F1浮阀型精馏塔 化工原理课程设计

化工原理课程设计任务书

姓名： 熊 茂 专业：生 物 工 程 班级：生 物 2010

一、设计题目：正庚烷-正辛烷连续精馏浮阀塔设计 二、设计任务及操作条件

设计任务：

（1） 原料液中含正辛烷46.5 %(质量)

（2） 塔顶馏出液中含正辛烷不得高于2%(质量) （3） 年产纯度为97.8%的正辛烷3万吨 操作条件

（1） 塔顶压力：4kPa（表压） （2） 进料热状态：泡点进料 （3） 回流比：R=1.8Rmin

（4） 塔底加热蒸汽压力：0.5MPa（表压） （5） 单板压降：≤0.7kPa （6） 全塔效率：ET=59% 三、塔板类型

F1型浮阀塔 四、工作日

每年运行300天，每天工作24小时 五、公司厂址

厂址：重庆寿区新工业园区胜利路128号 六、具体设计内容 设计说明书的内容

（1） 精馏塔的物料衡算 （2） 塔板数的确定

（3） 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 （4） 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 （5） 塔板主要工艺尺寸的计算 （6） 塔板的流体力学验算 （7） 塔板负荷性能图 设计图纸要求

（1） 绘制生产工艺流程图

（2） 精馏塔的工艺条件图（双溢流浮阀塔） （3） 设计基础数据表

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目录

一、绪论........................................................................................................................................... 4

1．设计方案的思考 ................................................................................................................. 4 2.设计方案的特点 ................................................................................................................... 4 3．工艺流程的确定 ................................................................................................................. 4 二、设备工艺条件的计算 ............................................................................................................... 5

1．设计方案的确定及工艺流程的说明 ................................................................................. 5 2．全塔的物料衡算 ................................................................................................................. 5

2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 ........................................................................ 5 2.2 平均摩尔质量 ............................................................................................................ 5 2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 ................................................................................ 5 3．塔板数的确定 ..................................................................................................................... 6

3.1相对挥发度的计算 ..................................................................................................... 6 3.2平衡线方程求算 ......................................................................................................... 6 3.3精馏塔的气、液相负荷 ............................................................................................. 6 3.4精馏段、提馏段操作线方程 ..................................................................................... 6 4．精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算 ............................................................. 8

4.1 操作压力的计算 ........................................................................................................ 8 4.2操作温度的计算 ......................................................................................................... 8 4.3 平均摩尔质量的计算 ................................................................................................ 8 4.4 平均密度的计算 ........................................................................................................ 9 4.5 平均粘度的计算 ........................................................................................................ 9 4.6 平均表面张力的计算 .............................................................................................. 10 5．精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ........................................................................................... 10

5.1精馏段塔径的计算 ................................................................................................... 10 5.2 提馏段塔径的计算 ................................................................................................ 11 5.3 精馏塔有效高度的计算 .......................................................................................... 12 6、塔板主要工艺尺寸的计算 ............................................................................................... 12

6.1 精馏段 ...................................................................................................................... 12 6.2提馏段 ....................................................................................................................... 15 7．浮阀的流体力学验算 ....................................................................................................... 17

7.1 精馏段 ...................................................................................................................... 17 7.2提馏段 ....................................................................................................................... 19 8、塔板负荷性能图 ............................................................................................................... 21

8.1精馏段负荷性能图 ................................................................................................... 21 8.2 提馏段负荷性能图 .................................................................................................. 23

三、 计算结果总汇 ....................................................................................................................... 24 四、 结束语 ................................................................................................................................... 26 五、符号说明： ............................................................................................................................. 26 六、参考文献 ................................................................................................................................. 28

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设计基础数据表

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表一 正庚烷、正辛烷的密度

温度（℃） 正庚烷（Kg/㎥) 正辛烷（Kg/㎥)

表二 正庚烷、正辛烷的粘度

温度（℃） 正庚烷（mPa·s) 正辛烷（mPa·s)

表三 正庚烷、正辛烷的表面张力

温度（℃） 正庚烷（mN／m) 正辛烷（mN／m)

表四 正庚烷、正辛烷的饱和蒸汽压

温度（℃） 正庚烷（kPa) 正辛烷（kPa)

表五 正庚烷、正辛烷的摩尔定比热容 温度（℃） 正庚烷（kJ/(kg·k)) 正辛烷（kJ/(kg·k))

20 40 60 80 100 120 140 2.227 2.302 2.39 2.47 2.571 2.67 2.781 2.205 2.27 2.34 2.427 2.512 2.601 2.691 20 4.74 1.395 40 12.36 4.147 60 28.07 10.49 80 57.08 23.34 100 106.1 46.83 120 183.2 86.35 140 297 148.5 20 20.18 40 18.2 60 80 100 120 10.7 140 8.952 16.26 14.36 12.51 20 40 60 80 100 120 140 0.417 0.342 0.286 0.242 0.208 0.181 0.143 0.545 0.436 0.358 0.400 0.255 0.219 0.190 20 40 60 80 100 120 140 684.8 667.4 9.4 630.7 611.0 590.3 568.3 703.7 705.6 6.4 672.7 655.4 637.4 618.7 21.54 19. 17.78 15.95 14.16 12.41 10.71 第 3 页 共 28 页

