【正文】 s 值，計算結果列于下表： L180。= 103? 1?( ? )?（ ） 2/3= 故 Vs2= 180。=? +（ ） ? = c39。= 103? 1?( ? )?（ ） 2/3= 故 Vs2= 在操作范圍內，任取幾個 Ls 值，依上式計算出 Vs 值，計算結果列于下表： Ls， m3/s Vs， m3/s 由上表數(shù)據(jù)可作出液泛線 5 提餾段 a39。= 103E( 1?? )（wl3600 ） 2/3 ?? 將有關數(shù)據(jù)代入得 精餾段 35 a39。Ls2/3 a39。 以 4s 作為液體在降液管中停留時間的下限 ?=STLHAf =4， Ls， min= tf THA = 4 ? =3/s 故可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線 4 液泛線 令 Hd=? （ HT+hW）， Hd=hp+hl+hd， hp=hc+hl+h? ， hl=? hL ， hL=hw+how 聯(lián)立得 ? HT+( 1???? )hw=( 1?? )how+hc+hd+h? 忽略 h? ， 將 how與 Ls， hd 與 Ls， hc 與 Vs 的關系式代入上式，并整理得 a39。s，計算結果列 于下表： L180。s， m3/s V180。 漏液 由式 ? ? VLL hhC ??? / 0 5 0m i n0 ??? 因為 ??? 精餾段 ? ?4. 86m / s ? ?????? 提餾段 ? ?4. 89m / s ? ?????? 篩板的穩(wěn)定性系數(shù) 精餾段 )( m in00 ???? u u 提餾段 ) m in00 ???? （u u 故在設計負荷下漏液量對塔板效率影響不大。依式 ? ?WWL hhhh 0001 ??? ?? 計算，即 精餾段 mhh L ???? ? 提餾段 mhh L 0 2 ???? ? （ 3） 克服表面張力所造成的阻力 ?h 由04h gdL??? ?得 精餾段 m0 0 1 0 0 1 1 104 0 3 ??? ??? ?? 提餾段 m0 0 1 0 3 1 3 107 9 3 ??? ??? ?? 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 mhhh cp 0 5 8 0 1 2 3 ??????? ? 提餾段 mhhh cp ???????? 30 單板壓降 ：精餾段 5 8 ??????? aLpp Pghp ? 提餾段 6 2 ??????? aLpp Pghp ? 由上可知板壓降均符合 ??? 許p 液泛 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 ? ?WTd hHH ??? 。 選用凹形受液盤，深 度 mmW 50h ?? 塔板布置及篩孔數(shù)目與排列 （ 1）塔板的分塊 因 D≥800mm，故塔板采用分塊式。 提餾段 由 ?DlW ，查圖 10 得： ?TfAA ?DWd 故： 8 8 mAA Tf ???? mDW d 2 3 6 4 4 ???? 27 依式 sL3600 ?? Tf HA? 驗算液體在降液管中的停留時間，即 ? ?ssHA Tf 6 0 00 0 8 6 0 0L3 6 0 0 s ??? ???? ?? （ 4）降液管底隙高度 0h 計算公式：0s0 39。20 ???????????????? LmCC ? smCVVL / 39。 MVDm= + = kg/kmol MLDm= + = kg/kmol 精餾段氣、液混合物平均摩爾質量： MV180。 s 全塔液體的平均黏度： 14 μ Lm =（ μ LF+μ LD +μ LW） /3=（ ++） /3= mPa s，μ B= mPa s，μ B= mPa39。 q 線為垂直線，則 ?? Fp xx 如圖 31，過點 e（ ， ）做直線 ?x 交平衡線于點 p ，由點 p 可讀得 py =，因此： 6 8 9 1 8 1 6 Dm i n ???????pppxy yx 操作回流比為： R=()Rmin。A/kpa p176。 冷凝方式 選全凝器，塔頂出 來的氣體溫度不高。 進料狀態(tài) 進料方式一般有冷液進料，泡點進料、汽液混合物進料、露點進料、加熱蒸汽進料等。 