【正文】 （ 5）團隊的協(xié)作：本次任務對于初次設(shè)計的我們來說任務還是較為繁重的，因此團隊的共同努力至關(guān)重要。當然在進行設(shè)計時分析、思考是很關(guān)鍵的，如何計算，選用何種計算公式都得通過認真思考。 本次設(shè)計 是 在 老師的指導和同學的幫助下完成的，通過這次設(shè)計學到很多。 ③按照固定的液氣比，由上圖查出塔板的氣相負荷上限 氣相負荷下限 所以操作彈性 = 32 將計算結(jié)果匯總于下表中。 ②塔板的氣液負荷上限完全由霧沫夾帶控制。 故 sHATf 5~3L36 00h ??? 求出上限液體流量 Lh 值（常數(shù)），在 Vs~Lh 圖上，液相負荷上限線為與氣體流量Vs 無關(guān)的豎直線。 板上 液體流 徑 長度 LZ （ m）： 板上 液流面積 bA （ 2m ）： 2m 27 圖 43 泛點負荷系數(shù)與密度的關(guān)系 查表得 又有 計算出的泛點率都在 80%以下，故可知霧沫夾帶能滿足 Ve /kg汽的要求。因此 單板壓降 : = 滿足 設(shè)計 要求 淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制液管中清液層高度 ? ?d T WH H h???。計算鼓泡區(qū)面積，即 2 2 2 102 s in180a xA x R x R R? ??? ??? ? ? ???? ???? X= 開孔區(qū)面 積 22 提餾段：取邊緣區(qū)寬度 =，泡沫區(qū)寬度 =。在求得降 液管截面積之后，應按下式驗算降液管內(nèi)液體的停留時間，即： 所以 精餾段： 提餾段： 21 故降液管設(shè)計合理。在圖中橫坐標為 K處向上做垂線，與圖中的兩條曲線各得一交點，由這兩點分別作水平線與縱軸分別交于兩點 I和 J， I=Wd/D， J=Af/AT,AT為塔截面積。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。 第 2 章 設(shè)計方案的確定 本設(shè)計任務為分 離正戊烷 — 正己烷 混合物。 。 塔板結(jié)構(gòu)：采用分塊式塔板還是整塊式塔板。 。 、提餾段的塔板效率，確定實際塔板數(shù)。實現(xiàn)原料混合物中各組成分離該過程是同時進行傳質(zhì)傳 熱的過程。 精餾是多數(shù)分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離。塔底流出的液體，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發(fā)后，蒸氣返回塔中，另一部分液體作為釜殘液取出。有板式塔與填料塔兩種主要 類型。根據(jù) 操作方式又可分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔。 精餾塔的 工作原理是根據(jù)各混合氣體的汽化點（或沸點）的不同，控制塔各節(jié)的不同溫度，達到分離提純的目的。為實現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。本次設(shè)計任務為設(shè)計一定處理量的精餾塔，用以實現(xiàn)正戊烷 — 正己烷 的二元理想物系的分離。 。塔板的負荷性能圖由液相負荷下限線、液相負荷上限線、漏液線、液沫夾帶線和溢流液泛線確定。 ，包括塔頂冷凝器，原料預熱器的換熱面積與泵的造型 (視情況而定 )。 ：編寫程序、 CAD 繪圖等 。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。 4 第 3章 精餾塔的工藝計算 全塔物料衡算 原料液及塔頂塔釜產(chǎn)品的摩爾 分率 正戊烷摩爾質(zhì)量 km olM A kg72? 正己烷摩爾質(zhì)量 km olM B kg86? 進料板產(chǎn)品的摩爾分數(shù) ???FX ? ??F? 塔頂產(chǎn)品的摩爾分數(shù) ???DX ? ??D? 塔釜產(chǎn)品的摩爾分數(shù) ???WX （ ɑw=） 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 進料板平均摩爾質(zhì)量 ? ? k m o lM F ?????? 塔頂產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 ? ? k m o lM D ?????? 塔釜產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 ? ? k mo lM W kg6 6 2 3 2 3 ?????? 料衡算進料量處理量 原料處理量hkmolF 109500 3 ??? ?? 物料衡算 全塔物料計算WDF XWXDXF ????? WDF ?? WD ??? ① WD ??841. ② 5 聯(lián)立①②解得hD ? hW ? 實際回流比 最小回流比及實際回流比確定 正戊烷沸點 ℃ A? ?? 正己烷沸點 ℃ ? 33101? ℃時 ???? ℃時 ??? 平均相對揮發(fā)度 ????? 得到相平衡方程 ? ? xxxxy ????? ? 因為泡點進料 q=1 ?? Fe xx 且此點過相平衡線 ee ???ey 最小回流比 ??????eeeD xy yXR 最小理論板數(shù) 11lgmin ??????? ???????? ?????????? ?? ? WWDDxxxxN ?????? ?????? R RRN NN 取 R 從 min R到 min2 求不同的 N 值 以 (R+1)N 對 R 作圖 6 圖 回流比的確定 求得最優(yōu)回流比 R= 汽、液相流率計算及操作線方程 精餾段的液相流量 hkmolRDL ???? 精餾段的氣相流量 ? ? hkmolDRV ????? 提餾段的液相流量hkmolFLL ?????? 提餾段的氣相流量 hkmolVV ??? 精餾段操作方程 ????? nDVDnVLn xxxy 提餾段操作方程 ??? ???? nWVWnVLn xxxy 理論塔板數(shù)確定 當 R= 時 N= 取整 N=12 塊 ?? Dxy 111 ?????? yyx 再通過精餾段操作線方程 ??? nn xy 7 與相平衡方程 yyx ?? 解得 ?y ?y 8523 ? ??x 改用相平衡方程與提餾段方程 ??? nn xy 計算 ?y ?y = ?y ?y ??x 精餾板有 4 塊板，第 5 塊為進料板，理論全塔有 11 塊板 (包括再沸器 ) 實際塔板數(shù)確定 常壓下正戊烷 — 正己烷氣液平衡組成與溫度的關(guān)系 表 31組分的飽和蒸汽壓 Pio (Kpa) 溫 度 （℃） 40 45 50 55 60 65 Pio 正戊烷 3 2 5 6 8 5 9 8 正己烷 x 1 0 y 1 0 利用表中的數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得 tF、 tD、 tW. 求 Ft . 4550 ????? FFx t ?Fx 解得℃?Ft 求 Dt ???? DDxt 解得℃ 8 求Wt 0 ???? ? WWxt ?Wx 解得℃4467t 精餾段的平均溫度℃ ?? DF ttt 提餾段的平均溫度℃ ?? WF ttt 求℃ ?t時的x和 1y 4045 1 ? ???? x 4045 1 ? ???? y 解得 ?x ?y 求℃時的x和 2 5560 2 ? ???? x