正庚烷和正辛烷體系精餾浮閥塔設(shè)計

河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計河西學(xué)院HexiUniversity化工原理課程設(shè)計題目:正庚烷和正辛烷體系精餾浮閥塔設(shè)計學(xué)院:化學(xué)化工學(xué)院專業(yè):_化學(xué)工程與工藝學(xué)號:2014210012姓名:劉繼麟指導(dǎo)教師:李守博2016年11月20日精餾塔設(shè)計任務(wù)書一設(shè)計題目正庚烷－正辛烷精餾分離板式塔設(shè)計二工藝條件與數(shù)據(jù)1.設(shè)計任務(wù)生產(chǎn)能力（進料量）90000噸/年操作周期7920小時/年進料組成30%（正庚烷）（質(zhì)量分率，下同）塔頂產(chǎn)品組成≥96%（正庚烷）塔底產(chǎn)品組成≤4%（正庚烷）回流比，自選單板壓降≤700Pa2.操作條件操作壓力塔頂為常壓進料熱狀態(tài)進料溫度50℃加熱蒸汽0.25Mpa(表壓)冷卻水溫度30℃3.設(shè)備型式篩板或浮閥塔板4.廠址新疆地區(qū)（吐魯番）三設(shè)計內(nèi)容1.設(shè)計方案的選擇及流程說明2.塔的工藝計算3.主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計（1）塔徑、塔高及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定（2）塔板的流體力學(xué)校核（3）塔板的負荷性能圖（4）總塔高、總壓降及接管尺寸的確定4.輔助設(shè)備選型與計算5.設(shè)計結(jié)果匯總6.工藝流程圖及精餾工藝條件圖7.設(shè)計評述正庚烷-正辛烷精餾分離浮閥塔設(shè)計劉繼麟摘要：本設(shè)計采用浮閥塔分離正庚烷和正辛烷，通過逐板計算法計算得出理論板數(shù)為20塊，回流比為2.067，算出塔板效率0.59，實際板數(shù)為34塊，進料位置為第18塊，在浮閥塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算中得出精餾段塔徑為1.4米，精餾段塔徑為1.6米，總塔高20.74米，精餾段每層浮閥數(shù)目為85，提餾段每層浮閥數(shù)目為132。通過浮閥塔的流體力學(xué)驗算，證明各指標數(shù)據(jù)均符合標準。同時還對精餾塔的輔助設(shè)備進行了選型計算。塔的附屬設(shè)備中，所有管線均采用無縫鋼管。再沸器采用臥式浮頭式熱器，確定了操作點符合操作要求。關(guān)鍵詞：正庚烷，正辛烷，精餾，浮閥塔1概述1.1精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)用化工生產(chǎn)中所處理的原料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)。生產(chǎn)中為了滿足儲存，運輸，加工和使用的需求，時常需要將這些混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質(zhì)。精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量計的驅(qū)動下，使氣，液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各相分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移。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。本次設(shè)計任務(wù)為設(shè)計一定處理量的分離正庚烷和正辛烷混合物精餾塔。精餾所進行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣(汽)、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求：⑴氣(汽)、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。⑵操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣(汽)、液負荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。⑶流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動力消耗，從而降低操作費用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。⑷結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。⑸耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。⑹塔內(nèi)的滯留量要小。實際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨特的優(yōu)點，設(shè)計時應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進行選型。浮閥精餾塔也是很早出現(xiàn)的一種板式塔，20世紀50年代起對板式精餾塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了浮閥塔的性能，并形成了較完善的設(shè)計方法。與泡罩塔相比，浮閥精餾塔具有下列優(yōu)點：⑴結(jié)構(gòu)比泡罩塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60％。⑵處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％。⑶塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。⑷壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30％左右。