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一、绪论

1．设计方案的思考

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通体由不锈钢制造，塔节规格Φ25～100mm、高度0.5～1.5m，每段塔节可设置1～2个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温～300℃范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。 2.设计方案的特点

浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力较大。浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料，浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，便于设计和对比，而且更可靠。浮阀塔更适合，塔径不是很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。 3．工艺流程的确定

原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔F1型浮阀塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。以下是浮阀精馏塔工艺简图

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二、设备工艺条件的计算

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1．设计方案的确定及工艺流程的说明

本设计任务为分正庚烷-正辛烷混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料（q=1），将原料液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至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 2．全塔的物料衡算

2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率

正庚烷和正辛烷的相对摩尔质量分别为100.20 kg/kmol和114.22kg/kmol。

53.5/100.200.5673

53.5/100.2046.5/114.2297.8/100.20xD0.9806

97.8/100.202.2/114.222/100.2xW0.0227

2/100.298/114.22xF2.2 平均摩尔质量

MF ＝100.20.5673＋(1－0.5673)114.22＝106.2653kg/kmol MD100.2×0.9806(1－0.9806)×114.22100.4713kg/kmol MW100.20.022710.0227114.22113.9013kg/kmol2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率

依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，有：

W30000000kg/(30024h)4166.6667kg/h,全塔物料衡算：

4166.666736.5813kmol/h

113.9013 总物料衡算 FDW

苯物料衡算 0.5673F0.9806D0.0227W 联立解得 D  48.2025 kmol/h F  84.7838 kmol/h

釜液处理量 W

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3．塔板数的确定 3.1相对挥发度的计算

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T=98.5℃时，P ºA=103.9KPa ， P°B=45.656KPa

α1= PA/ PB=103.9/45.656=2.270

T=125.8℃时，P°A=217.34KPa ， P°B=104.995KPa

α2= PA/ PB=217.34/104.995=2.070

则 α=α1×α2=2.270×2.070=2.168 3.2平衡线方程求算

汽液相平衡方程：y=α*x/[1+(α-1)x]=2.168x/(1+1.168x)

x=y/[α-(α-1)x]=y/(2.168-1.168y)

最小回流比及其操作回流比的求解： xδ=xF=0.5673， yδ=0.7397 Rmin=(xD-yδ)/(yδ-xδ)

=(0.9806-0.7397)/(0.7397-0.5673) =1.3973

取操作回流比为：R=1.8Rmin=1.8×1.3973=2.5151

3.3精馏塔的气、液相负荷

L=R×D=2.5151×48.2025=121.2341kmol/h V=(R+1)×D=3.5151×48.2025=169.4366kmol/h L′=L+F=121.2341+84.7838=206.0179kmol/h V′=V=169.4366kmol/h

3.4精馏段、提馏段操作线方程

精馏段操作线：y=L/V×x+D/V×xD=0.7155x+0.2844

提馏段操作线：y′=L′/V′×x′－W/V′×xw=1.2159x′-0.0049 两操作线交点的横坐标为

xf(R1)xF(q1)xD(2.51511)×0.56730.5673

Rq2.51511理论板数的计算：先交替使用相平衡方程：x= y/(2.168-1.168y)与精馏段操作线方

程：

y=0.7155x+0.2844计算如下：

x10.95 y₁=xD=0.9806相平衡x20.9381 y20.9705相平衡y30.9556相平衡x30.9085

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y40.9345相平衡x40.8680

y50.9055相平衡x50.8154 y60.8678相平衡x60.7518 y70.8223相平衡x70.6810 y80.7716相平衡x80.6091

y90.7202相平衡x90.5429＜xf(0.5673) 由计算可知第9板为加料板。

以下交替使用提馏段操作线方程：y′=1.2159x′-0.0049与相平衡方程：x= y/(2.168-1.168y)计算如下：

y100.6552相平衡x100.4670 y110.5630相平衡x110.3727 y120.4483相平衡x120.2726

y130.3266相平衡x130.1828 y140.2174相平衡x140.1136

y150.1332相平衡x150.0662 y160.0756相平衡x160.0363

y170.0393相平衡x170.0185＜xW(0.0227)由计算可得：

总理论塔板数为17（包括蒸馏釜）。 精馏段理论板数为8，第9板为进料板。 提馏段理论板数为9。

通过摩尔分数，正庚烷与正辛烷气液相平衡图可查出：xD0.9806 时，tD99.2℃ 塔底： xW0.0227时，tW130.8℃

全塔平均温度 tm=(tD+tW)/2=(99.2+130.8)/2=115℃

根据表二正庚烷与正辛烷的粘度数据利用差值法求得：A0.192mPas，

B0.233mPas

mAxFB1xF0.1920.56730.23310.56730.210

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ET0.170.616logm0.170.616log0.210.59

