【正文】 據(jù) d0/δ =7/4=,查《化工原理》（下冊） P118 的圖 ，得 C0= 故 22 ) (*2 1)(2 1 ???? CouoLVgho ??= 液柱 塔板清液層阻力 hL： dT AAsqVua 2? ?? =(*)=氣體動能因子 Fa= ??Vua? = 查《化工原理》（下冊） P118 的圖 ，得β =，故 hL=β（ hw+how） =*(+)= 液柱 表面張力阻力 ha： ha=*28*7 26 *104104 30 3 ?? ??? Lgd ? ? = m 液柱 所以 hf=ho+hL+ha=++= 液柱 . 降液管液泛校核 由 hdhfhowhwHd ?????? ,取 ? =0，則 hf =0 其中 ud是底隙流速 282 )()(3 hblw lqvgudhd ? ???? ?= m 液柱，于是 hdhfho whwHd ???? = 液柱 丙烯 —— 丙烷精餾裝置設計任務書 15 取降液管中泡沫層密度Φ =，則 Hd’ =Hd/= m 液柱 ,而 Ht+hw=+= Hd’ ,故不會發(fā)生降液管液泛。 進料處兩板間距增大為 設置 20個人孔，人孔所在處兩板間距增大為 裙座取 5m,塔頂空間高度 ,釜液上方氣液分離高度取 4m. 設釜液停留時間為 30min 釜液高度：22 **4 6 0 3 2 1 *4*1 8 0 04*60*30 ??? DqHlvw ?? = 所以，總塔高 h=81+()+5++4++20*()≈ 100m 溢流裝置的設計 . 降液管 （弓形） 由上述計算可得：降液管截面積： Ad=AT = 由 Ad/AT=,查《化工原理》（下冊） P113 的圖 可得： lw/D=， Bd/D= 所以，堰長 lw==，堰寬 Bd==，降液管面積 = m2 ．溢流堰 溢流強度 qvlh’ /lw=*3600/=(100130).合格 收縮系數(shù) E近似為 1 3/233/2,3 ) ( ????????????? ??Wn L how lqEh丙烯 —— 丙烷精餾裝置設計任務書 13 則堰上液頭高： = 合適 取堰高 hw=。 丙烯 —— 丙烷精餾裝置設計任務書 10 結論：理論進料為 51 塊板，理論總板數(shù)為 109 塊（包括釜） 實際進料第 85 塊板，實際總塔板數(shù)為 180 塊。 再通過精餾線與 q 線的交點。 計算出 w1=， w2=。 } 其中 a,d1,d2,w1,w2 分別為 相對揮發(fā)度，精餾線斜率，精餾線截距，提餾線斜 率，提餾線截距。amp。 for(。()) break。n++) { y=d1*x+d2。 y=。d1,amp。 其中 N是假設實際塔板數(shù)， P 單位為 Mpa ，進行迭代： 具體為： 假設實際板數(shù) —— 確定塔頂塔底壓力 —— 根據(jù)壓力和組成算出相對揮發(fā)度 —— 平均相對揮發(fā)度 —— 理論板數(shù) —— 實際板數(shù) —— 與假設比較 其中：eeeD xy yXR ???min RR? q線方程 ey = 平衡關系 eee yyx )1( ??? ?? 丙烯 —— 丙烷精餾裝置設計任務書 8 精餾 線方程 11 ???? RxRRy D 提餾線 流程圖： 計算程序： include main(){ float x,y,a,d1,d2,w1,w2。 qnV’ =qnV . 熱量衡算 1）再沸器熱流量： qnr=qnV39。 qnL39。 2）提餾段： qnL39。 MW=*42+*44= kg/kmol。 . 設備選用 精餾塔選用篩板塔，配以立式熱虹吸式再沸器。 . 工藝流程 . 物料的儲存和運輸 精餾過程必須在適當?shù)奈恢迷O置一定數(shù)量不同容積的原料儲罐、泵和各種換熱器，以暫時儲存，運輸和預熱（或冷卻）所用原料，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運行。氣相沿塔上升至塔頂，由塔頂冷凝器將其進行全部或部分冷凝。 ▲ 立式安裝，增加了塔的裙座高度。 立式熱虹吸特點： ▲循環(huán)推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。 . 再沸器 再沸器是精餾裝置的重要附屬設備，其作用是使塔釜液部分汽化，從而實現(xiàn)精餾塔內(nèi)的氣液兩相間的熱量及動量傳遞。 一個精餾塔的分離能力或分離出的產(chǎn)品純度如何，與原料體系的性質、操作條件以及塔的性能有關。 精餾塔 精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設有進料板。 精餾過程在能 量劑驅動下，使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由 `氣相向液相轉移，實現(xiàn)原料中各組分的分離。 鑒于設計者經(jīng)驗有限，本設計中還存在許多錯誤，希望各位老師給予指正。 