浮閥塔的缺點是：⑴塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。⑵操作彈性較小(約2～3)。⑶造價比篩板塔高。化工原理課程設(shè)計是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，通過課程設(shè)計使我們初步掌握化工設(shè)計的基礎(chǔ)知識、設(shè)計原則及方法；學(xué)會各種手冊的使用方法及物理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結(jié)果的校核，能畫出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。本課程設(shè)計的主要內(nèi)容是過程的物料衡算，工藝計算，結(jié)構(gòu)設(shè)計和校核。1.2設(shè)計方案的選擇和論證1.2.1設(shè)計思路在本次設(shè)計中，我們進行的是正庚烷和正辛烷二元物系的精餾分離，簡單蒸餾和平衡蒸餾只能達到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，有時后可以考慮將余熱再利用。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料。流程參見附圖塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器連種不同的設(shè)置。在這里準備用全凝器，因為可以準確的控制回流比。此次設(shè)計是在常壓下操作。因為這次設(shè)計采用間接加熱，所以需要再沸器?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費用之和最低。在設(shè)計時要根據(jù)實際需要選定回流比。從正庚烷—正辛烷的相關(guān)物性中可看出它們可近似地看作理想物系。而且篩板與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負荷的變動而自動調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。1.2.2選定設(shè)計方案的原則方案選定是指確定整個精餾裝置的流程。主要設(shè)備的結(jié)構(gòu)形式和主要操作條件。所以方案的選定必須：（1）能滿足工藝要求，達到指定的產(chǎn)量和質(zhì)量。（2）操作平穩(wěn)，易于調(diào)節(jié)。（3）經(jīng)濟合理。（4）生產(chǎn)安全。在實際的設(shè)計問題中，上述四項都是必須考慮的。1.3確定設(shè)計方案1.3.1精餾方式的選定本設(shè)計采用連續(xù)精餾操作方式，其特點是：連續(xù)精餾過程是一個連續(xù)定態(tài)過程，能耗小于間歇精餾過程，易得純度高的產(chǎn)品。1.3.2加熱方式的選取本設(shè)計采用間接蒸汽加熱，加熱設(shè)備為再沸器。本設(shè)計不易利用直接蒸汽加熱，因為直接蒸汽的加入，對釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進料條件和產(chǎn)品純度，輕組分收率一定前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需在提餾段增加塔板以達到生產(chǎn)要求，從而又增加了生產(chǎn)的費用，但也增加了間接加熱設(shè)備。1.3.3操作壓力的選取本設(shè)計采用常壓操作，一般，除了熱敏性物料以外，凡通過常壓蒸餾不難實現(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的系統(tǒng)都應(yīng)采用常壓蒸餾。在化工設(shè)計中有很多加料狀態(tài)，這次設(shè)計中采用冷液進料。1.3.4回流比的選擇對于一般體系最小回流比的確定可按常規(guī)方法處理，但對于某些特殊體系，如乙醇水體系則要特殊處理，該體系最小回流的求取應(yīng)通過精餾段操作線與平衡線相切得到。而適宜回流比R的確定，應(yīng)體現(xiàn)最佳回流比選定原則即裝置設(shè)備費與操作費之和最低，我們推薦以下簡化方法計算各項費用，從而確定最佳回流比。一般經(jīng)驗值為1.3.5塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇塔頂選用全凝器，因為后繼工段產(chǎn)品以液相出料，但所得產(chǎn)品的純度低于分凝器，因為分凝器的第一個分凝器相當(dāng)于一塊理論板。塔頂冷卻介質(zhì)采用自來水，方便、實惠、經(jīng)濟。1.3.6板式塔的選擇板式塔工藝尺寸設(shè)計計算的主要內(nèi)容包括：板間距、塔徑、塔板型式、溢流裝置、塔板布置、流體力學(xué)性能校核、負荷性能圖以及塔高等。其設(shè)計計算方法可查閱有關(guān)資料。著重應(yīng)注意的是：塔板設(shè)計的任務(wù)是以流經(jīng)塔內(nèi)氣液的物流量、操作條件和系統(tǒng)物性為依據(jù)，確定具有良好性能（壓降小、彈性大、效率高）的塔板結(jié)構(gòu)與尺寸。塔板設(shè)計的基本思路是：以通過某一塊板的氣液處理量和板上氣液組成，溫度、壓力等條件為依據(jù)，首先參考設(shè)計手冊上推薦數(shù)據(jù)初步確定有關(guān)的獨立變量，然后進行流體力學(xué)計算，校核其是否符合所規(guī)定的范圍，如不符合要求就必須修改結(jié)構(gòu)參數(shù)，重復(fù)上述設(shè)計步驟直到滿意為止。最后給制出負荷性能圖，以確定適宜操作區(qū)和操作彈性。塔高的確定還與塔頂空間、塔底空間、進料段高度以及開人孔數(shù)目的取值有關(guān)，可查資料。表1參數(shù)選取項目方式壓力加料狀態(tài)加熱方式回流比冷凝器冷卻介質(zhì)板式塔選取連續(xù)精餾常壓冷液間接蒸汽全凝器自來水浮閥塔1.3.7關(guān)于附屬設(shè)備的設(shè)計附屬設(shè)備的設(shè)計主要有：（1）熱量衡算求取塔頂冷凝器、冷卻器的熱負荷和所需的冷卻水用量；再沸器的熱負荷和所需的加熱蒸氣用量；然后提出合適的換熱器型號。（2）由原料液進料量選擇合適的離心泵 1.3.8流程的設(shè)計及說明圖1浮閥精餾塔帶控制點的工藝流程圖工藝流程：如圖1所示。原料液由高位槽經(jīng)過預(yù)熱器預(yù)熱后進入精餾塔內(nèi)。操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵,有時還要設(shè)置高位槽。為了便于了解操作中的情況及時發(fā)現(xiàn)問題和采取相應(yīng)的措施，常在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表。比如流量計、溫度計和壓力表等，以測量物流的各項參數(shù)。