【正文】 氣流水平噴出，減少了霧沫夾帶，以及浮閥塔盤(pán)可以具有較大的開(kāi)孔率的緣故。（ 4）壓降較低，因?yàn)闅怏w通道比泡罩塔簡(jiǎn)單得多，因此可用于減壓蒸餾。 塔型選擇一般原則 塔型的合理選擇是做好塔設(shè)備設(shè)計(jì)的首要環(huán)節(jié)。 （ 2） 具有腐蝕性的介質(zhì)，可選用填料塔。 （ 4） 黏性較大的物系，可以選用大尺寸填料。不宜使用填料。反之，受液相控制的系統(tǒng)（如水洗二氧化碳），宜采用板式塔，因?yàn)榘迨剿幸合喑释牧?，用氣體在液層中鼓泡。因?yàn)樘盍纤?求一定量的噴淋密度，但網(wǎng)體填料能用于低液體負(fù)荷的場(chǎng)合。 （ 2） 一般填料塔比板式塔重。 （ 2）塔頂正戊烷濃度不低于 95% （ 3）塔底產(chǎn)品含正己烷（ B）濃度： 95% （ 4）操作條件： 5 精餾塔的塔頂壓力 4 kPa（表壓） 進(jìn)料狀態(tài) 45℃ 回流比 2Rmin 全塔效率 52％ 單板壓降 不大于 （表壓） （ 5）設(shè)備形式 浮閥塔 （ 6）設(shè)備工作日 300 天（每天工作 24 小時(shí)） （ 7）當(dāng)?shù)卮髿鈮? （表壓） （ 8）廠 址 新 鄉(xiāng) 設(shè)計(jì)計(jì)算 設(shè)計(jì)方案的確定 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離正戊烷 — 正己烷混合物。該物系屬于易分離物系，最小回流比較小，操作回流比取最小回流比的 2 倍。 （ 3）求最小回流比及操作回流比 采用作圖法求最小回流比，過(guò)點(diǎn)（ ， 0）作垂線，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為xq=， yq=。,39。 ??= ?? 23 23 28 ,x , ?x （ 6）圖解法求理論板層數(shù) 采用圖解法 求理論板層數(shù)，如圖 1 所示。該式適用于液相粘度為 s。 MVFm=72+86= kg/kmol MLFm=72+86= kg/kmol 塔底汽、液混合物平均摩爾質(zhì)量：第 8 板上液相組成 x=，查平衡曲線圖（見(jiàn)附圖 2），得 y= MVWm=72+86= kg/kmol MLWm=72+86= kg/kmol 精餾段汽、液混合物平均摩爾質(zhì)量： MVm=（ +） /2= kg/kmol MLm=（ +） /2= kg/kmol 提餾段汽、液混合物平均摩爾質(zhì)量： MVm,（ +） /2= kg/kmol MLm,=（ +） /2= kg/kmol 平均密度 12 查參考書(shū) [4]得如下數(shù)據(jù)： 表 2 各組分 的液相密度與溫度的關(guān)系 溫度 正戊烷 正己烷 ℃ Kg/m3 Kg/m3 塔頂 610 640 進(jìn)料板 600 635 塔底 580 610 表 3 各組分的表面張力與溫度的關(guān)系 溫度 正戊烷 正己烷 ℃ mN/m mN/m 塔頂 進(jìn)料板 塔底 表 4 各組分的粘度與溫度的關(guān)系 溫度 正戊烷 正己烷 ℃ mPa?s mPa?s 塔頂 13 進(jìn)料板 塔底 a 精餾段 （ 1）氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即 ?? mVmmRTMp? Vm ? ? ??? ? kg/m3 （ 2）液相平均密度 液相平均密度計(jì)算公式： )( MxMxMx BBAAAAA ???? BBAAm ????? ??1 塔頂液相平均密度： )( MxMxMx BBAAAAA ???? = ??? ? = ??? 1? L D m 3/mkg 同理其余各數(shù)據(jù)計(jì)算結(jié)果如表 5： 表 5 各部分組成摩爾分?jǐn)?shù)、質(zhì)量分?jǐn)?shù)與平均密度 № xA xB wA wB 平均密度 ( 3/mkg ) 塔頂 進(jìn)料板 塔底 精餾段平均密度： Lm? =（ +） /2= 3/mkg b．提鎦段 14 （ 1）氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即 ??mmVm RTVmMp ,? ? ? ??? ? kg/m3 （ 2）提餾段平均密度：由表 5 得 ??Lm, （ +） /2=3 液相平均表面張力 液相平均表面張力計(jì)算公式： ?Lm=? iix? 塔頂液相平均表面張力：由 tD=， ? A= mN/m， ? B= mN/m ?LDm=? +? = mN/m 進(jìn)料板液相平均表面張力：由 tF=， ? A= mN/m， ? B= ?LFm=? +? = mN/m 塔底液相平均表面張力：由 tw=， ? A=12mN/m， ? B= ?LWm=? 12+? = 精餾段液相平均表面張力： ( ) / 2Lm LD m LFm? ? ???=（ +） = mN/m 同理提餾段液相平均表面張力為 mN/m 表 6 平均表面張力計(jì)算結(jié)果表 № xA xB 平均表面張力（ mN/m） 塔頂 進(jìn)料板 塔底 液相平均粘度 ： 混合液體平均 粘度計(jì)算公式： BAAA xx ??? l o g)1(l o gl o g ??? 塔頂液相平均黏度：由 tD=℃ ， A? = smPa? ， B? = smPa? 。 339。 3,39。20 ????????? ?????????? ?LmCC ? smVVC L /,39。 由表 8 塔板間距和塔徑的經(jīng)驗(yàn)關(guān)系 [5]表可知該精餾 18 塔塔徑符合要求。 I、 J 為由橫坐標(biāo) K 值在圖中查得的縱坐標(biāo) 值， TA 為塔截面積（ 2m ）， f A 為降液管面積（ 2m ）， dW 為降液管寬（ m ）。 （ 5）降液管底隙高度 0h 計(jì)算公式 0LV,0 39。 提餾段 取 smu /139。,l ?????? ， ? ?mm 1 0 6 2 0 1 0W ????? ， 故降液管底隙設(shè)計(jì)合理。取同一橫排的孔心距 t=75mm=，則可按下式估 算排間距 39。 按 mmt 75? ， mmt 10039。202039。