全塔板效率ET=0.59 理论板层数NT的求取

精馏段实际塔板数 N精=8/0.59=13.56≈14块 提馏段实际塔板数 N提=9/0.59=15.25≈16块 4．精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算 4.1 操作压力的计算

设每层塔压降： △P=0.7KPa（一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.4~1.1kPa）

进料板压力： PF=101.3+14×0.7=111.1KPa 精馏段平均压力：Pm=(101.3+111.1)/2=106.2KPa 塔釜板压力： PW=101.3+30×0.7=122.3KPa

提馏段平均压力：Pm′=(122.3+111.1)/2=116.7KPa 4.2操作温度的计算

温度（℃） 总压 正庚烷（kPa) x y 98.5 98.1 98.1 100 98.1 105 98.1 56.71 110 98.1 66.59 115 98.1 76.47 120 98.1 86.35 125.8 98.1 98.1 0 0 106.1 125.38 114.65 163.95 183.2 211.65 正辛烷（kPa) 45.656 46.83 1 0.865 0.603 0.456 0.247 0.121 1 0.936 0.770 0.766 0.413 0.227 利用上表数据，由拉格朗日差值法可得 塔顶温度

98.5100tD98.5,tD99.2℃ 10.8650.9361tF105105110，tF105.14℃ 0.6030.4560.7660.77加料板

塔底温度

120125.8tW120，tW130.8℃ 0.121000.227精馏段平均温度 Tm99.2105.14/2102.17℃ 提镏段平均温度 Tm130.8105.14/2117.97℃

'4.3 平均摩尔质量的计算 a. 塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y1=0.9806 ，x1=0.95

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MVDm=0.9806×100.20+(1-0.9806)×114.22=100.47kg/mol MLDm=0.95×100.20+(1-0.95)×114.22=100.78kg/mol b. 进料板平均摩尔质量计算 由yF=0.7202， x9=0.5429

MVFm=0.7202×100.20+(1-0.7202)×114.22=104.12kg/mol MLFm=0.5429×100.20+(1-0.5429)×114.22=106.61kg/mol c. 塔釜平均摩尔质量计算

由y′1=0.0393 ，x′1=0.0185

M′VWm=0.0393×100.20+(1-0.0393)×114.22=113.67kg/mol M′LWm=0.0185×100.20+(1-0.0185)×114.22=113.96kg/mol d. 精馏段平均摩尔质量

MVm=100.47+104.12)/2=102.30kg/mol MLm=(100.78+106.61)/2=103.70kg/mol e. 提馏段平均摩尔质量

M′Vm=(104.12+113.67)/2=108.90kg/mol M′Lm=(106.61+113.96)/2=110.29kg/mol 4.4 平均密度的计算

a. 精馏段平均密度的计算

Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得

3

ρVm=PmMvw/RTm=(106.2×102.3)/[8.314×(273.15+102.17)]=3.48kg/m

33

Ⅱ 液相 查tD=99.2℃时 ρA＝611.788kg/m ρB=635.980kg/m

33

tF=105.14℃时 ρA＝605.680kg/m ρB=630.471kg/m 塔顶液相的质量分率

αA=(0.9806×100.20)/( 0.9806×100.20+0.0294×114.22)=0.9670

3

ρLDm=1/(0.9670/611.788+0.033/635.980)=612.557kg/m 进料板液相的质量分率

αA=(0.5673×100.20)/(0.5673×100.20+0.4327×114.22)=0.5349

3

ρLFm=1/(0.5349/605.680+0.4651/630.471)=616.979kg/m 精馏段液相平均密度为

3

ρLm=(612.557+616.979)/2=614.768kg/m b. 提馏段平均密度的计算

Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得

3

ρ′Vm=PmMvw/RTm=(116.7×108.90)/[8.314×(273.15+117.97)]=3.91kg/m

33

Ⅱ 液相 查tw=130.8℃时,ρA＝578.4741kg/m,ρB=627.302kg/m

αA=(0.0227×100.20)/(0.0227×100.20+0.9773×114.232)=0.0200

3

ρ′Lwm=1/(0.0200/578.474+0.9800/627.302)=626.252 kg/m 提馏段平均密度

3

ρ′Lm=(616.979+626.252)/2=621.616kg/m 4.5 平均粘度的计算

液相平均粘度依下式计算 即 lgμLm=∑xilgμi

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a．塔顶液相平均粘度的计算 由tD=99.2℃查表二得 μA=0.209mPa.s μB=0.261mPa.s lgμLDm=0.9806lg(0.209)+0.0194lg(0.261) =-0.678 μLDm=0.210mPa.s

b．进料板平均粘度的计算 由tF=105.12℃查表二得 μA=0.201mPa.s μB=0.246mPa.s

lgμLFm=0.5673lg(0.201)+0.4327lg(0.246) =-0.659 μLFm=0.219mPa.s 精馏段平均粘度

μLm=(0.210+0.219)/2=0.215mPa.s

c．塔底液相平均粘度的计算 由tW=130.8℃查表二得 μA=0.160mPa.s μB=0.203mPa.s lgμLWm=0.0227lg(0.160)+0.9773lg(0.203) =-0.695 μLWm=0.219mPa.s 提馏段平均粘度

