化工原理精馏设计计算(新)1.doc

河南城建学院化学化工系分离工程课程设计任务书指导教师： 学生姓名： 班级学号： 20010年6月 一、分离工程课程设计目的、任务分离工程课程设计是分离工程教学的一个重要环节，是综合应用本门课程和有关先修课程所学知识，完成以分离单元操作为主的一次设计实践。通过课程设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，并在查阅技术资料、选用公式和数据、用简洁文字和图表表达设计结果、制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练。在设计过程中还应培养学生树立正确的设计思想和实事求是、严肃负责的工作作风。 二、分离工程课程设计的基本内容 围绕分离工程课程内容，以某一典型基本原理与单元过程（相平衡、精镏、吸收）的设计为中心，训练学生查阅和综合资料的能力、英语翻译能力，计算机编程和寻找计算方法能力，撰写论文能力。其基本内容为： 1、 设计方案简介 对给定或选定的设计题目，进行简要的论述。 2、工艺设计计算(含计算机辅助计算)。 3、设计说明书的编写 设计说明书的内容应包括：设计任务书，目录，中、英文摘要，设计方案简介，工艺计算，设计结果汇总，设计评述，结语（包括设计体会、收获、评述、建议、致谢等），主要技术符号说明，参考文献。整个设计由论述，计算和图表三个部分组成，论述应该条理清晰，观点明确；计算要求方法正确，误差小于设计要求，计算公式和所有数据必需注明出处；图表应能简要表达计算的结果。三、设计条件及任务 已知：精馏塔 进料量=100 mol/h；泡点进料，操作压力=405.3kPa 。 进料组成（摩尔分数）： 正丁烷 xA=0.35；正戊烷 xB=0.25； 正己烷 xC=0.25；正庚烷 xD=0.15。 分离要求： 正戊烷在馏出液中的回收率为 90；正己烷在釡液中的回收率为 90。 四、对设计说明书及图纸的要求 （一）设计说明书的要求1、装祯顺序（1）封面（2）任务书（3）目录（4）内容摘要（5）正文（6）参考文献（7）封底（8）全部内容采取软包装形式进行装祯2、设计说明书格式及打印要求（1）统一A4纸打印（2）主标题3#字黑体，居中（3）副标题4#字黑体，居中（4）文内各标题4#黑体（5）正文宋体小4#字，行间距1.5倍，图、表按所在章编号（6）参考文献楷体4#字（7）注释一律采用脚注，宋体5#说明书必须书写工整、格式规范、图文清晰。说明书中所有符号必须注明意义和单位。（二）设计图纸要求： 1、流程图 本设计要求画“生产装置工艺流程图”，图纸大小为A2。本图应表示出装置或单元设备中所有的设备和机器，以线条和箭头表示物料流向，并以引线表示物料的流量、温度和组成等。设备以细实线画出外形并简略表示内部结构特征，大致表明各设备的相对位置。设备的位号、名称注在相应设备图形的上方或下方，或以引线引出设备编号，在专栏中注明个设备的位号、名称等。管道以粗实线表示，物料流向以箭头表示（流向习惯为从左向右）。辅助物料（如冷却水、加热蒸汽等）的管线以较细的线条表示。（2）设备图本设计要求画主要设备详图一张，图纸大小为A1。表示其结构形式、尺寸（表示设备特性的尺寸，如圆筒形设备的直径等）、技术特性等。设备图基本内容有： 视图：一般用主（正）视图、剖面图或俯视图表示主要设备结构形状； 尺寸：图上应注明设备直径、高度以及表示设备总体大小和规格的尺寸； 技术特性表：列出设备操作压力、温度、物料名称、设备特性等； 标题栏：说明设备名称、图号、比例、设计单位、设计人、审校人等。图纸要求：投影正确、布置合理、线型规范、字迹工整。目录一 概述二 板式精馏塔的工艺计算72.1塔内物料组成以及塔内温度的确定.72.1.1 清晰分割 .82.1.2计算塔顶和塔底温度.82.1.2.1塔顶温度.92.1.2.2塔底温度.92.1.3用非清晰分割计算各组分的相对挥发度以及其他值102.1.4验证非清晰分割计算的结果以确定塔顶和塔底温定112.1.5进料温度的求取112.2塔板数的确定in.112.2.1由芬斯克方程求最小理论板数132.2.2由恩德伍德法求最小回流比142.2.3根据吉利兰方程求理论板数152.2.4总板效率的计算.152.2.5实际塔板数的计算152.2.6进料位置的确定15 三.浮阀塔板设计3.1.1气液负荷的计算.193.1.2塔顶平均摩尔质量计算193.1.3平均密度计算193.1.4液体平均张力计算193.1.5液体平均粘度计算193.1.6 气液体积流率203.2初选塔径223.2.1求上限空塔气速umax223.2.2计算空塔气速223.2.3初算塔径233.3选取塔径及实际空塔气速233.3.1根据浮阀塔直径系列标准圆整233.3.2实际空塔气速的求取233.4计算塔截面积233.5计算塔的有效高度233.6塔板设计233.6.1确定塔板溢流形式233.6.2确定降液管的结构形式233.6.2.1 降液管的结构形式3.6.2.2 计算降液管的底隙高度3.6.2.3 求降液管的宽度及截面积3.6.2.4 求液体在降液管内的停留时间3.6.3塔板四区尺寸的确定243.6.4初算浮阀个数253.6.5确定浮阀排列方式及实际浮阀个数253.6.6核算阀孔动能因数及孔速263.6.7计算塔板开孔率263.7塔板的水力学计算263.7.1气体通过浮阀塔板的压强降263.7.