【正文】 但臥式再沸器也有一定缺點，入物料在殼程通過難以清洗，常不得不采用較復雜的浮頭或 U 型管結構，且自然循環(huán)的傳熱效果較差和占地面積較大。 三、 再沸器 常用的再沸器有立式和臥式兩種。冷凝器距塔頂回流液入口所需的高度可根據(jù)回流量和管路阻力計算，并應有一定裕度。 前面已計算。一般離最適宜進料位置的上下約 1~3 塊塔板處再設置兩個進料口。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段遠高于塔板間距（甚至高出一倍以上），或根據(jù)除沫器要求高度決定。s， m3/s V39。39。39。s 值，依上式計算出 V39。= ）（ ??? （ ） = b39。= ）（ CA(LV?? ) 式中 b39。Vs2=b39。s 值，依上式計算相應的 V39。 39。S2/3， H39。0w= 103E（ 39。L=(h39。s， m3/s 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線 1 液沫夾帶線 以 eV= 液 /kg 氣為限，求 VsLs 關系如下： ev=L? ?? (fha?THU ) 由 ua=fsAAVT?= ?SV = 精餾段 hf==(hw+how)， hw=， h0w= 103E?（ ） 2/3= hf=+， HThf= ev=3 ???? ? (3/ LVS?)= 整理得： Vs= 在操作范圍內(nèi)，任取幾個 Ls 值，依上式計算相應的 Vs，計算結果列于下表： 表 12 精餾段計算結果 武昌理工學院 生命科學學院課程設計用紙 33 L39。s， min=? 3/2s0 8 7 0 8 8 L? 在操作范圍內(nèi)，任取幾個 L39。/39。s， min= 39。ow， h39。39。h39。d=++= Hd＜＜ ? （ HT+hw） 故在本設計中提餾段不會發(fā)生液泛現(xiàn)象 精餾段、提餾段塔板負荷性能圖 漏液線 精餾段 ： u0， min=VLL ??? / 0 5 ）（ ?? u0， min=0minsAV， ， hL=hw+how， h0w= 103E（whlL ） 2/3 得 Vs， min= V2 / 3lLh1 0 0 02 . 8 4W /}h])E([{ 05 6 W ??? L?? = / 3 .0 } 0 .0 0 1 9]10 3 9 5.[ { 0 .0 0 5 6 3/ 0010 s ?????? ）（ L 整理得： Vs， min=? 3/2s0 8 7 0 8 3 L? 在操作范圍內(nèi)，任取幾個 Ls 值，依上式計算相應的 Vs，計算結果列于下表： 表 10 精餾段計算結果 Ls， m3/s Vs， m3/s 武昌理工學院 生命科學學院課程設計用紙 32 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線 1 提餾段 u39。L+h39。T+h39。h39。f=39。? =++= 液柱 氣體通過每層塔板的壓降為 ? P39。4LL?? = 3?? ?? ?= 所以 精餾段 氣體通過每層塔板的液柱高度 hp=hc+hl+h? =++= 液柱 氣體 通過每層塔板的壓降為 ? Pp=hp L? g=??=(設計允許值 ) 提餾段 氣體通過每 層塔板的液柱高度 h39。w+h39。? = 故 h39。c=( )2( )= 氣體通過液層的阻力 hL計算 hL=? hL 精餾段 ua=fAAVTS? = ? =F0=? =（ s? m1/2） 查圖得 ? = 故 hL=? hL=? （ hw+how） =? （ +） = 提餾段 u39。 選 用凹形受液盤，深度 39。 ulLhW? 精餾段 ： 取 smu /39。 提餾段 由 ?DlW ，查圖 8 得： ?TfAA ?DWd 故： 20 8 5 9 9 mAA Tf ???? mDW d ???? 武昌理工學院 生命科學學院課程設計用紙 26 依式39。 塔高 H： LBFTTd HHHSHHSNHH ????????? )2( )2634( ??????????? m 有效高度 Z 精餾段有效高度為： )15(1 ????? THNZ ）（ 精精 m 提餾段有效高度為： )13(1 ????? THNZ ）（ 提提 m 實際塔板數(shù)為 N=9 塊，板間距 ?TH 由于料液較為清潔，無需經(jīng)常清洗，可取每隔 6 塊板設一個人孔，則人孔的數(shù)目 S 為： 1 個 人孔的高度為 ，故精餾塔的有效高度為： Z= ??? 提精 ZZ = 武昌理工學院 生命科學學院課程設計用紙 24 第五章 ．塔板計算 塔板主要工藝尺寸 精餾段、提餾段溢流裝置計算 因塔徑 D=，可選取單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。4 s ????? ?? 按標準塔徑圓整后后為 D= 武昌理工學院 生命科學學院課程設計用紙 23 塔截面積為 222T mD ???? ?? 實際空塔氣速為 smAVT / 39。V 39。39。 s 表 3 各組分的相對揮發(fā)度與溫度的關系 溫度 T/℃ 相對揮發(fā)度 平均揮發(fā)度 所以 塔效率 ET=(αμ L) = ? (? ) = 精餾段實際板層數(shù) NP（精） =5/≈ 12 提留段實際板層數(shù) NP（提） =3/≈ 7 總實際板層數(shù) NP= NP（精） + NP（提） =12+7=19 操作壓力的計算 塔頂操作壓力 k P appp D 0 0 1 ????? 