μL’m=(0.219+0.219)/2=0.219mPa.s 4.6 平均表面张力的计算

液相平均表面张力依下式计算 即 ζLm=∑xiζi

a. 塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=99.2℃查表三得 ζA=12.73N/m ζB=14.23mN/m

ζLDm=0.9806×12.73+0.0194×14.23=12.76mN/m

b. 进料板液相平均表面张力的计算 由tF=105.12℃查表三得 ζA=12.05mN/m ζB=13.71mN/m ζLFM=0.5673×12.05+0.4327×13.71=12.77 mN/m

c. 塔底液相平均表面张力的计算 由tW=130.8℃查表三得 ζA=9.76mN/m ζB=11.49mN/m ζLWm=0.0227×9.76+0.9773×11.49=11.45 mN/m 精馏段液相平均表面张力

ζLm=(12.76+12.77)/2=12.77 mN/m 提馏段液相平均表面张力

ζ′Lm=(12.77+11,4)/2=12.11 mN/m 5．精馏塔的塔体工艺尺寸计算 5.1精馏段塔径的计算

由上面可知精馏段 L=121.234kmol/h ，V=169.437kmol/h 精馏段的气、液相体积流率为

3

VS=VMVm/3600ρVm=(169.437×102.30)/(3600×3.48)=1.384m/s

3

LS=LMLm/3600ρLm=(121.234×103.7)/(3600×614.768)=0.00568m/s

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umaxC0.2LV式中，负荷因子CC20()由史密斯关联图⑶查得C20再求 V0.020.5

图的横坐标为 Flv= (LS / VS)×(ρl/ρv)=0.0545

取板间距，HT=0.6m,板上清液层高度取hL=0.07m，则HT-hL=0.53 m

史密斯关联图如下

由上面史密斯关联图，得知 C20=0.078

0.2

气体负荷因子 C= C20×(ζ/20)=0.0713 Umax=CLV614.7683.48=0.0713×=0.945 V3.48取安全系数为0.8，则空塔气速为 U=0.8Umax=0.8×0.945=0.756m/s

D/Vs0.785u=

1.384=1.527m

0.785×0.756按标准塔径圆整后为D=1.8m

2

塔截面积为At=0.785×1.8×1.8=2.54m 实际空塔气速为U实际=1.384/2.54=0.544m/s

U实际/ Umax=0.544/0.945=0.576(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)

5.2 提馏段塔径的计算

由上面可知提馏段 L′=206.017kmol/h ，V′=169.437kmol/h

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提馏段的气、液相体积流率为：

3

V′S=V′MVm/3600ρ′Vm=(169.437×108.90)/(3600×3.91)=1.311m/s

3

L′S=L′MLm/3600ρ′Lm=(206.017×110.29)/(3600×621.616)=0.0102m/s

umaxCLV0.2式中，负荷因子CC20()由史密斯关联图⑶查得C20再求 V0.020.5

图的横坐标为 Flv=(L′S / V′S)×(ρ′l/ρ′v)=0.0981

取板间距，HT=0.60m，板上清液层高度取hL=0.09m，则HT-hL=0.51 m 由史密斯关联图，得知 C20=0.076

0.2

气体负荷因子 C= C20×(ζ/20)=0.0687 Umax=CLV621.6163.91=0.0687×=0.863m/s V3.91取安全系数为0.8，则空塔气速为 U=0.8Umax=0.8×0.863=0.604m/s

D/Vs0.785u=1.66m

按标准塔径圆整后为D=1.8m

2

塔截面积为At=0.785×1.8×1.8=2.54m

实际空塔气速为U实际=1.311/2.54=0.516 m/s

U实际/ Umax=0.516/0.863=0.598(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)

5.3 精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为 Z精=

NTHT=8.14m ETNTHT=9.15m ET提馏段有效高度为 Z提=

在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8 m

故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=8.14+9.15+0.8=18.09m 6、塔板主要工艺尺寸的计算 6.1 精馏段

a．溢流装置计算 因塔径 D=1.8m，

所以可选取双溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。( 此种溢流方式液体流径较短，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。)各项计算如下： 1) 堰长lw

可取lw=0.70D=1.26m

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2) 溢流堰高度hw 由hw=hL－how 选用平直堰，( 溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。) 堰上层液高度how由下列公式⑷计算，即有 how=2.84ELlW23×103

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并由图液流收缩系数计算图，则可取用E= 1.0 ，则 how=0.0182m

取板上清液层高度hL=0.07m 故 hw =0.0518m

3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af 由lw/D=0.7 查图可求得 Af/AT=0.09 Wd/D=0.15

2

Af=0.09×2.54=0.229 m Wd=0.15×1.8=0.27 m

并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即 θ= Af×HT/Ls=0.229×0.60/ 0.00568=24.15s＞5s 其中HT即为板间距0.60m，Ls即为每秒的体积流量 验证结果为降液管设计符合要求。 4）降液管底隙高度ho ho= Ls/（lw×uo'）

取uo'=0.1m/s(一般取u0′=0.07～0.25m/s。) 则ho=0.00568/(1.26×0.1)