2精餾塔工藝設(shè)計2.1精餾塔的物料衡算表1正庚烷和正辛烷的物理性質(zhì)項目分子式分子量沸點/°C臨界溫度/°C臨界壓強/kPa正庚烷C7H16100.2198.5201.71620正辛烷C8H18114.22125.629625102.1.1原料液及其塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率正庚烷的摩爾質(zhì)量為：100.205kg/kmol正辛烷的摩爾質(zhì)量為：114.232kg/kmol計算原料液在塔頂，進料板，塔釜處的摩爾分數(shù)（以正庚烷為例）原料正庚烷組成：xF=0.33塔頂組成：xD=0.96塔頂組成：==0.052.1.2原料液及塔頂塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量2.1.3物料衡算原料液處理量：總物料衡算2.2塔板數(shù)的確定2.2.1理論板層數(shù)NT的求取相對揮發(fā)度的計算T=98.5℃時，PA=101.3KPa，PB=44.58KPa。α1=PA/PB=101.3/44.58=2.272T=125.8℃時，PA=212.29KPa，PB=101.3KPa。α2=PA/PB=212.29/101.3=2.096則α=sqrt（α1×α2）=2.18平衡線方程求算汽液相平衡方程：y=α*x/[1+(α-1)x]=2.18x/(1+1.18x)x=y/[α-(α-1)x]=y/(2.18-1.18y)2.2.2q線方程的計算計算q值，原料液的汽化熱為=0.33×336×100.25+0.96×335×114.232=47847.74（kJ/mol）0.33時的泡點溫度為119°C平均溫度=比熱容：正庚烷2.470正辛烷2.427故原料液平均比熱容為=349.69q線方程：2.2.3塔板數(shù)的確定(1)理論塔板層數(shù)NT正庚烷-正辛烷屬于理想物系，采用圖解法求理論塔板數(shù)①由設(shè)計手冊查得正庚烷-正辛烷物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖。圖2圖解法求理論板層數(shù)在圖上做操作線，由點（0.96,0.96）起在平衡線與操作線間畫階梯，直到階梯與平衡線交點小于0.05為止。由此得到理論板NT=20塊（不含再沸器）。其中，精餾段10塊，提餾段10塊（含進料板）。第11塊為進料板。②求最小回流比(Rmin)及操作回流比(R)最小回流比及其操作回流比的求解：聯(lián)立q線方程和相平衡方程解得交點坐標為，帶入數(shù)據(jù)得取操作回流比為：R=1.5Rmin=1.5×1.378=2.067精餾塔的氣、液相負荷L=R×D=2.067×34.89=72.12kmol/hV=(R+1)×D=3.067×34.89=107.01kmol/hL’=L+qF=72.12+1.504×113.40=242.65kmol/hV’=V+（q-1）F=164.16kmol/h④操作線方程精餾段、提餾段操作線方程精餾段操作線：提餾段操作線：⑤圖解法求理論塔板數(shù)由圖可知：理論塔板數(shù)：20精餾段塔板數(shù)：10提餾段塔板數(shù)：10由奧康內(nèi)爾精餾全塔板效率關(guān)聯(lián)圖可得：αμL=0.45全塔板效率Eo=0.59理論板層數(shù)NT的求取精餾段實際塔板數(shù)N精=10/59%=17塊提餾段實際塔板數(shù)N提=10/59%=17塊3.精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的計算3.1操作壓力的計算設(shè)每層塔壓降：△P=0.7KPa（一般情演況下，板式塔的每一個理論級壓降約在0.4~1.1kPa）（新疆地區(qū)-取吐魯番地區(qū)大氣壓強99.77Kpa）進料板壓力：PF=99.77+10×0.7=106.77(KPa)精餾段平均壓力：Pm=(99.77+106.77)/2=103.27(KPa)塔釜板壓力：PW=99.77+19×0.7=113.07(KPa)提餾段平均壓力：Pm’=(103.27+113.07)/2=108.17(KPa)3.2操作溫度的計算查表⑴可得以下為實驗數(shù)據(jù)，也可用安托尼(Antoine)公式計算：表2A、B、C取值溫度/°CABC正庚烷6.021263.91216.432正辛烷6.051356.36209.635表3常壓下正庚烷-正辛烷的氣液平衡與溫度的關(guān)系溫度/°C98.4105110115120125.6正庚烷（g）yA1.000.810.6730.4910.2800正辛烷（l）xA1.000.6560.4870.3110.1570C7H16的安托尼方程：lgPAO=6.0273-1268.115/(tA+216.9)C8H18的安托尼方程：lgPBO=6.04867-1355.126/(tB+209.517)塔頂：x=0.917,y=0.96待求的溫度t就是PAO/PBO=2.172時的溫度，用試差法計算假設(shè)t=115℃，求得PAO=160.89(KPa)，PBO=74.6(KPa)，假設(shè)t=110℃，求得PAO=140.63(KPa)，PBO=64.19(KPa)，用比例內(nèi)插法求PAO/PBO=2.26時的溫度t，解得t=104.71°C所以塔頂溫度tD=104.71℃同理可得進料板溫度tF=108.35℃塔釜溫度tW=111.84℃精餾段平均溫度tm=(104.71+108.35)/2=106.53(℃)提餾段平均溫度t’m=(108.35+111.84)/2=110.09(℃)3.3平均摩爾質(zhì)量的計算a.塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由xD=y1=0.96，x1=0.917 MVDm=0.96×100.205+(1-0.96)×114.232=100.766kg/mol MLDm=0.917×100.205+(1-0.917)×114.232=101.369kg/molb.進料板平均摩爾質(zhì)量計算由yF=0.595，x1=0.415MVFm=0.595×100.205+(1-0.595)×114.232=105.886kg/mol MLFm=0.415×100.205+(1-0.415)×114.232=108.411kg/mol c.塔釜平均摩爾質(zhì)量計算由y1’=0.040，x1’=0.03M’VWm=0.040×100.205+(1-0.040)×114.232=113.671kg/molM’LWm=0.030×100.205+(1-0.030)×114.232=113.811kg/mold.