化工原理课程设计正戊烷和正己烷

课程设计说明书题目: 分离正戊烷-正己烷用筛板精馏塔设计
安徽理工大学课程设计（论文）任务书
机械工程学院过控教研室
目录
前言 (5)
1.概论
1.1 设计目的 (5)
1.2 塔设备简介 (6)
2.流程简介................... 错误!未定义书签。

3.工艺计算 (7)
3.1物料衡算 (8)
3.2理论塔板数的计算 (9)
3.2.1由正戊烷-正己烷的汽液平衡数据绘出x-y图， (9)
3.2.2 q线方程 (9)
3.2.3平衡线 (10)
3.2.4求最小回流比及操作回流比 (11)
3.2.5求精馏塔的气、液相负荷 (11)
3.2.6操作线方程 (12)
3.2.7逐板法求理论板 (11)
3.2.8实际板层数的求取 (13)
4.塔的结构计算 (13)
4.1混合组分的平均物性参数的计算 (13)
4.1.1平均温度t
(13)
m
4.1.2平均摩尔质量 (14)
(15)
4.1.3平均压强p
m
4.1.4平均密度 (15)
4.1.5液体的平均粘度 (17)
4.1.6液相平均表面张力 (18)
4.2塔高的计算 (18)
4.2.1最大空塔气速和空塔气速 (18)
4.2.2塔径 (19)
4.2.3 塔径的圆整 (21)
(21)
4.2.4塔截面积A
T
4.2.5实际空塔气速u (21)
4.3精馏塔有效高度的计算 (22)
5.塔板主要工艺尺寸的计算 (22)
5.1溢流装置计算 (22)
5.1.1堰长l
w
(22)
5.1.2溢流堰高度h
w
溢流堰高度计算公式 (22)
5.1.3弓形降液管宽度W
d 及截面积A
f
(23)
5.1.4降液管底隙高度h
(24)
5.2塔板布置筛板数目与排列 (24)
5.2.1塔板的分块 (24)
5.2.2边缘区宽度确定 (25)
5.2.3开孔面积的计算 (25)
5.2.筛孔计算及其排列............................. 错误!未定义书签。

6.筛板的流体力学验算 (24)
6.1气相通过筛板塔板的压降...................... 错误!未定义书签。

4 6.1.1干板电阻 hc .. (26)
6.1.2板上充气液层阻力h
1
(26)
6.2、液泛验算 (26)
6.2.1与气体通过塔板的压降相当的液柱高度h
p
(27)
6.2.2液体通过降液管的压头损失h
D
， (27)
6.2.3板上液层高度，取h
L
=0.05m ................... 错误!未定义书签。

6.3液沫夹带 (27)
6.4漏液的验算 (27)
7.塔板负荷性能图 (27)
7.1漏液线 (27)
7.2液沫夹带线 (28)
7.3液相负荷下限线 (28)
7.4液相负荷上限 (28)
7.5液泛线 (29)
8.精馏塔的工艺设计结果总表 (32)
9.塔附件设计 (33)
9.1 接管—进料管 (331)
9.2 法兰 (34)
9.3筒体与封头 (34)
9.3.1筒体 (34)
9.3.2封头 (34)
9.4 人孔 (34)
9.5冷凝器 (35)
9.6再沸器 (335)
10.参考书目 (36)
11.总结 (34)
指导教师评语 (35)
前言
化工原理课程设计是高等学校的一门专业必修课,通过本课程学习,有利于
培养学生的独立工作、独立思考和运用所学知识解决实际工程技术问题的能力,是提高学生综合素质,使大学生向工程师转化的一个重要的教学环节。

蒸馏单元操作自古以来就在工业生产中用于分离液体混合物。

它是利用液体混合物中各组分的挥发度不同进行组份分离的，多用于分离各种有机混合液，蒸馏有许多操作方式，按有没有液体回流，可分为有回流蒸馏与无回流蒸馏，有回流的蒸馏称为精馏。

本次设计的要求是要设计正戊烷—正己烷常压精馏塔设计，用以分离正戊烷—正己烷的混合液。

此次设计在老师的指导下进行，运用学过的基础知识，锻炼自己设计生产设备的能力。

此次设计加深了我们对精馏操作的认识，锻炼了我们阅读化工原理文献并且搜集资料的能力，同时液培养了我们独立思考问题、分析问题、解决问题的能力，也培养了我们相互协作的能力，为今后实际工作的应用打好了基础。

由于设计者的水平有限，所设计的方案之中难免有不妥之处，希望老师给予批评指正。

1.概述
1.1 设计目的
蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工
生产过程的主要单元操作。