技術來源 目前，精餾塔的設計方法以嚴格計算為主，也有一些簡化的模型，但是嚴格計算法對于連續(xù)精餾塔是最常采用的，我們此次所 做的計算也采用嚴格計算法。此外 ,蒸餾用塔的能量耗費巨大 ,也是眾所周知的。整個過程熵增為負，需外界提供能量。板式塔內設置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層，進行傳質與傳熱。 1 課程設計說明書 題目 : 分離正戊烷 正己烷用篩板精餾塔設計 2 安徽理工大學課程設計（論文）任務書 機械工程學院 過控 教研室 學 號 2020301920 學生姓名 專業(yè)（班級） 過控 111 設計題目 分離正戊烷 正己烷用篩板精餾塔設計 設 計 技 術 參 數(shù) 料液種類：正戊烷 正己烷混合液 年處理量： 40000 噸 料液濃度： 55% （輕組分質量分數(shù)） 塔頂 產品濃度： 96%（輕組組分質量分數(shù)） 塔底釜液濃度： 96%（重相組分質量分數(shù)） 每年實際生產天數(shù)： 330天（一年中有一個月檢修） 精餾塔塔頂壓強： 4kPa（表壓） 設備形式：篩板精餾塔 廠址：淮南地區(qū) 設 計 要 求 完成精餾塔工藝設計、精餾設備設計、配管設計，繪制塔板結構簡圖，編制設計說明書。在正常操作狀況下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。 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。故塔設備對產品產量、質量、成本乃至能源消耗都有著至關重要的影響。 設計任務及要求 原料：正戊烷 正己烷 正乙烷含量：料液含量 （摩爾分數(shù)） 設計要求：塔頂?shù)恼彝楹坎恍∮?（摩爾分數(shù)） 塔底的正乙烷含量不大于 （摩爾分數(shù)） 回流比為最小回流比的 2 倍 其中 （因為摩爾分數(shù)計算比較方便） 質量分數(shù)轉化為摩爾分數(shù) 液料轉化：59 86457255 7255?? 塔頂正乙烷轉化： 86472967296?? 塔底正乙烷轉化 8696724 724?? 正乙烷和正戊烷的基本數(shù)值如下圖① 石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊 .pdf 7 操作壓力 為降低塔的操作費用，操作壓力選為常壓 其中塔頂壓力為 4kPa（表壓）或 （絕對壓力） 塔底壓力 ? ?PaN )5 3 0~2 6 5(100 4 3 2 5 ?? 8 二、流程的確定和說明 加料方式 加料分兩種方式：泵加料和高位槽加料。 泡點進料對塔操作方便，不受季節(jié)氣溫影響。冷凝后回流液和產品溫度不高，無需再次冷凝，制造設備較為簡單，為節(jié)省資金，選全凝器。B/kpa 溫度 /℃ p176。 取回流比為 R=2Rmin= y溫度 /℃ x y 溫度 /℃ x y 1 1 55 40 60 45 65 50 0 0 11 進料液量、釜殘液量及加熱蒸汽量的計算 塔頂產品產量：要求年產量 萬頓，出去每年的設備維護及放假時間，每年按 300 天的工作日計算，連續(xù)操作，每天 24 小時，日產量為 頓所以塔頂?shù)牧髁繛椋?hk m o lD / 3 3 3 ?? ?? 由全塔的物料 衡算方程可寫出： DRVVWxDxFxWDFWDf)1(39。39。 s t=60℃時，μ A= s 因為： L i Lix???? 所以 μ LF= + = mPa s 所以全塔效率為： 5 5 )2 0 ( )( ???? ?LmE ?? 實際塔板數(shù) PN 精餾段實際塔板數(shù) N 實 =3/=≈ 6 提餾段實際塔板數(shù) N 實 =6/=≈ 11 因此，總實際塔板數(shù)為 N 實 =6+11=17 四、工藝計算 操作壓力 塔頂操作壓力 k P appp D ????? 表當?shù)? 每層塔板壓降 kPap ?? 進料板壓力 kpp F ???? 精餾段平均壓力 (+)/2= kPa 塔底操作壓力 39。m=（ +） /2= kg/kmol ML180。m a x ?????? ? ?? 取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速 為 u