精餾段平均摩爾質(zhì)量 MVm=100.766+105.886)/2=103.326kg/molMLm=(101.369+108.411)/2=104.890kg/mole.提餾段平均摩爾質(zhì)量M’Vm=(105.886+113.671)/2=109.779kg/molM’Lm=(108.411+113.811)/2=111.111kg/mol3.4平均密度的計算表4液體密度(Kg/m3)溫度/°C20406080100120140正庚烷684.8667.4649.4630.7611.0590.3568.3正辛烷703.7705.6689.4672.7655.437.4618.7a.精餾段平均密度的計算Ⅰ氣相由理想氣體狀態(tài)方程得ρVm=PmMvw/RTm=(103.27×103.326)/[8.314×(273.15+106.53)]=3.381kg/m3Ⅱ液相查tD=108.28℃時ρA＝599.3kg/m3ρB=631.1kg/m3 tF=110.57℃時ρA＝592.1kg/m3ρB=630.9kg/m3 塔頂液相的質(zhì)量分率αA=(0.917×100.205)/(0.917×100.205+0.083×114.232)=0.906ρLDm=1/(0.906/599.3+0.094/631.1)=602.156kg/m3進料板液相的質(zhì)量分率αA=(0.415×100.205)/(0.415×100.205+0.585×114.232)=0.384ρLFm=1/(0.384/592.1+0.616/630.9)=615.414kg/m3精餾段液相平均密度為ρLm=(602.156+615.414)/2=608.785kg/m3b.提餾段平均密度的計算Ⅰ氣相由理想氣體狀態(tài)方程得ρ’Vm=PmMvw/RTm=(108.17×109.779)/[8.314(273.15+110.09)]=3.727kg/m3Ⅱ液相查tw=111.84℃時,ρA＝590.1kg/m3,ρB=630.2kg/m3αA=(0.03×100.205)/(0.030×100.205+0.97×114.232)=0.0264ρ’Lwm=1/(0.0264/590.1+0.9736/630.2)=629.09kg/m3提餾段平均密度ρ’Lm=(615.414+629.09)/2=622.26kg/m33.5平均粘度的計算表5液體表面粘度(10-3Pa·s)溫度/°C20406080100120140正庚烷0.4170.3420.2860.2420.2080.1810.143正辛烷0.5450.4360.3580.4000.2550.2190.190液相平均粘度依下式計算即lgμLm=∑xilgμia．塔頂液相平均粘度的計算由tD=104.71℃查⑵得μA=0.189mPa.s μB=0.239mPa.slgμLDm=0.917lg(0.189)+0.083lg(0.236)=-0.715μLDm=0.193mPa.sb．進料板平均粘度的計算 由tF=108.35℃查⑵得μA=0.186mPa.s μB=0.237mPa.slgμLFm=0.415lg(0.186)+0.585lg(0.237)=-0.669μLFm=0.214mPa.s精餾段平均粘度μLm=(0.193+0.214)/2=0.204mPa.sc．塔底液相平均粘度的計算 由tW=111.84℃查⑵得μA=0.181mPa.s μB=0.227mPa.slgμLWm=0.030lg(0.181)+0.970lg(0.227)=-0.644μLWm=0.225mPa.s提餾段平均粘度μL’m=(0.214+0.225)/2=0.220mPa.s3.6平均表面張力的計算表6液體表面張力(10-3N/m)溫度/°C20406080100120140正庚烷20.1818.216.2614.3612.5110.78.952正辛烷21.5419.6417.7815.9514.1612.4110.71液相平均表面張力依下式計算即σLm=∑xiσia.塔頂液相平均表面張力的計算由tD=104.71℃查⑵得σA=11.95N/m σB=22.45mN/mσLDm=0.917×11.95+0.083×22.45=12.822mN/mb.進料板液相平均表面張力的計算由tF=108.35℃查⑵得σA=11.48mN/m σB=22.52N/mσLFM=0.415×11.48+0.585×22.52=17.939mN/mc.塔底液相平均表面張力的計算由tW=111.84℃查⑵得σA=11.23mN/m σB=22.550N/mσLWm=0.030×11.23+0.97×22.550=22.211mN/m精餾段液相平均表面張力σLm=(12.822+17.939)/2=15.411mN/m提餾段液相平均表面張力σ’Lm=(17.939+22.211)/2=20.075mN/m4.精餾塔的塔體工藝尺寸計算4.1精餾段塔徑計算由上面可知精餾段L=72.12kmol/h，V=107.01kmol/ha．塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為VS=VMVm/3600ρVm=(107.01×103.326)/(3600×3.381)=0.9084m3/sLS=LMLm/3600ρLm=(72.12×104.890)/(3600×608.785)=0.00345m3/s式中，負荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖⑶查得C20再求圖的橫坐標為Flv=(LS/VS)×(ρl/ρv)0.5=0.0510取板間距，HT=0.4m,板上清液層高度取hL=0.05m，則HT-hL=0.350m圖3史密斯關(guān)聯(lián)圖由上面史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知C20=0.075氣體負荷因子C=C20×(σ/20)0.2=0.0583Umax=0.9528取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為U=0.7Umax=0.7×0.9528=0.6670m/s=1.317m按標準塔徑圓整后為D=1.4m塔截面積為At=0.785×1.4×1.4=1.5386m2實際空塔氣速為U實際=0.9084/1.5386=0.5904m/sU實際/Umax=0.5904/0.9528=0.6197(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計要求)4.2提餾段塔徑計算由上面可知提餾段L’=242.65kmol/h，V’=164.16kmol/ha．