精馏是典型的化工操作设备之一。

进行此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识来解决实际化工问题的能力,做到能充分的运用自己所学的知识和全面掌握精馏的原理及实质；掌握化工设计的基本程序和方法；学会查阅技术资料、选用公式和数据；用简洁文字和图表表达设计结果；用CAD制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，为以后从事设计工作打下坚实的基础。

同时也是一个能力的锻炼过程。

1.2 塔设备简介
塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一,他可以使气(或汽)或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。

在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。

塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。

此外，工业气体的冷却和回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。

最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。

作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。

此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：1、生产能力大；2、操作稳定，弹性大；3、流体流动阻力小；4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；
5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。

在本设计中我使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。

合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏液。

筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构，近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备。

为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。

筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比率较少。

它的主要优点是：结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60左右，为浮阀塔的80%左右；在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%～40%；塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；气体压力降较小，每板降比泡罩塔约低30%左右。

缺点是：小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；操作弹性较小（约2～3）。

2.流程简介
图1-1.精馏过程流程图
3 . 工艺计算
图2-1.全塔物料衡算图3.1物料衡算
进料浓度为X
F =0.69（mol%）,X
D
=0.97(mol%) ,
X
W
=0.05（mol%）
正戊烷的摩尔质量 M
A
=72kg/kmol
正己烷的摩尔质量 M
B
=86kg/kmol
则M
F
=72×0.69+86×0.31= 76.34kg/kmol
M
D
=72×0.97+86×0.03=72.42kg/kmol
M
W
=72×0.05+86×0.95 =85.3kg/kmol
F= 30000T/y=30000000/(M
F×
24*330)=49.62Kmol/h 由 F=D+W
FX
F =DX
D
+WX
W
得：D=34.52Kmol/h
W=15.1 Kmol/h
式中 F------原料液流量 D------塔顶产品量
W------塔底产品量
3.2理论塔板数的计算
3.2.1由正戊烷-正己烷的汽液平衡数据绘出x-y图，如下:
表3-1各组分的饱和蒸汽压与温度的关系
3.2.2 q线方程
进料热状态认为是饱和液体进料，所以：q=1
q线方程：一条垂直于x轴的直线即x=0.69
3.2.3平衡线
表3-2 各组分得饱和蒸汽压与温度得关系
查表3-2并计算精馏段A物质的蒸汽压：
P
A，精
159400115100
115100(42.4540)125953.5
10
-
=+-=
查表3-2并计算精馏段B物质的蒸汽压：
P
B，精
5403037250
37250(42.4540)41361.1
10
-
=+-=
查表3-2并计算全塔A物质的蒸汽压：
a 152577.8kP )
4048.46(10
115100
159400115100)(10=--+=--+
=下下上下t t p p p p A 查表3-2并计算全塔B 物质的蒸汽压：
a 51445.88kP )
4048.46(10
37250
5403037250)(10=--+=--+
=下下上下t t p p p p B 计算精馏段相对挥发度αj ：
125953.5 3.0541361.1
A j
B p p α=
== 计算全塔相对挥发度α：
88
.514458
.152577=
α=2.96
相平衡方程 2.4751(1)1 1.475x x y x x αα=
=+-+ 解得y
y
x 96.196.2-=
3.2.4求最小回流比及操作回流比
根据y
y
x 96.196.2-=
和q 线方程：x=0.69 解得：x p =0.69 , y p =0.869 故最小回流比为 R m in =p
p p D x y y x --=
69
.0869.0869
.097.0--=0.564
取操作回流比R=1
3.2.5求精馏塔的气、液相负荷
L=R ×D=1× 34.52=34.52(kmol/h)
V=(R+1)D=(1+1)×34.52=69.04（kmol/h ） L'=L + F=34.52+49.62=84.14(kmol/h)
V'= V=69.04（kmol/h ）
3.2.6操作线方程
精馏段操作线方程为 D
x x y V D V L +==0.5x+0.485
提馏段操作线方程为 W
x V W x V y ''''L '-==1.22x-0.011
用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算
1D y x = = 0.97 1
1
196.196.2y y x -=
=0.916
y 2=0.5x 1+0.485=0.943 2x =0.848
3y =0.909， 3x =0.788 4
y =0.879， 4
x =0.729 5y =0.849，
5
x =0.655
6y =0.812， 6x =0.593 7y =0.781 7x =0.546 8y =0.758 8x =0.514 9y =0.742 9x =0.492<0.5 因此第9块板为进料板,
故精馏段理论板 n=8，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算
10y =1.22×x 9-0.011=0.589 10x =0.347
11y =0.412,
11
x =0.206
12
y =0.240, x 12=0.105
13
y =0.117
13
x =0.043< X W =0.05
所以提留段理论板 n=10（包括塔釜）
3.2.8实际板层数的求取
在全板塔效率为55%的情况下计算： 精馏段实际板层数 NP 精=8/0.55=14.5≈15 提留段实际板层数 NP 提=10/0.55=18.2≈19 实际是在第15块塔板进料的
总实际板层数 NP= NP 精+ NP 提=34
4.塔的结构计算
4.1混合组分的平均物性参数的计算 4.1.1平均温度t m
在这一部分的计算中，我们要计算出指定体系的塔顶温度（t d ）、加料板处温度（t f ），精馏段温度（t 1）。

