【正文】 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表序號(hào)項(xiàng) 目單 位計(jì)算結(jié)果精餾段提餾段1平均溫度℃2平均壓力Kpa3平均流量流量氣相m3/s4液相m3/s5理論塔板數(shù)塊35實(shí)際塔板數(shù)塊6106塔的有效高度m7塔徑m8板間距m9降液管形式弓形弓形10空塔氣速m/s11 溢流 裝置溢流管形式單溢流單溢流12溢流堰長(zhǎng)度m13溢流堰高度m14板上液層高度m15堰上液層高度m16安定區(qū)寬度m17開(kāi)孔區(qū)到塔壁距離m18開(kāi)孔區(qū)面積m219閥孔直徑mm393920浮閥或篩孔個(gè)數(shù)18418421閥孔或篩孔氣速m/s22閥孔或篩孔動(dòng)能因數(shù)23開(kāi)孔率%24孔心距m25排間距m26塔板壓降Pa27液體在降液管中的停留時(shí)間s28降液管底隙高度m29液相負(fù)荷上限m3/s30液相負(fù)荷下限m3/s31氣相負(fù)荷上限m3/s32氣相負(fù)荷下限m3/s33操作彈性3． 塔附件設(shè)計(jì)一．設(shè)計(jì)任務(wù)與條件在該生產(chǎn)設(shè)計(jì)中，用循環(huán)冷卻水將塔頂蒸汽（，tD =℃）冷卻為液體，冷卻水進(jìn)口溫度設(shè)計(jì)為20℃（根據(jù)新鄉(xiāng)當(dāng)?shù)厮疁兀?，出口溫度?8℃。取E=1，則 ………………………………………………………………………………(5)， 根據(jù)式（1）、（2）、（3）、（4）、（5）可分別作出精餾段塔板負(fù)荷性能圖上的①~⑤共五條線(xiàn)，見(jiàn)圖7 由精餾段塔板負(fù)荷性能圖可以看出： ①在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)A（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在事宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置。以作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則………………………………………………………………………..………. (4)， 液相負(fù)荷下限線(xiàn)①精餾段 取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，依下列的計(jì)算式：，計(jì)算出的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線(xiàn)，該線(xiàn)為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直直線(xiàn)。以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則……………………(3), 漏液線(xiàn)對(duì)于F1型重閥，依計(jì)算，則①精餾段 ，即式中、均為已知數(shù)，故可由此求出氣相負(fù)荷的下限值，據(jù)此作出與液相流量無(wú)關(guān)的水平漏液線(xiàn)。以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則 …...………..……….. (3)②提餾段 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于。因此，可將上式簡(jiǎn)化，得 ……………... (2)， 在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)值，依上式算出相應(yīng)的值列于下表14中表14 液泛線(xiàn)數(shù)據(jù)q,V,L,(m3/s)q,V,V,(m3/s)q,V,L,(m3/s)q,V,V,(m3/s)液相負(fù)荷上限①精餾段 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于。忽略式中項(xiàng)，將式、式、式、式及代入上式，得到當(dāng)物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則，則、及等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即： 式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算如下整理得 或 ………………………… (1)霧沫夾帶線(xiàn)為直線(xiàn)，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值，依上式算出相應(yīng)的值列于下表11中表11 霧沫夾帶線(xiàn)數(shù)據(jù)qV,L(m3/s)qV,V(m3/s)②提餾段 按式作出對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中、及均為已知值，相應(yīng)于的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各已知數(shù)代入上式，便得出的關(guān)系式，據(jù)此作出霧沫夾帶線(xiàn)。