液泛检验273.7.3雾沫夹带283.8塔板负荷性能图293.8.1泄漏线293.8.2液相负荷下限线293.8.3液相负荷上限线293.8.4液泛线303.8.5雾沫夹带线（上限）31 3.9接管尺寸计算3.9.1 进料管3.9.2 塔顶蒸汽管3.9.3 回流管3.9.4 釜液出口管3.9.5 塔底经再沸器后蒸汽出口管3.10 塔高3.11 热量衡算3.11.1 对塔顶全凝器的热量衡算3.11.2再沸器热量衡算四.设计结果汇总36五 结束语3六参考文献 摘要 As is known to all,the oil is closely releated to our life and industry.However,our insearch to the oil is far to halt.The produces from the oil is so various that they are of course used widely.But we usually make use of parts of them such as saturated groups-one of the most important compounds.therefore,their separation is of great importance.Now , most of gas-seperating device of oil-refining factory are still using the seperation of distillation . Distillation is the unit operation of seperating liquids compounds . Its basic theory is applying the differences of eyery seperated parts volatility , that is , under the same pressure , they are seperated as the different boiling point .Column device is a device that can realize distillations chance between gases and liquids , widely used in chemical industry , petrochemical industry and others . Its constructure style basicly can be divided into two types-board column and fioat-valve column .Board column is a device that complete the transmition between gases and liquids through touch , and floatvalve columns advantages are the strong produce capacity and the large elasticity of operation , because the plate dfficiency is very high , the pressure drop from air to liquid level is relative small , and its cost is cheaper , float-valve column has become the most widely useful column type .众所周知，石油与人们的生产生活密不可分，而我们都它研究远没有停止。石油产品种类繁多，用途极广。而我们通常仅仅用到石油的部分成分，比如烷烃-石油的一大组成成分，它的有效分离显得极其关键。当前各炼厂的气体分离装置大部分仍然采用精馏分离。蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作，其基本原理是利用被分离的各组分的挥发度不同，即各组分在同一压力下具有不同的沸点将其分离的。塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。板式塔用途较广，它是逐级接触式的气液传质设备。浮阀塔的优点是：生产能力大、操作弹性大、塔板效率高、气体压强降及液面落差较小、塔的造价低。浮阀塔已成为国内应用最广泛的塔型。 概述蒸馏的基本原理是将液体混合物部分气化,利用其中各组份挥发度不同（相对挥发度，）的特性，实现分离目的的单元操作。蒸馏按照其操作方法可分为：简单蒸馏、闪蒸、精馏和特殊精馏等。