【正文】 不能太粗心，做錯了也得認真的改過來，不發(fā)脾氣爭取不再出錯。在設計中這樣是不行的，必須總體把握，統(tǒng)籌全局。輸送料液要求的軸功率小于輸送清水的軸功率，電動機能滿足要求。 （二）確定物性數據定性溫度：殼程流體定性溫度為T=℃管程流體的定性溫度為t=（20+28）/2=24℃ 查參考書[4] ℃下的有關物性數據：表16 物性數據表№密度（kg/m3）潛熱kJ/kg導熱系數正戊烷610225正己烷640210查得循環(huán)水在24℃ 下的物性數據：=(kg?℃) =(m?℃) =（三）估算傳熱面積，初選換熱器型號（1）傳熱量（忽略熱損失）℃時的汽化潛熱為r= Q==（2）冷卻水用量（忽略熱損失） = kg/s=49428kg/h（3）計算平均傳熱溫差 暫按單殼程、雙管程考慮由于=（）℃=℃=（）℃=℃ /=故可用算數平均溫度差=（+）/2=℃50℃由于殼程流體恒溫，故 ℃50℃根據換熱任務和流體性質，初步選擇固定管板式換熱器。因此，可將上式簡化，得 …………………..(2)在操作范圍內任取若干個值，依上式算出相應的值列于下表13中表13 液泛線數據qV,L(m3/s)5E04qV,V(m3/s)②提餾段 同精餾段得到物系一定，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N與孔徑亦為定值。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。＜11＜110110～200200～300＜11＜110110～230230～350＜11＜110110～250250～400＜11＜110110～250250～450因此，由表9液相負荷與板上液流型式的關系表可知，整個精餾塔選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。塔頂及塔釜溫度分別為：tD =℃ tw = ℃ 全塔平均溫度 tm=(+)/2=℃ 查參考書[4]得定性溫度下物料的粘度： 設計任務和條件（1）處理含正戊烷（A）60%（摩爾分數，下同）的正戊烷—正己烷混合液?？蛇x用泡罩塔、浮閥塔、柵板塔、舌形塔和孔徑較大的篩板塔等。因為塔盤上沒有復雜的障礙物，所以液面落差小，塔盤上的氣流比較均勻。 對塔設備的要求（1） 滿足工藝要求（p 、 t 、 耐腐）（2） 生產能力大即氣液處理量大（3） 壓力降小即流體阻力?。?） 操作穩(wěn)定，操作彈性大（5） 效率高，即氣液兩相充分接觸，相際間傳熱面積大（6） 結構簡單、可靠、省材，制造、安裝方便，設備成本低（7）操作、維修方便（8）耐腐蝕，不易堵塞 塔設備的發(fā)展及現狀在化工、煉油和石油化學工業(yè)生產中，塔設備作為分離過程工藝設備，在蒸餾、精餾、萃取、吸收和解吸等傳質單元操作中有著重要的地位。操作時，液體經塔頂的液體分布器分散后沿填料表面流下而潤濕填料，氣體用機械輸送設備從塔底進入，在壓強差推動下，通過填料間的空隙與液體逆向接觸，在填料表面進行傳質，氣液兩相的組成沿塔高連續(xù)地變。（4）裙座：一般為炭鋼。（2） 具有腐蝕性的介質，可選用填料塔。因為填料塔要求一定量的噴淋密度，但網體填料能用于低液體負荷的場合。 （3）求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比，過點（，0）作垂線，該線與平衡線的交點坐標為xq=，yq=。計算得 =0. 233228精餾段液相平均黏度為 =（+）/2=№　xAxB平均黏度塔頂進料板塔底 表7液相平均粘度計算結果表 精餾塔的塔體工藝尺寸計算1. 塔徑的計算（1）最大空塔氣速和空塔氣速 最大空塔氣速空塔氣速 精餾段的氣、液相體積流率為提餾段的氣、液相體積流率為精餾段：提餾段：取板間距HT=，板上液層高度hL=，則HThL==圖3 史密斯關聯圖查圖三得精餾段：C20= 提餾段:C20=精餾段負荷系數C（精），則空塔氣速為u=== m/s提餾段負荷系數C（提），則空塔氣速為u=== m/s(2).塔徑精餾段：按標準塔徑圓整后為D= m塔截面積為 實際空塔氣速為 提餾段：按標準塔徑圓整后為D，=塔截面積為 實際空塔氣速為 因此精餾塔塔徑為D=。（一） 塔板布置（1）塔板分塊 本設計塔徑為，故塔板采用分塊式，由塔徑與塔板分塊數目表[5]（表10）知塔板分四塊。②提餾段 取因此 可見，符合防止淹塔的要求。取E=1，則 ………………………………………………………………………………(5)， 根據式（1）、（2）、（3）、（4）、（5）可分別作出精餾段塔板負荷性能圖上的①~⑤共五條線，見圖7 由精餾段塔板負荷性能圖可以看出： ①在任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點A（設計點），處在事宜操作區(qū)域內的適中位置。取除沫器到第一塊板的距離為。在設置人孔處，板間距為800mm，裙座上應開個人孔，直徑為，厚，高52mm。 設計也教會了我耐心，很多地方都是需要先假設數據，再驗算，不符合時再調整數據重新進行驗算。5．參考資料 [1] 蔡濟寧《低沸點烷烴參數》 [2] ，2009: 11～12. [3] ：化學工業(yè)出版社，2002. [4] 劉光啟，：化學工業(yè)出版社，2002. [5] 申迎華，：化學工業(yè)出版社，2011. [6] ：高等教育出版社，2010. [7] ：化學工業(yè)出版社，2012. [8] 周軍，：化學工業(yè)出版社，2011. [9] ：化學工業(yè)出版社，2005. 附圖1附圖2附圖357。因為我已經有了一定的自主研究的能力，我能通過自學慢慢的將問題化解。本塔中共16板，因此，在進料板和提鎦段各設置一個人孔。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。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。因此，氣體流經一層浮閥塔板的