根据汽液相平衡数据画出汽液相平衡图，由不同部位的含量在图中查得塔顶及加料板处的温度并计算精馏段的平均温度。

图4-1 汽液相平衡图
绘制汽液相平衡图如图二可得以下温度： 塔顶温度： t D =36.72 0C 塔釜温度： t w =63.80 0C 加料板温度：t F =42.6 0C
故精馏段平均温度：-
1t =39.66 0C x 1=0.84 ,y 1=0.99 故提馏段均温度为：2-t =53.2 0C x 2=0.36 ,y 2=0.62
4.1.2平均摩尔质量
1. 塔顶汽液混合物平均摩尔质量：
M VDM = X D ×M 轻组分+（1－X D ）×M 重组分
= 0.97×72 +（1-0.97）×86=72.42kg/kmol/
M LDM = x 1×M 轻组分+（1－x 1）×M 重组分
= 0.916×72+(1-0.916)×86=73.176kg/kmol 2.进料板的平均分子量
进料板对应的组成X n 为x9=0.492和y n 为y9=0.742
M VFM = y n ×M 轻组分+（1－y n ）×M 重组分
=0.742×72+(1-0.742)×86=75.612kg/kmol
M LFM = X n ×M 轻组分+（1－X n ）×M 重组分
=0.492×72+(1-0.492) ×86=79.112kg/kmol
3.塔底的平均分子量（y w 为与x w 平衡的气相组成） x w =
w
w
y y 69.169.2- ,x w =0.05
y w =0.124
M VWM = y w ×M 轻组分+（1－y w ）×M 重组分
=0.124×72+(1-0.124)×86=84.264kg/kmol
M LWM = x w ×M 轻组分+（1－x w ）×M 重组分
=0.05×72+(1-0.05)×86=85.3kg/kmol
4.精馏段、提馏段的平均分子量
精馏段平均分子量
M m v ,=(72.42+75.612)/2=74.016kg/kmol
M m l , =(73.176+79.112)/2=76.144kg/kmol
提馏段平均分子量
M m v ,=(84.264+75.612)/2=79.938kg/kmol M m l ,=(85.3+79.112)/2=82.206kg/kmol
4.1.3平均压强p m
塔顶压强： 取每层塔板的压降0.7KPa
进料板： P F =105.33+0.7×15=115.83KPa
精馏段平均压强： P m =（105.33+115.83）/2=110.58 KPa 取每层塔板的压降0.7KPa
塔底压强： P F =(105.33+0.7×34)=129.13KPa
提馏段平均压强：P 'm =(110.58+129.13)/2=119.855KPa
4.1.4平均密度
表4-2 各组分的液相密度与温度的关系
kPa
33.105433.101P =
+=D
（1）气相平均密度 : 由理想气体状态方程计算，即
m
m
v m m v RT M ,,ρρ=
精馏段气相密度：
ρ
m v ,=
m
m v m RT M p ,=
)
15.27366.39(314.8016
.7458.110+⨯⨯=3.147㎏/m 3
提馏段气相密度：
ρ
m v ,=
m
m v m RT M p ,=
)
15.2732.53(314.8938
.79855.119+⨯⨯=3.531㎏/m 3（2）液相平
密度 :
内插关系式： )(10
下下
上下t t --+
=ρρρρ
液相混合物密度：
B
B
A
A
a a ρρρ
+
=
1
其中，A a 、B a 分别为正戊烷（A ），正己烷（B ）组分的质量分率，A ρ 、B ρ分别为A ，B 纯组分的密度。