表當?shù)? 每層塔板壓降 kPap ?? 進料板壓降 aF kPp 1 0 5 ???? 塔底壓降 akPp 1 0 5w ???? 精餾段平均壓降 mp =(+)/2= kPa 提餾段平均壓降 am kPp 39。= 相平衡方程為 x=yyyy )1( ???? ?? 兩操作線交點的橫坐標 為 )1()1( ?? ???? qR xqXRx DFf 步驟五： 求理論塔板數(shù) ：交替使用相平衡方程與操作線方程 11 ?? ???? xxy D ↙ 8 3 3 22 ?? ??? xy ↙ 7 4 9 33 ?? ??? xy ↙ 6 4 4 44 ?? ??? xy ↙ 55 ?? ??? xy ↙ 4 7 3 66 ?? ??? xy fx? 可判斷第六塊為加料粄 ?? ?? x ↙ 77 ?? ??? xy ↙ 武昌理工學院 生命科學學院課程設計用紙 11 3 1 7 88 ?? ??? xy ↙ Wxxy ??? ??? 99 綜上可知理論板數(shù)為 9，精餾段 板數(shù)為 5，第六塊為加料板 ，提餾段板數(shù)為 3 實際板層數(shù)的求取 步驟一： 利用表 1中數(shù)據(jù)由插值法可求得 Ft ,Dt ,Wt。 ?? 步驟四： 求操作線方程 精餾段操作 線方程為 DxRxRRy 111 ????=+ 提留段 操作線方程為 WxWLWxWL Ly ???? 39。 操作條件在前面已經(jīng)介紹，此處不贅述。 由于泡點進料時，塔的制造比較方便，而其他進料方式對設備的要求高，設計起來難度相對加大，所以采用泡點進料。泵和自動調節(jié)裝置配合控制進料。該物系屬易分離物系 最小回流比較小 操作回流比取最小回流比的 倍。 第三章 .工藝計算 設計方案的確定 本設計任務為分離正戊烷和正己烷混合物。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進行，流程中還要考慮設置原料槽。原料液由高位槽經(jīng)過預熱器 預熱后進入精餾塔內(nèi)。 2. 工藝參數(shù)的確定 基礎數(shù)據(jù)的查取及估算，工藝過程的物料衡算、理論塔板數(shù)、塔板效率 ,實際塔板數(shù)等。即在 同一溫度下 各組分的飽和蒸汽壓不同這一性質使液相中的輕組分轉移到汽相中 汽相中的重組分轉移到液相中從而達到分離的目的。本次設計的篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質設備。 精餾是利用液體混合物 中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝達到輕重組分分離的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。此設計 正戊烷 — 正己烷 物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等 是較完整的精餾設計過程 。因此精餾塔操作彈性的好壞直接關系到石油化工企業(yè)的經(jīng)濟效益。 3. 主要設備的工藝尺寸計算 板間距、塔徑、塔高、溢流裝置、塔盤布置等。操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。產(chǎn)品槽和相應的泵 ,有時還要設置高位槽。對于二元混合物的分離武昌理工學院 生命科學學院課程設計用紙 7 應采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。塔釜采用間接蒸汽加熱 流程的確定和說明 。 2 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。 3 冷凝方式 選全凝器，塔頂出來的氣體溫度不高。 武昌理工學院 生命科學學院課程設計用紙 8 精餾塔的物料衡算 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 XF = XD = XW = 原料液及塔 頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量 正戊烷的摩爾質量為 正己烷的摩爾質量為 MF =? +? =(kg/mol) MD =? +? =(kg/mol) MW =? +? =(kg/mol) 物料衡算 原料原處理量 F= 35280000?? =（ kmol/h） 由總物料衡算得 F=D+W 和易揮發(fā)組分物料衡算 FxF =DxD +WxW 算出 D=W=（ kmol/h） 式中 F原料液流量 D塔頂產(chǎn)品 流 量 W塔底產(chǎn)品 流 量 塔板數(shù) 層數(shù) NT的確定 理論板層數(shù) NT 理論板層數(shù) N的求取 方法有三種： （ 1）圖解法（ xy圖、兩操作線） （ 2）逐板計算法 （ 3）簡捷計算法（吉利蘭關聯(lián)圖） 由于方法一與方法三的圖很難繪制，這里采用方 法二求解。39。 Ft ： 44 5044 4850 ? ?? Ft Ft =℃ Dt ： 3540 ??? Dt Dt =℃ Wt ： 6065 ???? W Wt=℃ 故 塔頂與塔底平均溫度 T=℃ 步驟二： 由 內(nèi)插關系式 求粘度 ： )(10下下上下 tt ???? ???? 表 2 各組分的粘度與溫度的關系 溫度 T/℃ μ 正戊烷 （ mPa ??? 1 塔頂溫度： ℃ 計算如下： 根據(jù)表 1各組分的飽和蒸汽壓與溫度的關系數(shù)據(jù) 武昌理工學院