　　根據(jù)可導出VS與VS的關系式，即。</p><p><b>　　式中：</b></p><p><b>　　則：</b></p><p><

71、;b>　　表4-4</b></p><p>　　根據(jù)表的數(shù)據(jù)，再繪制出液泛線。</p><p>　　4.9.5霧沫夾帶上限線：</p><p>　　霧沫夾帶上限線表現(xiàn)了霧沫夾帶量eV=0.1kg（液）/kg（汽）時的LS～VS的關系。</p><p>　　按泛點率=80%時找出LS與VS的關系，即</p>&l

72、t;p><b>　　泛點率=</b></p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　=80%</b></p><p>　　繪圖即霧沫夾帶上限線。</p><p>　　根據(jù)以上五條線繪出塔板負荷性能圖：</p><p>　　圖4

73、-1 塔板負荷性能曲線圖</p><p>　　4.9.6技術分析：</p><p>　　(1)由塔板負荷性能圖可以看出，在規(guī)定的氣液負荷下的操作點在適宜操作區(qū)內(nèi)的適宜位置，這說明本設計比較合理。</p><p>　　(2) 因操作上限受霧沫夾帶線控制，因此，若處理量提高較大時，適當將霧沫夾帶線上移，即提高板間距或加大開孔區(qū)面積。</p><p&

74、gt;　　表4-5 浮閥塔板設計計算結(jié)果及符號一覽表</p><p><b>　　五接管尺寸計算</b></p><p>　　5.1進料管尺寸計算：</p><p>　　表5-1 進料液體密度計算</p><p><b>　　進料管密度：</b></p><p><

75、b>　　取</b></p><p>　　，經(jīng)圓整取114mm.</p><p>　　5.2塔頂蒸汽管尺寸計算：</p><p><b>　　塔頂 </b></p><p>　　5.3釜液出口管尺寸計算：</p><p><b>　　，取</b></

76、p><p><b>　　5.4塔高的計算：</b></p><p><b>　　nF—進料板數(shù)</b></p><p><b>　　HF—進料板間距</b></p><p><b>　　nP—人孔數(shù)</b></p><p>　　HB—塔

77、底空間高度(6到8層設一人孔)</p><p><b>　　HP—人孔板間距</b></p><p><b>　　HD—塔頂空間高度</b></p><p><b>　　H1—封頭高度</b></p><p><b>　　H2—裙座高度</b></p

78、><p>　　取, ,,,,0.7</p><p><b>　　1.5,</b></p><p><b>　　∴</b></p><p><b>　　六 熱量衡算</b></p><p>　　6.1塔頂冷凝器熱量衡算</p><p>

79、;　　冷凝器體系選取如下圖：</p><p><b>　　圖6-1 冷凝器</b></p><p>　　下表為基準焓值為57℃時飽和液相焓值，列匯總表如下：</p><p>　　表6-1 塔頂冷凝器熱量衡算計算表</p><p>　　6.2塔底再沸器熱量衡算</p><p>　　下表為基準焓值

80、為107℃時飽和液相焓值，列匯總表如下：</p><p>　　表6-2 塔底再沸器熱量衡算計算表</p><p><b>　　七 課程設計總結(jié)</b></p><p>　　對于設計過程我們通過查閱各種文獻得到數(shù)據(jù)、公式，最后匯總。通過給出的任務進行計算，使我們的自學能力，匯總能力都得到了提高。對于最后部分塔附屬高度的計算還不甚了解，很不熟練

81、，有待提高。通過本次課程設計不僅增強了自己的自學能力，更促進了對分離工程知識的進一步了解，同時通過同學之間，同學和老師之間的相互交流使我的設計更加完善。 在良好的互動環(huán)境下我們大家都很努力認真，不僅是為了取得成績，更是為了能在知識上，在能力上都有所提高。特別使對一些參考文獻的使用，和對圖表的查詢都有了實質(zhì)性的操作，動手能力也有了顯著提高，使我們大家都很高興。雖然我們做設計的時間較以前的學哥學姐時間短，但我們相信我們的收獲不比他們

82、少。當然我知道自己的設計也許還存在這樣或那樣的不足，但我知道這是我努力的結(jié)果。我感謝能有這次讓我努力并增長知識的機會，缺點和不足一定回盡力改正。</p><p>　　這次課程設計確實是我自己第一次完整的來完成一件裝置設計，真正讓我體會到了設計好并非易事。書本的知識所有人都會學，但怎樣把它用活，卻是需要通過不斷的實際經(jīng)驗積累獲得的一種能力，需要自己有足夠的耐心和毅力，還要有不恥下問虛心向他人請教的精神，學會獨立思考