质量分数B
B A a a
A A M x M x M x ⨯+⨯⨯=,α
塔顶易挥发组分质量分数a1＝
86
03.097.07297
.072⨯+⨯⨯=0.964
进料易挥发组分质量分数a 2＝ 86
508.0492.072492
.072⨯+⨯⨯=0.448
塔底易挥发组分质量分数a 3＝
86
95.05.07205
.072⨯+⨯⨯=0.042
1. 塔顶液相平均密度:由t D =36.72℃
605.5616
()616(36.8630)608.79710
10dA t t ρρρρ--=+-=+
-=下
上下下3/m kg
638.9648.1
()648.1(36.8630)641.7910
10
dB t t ρρρρ--=+
-=+
-=下
上下下3/m kg
ρm D L ,,=
79
.641/036.0797.608/964.01
+=609.9㎏/m 3
2.进料板液相平均密度：21.49=F t ℃
65.595)4021.49(10
5
.6058.5945.605)(10下下上下=--+=--+
=t t p p p p FA 3/m kg 24.630)4021.49(10
9
.6385.6299.638)(10下下上下=--+=--+=t t FB
ρρρρ3/m kg
LFm ρ=
24
.630/552.065.595/448.01
+ =614.3 3/m kg
3．塔底液相平均密度： 由89.63=w t ℃
23.579)6089.63(107
.5832.5727.583)(10下下上下=--+=--+
=t t p p p p WA 3/m kg 19.616)689.63(10
620
2.610620)(10下下上下=--+=--+
=O t t WB ρρρρ3/m kg LFm ρ=
19
.616/958.023.579/042.01
+=614.5㎏/m 3
精馏液相平均密度ρm
l ,=(609.9+614.3)/2=612.1㎏/m 3
提馏液相平均密度ρ
m
l ,=(614.3+614.5)/2=614.4㎏/m 3
4.1.5液体的平均粘度
表4-3 各组分的粘度与温度的关系
1
t =39.66℃时
80
.625
66.3980.637.72550--=--A μ s mpa A .18.7=μ
54
.625
66.3954.610.72550--=--B μ s mpa B .17.7=μ
-
2t =53.2℃时
37
.7'50
2.5337.796.75075--=--A μ s mpa A .55.7'=μ
10
.7'50
2.5310.766.75075--=--B μ s mpa B .27.7=μ
s
mpa s
mpa .37.7)36.01(27.736.055.7.18.7)84.01(17.718.784.021=-⨯+⨯==-⨯+⨯=μμ
4.1.6液相平均表面张力
表4-4 各组分的表面张力与温度的关系
精馏段的平均温度1t
=39.66℃时的表面张力
16
20
66.391685.132040--=
--A σ m N A /m 88.13=σ
02
.1820
66.3902.1899.152040--=--B σ m N B /m 02.16=σ
m mN x x A A B A B A /18.1484
.002.16)84.01(88.1302
.1688.13L =⨯+-⨯⨯=+=
σσσσσ
提留段的平均温度2.532=t ℃的表面张力
85.13'40
2.5385.1376.114060--=--A σ m N A /m 47.12'=σ
99
.15'40
2.5399.15228.134060--=--B σ
m
N B /m 17.14'=σm mN x x A A B A B A /02.1436
.017.14)36.01(85.1317
.1485.13'''''''L =⨯+-⨯⨯=+=
σσσσσ
4.2塔高的计算
4.2.1最大空塔气速和空塔气速
① 精馏段的空塔气速为 V s =
s m VM m v m v /45.0147
.33600016
.7404.6936003,,=⨯⨯=
ρ
L s =
s m LM m
l m l /0012.01
.6123600144
.7652.3436003,,=⨯⨯=
ρ
C 由式子2.020)20/(σC C =求取，其中的C 20由上图查取，图中横坐标为
037.0)147
.31.612(360045.036000012.0)(21
21=⨯⨯⨯=l h h h V L ρρ 取板间距H T =0.45m ，板上液层高度h L =0.05m ，则 得H T —h L =0.45—0.05=0.4（m ） 查图得C 20=0.085
079.02018.14085.0202
.02
.020=⎪
⎭
⎫
⎝⎛⨯=⎪
⎭
⎫ ⎝⎛=σC C
s m C
Vm Vm Lm /10.1147
.3147.31.612079.0max =-=-=ρρρυ
取安全系数为0.6，则空塔气速为 u=0.6u max =0.6×1.10=0.66m/s ②提馏段的空塔气速为 V s
'
=s m M V m v m v /434.0531
.33600938.7904.6936003,'
,''=⨯⨯=ρ L s
'
=s m M L m l m l /003.04
.6143600206
.8214.8436003,'
,''=⨯⨯=ρ C 由式子2.020)20/(σC C =求取，其中的C 20由上图查取，图中横坐标为
0.093.531614.436000.43436000.003V L 2
12
1V2L2S2
S2
=⎪⎭⎫
⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯ρρ 取板间距H T =0.45m ，板上液层高度h L =0.05m ，则 得H T —h L =0.45—0.05=0.4（m ） 查图得C 20=0.085
079.02002.14085.0202
.02
.020=⎪
⎭
⎫
⎝⎛⨯=⎪
⎭
⎫
⎝⎛=σC C
s m C
Vm Vm Lm /04.1531
.3531
.34.614079.0max =-=-=ρρρυ
取安全系数为0.6，则空塔气速为 u=0.6u max =0.6×1.04=0.624m/s
4.2.2塔径
精馏段塔径：
m V D S 93.066
.014.345
.0441
1
1=⨯⨯=
=
πυ
提馏段塔径：
m V D S 94.0624
.014.3434
.0442
2
2=⨯⨯=
=
πυ
4.2.3 塔径的圆整
综合精馏段与提留段，圆整后的塔径后为：D=1.0m
4.2.4塔截面积A T
塔截面积为：A T =
22279.00.14
4
m D =⨯=
π
π
4.2.5实际空塔气速u
实际空塔气速为: 精馏段：u=
s m A v t s /57.079
.045.0== 提馏段：u '=
s m A v t s /57.079
.045.0==
4.3精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
Z 精=（N 精—1）H T =（15—1）×0.45=6.3（m ） 提馏段有效高度为
Z 提=（N 提—3）H T =（19—3）×0.45=7.2（m ）
在进料板处及提馏段各开1个入孔，其高度均为0.8m ，故精馏塔的有效高度为 Z=（Z 精+ Z 提）+0.8×2=6.3+7.2+（0.8×2）=15.1（m ）
5.塔板主要工艺尺寸的计算
5.1溢流装置计算
因塔径D=1.5m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。