=0.0451m＞0.02m

hw-ho=0.0518-0.0451=0.0067＞0.006 m

故降液管底隙高度设计合理

选用凹形受液盘，深度h′w=55mm。 b．塔板布置

1) 塔板的分块

因为D＞800mm，所以选择采用分块式。 2) 边缘区宽度确定

取Ws=W’s= 90mm , Wc=60mm c．开孔区面积计算

开孔区面积Aa按下面式子计算，则有

220.52-1

Aa=2[x（r－x）+πr/180×sin（x/r）] 其中 x=D/2－(Wd＋Ws)=0.54

r= D/2－Wc=0.84

2

由上面推出 Aa=1.md. 浮阀数与开孔率

预先选取阀孔临界动能因子F0= 10；由F0=u0vm1可求阀孔气速u05.36m/s

F-1型浮阀的孔径为39mm，故每层塔板上浮阀个数为

N1Vs41.384d0u024216

(0.039)25.36浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心t75mm 则排间距t'Aa1.0.101m tN0.075216第 14 页 共 28 页

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考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用100mm,而应小一点，故取t'80mm，按t75mm，t'80mm以等腰三角叉排方式作图得阀孔数N273

实际孔速u01.38444.244m/s

(0.039)2273阀孔动能因数为F0=u0v4.2443.487.9110

精馏段浮阀塔板得开孔率N(d0/D)2273(0.039/1.8)20.1282 此开孔率在5%~15%范围内，符合要求。所以精馏段这样开孔是合理的。 6.2提馏段

a．溢流装置计算

因塔径D=1.8m，

所以可选取双溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（同精馏段）。各项计算如下：

1) 堰长lw

可取lw=0.70D=1.26m

2) 溢流堰高度hw

由hw=hL－how可选取平直堰，堰上层液高度how由下列公式计算，即有

how=2.84×103×E×(Lh/lw)

(2/3)

并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用E= 1.0 ，则 how=0.0269m

取板上清液层高度hL=0.09 m 故 hw=0.09-0.0269=0.0631 m 3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af

由lw/D=0.7 查图⑷可求得 Af/AT=0.09 Wd/D=0.15 Af=0.09×2.54=0.229 m Wd=0.15×1.8=0.27 m

并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即 θ= Af×HT/Ls= 0.229×0.60/ 0.0102=13.47s＞5s 其中HT即为板间距0.60m，Lh即为每小时的体积流量 验证结果为降液管设计符合要求。 4）降液管底隙高度ho

ho= Ls/（lw×uo'） 取 uo'=0.2m

则ho=0.0102/(1.26×0.2) =0.0405 m＞0.02m

Hw-hO=0.0631 -0.0405=0.0226m＞0.006 m 故降液管底隙高度设计合理

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选用凹形受液盘，深度h’w=55mm。 b 塔板布置 1) 塔板的分块

因为D＞800mm，所以选择采用分块式。

2) 边缘区宽度确定

取Ws=W’s= 90mm , Wc=60mm

c 开孔区面积计算

开孔区面积Aa按式子5-12计算，则有

220.52-1

Aa=2[x（r－x）+πr/180×sin（x/r）] 其中 x=D/2－(Wd＋Ws)= 0.54

r= D/2－Wc=0.84

2

由上面推出Aa=1.md. 浮阀数与开孔率

预先选取阀孔临界动能因子F0= 10；由F0=u0vm1可求阀孔气速u05.057m/s

N1Vs41.311d0u024217

(0.039)25.057浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心t75mm 则排间距t'Aa1.0.100m tN0.075217考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用100mm,而应小一点，故取t'80mm，按t75mm，t'80mm以等腰三角叉排方式作图得阀孔数N273

实际孔速 u01.31144.020m/s

(0.039)2273阀孔动能因数为F0=u0v4.0203.917.9510

提馏段浮阀塔板得开孔率N(d0/D)2273(0.039/1.8)20.1282

此开孔率在5%~15%范围内，符合要求。所以精馏段这样开孔是合理的。

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7．浮阀的流体力学验算 7.1 精馏段 1) 塔板的压降

每层塔板静压头降可按式hfa.计算干板静压头降hc由式Uc1.825

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hchlh

73.1v2

可计算临界阀孔气速Uoc，即

首先将g=9.81m/s代入式中可以解u0c1.82573.1 3.480.175u0cu0c8.3m/su04.244m/s，则需要根据公式hc19.9b.板上液层阻力hl 可以由公式hlLm10.0434m

0hL计算出板上液层阻。由于所分离的正辛烷和正庚烷混合液为碳氢化

合物，可取充气系数00.45， 其中hL为板得液层高度由上面知hL=0.07m，则可以算出hl0.450.070.0315m

c.计算液体表面张力所造成的静压头降h

由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降hf为

hfhchlh0.04340.03150.0749m

换成单板压降PfhfLm1g0.0709609.389.81451.71Pa0.7Kpa(设计合理) 2) 液面落差

对于浮阀塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的响。 3) 降液管中液清层的高度Hd

可以由式Hdhfhwhdhhow

a.计算气相通过一层塔板的静压头降hf 前已计算hf0.0749m b.计算溢流堰（外堰）高度hw 前已计算hw0.0518m

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c.液体通过降液管的静压头降hd 因不设进口堰，所以可用式hd,,其中u0为液体通过降液管底隙时流速0.153u02,按照经验式,u0=0.1m/s,则可以算的hd=0.00153m d. 上液流高度how