提餾段塔徑的計算提餾段的氣、液相體積流率為：V’S=V’MVm/3600ρ’Vm=(164.16×109.779)/(3600×3.727)=1.3432m3/sL’S=L’MLm/3600ρ’Lm=(242.65×111.111)/(3600×622.26)=0.01204m3/s式中，負荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖⑶查得C20再求圖的橫坐標為Flv=(LS/VS)×(ρl/ρv)0.5=0.1158取板間距，HT=0.45m，板上清液層高度取hL=0.1m，則HT-hL=0.35m由史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知C20=0.0670氣體負荷因子C=C20×(σ/20)0.2=0.0671Umax=0.8644m/s取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為U=0.8Umax=0.8×0.8644=0.6912m/s=1.5734m按標準塔徑圓整后為D=1.6m塔截面積為At=0.785×1.6×1.6=2.0096m2實際空塔氣速為U實際=1.3432/2.0096=0.6684m/sU實際/Umax=0.6912/0.8644=0.7996(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計要求)4.3精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z精=（N精-1）HT=（17-1）×0.40=6.4m提餾段有效高度為Z提=（N提-1）HT=（17-1）×0.45=7.2m在塔頂開一個人孔，進料板上方和塔底各開一個人孔，其高度均為0.6m故精餾塔有效高度為Z=Z精+Z提+0.6+0.6+0.6+0.2=6.4+7.2+0.6+0.6+0.6+0.2=13m5.塔板主要工藝尺寸的計算5.1精餾段a．溢流裝置計算因塔徑D=1.4m，所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。(此種溢流方式液體流徑較長，塔板效率較高，塔板結(jié)構(gòu)簡單，加工方便，在直徑小于2.2m的塔中被廣泛使用。)各項計算如下：1)堰長lw可取lw=0.60D=0.84m2)溢流堰高度hw由hw=hL－h(huán)ow選用平直堰，(溢流堰板的形狀有平直形與齒形兩種，設(shè)計中一般采用平直形溢流堰板。)堰上層液高度how由下列公式⑷計算，即有how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)圖4液流收縮系數(shù)計算圖圖5弓形降液管的參數(shù)圖并由圖液流收縮系數(shù)計算圖，則可取用E=1.0，則how=0.0171m取板上清液層高度hL=0.05m故hw=0.0329m3)弓形降液管的寬度Wd和截面積Af由lw/D=0.6查圖可求得Af/AT=0.055Wd/D=0.11Af=0.055×1.5386=0.0846m2Wd=0.11*1.4=0.154m并依據(jù)下式驗算液體在降液管中的停留時間，即θ=Af/×HT/Ls=0.0864×0.40/0.00345=10.02＞5s其中HT即為板間距0.40m，Ls即為每秒的體積流量驗證結(jié)果為降液管設(shè)計符合要求。4）降液管底隙高度hoho=Ls/（lw×uo'）取uo'=0.25m/s(一般取u0′=0.07～0.25m/s。)則ho=0.00345/(0.84×0.2)=0.0205m＞0.02mhw-ho=0.0303-0.0205=0.0124＞0.006m故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度h’w=55mm。b．塔板布置1)塔板的分塊因為>800mm，所以選擇采用分塊式。2)邊緣區(qū)寬度確定取Ws=W’s=65mm,Wc=35mmc．開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa按下面式子計算，則有Aa=2[x（r2－x2）0.5+∏r2/180×sin-1（x/r）]其中x=D/2－(Wd＋Ws)=0.54r=D/2－Wc=0.697由上面推出Aa=0.454m2d.浮閥數(shù)與開孔率預(yù)先選取閥孔臨界動能因子F0=10；由F0=可求閥孔氣速5.438m/s對于浮閥的排列,根據(jù)以上設(shè)計的數(shù)據(jù)采用正三角交排。取孔的孔徑,按正三角形排列，一般碳鋼板厚，如圖6所示圖6正三角形排列圖按N1=85重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：閥孔動能因數(shù)為F0=精餾段浮閥塔板得開孔率此開孔率在5%~15%范圍內(nèi)，符合要求。所以精餾段這樣開孔是合理的。5.2提餾段(計算公式和原理同精餾段)a．溢流裝置計算因塔徑D=1.6m，所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤（同精餾段）。各項計算如下：1)堰長lw可取lw=0.6D=0.96m2)溢流堰高度hw由hw=hL－h(huán)ow可選取平直堰，堰上層液高度how由下列公式計算，即有how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)并由圖液流收縮系數(shù)計算圖⑷，則可取用E=1.05，則how=0.0379取板上清液層高度hL=0.1m故hw=0.1-0.0379=0.0621m3)弓形降液管的寬度Wd和截面積Af由lw/D=0.6查圖⑷可求得Af/AT=0.055Wd/D=0.11Af=0.055×2.0096=0.111mWd=0.11×1.6=0.176m并依據(jù)下式驗算液體在降液管中的停留時間，即θ=Af×HT/Ls=0.111×0.45/0.01204=4.15s3s<θ<5s其中HT即為板間距0.45m，Lh即為每小時的體積流量驗證結(jié)果為降液管設(shè)計符合要求。4）降液管底隙高度hoho=Ls/（lw×uo'）取uo'=0.25m則ho=0.01204/(0.96×0.25)=0.0502m＞0.02mHw-hO=0.0621-0.0502=0.0119m＞0.006m故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度h’w=55mm。b塔板布置1)塔板的分塊因為D>800mm，所以選擇采用分塊式。