各项计算如下
5.1.1堰长lw
W l E D =⋅ E 为堰长系数且常取0.6～0.8 L w =E.D=0.7×1.0=1m
5.1.2溢流堰高度h w
溢流堰高度计算公式
w L ow h h h =-
选用平直堰，堰上液层高度ow h 依下式计算，即 3
2
h 0L 100084.2⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=W W l E h 近似取E=1，则
m l L E h W W
0075.00.136000012.01100084.2100084.23
2
3
2s 0=⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=
取板上液层高度h L =0.05m ，故
w L ow h h h =- =0.05-0.0075=0.0425（m ）
同理可得提馏段：
m
l L E h W W
014.00.13600003.01100084.2'100084.23
2
3
2s 0=⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=
'0w 'h -=L w h h =0.05-0.014=0.036（m ）
5.1.3弓形降液管宽度W d 及截面积A f
为求降液管的宽（W d ）和降液管的面积（A f ）,需查图获得，此图的横坐标值为w l /D,用K 表示。

在图中横坐标为K 处向上做垂线，与图中的两条曲线各得一交点，由这两点分别作水平线与纵轴分别交于两点I 和J ，I=W d /D ，J=A f /A T ,A T 为塔截面积。

I 、J 为由横坐标K 值在图中查得的纵坐标值，T A 为塔截面积（2m ），f A 为降液管面积（2m ），d W 为降液管宽（m ）。

图四 D W d /和T f A A /值与
LW/D 的关系
由w l /D=0.7，查图得，A f /A T =0.09，W d /D=0.15故 A f =0.09×0.79=0.07（m 2）
W d =0.15×1.0 =0.15（m 2）
液体在降液管中的停留时间θ一般不应小于3~5s ，以保证溢流液体中的泡沫有足够的时间在降液管中得到分离。

但是对于高压下操作的塔及易起泡的物质，停留时间应更长些。

在求得降液管截面积之后，应按下式验算降液管内液体的停留时
间，即：
h
L 3600T
f H A =
θ
所以 []s s L H A T
f 525.263600
0012.045
.007.036003600s
≥=⨯⨯⨯=
=
θ
同理可得提馏段：
[]
s s L H A s T
f 55.103600003.045
.007.03600'
3600≥=⨯⨯⨯=
=
θ
故降液管设计合理。

5.1.4降液管底隙高度h 0
计算公式 0
h
0'3600L u l h W =
取0'u =0.08m/s ，则
h 0=（0.0012×3600)/(3600×1.0×0.08)=0.015m(>0.006m) 同理可得提馏段：
h '0=(0.003×3600)/(3600×1.0×0.08)=0.0375m(>0.006m) 故降液管底隙设计合理。

