【正文】 =(kg/kmol) V=(R+1)D=(+1) = L=RD== = Ls= L/L= Vs=V/= 選擇板間距為450、500、600mm分別計算各個塔徑，計算塔徑時可以采用波律法和Smith法，但根據經驗，同樣的板間距用Smith法計算得到的所需塔徑較大，塔高會相應增加，設備費用增加，而且Smith法讀圖時會引入一定誤差，故統(tǒng)一采用波律法較好。以HT=450mm為例： umax = （510） 將數值代入解得umax= 取Ks=，K= 則un==u==D== 同理可計算500mm及600mm塔徑，計算結果見下表510： 表510 計算T301精餾段塔徑板間距HT/mm450500600計算塔經D/mm124812151161圓整塔徑D/mm140014001200HTD2/m3 由上表知，根據體積最小原則，選HT=600mm，D=。 （2）提餾段 查得各組分相應密度數據如表511：表511 提餾段各組分數據提餾段組分T= oC P=正戊烷環(huán)戊烷異己烷合 計氣液相摩爾分數Xi分子量Mi液相質量分數Xi液相密度ρiXi/ρi104104104103液相密度ρL氣相密度ρg ①液相密度的計算： ②氣相密度的計算： M平=XiM平=（kg/kmol） =PM平/RT=101325[(+) ]= ③計算塔徑：選用JWB250Y金屬絲網波紋填料 L39。=L+qF= kmol/h V39。=V+(q1)F=V= L39。s= L39。/= m/h= m/s V39。s= V39。/= m/h= m/s選擇板間距為450、500、600mm分別計算各個塔徑，用波津法計算。 以HT=450mm為例： 將數值代入式（510）解得umax= 取Ks=， K= 則un==u==D== 向上圓整1400mm 同理可計算500mm及600mm塔徑，計算結果見下表512：表512 計算T301提餾段塔徑板間距HT/mm450500600計算塔經D/mm124112111090圓整塔徑D/mm140014001200HTD2/m3 由上表知，根據體積最小原則，選HT=600mm，D=。綜合精餾段提餾段結果，全塔應采用板間距HT=600mm，塔徑D=1200mm，以保證有足夠的彈性和適宜的高徑比，并使塔空間最小。 塔高計算①塔板空間高度： ∑HT=HT（Np2）=（452）= （511）②計算塔釜高度Hb，取塔釜停留時間為10分鐘，則Hb==。③根據經驗值，取進料Hf=，塔頂空間高度Hb=：H=∑HT+Hb+Hf+Hd=+++= 塔板設計和布置精餾段 Ls=，提餾段Ls39。=。采用單溢流型結構溢流裝置：溢流堰長 由《化工原理課程設計》令==1200=840mm 圓整=876mm堰高=50mm溢流堰形式： 采用平口堰 堰上液層高度：=E(L/) 精餾段： =6mm 提餾段： = 6mm受液盤形式：為有良好的液封作用，對流體流向緩沖，有利于氣泡分離，精餾段與提餾段均采用凹形受液盤，淚孔開1個（10mm），在中心線上；進口堰不設，降液管底細高度取50mm。由此可以初步校驗塔板清夜層高度：精餾段： hl=+HW=50+=提溜段： hl=+HW=50+=降液管：降液管面積與寬度。列降液管標準管數如下表513：513 T301的降液管標準管數塔徑D/mm堰長l/mm寬度Wd/mm板間距Ht/mm降液管面積/cmAd/At12008761906001150 液流的停留時間t 精餾段： τ= HAd/L= s5s 合理。 提餾段： =5s合理。 降液管底隙高度：因采用凹形受液盤，降液管底隙高度即為盤深即為50mm。 塔板布置 D=1200mm＞800mm，選用分塊式，2塊弓形板，1塊矩形板，1塊通道板。(1)浮閥塔板結構參數的確定：浮閥型式：F1型重閥，閥孔直徑39mm，閥徑48mm，約33g。（2）浮閥的排列：按等腰三角形排列，底邊固定為75mm，排間距t根據塔板的開孔率選擇便準系列。 ①區(qū)域劃分對分塊式塔板WF≥80 ~100mm Wc≥80~90mm ②浮閥數的確定：精餾段=。提餾段=。 ③閥孔的排列閥孔按等腰三角形排列：，s=75mm根據《化工原理課程設計》 A=2x=r=取W=100mm，W=100mmx==310mm，r==510mm =65 取W=100mm，W=100mmx=310， r=500，Aa=t=≈65故取W=100mm，W=100mm浮閥排數 n==≈8 (3)開孔率： 精餾段： ==，空塔氣速= 4VS/=。 