【正文】 材料，鋼殼襯砌襯、涂非金屬材料。（3）填料：瓷、鋼、鋁、石墨、尼龍、聚丙烯塑料。 板式塔的常用塔型及其選用板式塔是分級接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，種類繁多。由于盤式浮閥塔具有如下特點(diǎn)。（2）操作彈性比泡罩塔要大。因?yàn)樗P上沒有復(fù)雜的障礙物，所以液面落差小，塔盤上的氣流比較均勻。（5）塔盤的結(jié)構(gòu)較簡單，易于制造。故本設(shè)計采用盤式浮閥塔。選擇時應(yīng)考慮的因素有：物料性質(zhì)、操作條件、塔設(shè)備的性能，以及塔設(shè)備的制造、安裝、運(yùn)轉(zhuǎn)和維修等。因?yàn)樘盍夏苁古菽屏?，在板式塔中則易引起液泛。如必須用板式塔，宜選用結(jié)構(gòu)簡單、造價便宜的篩板塔盤、穿流式塔盤或舌形塔盤，以便及時更換。如可采用裝填規(guī)整填料的散堆填料等，當(dāng)要求真空度較低時，也可用篩板塔和浮閥塔。板式塔的傳質(zhì)效率較差?？蛇x用泡罩塔、浮閥塔、柵板塔、舌形塔和孔徑較大的篩板塔等。（6） 操作過程中有熱效應(yīng)的系統(tǒng)，用板式塔為宜。 與操作條件有關(guān)的因素（1） 若氣相傳質(zhì)阻力大（即氣相控制系統(tǒng)，如低黏度液體的蒸餾，空氣增濕等），宜采用填料塔，因填料層中氣相呈湍流，液相為膜狀流。（2） 大的液體負(fù)荷，可選用填料塔，若用板式塔時，宜選用氣液并流的塔型（如噴射型塔盤）或選用板上液流阻力較小的塔型（如篩板和浮閥）。（3） 低的液體負(fù)荷，一般不宜采用填料塔。（4） 液氣比波動的適應(yīng)性，板式塔優(yōu)于填料塔，故當(dāng)液氣比波動較大時宜用板式塔。對于大塔徑，對加壓或常壓操作過程，應(yīng)優(yōu)先選用板式塔；對減壓操作過程，宜采用新型填料。（3） 大塔以板式塔造價較廉。 設(shè)計任務(wù)和條件（1）處理含正戊烷（A）60%（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）的正戊烷—正己烷混合液。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)時部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后進(jìn)入儲罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。 tb =℃ tF =45℃℃下 CpA=(Kg.℃) CpB= (Kg.℃) 230 KJ/Kg 220KJ/Kg =+ = KJ/(Kg.℃) =+ =226KJ/Kg =因此，q線方程為： 因?yàn)閝線方程斜率較大，所以近似處理為x=，即泡點(diǎn)進(jìn)料（q=1）。圖2 正戊烷正己烷的汽液平衡圖 故最小回流比為 取操作回流比為 精餾段的液相負(fù)荷 (4)求精餾塔的氣、液相負(fù)精餾段的氣相負(fù)荷 提鎦段的液相負(fù)荷提鎦段的氣相負(fù)荷 （5）操作線方程精餾段操作線方程為=x=+提留段操作線方程為=（6）圖解法求理論板層數(shù) 采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖1所示。實(shí)際板層數(shù)的求取精餾段實(shí)際板層數(shù) NP，精=3/=≈6提留段實(shí)際板層數(shù) NP，提=5/=≈10總實(shí)際板層數(shù) NP= NP，精+ NP，提=16 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算操作壓力塔頂操作壓力 pD=p當(dāng)?shù)?p表=+4= kPa每層塔板壓降 Δp=進(jìn)料板壓力 pF=+6=精餾段平均壓力 pm1=(+)/2=塔底壓力 pw=（+16）=提鎦段平均壓力 pm2=（+）/2=操作溫度根據(jù)汽液相平衡數(shù)據(jù)畫出汽液相平衡圖，由不同部位的含量在圖（見附圖2）中查得塔頂、塔底及加料板處的溫度并計算精餾段、提鎦段的平均溫度。塔頂及塔釜溫度分別為：tD =℃ tw = ℃ 全塔平均溫度 tm=(+)/2=℃ 查參考書[4]得定性溫度下物料的粘度：s。平均摩爾質(zhì)量 塔頂汽、液混合物平均摩爾質(zhì)量：由xD=y1=，查平衡曲線圖得x1=（見附圖2）。