2)邊緣區(qū)寬度確定取Ws=W’s=65mm,Wc=35mmc開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa按式子計算，則有Aa=2[x（r2－x2）0.5+∏r2/180×sin-1（x/r）]其中x=D/2－(Wd＋Ws)=0.559r=D/2－Wc=0.765由上面推出Aa=0.601m2d.浮閥數(shù)與開孔率預(yù)先選取閥孔臨界動能因子F0=10；由F0=可求閥孔氣速對于浮閥的排列,根據(jù)以上設(shè)計的數(shù)據(jù)采用正三角交排。按N1=132重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)： 閥孔動能因數(shù)為F0=精餾段浮閥塔板得開孔率此開孔率在5%~15%范圍內(nèi)，符合要求。所以精餾段這樣開孔是合理的。每層塔板的開孔面積為：6.篩板的流體力學(xué)驗算6.1精餾段1)塔板的壓降每層塔板靜壓頭降可按式圖7干篩孔的流量系數(shù)圖a.計算干板靜壓頭降首先將g=9.81m/s2代入式中可以解，則需要根據(jù)公式b.板上液層阻力圖8充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖可以由公式計算出板上液層阻。由于所分離的正辛烷和正庚烷混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)，其中為板得液層高度由上面知=0.05m，則可以算出液體表面張力所產(chǎn)生的阻力可c.計算液體表面張力所造成的靜壓頭降由公式計算求得液柱由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為換成單板壓降(設(shè)計合理)2)液面落差對于篩板塔，液面落差很小，由于塔徑和液流量均不大，所以可忽略液面落差的響。3)降液管中液清層的高度可以由式a.計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降前已計算b.計算溢流堰（外堰）高度前已計算c.液體通過降液管的靜壓頭降因不設(shè)進口堰，所以可用式其中為液體通過降液管底隙時流速按照經(jīng)驗式,=0.1m/s,則可以算的=0.00153md.上液流高度前已求出這樣4)液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度Hd應(yīng)服從式子Hd≤ψ(HT＋hw)正庚烷和正辛烷屬于一般物系，取ψ=0.5，則ψ(HT＋hw)=0.5（0.4+0.0329）=0.2165m則有：Hd≤ψ(HT＋hw)于是可知本設(shè)計不會發(fā)生液泛5)霧沫夾帶量的驗算a,霧沫夾帶量判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率來完成的。泛點率的計算時間可用式：塔板面積由前面可得：正庚烷和正辛烷混合液可按冒泡物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1,在從泛點負荷因數(shù)圖中查得負荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率F1為為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。b．嚴重漏液校核當(dāng)閥孔的動能因數(shù)低于5時將會發(fā)生嚴重漏液，前面已計算，可見不會發(fā)生嚴重漏液。6.2提餾段1)塔板的壓降每層塔板靜壓頭降可按式計算干板靜壓頭降首先將g=9.81m/s2代入式中可以解，則需要根據(jù)公式板上液層阻力可以由公式計算出板上液層阻。由于所分離的正辛烷和正庚烷混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)，其中為板得液層高度由上面知=0.1m，則可以算出計算液體表面張力所造成的靜壓頭降由公式計算求得液柱由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為換成單板壓降(設(shè)計合理)2)液面落差對于篩板塔，液面落差很小，由于塔徑和液流量均不大，所以可忽略液面落差的響。3)降液管中液清層的高度可以由式a.計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降前已計算b.計算溢流堰（外堰）高度前已計算c.液體通過降液管的靜壓頭降因不設(shè)進口堰，所以可用式其中為液體通過降液管底隙時流速按照經(jīng)驗式,=0.1m/s,則可以算的=0.00153md.上液流高度前已求出這樣4)液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度Hd應(yīng)服從式子Hd≤ψ(HT＋hw)正庚烷和正辛烷屬于一般物系，取ψ=0.5，則ψ(HT＋hw)=0.5（0.45+0.0621）=0.256m則有：Hd≤ψ(HT＋hw)于是可知本設(shè)計不會發(fā)生液泛5)霧沫夾帶量的驗算a,霧沫夾帶量判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率來完成的。泛點率的計算時間可用式：塔板面積由前面可得：正庚烷和正辛烷混合液可按冒泡物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1,在從泛點負荷因數(shù)圖中查得負荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率F1為為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。b．嚴重漏液校核當(dāng)閥孔的動能因數(shù)低于5時將會發(fā)生嚴重漏液，前面已計算，可見不會發(fā)生嚴重漏液。7.塔板負荷性能圖7.1精餾段負荷性能圖a.霧沫夾帶線按泛點率其中為板上液體流程長度，m;對于單溢流程塔型=D—2Wd=1.4—2×0.154=1.092m;;;整理得整理可得：b.液泛線綜合可以得：φ(HT+hw)=由此式確定液泛線。液泛線方程為其中，整理可得：c.液體負荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低于3~5s，液體在降液管內(nèi)停留時間=（AfHT）/LS1，以=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，則d.