83、的同時又要重視團隊集體的智慧和力量。</p><p>　　通過本次課程設計，使我對從精餾塔設計方案到精餾塔設計的基本過程的設計方法、步驟、思路有一定的了解與認識。它相當于實際精餾塔設計工作的模擬。在課程設計過程中，基本能按照規(guī)定的程序進行，先針對精餾塔的特點，收集、調(diào)查有關資料，然后進入草案階段，其間與指導教師進行幾次方案的討論、修改、再討論，逐步了解設計填料塔的基本順序，最后定案。設計方案確定后，又在老師指導下

84、進行擴充詳細設計，并計算物料守衡、傳質(zhì)系數(shù)、填料層高度、塔高等，最后進行塔附件設計。</p><p>　　此次課程設計基本能按照設計任務書、指導書、技術條件的要求進行。同學之間相互聯(lián)系，討論，整體設計基本滿足使用要求，但是在設計指導過程中也發(fā)現(xiàn)一些問題。理論的數(shù)據(jù)計算不難，困難就在于實際選材，附件選擇等實際問題。這些方面都應在以后的學習中得以加強與改進。</p><p><b>

85、　　八 體會</b></p><p>　　以上是本次課程設計的指導過程中的心得與體會以及對課程設計完成情況的總結(jié)，希望在以后的學習當中能揚長避短，以取得更好的學習效果。 本次課程設計經(jīng)過兩周的時間得以完成，主要包括目錄、緒論、設計方案、吸收塔的工藝計算等內(nèi)容，主要通過上網(wǎng)搜集資料，查找統(tǒng)計文獻，數(shù)據(jù)的整合計算，文字的篩選以及上機調(diào)試等部分組成，在此基礎上形成了該課程設計的基礎框架，最后由本人加

86、以總結(jié)整合，提出了相關設計方案，具體內(nèi)容在課程設計各章節(jié)均有所體現(xiàn)。本次課程設計讓我取得了很多收獲。 首先，通過課程設計資料的搜索以及對數(shù)據(jù)的計算中，讓我對分離工程有了更加清晰、深刻的認識，課程設計本身的完成過程，其實也是自己對分離工程輪廓的理解，對內(nèi)容的把握的過程，這樣可以更加豐富的了解分離工程的全貌，對自己的專業(yè)知識學習也更加深刻，不再流于表面。 其次，通過本次課程設計提高了我的邏輯思維能力以及對材料的整合和篩選能力

87、，這對于我今后的研究和學習有很大的幫助，通過了整個課程設計方案的描述，讓我更加全面的拓寬自己的思考能力。 再次，課程設計讓我更加重視實踐，重視對實際工作的關注，有利于提高我理論聯(lián)系實際的能力。</p><p><b>　　參考資料和文獻</b></p><p>　　1.《化工原理》（上、下冊）譚天恩 竇梅 周明華 編著。化學工業(yè)出版社（第三版） 2009年4月

88、第21次印刷</p><p>　　2.《分離工程》.張順澤 劉麗華 徐輝 李翔 馬江濤編著。河南城建學院</p><p>　　3.《化學單元操作基礎》. 化學工業(yè)出版社</p><p>　　4.《化學工程手冊》.北京:化學業(yè)出版社,1991</p><p>　　5.《化工原理課程設計》.天津:天津科學技術出版社,1994</p>

89、<p>　　6.《化工設備設計》.北京:清華大學出版社,1996</p><p>　　7.《精細化工裝備》.李春燕 陸辟疆主編?；瘜W工業(yè)出版社</p><p>　　8.《化工基本過程與設備》.化學工業(yè)出版社</p><p>　　9.《化工物性算圖手冊》.劉光啟 馬連湘 刑志有?；瘜W工業(yè)出版社</p><p>　　10.《化工原理

90、課程設計》.柴誠敬 劉國維 李阿娜編。天津科學技術出版社</p><p>　　11.《化工工藝設計手冊》.化學工業(yè)出版社</p><p>　　12.《化工設備的選擇與工藝設計》.劉道德編著。中南工業(yè)大學出版社</p><p>　　13.《傳質(zhì)過程及設備》.</p><p>　　14.《化工原理課程設計指導》.任曉光主編?；瘜W工業(yè)出版社<