MVFm=72+86= kg/kmolMLFm=72+86= kg/kmol塔底汽、液混合物平均摩爾質(zhì)量：第8板上液相組成x=，查平衡曲線圖（見附圖2），得y=MVWm=72+86= kg/kmolMLWm=72+86= kg/kmol精餾段汽、液混合物平均摩爾質(zhì)量：MVm=（+）/2= kg/kmolMLm=（+）/2= kg/kmol提餾段汽、液混合物平均摩爾質(zhì)量：MVm,（+）/2= kg/kmolMLm,=（+）/2= kg/kmol平均密度查參考書[4]得如下數(shù)據(jù)： 表2 各組分的液相密度與溫度的關(guān)系溫度正戊烷正己烷℃Kg/m3Kg/m3塔頂 610640600635塔底 580610表3 各組分的表面張力與溫度的關(guān)系溫度正戊烷正己烷℃mN/mmN/m塔頂 進(jìn)料板 塔底 表4 各組分的粘度與溫度的關(guān)系溫度正戊烷正己烷℃mPa?smPa?s 塔頂 進(jìn)料板 塔底 a精餾段 （1）氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 kg/m3（2）液相平均密度 液相平均密度計算公式： 塔頂液相平均密度：== 同理其余各數(shù)據(jù)計算結(jié)果如表5：表5 各部分組成摩爾分?jǐn)?shù)、質(zhì)量分?jǐn)?shù)與平均密度№xAxBwAwB平均密度()塔頂進(jìn)料板塔底精餾段平均密度：=（+）/2= b．提鎦段（1）氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 kg/m3（2）提餾段平均密度：由表5得（+）/2=液相平均表面張力液相平均表面張力計算公式： Lm= 塔頂液相平均表面張力：由tD=， A= mN/m，B= mN/m LDm=+= mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力：由tF=， A= mN/m，B= LFm=+= mN/m塔底液相平均表面張力：由tw=， A=12mN/m，B= LWm=+= 精餾段液相平均表面張力：=（+）= mN/m mN/m表6 平均表面張力計算結(jié)果表　№xAxB平均表面張力（mN/m）塔頂進(jìn)料板塔底液相平均粘度：混合液體平均粘度計算公式： 塔頂液相平均黏度：由tD=℃ ，=，=。計算得 =塔底液相平均黏度：由tw=℃ ，=，=。由表8塔板間距和塔徑的經(jīng)驗(yàn)關(guān)系[5]表可知該精餾塔塔徑符合要求。＜11＜110110～200200～300＜11＜110110～230230～350＜11＜110110～250250～400＜11＜110110～250250～450因此，由表9液相負(fù)荷與板上液流型式的關(guān)系表可知，整個精餾塔選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。在圖中橫坐標(biāo)為K處向上做垂線，與圖中的兩條曲線各得一交點(diǎn)，由這兩點(diǎn)分別作水平線與縱軸分別交于兩點(diǎn)I和J，I=Wd/D，J=Af/AT,AT為塔截面積。圖4 和值與LW/D的關(guān)系由/D=，查圖得，Af/AT=，Wd/D=Af==（m2）Wd==（m2）液體在降液管中的停留時間一般不應(yīng)小于3~5s，以保證溢流液體中的泡沫有足夠的時間在降液管中得到分離。在求得降液管截面積之后，應(yīng)按下式驗(yàn)算降液管內(nèi)液體的停留時間，即： 所以 精餾段=提鎦段=故降液管設(shè)計合理。提餾段 取，則故降液管底隙設(shè)計合理。表10 塔徑與塔板分塊數(shù)目 塔徑/mm8001200140016001800200022002400分塊數(shù)目3456 （2）取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度。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134mm，而應(yīng)小于此值，故取。圖5按N=184重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9~12范圍內(nèi)。依式計算鼓泡區(qū)面積，即浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。按，以等腰三角形叉排方式作圖，根據(jù)圖五得閥數(shù)N=18按N=184重新核