前已求出how0.0182m

这样 Hdhfhwhdhhow0.07490.05180.001530.01820.14m 4) 液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子 Hd≤ψ(HT＋hw)

正庚烷和正辛烷属于一般物系，取ψ= 0.5，则 ψ(HT＋hw)=0.5（0.60+0.0518）=0.3259m 则有： Hd≤ψ(HT＋hw)

于是可知本设计不会发生液泛 5) 雾沫夹带量的验算

a． 雾沫夹带量eV

判断雾沫夹带量eV是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率F1来完成的。泛点率的计算时间可用式：

Vs1F1vm1Lm1vm10.78KcFAT100%

2塔板面积由前面可得：AT2.54m

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正庚烷和正辛烷混合液可按无冒泡物系处理，取物性系数K值，K=1,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数CF0.142,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为

3.48614.7683.48F1100%37.12%

0.7810.1422.541.384为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足eV0.1kg（液）/kg(干气）的要求。 b．严重漏液校核

当阀孔的动能因数F0低于5时将会发生严重漏液，前面已计算F07.915，可见不会发生严重漏液。 7.2提馏段

1) 塔板的压降

每层塔板静压头降可按式hfa. 计算干板静压头降hc

首先将g=9.81m/s代入式中可以解u0c1.8252

hchlh

73.1vm1需

73.1×1.825 3.91要

根

据

公

式

u0c7.m/su04.020m/shc19.90.175u0c，则

Lm10.04595m

b. 板上液层阻力hl 可以由公式hl0hL计算出板上液层阻。由于所分离的正辛烷和正庚烷混合液为

碳氢化合物，可取充气系数00.45， 其中hL为板得液层高度由上面知hL=0.09m，则可以算出hl0.450.090.0405m c. 计算液体表面张力所造成的静压头降h

由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降hf为

hfhchlh0.045950.04050.085m

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换成单板压降PfhfLm1g0.085621.6169.81527.18Pa0.7Kpa(设计合理)

2) 液面落差

对于浮阀塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的响。 3) 降液管中液清层的高度Hd

可以由式Hdhfhwhdhhow

a.计算气相通过一层塔板的静压头降hf 前已计算hf0.085m b.计算溢流堰（外堰）高度hw 前已计算hw0.0631m c.液体通过降液管的静压头降hd 因不设进口堰，所以可用式hd,,其中u0为液体通过降液管底隙时0.153u02,流速按照经验式,u0=0.2m/s,则可以算的hd=0.00612m

d. 上液流高度how

前已求出how0.0269m

这样 Hdhfhwhdhhow0.0850.06310.006120.02690.1826m

4) 液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子 Hd≤ψ(HT＋hw)

正庚烷和正辛烷属于一般物系，取ψ= 0.5，则 ψ(HT＋hw)=0.5（0.6+0.0631）=0.3316m 则有： Hd≤ψ(HT＋hw)

于是可知本设计不会发生液泛

5) 雾沫夹带量的验算

a, 雾沫夹带量eV

判断雾沫夹带量eV是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率F1来完成

的。泛点率的计算时间可用式：

Vs1F1vm1Lm1vm10.78KcFAT100%

2塔板面积由前面可得：AT2.54m

正庚烷和正辛烷混合液可按冒泡物系处理，取物性系数K值，K=1,在从泛点负荷因数图

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中查得负荷因数CF0.142,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为

3.91621.6163.91F1100%37.08%

0.7810.1422.541.311为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足eV0.1kg（液）/kg(干气）的要求。

b．严重漏液校核

当阀孔的动能因数F0低于5时将会发生严重漏液，前面已计算F07.955，可

见不会发生严重漏液。 8、塔板负荷性能图 8.1精馏段负荷性能图

a.雾沫夹带线

VS1按泛点率其中

vm11.36LS1ZLlm1vm1KCFAP100%80%

d

ZL为板上液体流程长度，m;对于单溢流程塔型ZL=D—2W=1.8—2×

20.27=1.26m; K1;CF0.142;APAT2Af2.082m

VS1整理得3.481.36LS11.26614.7683.48100%80% 10.1422.082整理可得：VS13.134122.7087LS1 b.液泛线

综合可以得：φ(HT+hw)= hphLhdhchIhhLhd由此式确定液泛线。

222/3aVbcLdL液泛线方程为SSS

其中，a1.91105VM1LM1N20.009038

bHT(10)hw0.50.6(0.510.45)0.05180.2508

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c0.1530.15347.38 2222lwh01.260.045112/3lwd(10)E0.667