②提餾段 正戊烷和正己烷可按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)K=，由圖六查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)=，將以上數(shù)值代入式，得 又按式計(jì)算泛點(diǎn)率，得計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿(mǎn)足的要求。②提餾段 取因此 可見(jiàn)，符合防止淹塔的要求。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋?精餾段 提餾段 單板壓降 ：精餾段 提餾段 2． 淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度。依式計(jì)算，即精餾段 提餾段 塔板開(kāi)孔率=(在10%14%之間，符合要求) 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降根據(jù)計(jì)算塔板壓降(1)干板電阻由式先計(jì)算臨界孔速若，則可按式計(jì)算，若，則可按式計(jì)算。取同一橫排的孔心距t=75mm=，則可按下式估算排間距，即考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用129mm，而應(yīng)小于此值，故取。塔板開(kāi)孔率=(在10%14%之間，符合要求)（2）提鎦段依式求每層塔板上的浮閥數(shù)，即取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度。按，以等腰三角形叉排方式作圖，根據(jù)圖五得閥數(shù)N=184個(gè)。（二）浮閥數(shù)目與排列 取閥孔動(dòng)能因數(shù)F0=10，用式求孔速，即（1）精餾段依式求每層塔板上的浮閥數(shù)，即 依式計(jì)算鼓泡區(qū)面積，即浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。（一） 塔板布置（1）塔板分塊 本設(shè)計(jì)塔徑為，故塔板采用分塊式，由塔徑與塔板分塊數(shù)目表[5]（表10）知塔板分四塊。（5）降液管底隙高度計(jì)算公式 精餾段 取，則故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。但是對(duì)于高壓下操作的塔及易起泡的物質(zhì)，停留時(shí)間應(yīng)更長(zhǎng)些。I、J為由橫坐標(biāo)K值在圖中查得的縱坐標(biāo)值，為塔截面積（），為降液管面積（），為降液管寬（）。（2）堰長(zhǎng) ～，= m（3）溢流堰高度hw 溢流堰高度計(jì)算公式 選用平直堰，堰上液層高度依下式計(jì)算，即 近似取E=1，則精餾段提鎦段取板上液層高度hL=，故精餾段 ==提鎦段 =（4）弓形降液管寬度Wd及截面積Af 為求降液管的寬（Wd）和降液管的面積（Af）,需查圖4獲得，此圖的橫坐標(biāo)值為/D,用K表示。＜11＜9090～160＜9＜70表8 塔板間距和塔徑的經(jīng)驗(yàn)關(guān)系塔徑D，m塔板間距HT，m≥2. 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為Z精=（N精1）HT=（61）=（m）提餾段有效高度為Z提=（N提3）HT=（103）=（m）在進(jìn)料板處及提餾段各開(kāi)1個(gè)人孔，故精餾塔的有效高度為Z=（Z精+ Z提）+2=++（2）=7（m） 塔板主要工藝尺寸計(jì)算溢流裝置計(jì)算各項(xiàng)計(jì)算如下：（1）塔徑D= m精餾段液體流量 q1=3600= 提鎦段液體流量 q2=3600=表9 液相負(fù)荷與板上液流型式的關(guān)系[5]塔徑/m液體流量（m3/h）U行流型單流型雙流型階梯流型＜7＜45計(jì)算得 =0. 233228精餾段液相平均黏度為 =（+）/2=№　xAxB平均黏度塔頂進(jìn)料板塔底 表7液相平均粘度計(jì)算結(jié)果表 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1. 塔徑的計(jì)算（1）最大空塔氣速和空塔氣速 最大空塔氣速空塔氣速 精餾段的氣、液相體積流率為提餾段的氣、液相體積流率為精餾段：提餾段：取板間距HT=，板上液層高度hL=，則HThL==圖3 史密斯關(guān)聯(lián)圖查圖三得精餾段：C20= 提餾段:C20=精餾段負(fù)荷系數(shù)C（精），則空塔氣速為u=== m/s提餾段負(fù)荷系數(shù)C（提），則空塔氣速為u=== m/s(2).塔徑精餾段：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D= m塔截面積為 實(shí)際空塔氣速為 提餾段：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D，=塔截面積為 實(shí)際空塔氣速為 因此精餾塔塔徑為D=。計(jì)算得 =進(jìn)料板液相平均黏度：由tF=℃ ，=，=。 MVDm=72+86= kg/kmol MLDm=72+86= kg/kmol進(jìn)料板汽、液混合物平均摩爾質(zhì)量：查平衡曲線(xiàn)圖（見(jiàn)附圖2），得xF==。代入公式得= (