說明中對精餾塔的設計計算做了詳細的闡述，對于再沸器、輔助設備和管路的設計也做了說明。為了獲得較高純度的產(chǎn)品，應使得混合物的氣、液兩相經(jīng)過多次混合接觸和分離，使之得到更高程度的分離，這一目標可采用精餾的方法予以實現(xiàn)。 所用設備主要包括精餾塔及再沸器和冷凝器等 。精餾塔內(nèi)，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。 在眾多類型的板式塔中，選擇了溢流型篩板塔，相比較其它類丙烯 —— 丙烷精餾裝置設計任務書 4 型的板式塔，溢流型篩板塔價格低廉，裝卸方便，而且金屬消耗量少，非常適合板間距小、效率較高而且塔單位體積生產(chǎn)能力大的分離要求，同時其操作彈性大、阻力降小、液沫夾帶量少以及板上滯液量少的優(yōu)點也為之提供了廣闊的應用市場。液體在自下而上通過換熱器管程時部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。 ▲塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。 流程如下： 原料（丙稀和丙烷混合液體）經(jīng)進料管由精餾塔中某一位置（進料板處）流入塔內(nèi)，開始精餾操作；當釜中的料液建立起適當液位時，再沸器進行加熱，使之部分汽化返回塔內(nèi)。當流至塔底時，被再沸器加熱部分汽化，氣相返回塔內(nèi)作為氣相回流，而液相則作為塔底產(chǎn)品采出。 . 調(diào)節(jié)裝置 由于實際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應在適當?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進行調(diào)節(jié)，以保證達到生產(chǎn)要求，可設雙調(diào)節(jié)，即自動和手動兩種調(diào)節(jié)方式并存，且隨時進行切換。 塔板形式：篩板 處理量： qnf=70kmol/h 塔板設計位置：塔底 物料衡算及熱量衡算 . 物料衡算： qnF=qnD+qnW xFqnF=xDqnD+xWqnW 解得結果： xD=．求質量流量： MD=*42+*44= kg/kmol。 qnV =(R+1)?qnD。=qnV(1q)?qnF。 丙烯 —— 丙烷精餾裝置設計任務書 7 其中 q=1； 則： qnL’ =qnL+qnF。 則塔底壓力可以通過公式： P=N**460*。a,amp。w2） 。 for(。amp。 n=n+1。 if(xamp。} printf(total=%d\n,n)。 再通過精餾線與 q 線的交點。 利用 excel 計算出塔底壓力 ，α = 計算出 d1= ， d2= 。 第二次迭代得到的結果與假設接近，可認為收斂。 kg/s 塔頂溫度 tbD ℃ 塔底溫度 tbw ℃ 塔頂壓力 PD MPa （絕） 塔底壓力 Pw MPa （絕） 丙烯 —— 丙烷精餾裝置設計任務書 11 精餾塔工藝設計 . 物性數(shù)據(jù) ， ℃下，丙烷的物性數(shù)據(jù)（以塔底為標準）：查得 氣相密度：ρ V =28kg/m3 液相密度：ρ L =460kg/m3 液相表面張力：σ =. 初估塔徑 氣相流量 ： qmVs’ =’ =qmVs’ /ρ qnVs=液相流量： qmLs’ =’ =qmLs’ /ρ qnLs=兩相流動參數(shù)： ???????? LVVqm LqmVLVqv LqvF ???? 設間距： TH = 查費克關聯(lián)圖得 20C = 氣體負荷因子 C： 20 20CC ???? ???? )(?= 液泛氣速 fu ： LVf VuC ?????=28 ?= 泛點率取fuu =， 操作氣速 u=所需氣體流道截面積 A： sVA u? =選取單流型，弓形降液管板，取 DTAA =，則TAA =1 DTAA = 故塔板截面積 AT=A/=， 68 ??? ?ATD丙烯 —— 丙烷精餾裝置設計任務書 12 塔徑 D： = m ,圓整：取 則實際塔板截面面積 TA = m2， 降液管截面積 DA = 氣體流道截面積 A= ，實際操作氣速 u=qV’ /A= 實際泛點率fuu =，在 ～ 之內(nèi) 且選 TH =， D= 符合經(jīng)驗關系 . 塔高的估算 實際板數(shù) 180 塊，初選塔板間距 ，則塔高 Z=180*=81m。 整個塔板面積 : 受液區(qū)和降液區(qū)面積 2Ad= ㎡ 入口安定區(qū)和出口安定區(qū) bs=60mm= 邊緣區(qū) bc=50mm= 選擇塔板為單流型，有效傳質面積 rxrxrxAa a r c s in(2 222 ???) 其中： Bd=, x=D/2(Bd+bs)=, r=D/2bc= 求得 aA = . 篩孔的尺寸和排列：選用正三角形排列 取篩孔直徑： do=7mm,t= 開孔率 2)( td