【正文】 個化工工藝設(shè)備總投資中塔設(shè)備所占的比重 ,在化肥廠中約為 21%,石油煉廠中約為 20一 25%,石油化工廠中約占 10。此外 ,蒸餾用塔的能量耗費巨大 ,也是眾所周知的。因而強(qiáng)化塔設(shè)備來強(qiáng)化生產(chǎn)操作是生產(chǎn)、設(shè)計人員十分關(guān)心的課題。 技術(shù)來源 目前，精餾塔的設(shè)計方法以嚴(yán)格計算為主，也有一些簡化的模型，但是嚴(yán)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(yán)格計算法。高位槽加料通 過控制液位高度，可以得到穩(wěn)定流量，但要求搭建塔臺，增加基礎(chǔ)建設(shè)費用：泵加料屬于強(qiáng)制進(jìn)料方式，本次加料可選泵加料。 進(jìn)料狀態(tài) 進(jìn)料方式一般有冷液進(jìn)料，泡點進(jìn)料、汽液混合物進(jìn)料、露點進(jìn)料、加熱蒸汽進(jìn)料等。 泡點進(jìn)料基于恒摩爾流，假定精餾段和提餾段上升蒸汽量相等，精餾段和提餾段塔徑基本相等。 冷凝方式 選全凝器，塔頂出 來的氣體溫度不高。 9 加熱方式 采用間接加熱，因為塔釜設(shè)了再沸器，故采用間接加熱。A/kpa p176。A/kpa p176。 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。 ??????? 解得： F= W= V=hk m o lRDL / 0 6 ???? ? ? hk m o lDRV / 8 6 ?????hk m olFLqFLL / ???????? hk m o lVFVV /)1q( ?????? 理論塔板層數(shù)的確定 精餾段操作線方程： ??????? nDnn xRxxR Ry 提餾段操作線方程： 4 8 )1()1(39。39。1 ?????? mwmn xxRxRRy q 線方程： x= fx = 相對揮發(fā)度計算： 88?????????????????? 相平衡公式：yyxxxyy )1(11 ??????? ??? 理論板的計算： fDxxyxyxyxxy???? ????? ????? ????? ????? ????? ????? ????44332211相平衡操作線相平衡操作線相平衡操作線相平衡 由計算知第 4 板為加料板。 s，μ B= mPa s，μ B= mPa s，μ B= mPa s μ LD= + = mPa s 全塔液體的平均黏度： 14 μ Lm =（ μ LF+μ LD +μ LW） /3=（ ++） /3= mPa?FP 1 0 939。 MVDm= + = kg/kmol MLDm= + = kg/kmol 精餾段氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量： MV180。m=（ +） /2= 平均密度 （ 1） 氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 16 ??mVmmVm RTMp? ? ? 3/ mkg??? ? （ 2）液相平均密度 液相平均密度計算公式： ?? iim W ??1 表 41 各組分的液相密度與溫度的關(guān)系 溫度（℃） 正戊烷（ kg/m3） 正己烷（ kg/m3） 0 10 20 30 616 40 50 60 620 70 80 90 100 535 由表 41 圖 42 正戊烷密度與溫度的關(guān)系圖 17 /kg/m310020030040050060070020 40 60 80 100 120溫度/ oCt D=D= f =t f =t W =W =0 圖 43 正己烷密度與溫度的關(guān)系圖 / k g / m 31 0 02 0 03 0 04 0 05 0 06 0 07 0 020 40 60 80 1 0 0 1 2 0溫度/ oCt D= 3 8 . 1 6D= 6 3 9 . 8 6 1f = 6 3 3 . 1 2 6t f = 4 5 . 7 3t W = 6 6 . 2 5W = 6 1 3 . 8 8 30 ① 塔頂液相平均密度 塔頂溫度： ?Dt ℃ 由圖 42,43 可得： 3/ mkgA ?? 3/ mkgB ?? 3, /1 mkgDmL ???? 18 ② 進(jìn)料板液相平均密度 進(jìn)料板溫度： tF=℃ 由圖 42,43 可得： 3/4 0 9 9 mkgA ?? 3/1 2 3 3 mkgB ?? 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 ?AW 3, /1 mFmL ???? 精餾段液相平均濃度為 ρ Lm=（ +） /2=同理可得：塔頂 液相密度 D? ： kg/m3 塔釜液相密度 W? ： 3/mkg 加料板液相密度 f? ： 3/mkg 料液平均密度 l? ： 3/mkg 精餾段平均密度 1? ： 3/mkg 提餾段平均密度 2? ： 3/mkg 全塔平均密度 ? ： 3/mkg 液相表面平均張力的計算 液相平均表面張 力計算公式： σ Lm=? iix? 各段表面張力： ? ? 2/fD1 ??? ?? ? ? 2/W2 f??? ?? 19 表 42 各組分的表面張力與溫度的關(guān)系 溫度（ ℃ ） 正戊烷（ mN/ ） 正己烷（ mN/ ） 0 10 20 16 30 17 40 50 60 14 70 80 12 90 100 由表 42 得 圖 43 正戊烷表面張力與溫度的關(guān)系圖 20 40 60 80 100溫度/5101520張力/ m0t W=t f=t D= 圖 44 正己烷表面張力與溫度的關(guān)系圖 20 20 40 60 80 100溫度/5101520張力/ m0t W=t f=t D= ① 塔頂液相平均表面張力： 塔頂溫度： ?Dt ℃ 由圖 44,45 可得： A? = ? =DmL,? = + = mN/m ② 進(jìn)料板液相平均表面張力： 進(jìn)料板溫 度： ?Ft ℃ A? = mN/m B? = mN/m FmL,? = + = mN/m 精餾段液相平均表面張力為 Lm? =（ +） /2=同理可得：塔頂 液相 表面張力： mN/m 塔釜液相 表面張力 ： nN/m 加料板液相 表面張力 ： 料液平均 表面張力 ： 精餾段平均 表面張力 ： mN/m 提餾段平均 表面張力 ： mN/m 21 全塔平均表面張力： mN/m 物性數(shù)據(jù)總匯 表 43 物性數(shù)據(jù)匯總表 T （℃） ρ L （ kg/m3） ρ V (kg/m3) σ ( 10^3N/m) 塔頂 加料板 塔釜 精餾段 提餾段 全塔 料液 五、塔體工藝尺寸計算 塔徑的計算 最大空塔氣速和空塔氣速 22 最大空塔氣速 VVLC ? ?? ??m a xu 空塔氣速 m a x)~( uu? 精餾段的氣、液相體積流率為 sVMV VmVms /m2 2 6 0 0 8 13 6 0 0 3????? ? smLM mLm /0 0 3 6 0 0 6 0 0L 3Ls ?? ??? ? 提餾段的氣、液相體積流率為 smMV VmmV / 6 0 0 6 0 0V 3s ??????? ?? sML mLmL /m 0 . 0 0 8 61 3 1 33 6 0 0 3 33 6 0 039。20 ???????????????? LmCC ? smCVVL / 39。 精餾塔有效高度計算 精餾段有效高度為 T ???? ）（）（ 精精 提餾段有效高度為 4 . 5 m0 . 4 5111H1NZ T ???? ）（）（ 提提 在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為 25 故精餾塔的有效高度為 ???? 提精 溢流裝置計算 因塔徑 D=，可選取單流型弓形降液管，采用凹型受液盤。 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。0 ? ，則 mulsh W