t ，即 mmmNAt a 39。? 以等腰三角形叉排方式作圖，根據(jù)圖五得閥數(shù) N=18 按 N=184 重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)： smd/4220vv,0 Nqu ????? ??，， uF ???? ? ， 閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在 912 范圍內(nèi)。 （ 3）克服表面張力所造成的阻力 ?h 因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其 ?h 很小，可忽 26 略不計(jì)。,dh ??????? ????????????， （ 3）板上液層高度 ① 精餾段 取 mhL ? 因此 mhhhH dLpd 1 5 7 1 8 8 8 ??????? 取 ?? mHT ? mhW ? 則 ? ? ? ? mhH wT 2 4 1 3 3 2 ?????? 27 可見(jiàn) ? ?wTd hHH ?? ? ，符合防止淹塔的要求。39。,1??????????????bLLVLVVAKZqqF，，??? 又按式 %1 0 039。,39。 按泛點(diǎn)率 =80%計(jì)算如下 9 2 ,??????? LVVV qq 整理得 ,VV, ?? LVqq 或 LVVV qq , ?? ………………………… (1) 30 霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè) LVq, 值，依上式算出相應(yīng)的 VVq, 值列于下表 11 中 表 11 霧沫夾帶線數(shù)據(jù) qV,L(m3/s) qV,V(m3/s) ② 提餾段 按式 %10039。v39。, 39。 39。39。,39。,39。,02039。 W LVWW LVLVwT lqEhhlqguhH ????物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則，則 TH 、 hw， 、 h0， 、 ?，v、 39。,0439。,239。0 2 9 8 LVLVVV qqq ??? …………… ... (2)， 在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè) 39。 以 s5?? 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則 ? ? smHAq TLV /014 3fm a x, ???? … ...……… ..……… .. (3) ② 提餾段 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于 s5~3 。36 0039。,39。,39。, ???? ……………………(3) , 漏液線 對(duì)于 F1 型重閥，依 500 ?? VuF ? 計(jì)算，則Vu ?50? ① 精餾段 020, 4 Nudq VV ??，即 VVVNdq ?? 54 20, ? 式中 0d 、 N 、 V? 均為已知數(shù)，故可由此求出氣相負(fù)荷 VVq, 的下限值，據(jù)此作出與液相流量無(wú)關(guān)的水平漏液線。, 5439。 以 50?F 作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則 ? ? smFNdNudq VV / 39。,039。 ? ? 0 0 39。, ???????? ????????? ??? ………………………………………………………………………………(5) ， 根據(jù)式（ 1）、（ 2）、（ 3）、（ 4）、（ 5）可分別作出精餾段塔板負(fù)荷性能圖上的① ~⑤ 共五條線，見(jiàn)圖 7 由精餾段塔板負(fù)荷性能圖可以看出： ① 在 任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn) A（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在事宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置。, ? 氣相負(fù)荷下限 ? ? smq VV /39。 二．設(shè)計(jì)計(jì)算 （一）確定設(shè)計(jì)方案 （ 1）選擇換熱器的類(lèi)型 兩流體溫度變化情況 熱流體進(jìn)口溫度 ℃ ，出口溫度 ℃ 。 (4)選 K 值，估算傳熱面積 參照 《 化工原理 》 [6]附錄，取 K=520W/(m2?℃ ) 則 S=Q/K tm?= m10 25 ?? ? (5)初選換熱器型號(hào) 由于兩流體溫度差較小，可選用固定管板式換熱器。 （五）核算總傳熱系數(shù) （ 1）管程對(duì)流傳熱系數(shù) 41 10R 4iei ?????? ? ? ciud 104 92 1010P 33pri ?????? ?? 。主要參數(shù)如下： 外殼直徑 500 mm 公稱(chēng)壓力 公稱(chēng)面積 m 2 管子尺寸 Φ25mm? 2mm 管子數(shù) 164 管長(zhǎng) 4500 mm 管中心距 32mm 管程數(shù) Np 2 管子排列方式 正三角形 管程流通面積 實(shí)際換熱面積 S0= ?）（ d0? 164 ）（ 2 ???? m2= m2 39 采用此換熱面積的換熱器，要求過(guò)程的總傳熱系數(shù)為 K0=Q/ (So* tm?)= 02 4 59 0 4 0 ??W/(m2?℃ ) （四）核算壓力降 （ 1）計(jì)算管程壓降 ? ? spti NNFpΔpΔpΔ 21 ??? （ tF 結(jié)垢校正系數(shù)， N 管程數(shù)， sN 殼程數(shù)） 對(duì) mm5225 .φ ? 的管子有 1,2, ??? spt NNF 且 取碳鋼的管壁粗糙度為 ，則 0 0 ??d? ， ,i ??? Aiccm? = 10R 4iei ?????? ? ? ciud (湍流 ) 由 ? — Re 關(guān)系圖中查得 ? = 552 53 221 ??????? ii udLp ?? 222 ?