2（10.45）10.667210.8290

1.262/32/3整理可得：VS127.74955242.3102LS191.7238LS

c.液体负荷上限线

液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3~5s，液体在降液管内停留

时间=（AfHT）/LS1，以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，则

(LS1)maxd.漏液线

0.2290.60.03435m3/s 4对于F1型重阀，依据下限要求F0u0V5计算

u05v1=2.680 又知VS12d0Nu0 4式中d0，N，ρ

v1

均为已知数，故可由此式求出气相负荷VS1的下限值，据此作出

与液体流量无关的水平漏夜线。以F0=5作为规定气体最小负荷的标准。则

F0252（VS1）dN(0.039)2730.8741 min044vm13.48e.液相负荷下限线

取堰上液层上高度how=0.006m作为液相负荷下限条件

hOW2.843600(LS1)min2/3E{}计算出LS1下限值，依此作出液相负荷下限线，1000lw该线为气相流出无关的竖直线，其中E取值为1。 则可以解出(LS1)min=0.005678m/s

3

以上五条线在坐标中如下，精馏段的塔板设计图：

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8.2 提馏段负荷性能图

a.雾沫夹带线

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VS1按泛点率vm11.36LS1ZLlm1vm1KCFAP100%80%

其中ZL为板上液体流程长度，m;对于单溢流程塔型ZL=D—2Wd=1.8—2×0.27=1.26m; K1;CF0.142;APAT2Af2.082m

2VS1整理得3.911.36LS11.26621.6163.91100%80% 10.1422.082整理可得：VS12.972621.5385LS1 b.液泛线

综合可以得：φ(HT+hw)= hphLhdhchIhhLhd由此式确定液泛线。

222/3aVbcLdL液泛线方程为SSS

其中，a1.91105VM1LM1N20.01612

bHT(10)hw0.50.6(0.510.45)0.06310.24

c0.1530.15358.7539 22lwh01.2620.0405212/3lwd(10)E0.6672（10.45）10.667210.8290 2/31.262/3整理可得：VS114.888334.7829LS151.4268LS

c.液体负荷上限线

液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3~5s，液体在降液管内停留

时间=（AfHT）/LS1，以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，则

(LS1)maxd.漏液线

0.2290.60.03435m3/s 4对于F1型重阀，依据下限要求F0u0V5计算

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u05v1 又知VS12d0Nu0 4式中d0，N，ρ

v1

均为已知数，故可由此式求出气相负荷VS1的下限值，据此作出与

液体流量无关的水平漏夜线。以F0=5作为规定气体最小负荷的标准。则

（VS1）minF025d0N(0.039)22730.8246 44vm13.91e.液相负荷下限线

取堰上液层上高度how=0.006m作为液相负荷下限条件

hOW2.843600(LS1)min2/3E{}计算出LS1下限值，依此作出液相负荷下限线，该1000lw线为气相流出无关的竖直线，其中E取值为1。

则可以解出(LS1)min=0.01020m/s

3

以上五条线在坐标中如下，提馏段的塔板设计图：

三、 计算结果总汇

序号 1 2 3 精馏段项目 平均温度tm/℃ 平均压力pm/kPa 气相流量Vs/(m/s) 3数值 102.17 106.2 1.384 序号 1 2 3 提馏段项目 平均温度tm/℃ 平均压力pm/kPa 气相流量Vs/(m/s) 3数值 117.97 116.7 1.311 第 24 页 共 28 页

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4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 26 27 液相流量Ls/(m/s) 汽相平均密度L（kg/m） 实际总塔板数 塔径/m 板间距/m 溢流形式 降液管形式 堰长/m 堰高/m 板上液层高度/m 堰上液层高度/m 降液管底隙高度/m 安定区宽度/m 边缘区宽度/m 开孔区面积/m 阀孔直径/m 阀孔数目 孔中心距/m 开孔率/% 空塔气速/(m/s) 阀孔气速/(m/s) 单板压降/KPa 负荷上限 233宁科技大4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 26 27 学

30.00568 3.48 14 1.8 0.6 双溢流 弓形 1.26 0.0518 0.07 0.0182 0.0451 0.09 0.06 1. 0.039 273 0.075 12.82 0.544 4.244 0.7 液相流量Ls/(m/s) 汽相平均密度L（kg/m） 实际塔板数 塔径/m 板间距/m 溢流形式 降液管形式 堰长/m 堰高/m 板上液层高度/m 堰上液层高度/m 降液管底隙高度/m 安定区宽度/m 边缘区宽度/m 开孔区面积/m 阀孔直径/m 阀孔数目 孔中心距/m 开孔率/% 空塔气速/(m/s) 阀孔气速/(m/s) 单板压降/KPa 负荷上限 230.0102 3.91 16 1.8 0.6 双溢流 弓形 1.26 0.0631 0.06 0.0269 0.0405 0.09 0.06 1. 0.039 273 0.075 12.82 0.516 4.02 0.7 雾沫夹带控制 漏液控制 37.12 雾沫夹带控制 漏液控制 37.08 0.03435 0.0102 28 29 30 31 负荷下限 泛点率（%） 328 29 30 31 负荷下限 泛点率（%） 气相负荷上限/(m/s) 气相负荷下限/(m/s) 33气相负荷上限/(m/s) 0.03435 气相负荷下限/(m/s) 0.005678 3第 25 页 共 28 页