漏液線對于F1型重閥，依據(jù)下限要求計算又知式中d0，N，ρv1均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負荷的下限值，據(jù)此作出與液體流量無關(guān)的水平漏夜線。以F0=5作為規(guī)定氣體最小負荷的標準。則e.液相負荷下限線取堰上液層上高度how=0.006m作為液相負荷下限條件計算出下限值，依此作出液相負荷下限線，該線為氣相流出無關(guān)的豎直線，其中E取值為1。則可以解出=0.0007039m3/s7.2提餾段負荷性能圖a.霧沫夾帶線按泛點率其中為板上液體流程長度，m;對于單溢流程塔型=D—2Wd=1.6—2×0.176=1.248m;;;整理得整理可得：b.液泛線綜合可以得：φ(HT+hw)=由此式確定液泛線。液泛線方程為其中，整理可得：c.液體負荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低于3~5s，液體在降液管內(nèi)停留時間=（AfHT）/LS1，以=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，則d.漏液線對于F1型重閥，依據(jù)下限要求計算又知式中d0，N，ρv1均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負荷的下限值，據(jù)此作出與液體流量無關(guān)的水平漏夜線。以F0=5作為規(guī)定氣體最小負荷的標準。則e.液相負荷下限線取堰上液層上高度how=0.01m作為液相負荷下限條件計算出下限值，依此作出液相負荷下限線，該線為氣相流出無關(guān)的豎直線，其中E取值為1。則可以解出=0.001513m3/s在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，按上式算出對應(yīng)的值列于表7精餾段霧沫夾帶線和液泛線計算結(jié)果：表7精餾段霧沫夾帶線和液泛線計算結(jié)果0.00060.0010.0030.0050.0070.0090.78580.77950.74790.71630.68470.65311.02421.0120.95230.88380.79770.6848依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出精餾段霧沫夾帶線和液泛線。在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，按上式算出對應(yīng)的值列于表8提餾段霧沫夾帶線和液泛線計算結(jié)果：表8提餾段霧沫夾帶線和液泛線計算結(jié)果0.00150.0030.0050.0080.0010.0131.64371.61581.57981.52061.47461.38932.27082.23802.19422.12862.08492.0193依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出提餾段霧沫夾帶線和液泛線。以上五條線在坐標中如下，精餾段的塔板設(shè)計圖：圖9精餾段塔板負荷性能圖以上五條線在坐標中如下，提餾段的塔板設(shè)計圖：由以上1~5作出塔板負荷性能圖圖10提餾段塔板負荷性能圖由圖可看出：（1）在任務(wù)規(guī)定的氣液負荷下的操作點p（設(shè)計點）處在適宜操作區(qū)的適中位置（2）塔板的氣相負荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制（3）按固定的液氣比，由圖查出精餾段塔板的氣相負荷上限，氣相負荷下限提餾段塔板的氣相負荷上限，氣相負荷下限所以：精餾段操作彈性=，提留段操作彈性=8.精餾塔的工藝設(shè)計結(jié)果一覽表表9物料衡算結(jié)果項目符號單位數(shù)值備注塔頂摩爾分數(shù)10.96塔頂平均摩爾質(zhì)量100.77塔頂流量D34.89進料摩爾分數(shù)10.33進料液平均摩爾質(zhì)量100.60進料流量F113.40塔低摩爾分數(shù)10.05塔底平均摩爾質(zhì)量113.53塔底產(chǎn)品流量W78.51表10精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算結(jié)果項目符號單位數(shù)值備注精餾塔提餾塔平均壓力103.27108.17平均溫度106.33110.09平均粘度0.2040.220液相的平均摩爾質(zhì)量104.890111.111氣相的平均摩爾質(zhì)量103.326109.779液相平均密度608.785622.26氣相平均密度3.3813.727平均表面張力15.41120.075氣體流量0.90841.3432液體流量0.003450.01204表11浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果項目符號單位計算數(shù)據(jù)備注精餾段提餾段塔徑Dm1.41.6塔板距m0.40.45塔板類型單溢流弓形降液管、凹形受液盤分塊式塔板空塔氣速m/s0.7240.613堰長m0.840.96堰高m0.03290.0621板上液層高度m0.0050.01降液管低隙高度m0.02050.0502開孔區(qū)面積0.4540.601每層浮閥效率%10.0110.01邊緣區(qū)寬度m0.065安定區(qū)寬度m0.035浮閥數(shù)N85132等腰三角形叉排氣相動能因子1010氣體通過浮閥孔氣速m/s5.4388.180孔心距tm同一橫排孔心距降液管面積0.08460.111單板壓降0.424210.55061液體在降液管內(nèi)停留時間s10.024.15降液管內(nèi)清液層高度m液柱0.122530.19173塔的有效高度Zm13.0氣相負荷上限0.008460.0124液泛線控制氣相負荷下限0.00070390.001513漏液線控制霧沫夾帶（泛點率）51.4%53.23%漏液點最小氣速0.4540.671操作彈性2.1232.2379、精餾塔的接管尺寸及附屬設(shè)備9.1．接管尺寸9.1.1進料管本設(shè)計采用直管進料，管徑計算如下：取則經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格：9.1.2回流管直管回流，取則經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格：9.1.3塔釜出料管直管出料，取則經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格：9.1.4塔頂蒸汽出料管直管出氣，取出口氣速則經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格：9.1.5塔釜進氣管直管進氣，取氣速則經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格：9.1.6法蘭由于常壓操作，所以法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用法蘭。