5.2塔板布置及筛板与排列 5.2.1塔板的分块
因D=1.0m>800mm 故塔板采用分块式。

查表得分为3块
5.2.2边缘区宽度确定
取边缘区宽度Wc=0.06，泡沫区宽度Ws=Ws ’=0.075m 。

5.2.3开孔面积的计算
210
2sin 180a x A R R π-⎡⎤⎛⎫= ⎪⎢⎥⎝⎭⎣⎦ R=D/2-W C =1.0/2-0.06=0.44m
x=D/2-(Wd+Ws)=1.0/2-(0.15+0.075)=0.257m Aa=2⨯(0.2572
2
257.0440.0-+
180
440.02
⨯πarc sin 440.0257
.0)=0.425m 2
5.2.4筛孔计算及其排列
因为所处理的物系无腐蚀性,可选用δ=3mm 的碳钢板,取筛孔直径d 0=5mm,筛孔按正三角形排列,取孔中心距 t=3d 0=3⨯5=15mm 筛孔数目 n=
2
a t
155.1A =2015.0425
.0155.1⨯=2182 开孔率为 φ=0.907(
t d 0)=0.907(015.0005.0)2=10.1% 气体通过筛孔的气速为 U 0=
a S
A V =425
.0101.045.0⨯=10.48m/s
6筛板的流体力学验算
6.1.1干板电阻 hc
h c =0.051（
00u C ）2(L
V
ρρ) 精馏段
由d 0/δ=5/3=1.67，查图得C 0=0.772 故hc=0.051(772.048.10)2(1
.612147
.3)=0.0483 m 液柱 提馏段
由d 0/δ=5/3=1.67，查图得C 0=0.772 故h'c=0.051(
772.048.10)2(4.614531
.3)=0.0540m 液柱 6.1.2板上充气液层阻力h L
h L =βh L 精馏段 u a =
f A A V T S -=07
.079.045.0-=0.625m/s
F 0=0.625⨯08.3=1.10kg 1/2（s •m 1/2） 查图得β=0.61
故 h L =βh L =β（hw+how ）=0.61⨯（0.0425+0.0075）=0.0305m 液柱 提馏段 u'a =
f 'A A V T S
-=089
.0950.0456.0-=0.530m/s
F'0=0.53047.3=0.99kg 1/2（s •m 1/2） 查图得'β=0.90
故 h'l =βh'L ='β（h'w+h'ow ）=0.90⨯（0.036+0.014）=0.045m 液柱
6.2、液泛验算
为了防止液泛现象的发生，要求控制液管中清液层高度()d T W H H h φ≤+。

Hd 可用下式计算，即 d
P L d H h h h =++
6.2.1与气体通过塔板的压降相当的液柱高度：h p =0.0606m 6.2.2液体通过降液管的压头损失hd ：因不设进口堰，故
精馏段
ϕ（H T +h w ）=0.5⨯（0.45+0.0425）=0.246m 而 H d =h p +h L +h d
板上不设进口堰，h d =0.153（u'0）2=0.153⨯0.082=0.001m 液柱
H d =0.0606+0.0305+0.001=0.09m 液柱 H d ＜＜ϕ（H T +h w ）=0.246
故在本设计中精馏段不会发生液泛现象 提馏段
ϕ（H'T +h'w ）=0.5⨯（0.45+0.036）=0.243m 而 H'd =h'p +h'L +h'd
板上不设进口堰，h'd =0.153（u'0）2=0.153⨯0.082=0.001m 液柱
H'd =0.0606+0.045+0.001=0.1066m 液柱 H d ＜＜ϕ（H T +h w ）=0.246
故在本设计中提馏段不会发生液泛现象。

6.3液沫夹带
当气体上升时液沫夹带量（气）液kg kg e V /)(1.0〈时，泛点率应小于80％。

%100L 36.1Vs h 1⨯+-=
b
F L
V
L V A KC Z F ρρρ
d L W D Z 2-=
f T b A A A 2-=
其中，1F 为泛点率且应小于80％，d W 为降液管宽度（m ），L Z 为板上液体流径长（m ），T A 为塔截面积（2m ），b A 为板上液流面积（2m ），f A 为弓形降液管截面积（2m ），D 为塔径（m ），F C 为泛点负荷系数且查图得，K 为物性系数且查表（正常系统取1）。

图6 泛点负荷系数图
液沫夹带量 e v =L
σ6
107.5-⨯(
f
a
h u -T H )3.2
精馏段
h f =2.5h L =2.5⨯0.0305=0.076m
故e v =3
61018.14107.5--⨯⨯⨯(076
.045.0625.0-)3.2=0.0022kg 液/kg 气<0.1kg 液/kg 气 提馏段
h'f =2.5h'L =2.5⨯0.045=0.1125m
故e'v =3
61002.14107.5--⨯⨯⨯(1125
.045.0530
.0-)3.2=0.0017kg 液/kg 气<0.1kg 液/kg 气
故在本设计中液沫夹带量 e v 在允许范围内
6.4漏液的验算
对筛板塔，漏液点气速：
u 0，min =4.4C 0V L L ρρσ/h h 13.00056.0）（-+
=4.4⨯0.772/3.1471.1260.0018)-0.03050.13(0.0056⨯⨯+=4.17m/S 实际孔速 u 0=8.33>u 0，min 稳定系数为 K=
min
00u u ，=
174
.433
.8=1.99>1.5 故在本设计中精馏段无明显漏液 提馏段
u 0，min =4.4C 0V L L '/'h'h'13.00056.0ρρσ）（-+
=4.4⨯0.772/3.5314.1460.0018)-0.0450.13(0.0056⨯⨯+=4.40m/S 实际孔速 u 0=8.33>u 0，min 稳定系数为 K=
min
00u u ，=
40
.433
.8=1.89>1.5 故在本设计中提馏段无明显漏液
7塔板负荷性能图
7.1漏液线
对于F1型重阀，依05F u ==计算，则
0u =
又知02
04
Vs Nu d π
=
，即 V
N
d ρπ
5
4
Vs 2
0=
式中0d 、N 、V ρ均为已知数，故可由此式求出气相负荷Vs 的下限值，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。