開孔率： =%提餾段： ==， 空塔氣速= 4VS/=開孔率： =%查《化工原理課程設計》得，%，閥孔數118個。對所選塔板進行校驗：uo= uo′=區(qū)域劃分如圖51： 受液區(qū)WC分布區(qū)邊緣區(qū)WLWd鼓泡區(qū)降液區(qū)破沫區(qū)圖51 塔板區(qū)域劃分示意圖塔板分塊如圖52： 弓形板矩形板通道板弓形板矩形板 圖52 塔板分塊示意圖 塔板流體力學校核 ①塔板壓降單板壓降計算式：= hc+ hlˊ+ （512）干板壓降：精餾段：浮閥全開前。全開后取大者 hc = 。提餾段：浮閥全開前全開后取大者 hc = 。液層壓力降：=（HT+how） （513）精餾段 ： how = ，取=，代入式（513）得=提餾段 ： how = ，取=，代入式（513）得=克服表面張力的壓力降很小可忽略。所以單板壓降為：精餾段：提餾段：故可知精餾段提溜段及全塔平均壓降均在合理范圍內，說明前面設計合理。 ② 霧沫夾帶量（1）校核泛點率：F1= max{，} （514） 式中，Z=D2Wd Ab = 2Ad Cv = Vs （515） 精餾段： Cv = Vs= Z = D 2Wd = 12002190=Ab = 2Ad = 1131021150= Ls = = 取 Ks=查《化工原理課程設計》圖217， = 代入數值分別求得 F1=max{，}=% 小于80%，霧沫夾帶量e。 提餾段： Ls39。=Cv=Vs= m3/sZ=D2Wd=12002190= Ab=2Ad=1131021150=取 Ks=查得，= 代入數值分別求得：F1=max{，}=% 小于80%，霧沫夾帶量e。 ③ 降液管中的液面高度HdHd= hp+hw+how++hd （516）hd=hd1﹢hd2 hd1= （517） hd2= （518） 塔板上的壓力降，浮閥塔很小，可忽略。 精餾段： hd=hd1+ hd2= hw+how=hp=代入式（516）得Hd= HT+hw=+= 取ψ=，ψ（HT+hw）= Hdψ（HT+hw） 合理。提餾段：用同樣的方法hd=hd1+hd2=hw+how=hp= Hd= HT+hw=+= 取ψ=，ψ（HT+hw）= Hdψ（HT+hw）合理 ④ 漏液量： （519） 精餾段：,在8～17之間 提餾段：在8～17之間 可見，精餾段與提餾段的漏液量屬正常操作范圍內。 ⑤ 降液管內停留時間t與流速ud （520）精餾段： 5s提餾段： 5s均大于5 s 液體在降液管中流速：ud=Ls/Ad （521）(ud)max=min{ ，103Ks} （522）精餾段：分別求得： =；103Ks=(ud)max=min{，103Ks} =ud=Ls/Ad=可見ud(～)(ud)max 合理。同理提餾段： =；103Ks=(ud)max=min{，103Ks} =ud= Ls/Ad=可見ud(～)(ud)max 合理。 ⑥負荷性能圖精餾段：（1）過量霧末夾帶線 令F1=82% （523） =4540m3/h （2）淹塔線 （524）b=ψHT+(ψ1β)hw=b=ψHT+(ψ1β)hw= （3）過量泄漏線 取Fo=5作為泄漏點， （525） （4）降液管超負荷線 取停留時間為3s， （526） （5）液相負荷下限線Lh===（527）表514 精餾段負荷性能表Lh，m3s12040607090Vh,霧沫夾/m3h145404540 4540454045404540Vh淹塔線/ m3h1 5460Vh漏液線/ m3h1136013601360136013601360Lh液相負荷下限線m3h1Lh降液管超負荷線 m3h1（6）實際操作點的氣液相負荷LS=，VS=4199m3/h，以Lh為x軸，Vh為y軸，作圖如圖53。NMM圖53 T301精餾段負荷性能圖 由上圖知，操作彈性：K==4540/1360=，在3~4之間，故符合要求。提餾段：（1）過量霧沫夾帶線 將相關數據代入式（523）得： （2）淹塔線b=ψHT+(ψ1β)h=b=ψHT+(ψ1β)hw= （3）過量泄漏線 取Fo=5作為泄漏點，將相關數據代入式（525）得：（4）降液管超負荷線取停留時間為3s，將相關數據代入式（526）得： （5）液相負荷下限線將相關數據代入式（527）得Lh==，列提餾段負荷性能表如下表515：表515 提餾段負荷性能表Lh/ m3s12040607090Vh霧沫夾帶/ m3h1Vh淹塔線/ m3183