=1\*GB3①進料管接管法蘭：Pg6Dg70HG5010-58=2\*GB3②回流管法蘭：Pg6Dg60HG5010-58=3\*GB3③塔底出料管法蘭：Pg6Dg80HG5010-58=4\*GB3④塔頂蒸氣管法蘭：Pg6Dg500HG5010-58=5\*GB3⑤塔釜蒸氣進氣法蘭：Pg6Dg550HG5010-589.2塔體結(jié)構(gòu)9.2.1筒體與封頭1.筒體壁厚選6mm，所用材質(zhì)為A32.封頭本設(shè)計采用橢圓形封頭，由公稱直徑，直邊高度為：，內(nèi)表面積為：，容積為：。選用封頭。9.2.2除沫器當(dāng)空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、絲網(wǎng)除沫器以及程流除沫器。本設(shè)計采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、重量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點。設(shè)計氣速選?。合禂?shù)除沫器直徑：選取不銹鋼除沫器類型：標準型；規(guī)格：40-100；材料：不銹鋼絲（1Gr18Ni9Ti）；絲網(wǎng)尺寸：圓絲9.2.3裙座塔底采用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內(nèi)徑>800mm，故裙座壁厚取16mm。基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整：，，基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm，考慮到再沸器，裙座高度取3m。地角螺栓直徑取M30。9.2.4吊柱對于較高的室內(nèi)無框架的整體塔，在塔頂設(shè)置吊柱，對于補充和更換填料、安裝和拆卸內(nèi)件，即經(jīng)濟又方便的一項設(shè)施，一般取15m以上的塔物設(shè)吊柱，本設(shè)計中塔高度大，因此設(shè)吊柱。因設(shè)計塔徑D=1600mm，可選用吊柱500kgR=700mm,L=3500mm,H=1100mm材料為A3。9.2.5人孔人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會使制造時塔體的彎曲度難于達到要求，一般每隔10~20塊塔板才設(shè)一個人孔，本塔中共36塊板，需設(shè)置3個人孔，每個孔直徑為600mm，在設(shè)置人孔處，板間距為600mm。9.3塔總體高度的設(shè)計9.3.1塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為600mm，塔頂部空間高度為1200mm。9.3.2塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取5min。=m9.3.3塔總體高度9.4附屬設(shè)備設(shè)計9.4.1冷凝器塔頂全凝器的熱負荷：由于塔頂溜出液幾乎為純正庚烷，為簡化計算，可按純的正庚烷的摩爾焓計算。若回流液在飽和溫度下進入塔內(nèi)，則tD=104.71℃,由表7內(nèi)插法得該溫度下正庚烷的汽化熱為349.69J/Kg。表12液體汽化熱(KJ/mol)溫度/°C8090100110120正庚烷375364352348335正辛烷370360350345333水為冷凝質(zhì)，其進出冷凝器的溫度分別為30℃，45℃，則平均溫度下的比熱（查設(shè)計手冊），冷凝水用量為：0.107×35238.86=3770.56kw取水為冷凝介質(zhì)，其進出冷凝器的溫度分別30℃和45℃則平均溫度下的比熱，于是冷凝水用量可求有機物蒸汽冷凝器設(shè)計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為本設(shè)計取出料溫度：104.71℃（飽和氣）104.71℃（飽和液）冷卻水溫度：30℃45℃逆流操作：傳熱面積：9.4.2再沸器（1）再沸器的熱負荷為：因為釜殘液幾乎為純正辛烷，故其焓可按純正辛烷計算，即塔底溫度（2）0.164×114.232×2984=（3）加熱蒸汽用量選用的飽和蒸汽加熱，溫度為T=138.8,平均溫差(4)換熱系數(shù)K查手冊，換熱面積10.設(shè)計評述近四周的課程設(shè)計終于艱難地結(jié)束了，我在老師的指導(dǎo)和幫助下成功的完成——正辛烷精餾操作中浮閥塔的設(shè)計。本設(shè)計采用制造價格較低的浮閥塔，盡量減少設(shè)備成本和操作成本，但仍不免許多不合理支出。所設(shè)計出的塔體較高，在實際制造和安裝過程中可能會有較大難度因此可以考慮采用多塔多級精餾的形式，以求資源的良好整合與利用。關(guān)于整個工藝流程的熱量利用，我也是有些想法的。精餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，因此熱效率很低，通常進入再沸器的能量僅有5左右被利用。塔頂蒸汽冷凝放出的熱量是大量的但其位能較低不可能直接用來做塔釜的熱源。因此可以用熱夾點法計算，用塔頂?shù)睦淠艧岷屠鋮s放熱對原料也進行初步加熱，再用塔釜殘液將原料液加熱到泡點。這樣可以大大提高熱利用率。通過此次設(shè)計，目的是使設(shè)備達到最佳的工藝要求，以節(jié)省費用，提高經(jīng)濟效益，那么就必須要熟練的掌握分離的作用和設(shè)計中注意的變數(shù)，另一方面也要考慮數(shù)據(jù)的特性，合不合符設(shè)計的要求，也存在一個合理性的問題，所以計算的范圍也必須要從操作中來一個綜合的評價。例如在設(shè)計過程中，出現(xiàn)過很多問題，例如在已有的浮閥塔板的浮閥孔排布中，找不到合適的塔板滿足設(shè)計要求，就必須自行設(shè)計新的浮閥孔排布；操作彈性過小，就必須調(diào)整前面的設(shè)計參數(shù)，以期達到相對較大的操作彈性。在這次設(shè)計的過程中，讓我感觸最深的是細心、專心、耐心。因為在設(shè)計中會出很多的細節(jié)問題一個不留神就會出現(xiàn)錯誤一旦出現(xiàn)錯誤就是要從頭再來，那就要浪費很多時間，