【正文】 若輸送液體密度大于水的密度時，可按下列公式核算泵的軸功率： P== 由于沒有泵的特性曲線，近似取25m3/，從上面有關數(shù)據(jù)看出，泵所提供的流量和壓頭均略大于管路系統(tǒng)要求值，需通過泵的出口閥開度進行調節(jié)。注：1．在塔高計算時確定的人孔數(shù)不包括塔頂和塔釜所設的人孔。本設計采用直管進料管，管徑計算如下：=,m3 , MLFm=72+86= kg/kmol則體積流量 本設計原料液采用泵輸送，取管內流速則管徑查無隙鋼管標準，取進料管規(guī)格Φ68 則管內徑d=63mm進料管實際流速采用直管回流管，回流管的回流量,平均密度，塔頂回流飽和液體平均摩爾質量MD=72+86=則液體流量本設計中，冷凝器安裝在塔頂，冷凝液靠重力回流，取管內流速，則回流管直徑查無隙鋼管標準，取回流管規(guī)格Φ140 則管內直徑d=131mm回流管內實際流速 塔頂蒸汽接管塔頂汽相平均摩爾質量MVDm=72+86= kg/kmol塔頂汽相平均密度 kg/m3則蒸汽體積流量：取管內蒸汽流速則查無隙鋼管標準，取回流管規(guī)格Φ325 則實際管徑d=257mm塔頂蒸汽接管實際流速 釜液排出管塔底=，塔底液相平均摩爾質量MVWm=72+86= kg/kmol平均密度體積流量：取管內流速則查無隙鋼管標準，取回流管規(guī)格則實際管徑d=64mm塔頂蒸汽接管實際流速塔底汽相流量，塔底汽相平均摩爾質量（x=，y=） 塔釜蒸汽密度則塔釜蒸汽體積流量：取管內蒸汽流速則可取回流管規(guī)格Φ2739 則實際管徑d=255mm塔頂蒸汽接管實際流速表17 管路匯總表:管線用途流速/（m/s）管規(guī)格 進料管Φ 68 回流管 Φ140塔頂蒸汽接管Φ325釜液排出管Φ70飽和水蒸氣管Φ2739由于常壓操作,即選擇PN=根據(jù)GB205931997標準，均選擇標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑選用相應法蘭，結果如下：表18 法蘭匯總表進料管接管法蘭PN ，DN 80（GB205931997）回流管接管法蘭PN ，DN 150（GB205931997）塔釜出料管接法蘭 PN ，DN 80 （GB205931997）塔頂蒸汽管法蘭PN ，DN350（GB205931997）飽和水蒸氣管法蘭PN ，DN 300（GB205931997）（不包括封頭高度）塔高H 其中，為塔頂空間（，塔的頂部空間指塔內最上層塔板與塔頂空間的距離。主要參數(shù)如下：外殼直徑 500 mm 公稱壓力 公稱面積 m 2管子尺寸 Φ25mm2mm 管子數(shù) 164 管長 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 實際換熱面積S0=164m2= m2采用此換熱面積的換熱器，要求過程的總傳熱系數(shù)為 K0=Q/ (So*)= W/(m2?℃)（四）核算壓力降（1）計算管程壓降 （結垢校正系數(shù)，管程數(shù)，殼程數(shù)） 對的管子有 ，則， = (湍流)由—關系圖中查得= 故, 管程壓降在允許范圍之內。（2）管程安排 根據(jù)流體流經(jīng)的選擇原則，蒸汽走殼程，循環(huán)冷卻水走管程。② 按照固定的液氣比，由此查出附圖8查出塔板的氣相負荷上限 氣相負荷下限操作彈= 圖7 精餾段塔板負荷性能圖圖8 提餾段塔板負荷性能 塔板工藝設計結果表表15 設計結果一覽表序號項 目單 位計算結果精餾段提餾段1平均溫度℃2平均壓力Kpa3平均流量流量氣相m3/s4液相m3/s5理論塔板數(shù)塊35實際塔板數(shù)塊6106塔的有效高度m7塔徑m8板間距m9降液管形式弓形弓形10空塔氣速m/s11 溢流 裝置溢流管形式單溢流單溢流12溢流堰長度m13溢流堰高度m14板上液層高度m15堰上液層高度m16安定區(qū)寬度m17開孔區(qū)到塔壁距離m18開孔區(qū)面積m219閥孔直徑mm393920浮閥或篩孔個數(shù)18418421閥孔或篩孔氣速m/s22閥孔或篩孔動能因數(shù)23開孔率%24孔心距m25排間距m26塔板壓降Pa27液體在降液管中的停留時間s28降液管底隙高度m29液相負荷上限m3/s30液相負荷下限m3/s31氣相負荷上限m3/s32氣相負荷下限m3/s33操作彈性3． 塔附件設計一．