以F 0=5作为规定气体最小负荷的标准，则
()s m F N
d Nu d V
/623.011
.35184039.04
4
4
Vs 320
20020min =⨯
⨯⨯=
==π
ρππ
7.2液沫夹带线
按式子 %10036.1V 1⨯+-=
b
F L
h V
L V A KC Z L s
F ρρρ做出
对于一定的物系及一定的塔板结构，式中V ρ、L ρ、b A 、K 、F C 及L Z 均为已知值，相应于V e =0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出 Vs —L h 的关系式，据此做出液沫夹带线。

按泛点率=80%计算如下
8
.04514
.1126.00.105.136.111
.3203.61311.3=⨯⨯⨯⨯+-h L Vs
整理得0.0714Vs+1.428L h =0.1463 或Vs=2.05—20.0L h
液沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个Lh 值，依上式算出相应的Vs 值列于下表中
7.3液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m 作为最小液体负荷标准 h 0w =2.84×10-3E （
w
l 3600Ls ）2/3
=0.006
取E=1，则
L s ，min =（84
.21000006.0⨯）3/2⨯36000.1=0.000853m 3
/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3
7.4液相负荷上限
以4s 作为液体在降液管中停留时间的下限 θ=
S
T L H A f =4， L s ，min =S T L H A f =445
.007.0⨯=0.0315m 3/s
故可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4
7.5液泛线
由()T w H h φ+=P
L d h h h ++=1c L d h h h h h σ++++确定液泛线。

忽略式中h σ项，将2
0h L 153.0⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=h l h w d ，L w ow h h h =+，L o
C u h ρ175
.09.19=，
g
u h L o
V C ρρ234.52
=代入上式，得到
()()⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣
⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+++⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+=+3
2
h 02
0h 20L 3600100084.21L 153.0234.5W W W L V w T l E h h l g u h H ερρφ 物系一定，塔板结构尺寸一定，则H T 、w h 、0h 、w l 、V ρ、L ρ、0ε及φ等均为定值，而0u 与L h 又有如下关系，即 N
d u 2
004
Vs
π
=
式中阀孔数N 与孔径d0亦为定值。

因此，可将上式简化，得
32
h 2
h 2L 678.0L 578.80165.0Vs 0282.0--=
在操作范围内取若干个L h 值，依上式算出相应的Vs 值列于下表
根据以上计算作出塔板负荷性能图：
图六 塔板负荷性能图 由塔板负荷性能图可以看出：
①在任务规定的气液负荷下的操作点A （设计点），处在适宜操作区域内的适中位置。

②塔板的气液负荷上限完全由雾沫夹带控制。

③按照固定的液气比，由上图查出塔板的气相负荷上限()s m /0897.2V s 3max =，气相负荷下限()s m /615.0Vs 3min =。

所以
操作弹性=
398.3615.00897
.2=
8精馏塔的工艺设计结果总表
序号 项目 符号 单位 计算结果 精馏段 提馏段 1
平均温度 t ℃ 39.66 53.2 2 平均压力 P kpa 110.58 119.86 3 平均密度 气相 ρVm kg/m 3 3.147 3.534 4 液相
ρLDm kg/m 3 612.1 614.4 5
平均黏度
μLm
mPa.s
7.18
7.37
9.塔附件设计
9.1 接管——进料管
本设计采用直管进料，管径的计算如下：F
πμLh
4d =
取F u =1.6m/s ，得
d=
03.06
.10012
.044=⨯⨯=
ππμF
h
L m=30mm
9.2 法兰
由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径选用相应法兰。

根据进料管选取进料管接管法兰：PN 0.25，DN 32（GB 20593—1997）。

9.3筒体与封头
9.3.1筒体
用钢板卷制而成的筒体，其公称直径的值等于内径。

当筒体直径较小时可直接采用无缝钢管制作。

此时公称直径的值等于钢管外径。

根据所设计的塔径，先按内压容器设计厚度，厚度计算见下式：
[]2'c c
p D
p δσϕ=
-
式中 c p ——计算压力，MPa,根据设计压力确定： D ——塔径；
ϕ ——焊接接头系数，对筒体指纵向焊接系数；
[]'σ ——设计温度下材料的许用应力，MPa ，与钢板厚度有关。

