【正文】 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）a=(N2ρL)=6b=ψHT+(ψ1β)hw=c=108/()2=107d=(1+β)/lw2/3= （3）過量泄漏線 取Fo=5作為泄漏點，Vh=（525） （4）降液管超負荷線 取停留時間為3s，Lh=3600AdHT /τ=　　　 （526） （5）液相負。 ⑤ 降液管內停留時間τs與流速udτs=Ad HT /Ls （520）精餾段： τs=5s提餾段： τs=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。 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。=Cv=Vs= m3/sZ=D2Wd=12002190= Ab=2Ad=1131021150=取 Ks=查得，= 代入數(shù)值分別求得：=% =%F1=max{，}=% 小于80%，霧沫夾帶量e。 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=D2Wd=12002190=Ab=2Ad =1131021150= Ls= = 取 Ks=查《化工原理課程設計》圖217，= 代入數(shù)值分別求得=%=% F1=max{，}=% 小于80%，霧沫夾帶量e。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。全開后 hc= u02 ρv /ρL/2g=。取大者 hc=。對所選塔板進行校驗：uo= uo′=區(qū)域劃分如圖： 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： 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hc=。 ③閥孔的排列閥孔按等腰三角形排列：，s=75mm根據(jù)《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(shù) n==≈8 (3)開孔率： 精餾段： ==，空塔氣速=4VS/=。 ①區(qū)域劃分對分塊式塔板WF≥80 ~100mm Wc≥80~90mm ②浮閥數(shù)的確定：精餾段=。(1)浮閥塔板結構參數(shù)的確定：浮閥型式：F1型重閥，閥孔直徑39mm，閥徑48mm，約33g。 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。513 T301的降液管標準管數(shù)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。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。③根據(jù)經(jīng)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。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。/= 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。/= m/h= m/s V39。=V+(q1)F=V= L39。 (2)提餾段 查得各組分相應密度數(shù)據(jù)如表：表511 提餾段各組分數(shù)據(jù)提餾段組分T=℃ P=正戊烷環(huán)戊烷異己烷合 計氣液相摩爾分數(shù)Xi分子量Mi液相質量分數(shù)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(wǎng)波紋填料 L39。表58 T201接管尺寸匯總接管位置直徑/mm外徑厚度伸出長度補強圈計算值公稱直徑mmmm外徑內徑塔頂蒸汽出口dV35335037710200620137回流管dR991001086150200112進料管dF465057150底部出料管dw495057150塔底至再沸器dl1241251336200250137再沸器直接管db39640042611200680430 T301的選型與設計 塔徑的計算 選用板式塔 （1）精餾段 查得各組分相應密度數(shù)據(jù)如下表：表59 精餾段各組分數(shù)據(jù)精餾段組分T=℃ P=異戊烷正戊烷環(huán)戊烷合 計氣液相摩爾分數(shù)Xi分子量Mi液相質量分數(shù)Xi液相密度ρiXi/ρi105103107103液相密度ρL氣相密度ρG ①液相密度的計算： kg/m3 ②氣相密度的計算：M平=XiM平=(kg/kmol) =PM平/RT= V=(R+1)D= L=RD= Ls= L /L = m/h= m/s Vs=V/=4199 m/h= m/s 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(jù)經(jīng)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。 ⑤塔底至再沸器的接管管徑dl，取ul= 選一次通過式再沸器，則 dl== 選用：接公稱直徑Dg=125mm，1336mm。 ③進料管管徑dF，取uF= dF== 選用接管：接公稱直徑Dg=50mm，57。 (2) 接管的設計 ① 塔頂蒸汽出口管徑dV，取uV=20m/s dV== 選用標準：接公稱直徑Dg=350mm，37710mm。 ② 封頭設計采用橢圓形封頭，查《化工原理課程設計》得D=2000mm基本尺寸， 曲面高度h1=500mm，直邊高度h2=40mm，封頭厚度s=10mm。=V+(q1)F= L′m=L′== Gm′=V′=== kg/h 流動參數(shù) = 填料負荷因子 = = 所選填料負荷 因子== AT== 所以，提餾段塔徑== 。（2）提餾段 查得各組分相應密度數(shù)據(jù)如表57： 表57 提餾段各組分數(shù)據(jù)提餾段組分T=58℃ P=異戊烷正戊烷環(huán)戊烷異己烷合 計氣液相摩爾分數(shù)Xi分子量Mi液相質量分數(shù)Xi液相密度ρiXi/ρi1051031054..94105103液相密度ρL氣相密度ρG ①液相密度的計算： kg/m3 ②氣相密度的計算： =PM平/RT=101325()= ③計算塔徑：選用JWB250Y金屬絲網(wǎng)波紋填料 L39。 ⑥再沸器返塔連接管管徑db，取ub=，（Lb為氣液相之和） db== 選用接管：公稱直徑Dg=300mm，即32510mm。 ④塔底出料管管徑dw，取uw= dw== 選用接管：Dg=80mm，即896mm。 ②回流管管徑dR，取uR= dR== 選用標準：接公稱直徑Dg=40mm。④裙座 塔的高徑比：30采用圓筒形裙座，開4個50mm的排氣孔。②封頭設計采用橢圓形封頭，查《化工原理課程設計》得D=800mm基本尺寸，曲面高度h1=200mm，直邊高度h2=40mm，封頭厚度s=10mm。= kg/h 流動參數(shù) = 式中，L、G塔內液、氣相流率kg/h 、塔內液、氣相密度kg/m填料負荷因子= = 所選填料負荷因子== 由式（57）可得AT= 所以，提餾段塔徑== 綜上所述。= kg/h G39。=L+qF=L+F=L39。采用泡點進料 q=1V39。 壓縮因子Z：Tcm=∑yiTi，Pcm=∑yiPci，ωm=∑yiωi 表54 提餾段氣液相密度基礎數(shù)據(jù)表組分正丁烷異戊烷正戊烷環(huán)戊烷異己烷合計xi，yi，mol%100Tc，KPc，atm i由Kay式混合規(guī)則可得： Tcm=yiTci=，Pcm=yiPci= Trm=(+273)/=，Prm=落在普遍化關系曲線下方，適用普遍壓縮因子法。V=(R+1)D=(+1)=L=RD==Lm=L==G=V=6246kg/h=流動參數(shù)：= （55） 式中，L、G塔內液、氣相流率kg/h 、塔內液、氣相密度kg/m 填料負荷因子