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四、 结束语

对于设计过程我们通过查阅各种文献得到数据，公式最后汇总，通过给出的设计任务书进行计算，使我们的自学能力，汇总能力都得到了提高。

在这之中，我觉得难处主要有三点：

一是查找资料。找资料其实不难，关键是如何去辨别找到的资料是否有用，有时会找到两套不同的数据，然后就得自己去辨别了。比如查找苯和氯苯的安托因常数，就找到了两组不同的数据，只能自己将数据代入计算看哪一个合理，所以很是麻烦。

二是计算。计算是个很磨练人耐心的事情，稍一不小心就会算错，而且有可能当时还不知道，到头来发现不对就得改好多东西，所以说这确实要有耐心。不能太粗心，做错了也得认真的改过来，不发脾气争取不再出错。

三是画图。因为以前没有学习过CAD制图，所以在制作塔设备图大家都去学习CAD的基本作图知识，在大家的一起交流合作下才成功把图做好。

课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我们的逻辑思维能力，同时也让我深深地感受到工程设计的复杂性以及我了解的知识的狭隘性。所有的这些为我今后的努力指明了具体的方向。

设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用.

在此次化工原理设计过程中，我的收获很大,感触也很深，更觉得学好基础知识的重要性。同时通过这次课程设计，我深深地体会到与人讨论的重要性。因为通过与同学或者是老师的交换看法很容易发现自己认识的不足，从而让自己少走弯路。

在此，特别感谢化工原理教研室的陈鸿雁老师以及我的小组成员们，通过与他/她们的交流使得设计工作得以完成。在此我向他/她们表示衷心的感谢！

五、符号说明：

Aa——塔板开孔区面积，m2 Af——降液管截面积，m2 A0——阀孔总面积，m2 At——塔截面积，m2

c0——流量系数，无因次

C——计算umax时的负荷系数，m/s d ——填料直径，m d0——筛孔直径，m D ——塔径，m

DL——液体扩散系数，m2/s DV——气体扩散系数，m2/s

ev——液沫夹带量，kg(液)/kg(气) E——液流收缩系数，无因次 ET——总板效率，无因次

F——气相动能因子，kg1/2/(s.m1/2) F0——阀孔气相动能因子，

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g——重力加速度，9.8m/s2 h——填料层分段高度，m

h1——进口堰与降液管间的水平距离，m

hc——与干板压降相当的液柱高度，m液柱

hd——与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m

hf——塔板上鼓泡层高度，m

hl——与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱

hL——板上清液层高度，m

hmax——允许的最大填料层高度，m h0——降液管的低隙高度，m hOW——堰上液层高度，m hW——出口堰高度，m h’W——进口堰高度，m

hδ——与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱

Hd——降液管内清液层高度，m lW——堰长，m

Lh——液体体积流量，m3/h Ls——液体体积流量，m3/h Lw——润湿速率，m3/（m•h） m——相平衡常数，无因次 n——阀孔数目 NT——理论板层数 P——操作压力，Pa △P——压力降，Pa

△PP——气体通过每层筛板的压降，Pa r——鼓泡区半径，m u——空塔气速，m/s uF——泛点气速，m/s

u0——气体通过阀孔的速度，m/s u0，min——漏液点气速，m/s

u’0——液体通过降液管底隙的速度，m/s

Vh——气体体积流量，m3/h Vs——气体体积流量，m3/h wL——液体质量流量，㎏/h wV——气体质量流量，㎏/h Wc——边缘无效区宽度，m Wd——弓形降液管宽度，m x——液相摩尔分数

X——液相摩尔比 y——气相摩尔分数 Y——气体摩尔比 Z——填料层高度 ，m

β——充气系数，无因次； ε——空隙率，无因次

θ——液体在降液管内停留时间，s μ——粘度，Pa•s ρ——密度，kg/m3 ζ——表面张力，N/m

φ——开孔率或孔流系数，无因次 Φ——填料因子，l/m

ψ——液体密度校正系数，无因次 下标

max——最大的 min——最小的 L——液相 V——气相

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六、参考文献

[1]陈英南，刘玉兰.常用化工单元设备的设计[M].上海：华东理工大学出版社，2005 [2]刘雪暖，汤景凝.化工原理课程设计[M].山东：石油大学出版社，2001 [3]贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津：天津大学出版社，2002 [4]路秀林，王者相.塔设备[M].北京：化学工业出版社，2004 [5]王明辉.化工单元过程课程设计[M].北京：化学工业出版社，2002 [6]夏清，陈常贵.化工原理（上册）[M].天津：天津大学出版社，2005 [7]夏清，陈常贵.化工原理（下册）[M].天津：天津大学出版社，2005 [8]《化学工程手册》编辑委员会.化学工程手册—气液传质设备[M]．北京： 化学工业出版社，19

[9]刘兵主编《化工单元操作课程设计》北京：化学工业出版社，2009

[10]刘光启，马连湘，刘杰．化学化工物性数据手册[M].北京：化学工业出版社，2002

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