由上式计算出的计算厚度δ加上腐蚀裕量C 2得到设计厚度d δ。

9.3.2封头
本设计采用椭圆形封头
9.4 人孔
人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道。

一般每隔10—20块塔板设1个人孔，本设计的精馏塔共设34块塔板，需设个3人孔，每个人孔直径为450mm ，在设置人孔处，板间距为800mm ，裙座上应开2个人孔，直径为450mm ，人孔伸
入塔内部应与塔内壁修平。

人孔一般每隔6-8层塔板设一人孔（安装、检修用），当塔需经常清洗时，则每隔3-4 层塔板设一人孔。

设人孔处的板间距等于或大于600mm，人孔直径一般为450-500mm（特殊的也有长方形人孔），其伸出塔体的筒体长为200-250mm，人孔中心距操作平台约800-1200mm。

（5）塔高前面已计算。

9.5冷凝器
常用的冷凝器大多为列管式，并使蒸汽在壳程冷凝，冷却水或其它冷却剂在管程流动以提高传热系数和便于排出凝液。

在求得所需的传热面积后，应考虑有一定裕度供调节之用，并根据冷凝器的规格来具体选取，特殊情况下亦可另外进行设计。

多数情况下，冷凝器水平的安装于塔顶，利用重力使部分凝液自动流入塔内作为回流，称为自流式。

冷凝器距塔顶回流液入口所需的高度可根据回流量和管路阻力计算，并应有一定裕度。

当冷凝器很大时，为便于安装检修和调节，常将冷凝器装于地面附近，回流液用泵输送，称为强制回流式，这时，在冷凝器和泵之间宜加设冷凝储罐来作为缓冲；另外，由于管路散热的影响，返至塔顶的温度相对较低，属于冷回流的情况。

对于直径较小的塔，冷凝器宜较小，可考虑将它直接安装于塔顶和塔连成一体。

这种整体结构的优点是占地面积小，不需要冷凝器的支座，缺点是塔顶结构复杂，安装检修不便。

9.6再沸器
常用的再沸器有立式和卧式两种。

在立式再沸器中，由于管内物料被加热而使密度减小，与塔底物料形成的自然循环效果好，有利于提高传热系数，还具有占地面积小，物料在管内流动便于清洗的优点。

但它要求有较高的塔的支座，以保证物料循环所需的压头。

当再沸器的传热面积较大时，为避免支座过高和管数过多引起的物料循环不均匀，可采用卧式再沸器。

但卧式再沸器也有一定缺点，入物料在壳程通过难以清洗，常不得不采用较复杂的浮头或U型管结构，且自然
循环的传热效果较差和占地面积较大。

综上所述，本设计采用的是列管式塔顶及塔底产品冷凝器和立式再沸器。

10.参考书目
[1]王志魁•化工原理•化学工业出版社•北京：2010
[2]贾绍义•化工原理课程设计•天津：天津大学出版社，2002
[3]陈均志，李雷•化工原理实验及课程设计•北京：化学工业出版社，2008
[4]马江权，冷一欣•化工原理课程设计•北京：中国石化出版社，2009
[5]. 管国锋，赵汝溥.化工原理.第三册，附表.北京：化学工艺出版社，2008.
[6]. 卢焕章，石油化工基础数据手册，北京：化学工业出版社，1982.
[7]. 周大军,揭嘉.化工工艺制图.北京:化学工业出版社教材出版中心,2005. 总结
本设计主要从三个方面①塔的工艺计算②结构设计③强度校核，设计了正戊烷—正己烷常压精馏塔。

在工艺计算方面我主要是根据原料的基本参数对物料衡算、塔板数计算、塔板结构设计、精馏塔性能等方面进行计算和设计，其中对重点的塔板数、塔板结构进行了详细的分析。

塔的工艺计算的直接关系到整个设计的成与败。

在结构设计部分对裙座、人孔、一些重要的接管及塔的内件的位置进行了设计，同时还对一些焊接结构进行了说明。

强度校核部分是本次设计的最后一部分，在这部分当中对塔的板压降的校核、液沫夹带量的校核、溢流液泛条件的校核、液体在管内的停留时间的校核、漏液点的校核是比较重要的。

由于能力以及实践还有许多不足，所以在整个设计过程中，难免有些不成熟和欠妥之处，希望老师能够批评指正。

安徽理工大学课程设计（论文）成绩评定表。