設計任務與條件在該生產(chǎn)設計中，用循環(huán)冷卻水將塔頂蒸汽（，tD =℃）冷卻為液體，冷卻水進口溫度設計為20℃（根據(jù)新鄉(xiāng)當?shù)厮疁兀隹跍囟葹?8℃。以作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則………………………………………………………………………..………. (4)， 液相負荷下限線①精餾段 取堰上液層高度作為液相負荷下限條件，依下列的計算式：，計算出的下限值，依此作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直直線。以作為液體在降液管中停留時間的下限，則 …...………..……….. (3)②提餾段 液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于。忽略式中項，將式、式、式、式及代入上式，得到當物系一定，塔板結構尺寸一定，則，則、及等均為定值，而與又有如下關系，即： 式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。②提餾段 正戊烷和正己烷可按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)K=，由圖六查得泛點負荷系數(shù)=，將以上數(shù)值代入式，得 又按式計算泛點率，得計算出的泛點率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當?shù)囊褐叨葹椋?精餾段 提餾段 單板壓降 ：精餾段 提餾段 2． 淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度。塔板開孔率=(在10%14%之間，符合要求) 塔板流體力學驗算氣相通過浮閥塔板的壓降根據(jù)計算塔板壓降(1)干板電阻由式先計算臨界孔速若，則可按式計算，若，則可按式計算。塔板開孔率=(在10%14%之間，符合要求)（2）提鎦段依式求每層塔板上的浮閥數(shù)，即取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度。（二）浮閥數(shù)目與排列 取閥孔動能因數(shù)F0=10，用式求孔速，即（1）精餾段依式求每層塔板上的浮閥數(shù)，即 依式計算鼓泡區(qū)面積，即浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。（5）降液管底隙高度計算公式 精餾段 取，則故降液管底隙高度設計合理。I、J為由橫坐標K值在圖中查得的縱坐標值，為塔截面積（），為降液管面積（），為降液管寬（）。＜11＜9090～160表8 塔板間距和塔徑的經(jīng)驗關系塔徑D，m塔板間距HT，m≥2. 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z精=（N精1）HT=（61）=（m）提餾段有效高度為Z提=（N提3）HT=（103）=（m）在進料板處及提餾段各開1個人孔，故精餾塔的有效高度為Z=（Z精+ Z提）+2=++（2）=7（m） 塔板主要工藝尺寸計算溢流裝置計算各項計算如下：（1）塔徑D= m精餾段液體流量 q1=3600= 提鎦段液體流量 q2=3600=表9 液相負荷與板上液流型式的關系[5]塔徑/m液體流量（m3/h）U行流型單流型雙流型階梯流型＜7＜45計算得 =進料板液相平均黏度：由tF=℃ ，=，=。代入公式得= (相對誤差小于1%,符合要求)。s的烴類物系，式中的為全塔平均溫度下以進料組成表示的平均粘度。求解結果為：NT=8（見附圖1），其中精餾段NT=3，提留段NT=5（不包括再沸器），進料板位置NF=4。 精餾塔的物料衡算1．原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率正戊烷的摩爾質量 MA=72kg/kmol正己烷的摩爾質量 MB=86kg/kmol = 2. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量 MF=72+86= MD=72+86= MW=72+86=3．物料衡算產(chǎn)品正己烷產(chǎn)量=全塔物料衡算=+ =+