精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。 精馏过程中蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。 精馏设备所用的设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。本设计采用浮阀塔，因其1生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%40%，与筛板塔接近。 2操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。 4气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%80%，但是比筛板塔高 20%30。 浮阀塔兼有泡罩塔和筛板塔的优点，而且操作弹性大，操作灵活，板间压降小，液面落差小, 浮阀的运动具有去污作用，不容易积垢堵塞，操作周期长，结构简单，容易安装，操作费用较小，其制造费用仅为泡罩塔的60%80%；又由于F1型浮阀塔结构简单，制造方便，节省材料，性能良好；另外轻阀压降虽小，但操作稳定性差，低气速时易漏液。综上所述，选择F1型重阀浮阀塔。 本设计首先采用清晰分割及非清晰分割进行物料衡算，确定各组分组成及塔顶、塔底温度。接下来确定回流比，从而计算出理论板数，再通过板效率最终确定实际板数。之后进行塔的设计，包括塔径、塔高、塔板的设计，且需满足各复合检验。最后进行辅助设施的设计及热量衡算。37二板式精馏塔的工艺计算2.1塔内物料组成以及塔内温度的确定2.1.1 清晰分割 进料组成可见下表1-1所示：组分i正丁烷正戊烷正己烷正庚烷Z0.350.250.250.15 由分离要求可知正戊烷为轻关键组分，正己烷为重关键组分。塔顶轻组分量：1000.90.25=22.5塔底轻组分量：=1000.25 （1-0.9）=2.5塔顶重组分量：=100 (1-0.9)0.25=2.5 塔底重组分量：=1000.9 0.25=22.5各物质组成见下表：组分i正丁烷正戊烷正己烷正庚烷0.350.250.250.151352525151003522.52.50600.5830.3750.0420102.522.5154000.06250.56250.3751 2.1.2计算塔顶和塔底温度2.1.2.1塔顶温度假设塔顶温度为C，计算如下表所示： 组分i 0.5830.3750.0421 1.860.6870.281 0.31350.54590.14801.0074故可知所设塔顶温度为正确2.1.2.2塔底温度假设塔底温度为，计算如下表所示组分i0.06250.56250.37512.11.1950.540.13130.67220.20251.006故可知所设塔底温度为正确2.1.3用非清晰分割计算各组分的相对挥发度以及其他相关值以重关键组分为对比组分，计算列表如下组分i1.860.6870.2810.1226.9192.44510.4345.62.11.1950.544.6861.75710.45195.5692.07310.443将以上数据代入汉斯特别克公式可得到=-0.9542+(0.9542+0.9542)=6.0278 -0.9542 分别将各关键组分的值代入上式求得，并进一步求得,计算结果列表如下组分i5.5692.07310.443/3.4758.9951118.147/3525251510034.99922.4992.4980.01260.0080.0012.50122.50214.98839.9920.58320.37500.04160.000212.50.06250.56250.37501由上表数据可知 0.9 因此可知符合分离要求2.1.4验证非清晰分割计算的结果以确定塔顶和塔底温度 假设塔顶温度为C，验算如下表所示：组分i0.58320.37500.04160.000211.860.6870.2810.122/0.31350.54590.14800.00161.009经上表验证结果可知所设塔顶温度为正确 假设塔底温度为，验算如下表所示：组分i2.50.06250.56250.375015.62.11.1590.54/0.000140.13130.67220.20251.006经上表验证结果可知所设塔顶温度为正确2.1.5进料温度的求取设进料温度为，计算结果如下表所示： 组分i 0.2 0.4 0.3 0.1 1 2.35 0.95 0.43 0.195 0.47 0.38 0.129 0.0195 0.9985 故可知进料温度为2.2塔板数的确定2.2.1由芬斯克方程求最小理论板数由理论级公式可得=6.03（块）2.2.2由恩德伍德法求最小回流比由塔顶和塔底温度可知平均温度为 =依据以下两式计算最小回流比 （1） （2）以重组分为对比组分，在平均温度为下的各组分k值及相对挥发度如下表所示：组分i2.81.120.50.2355.62.2410.470.350.250.250.151饱和液体进料时，汽化分率e取值为0，此时把上表对应值代入式（1）可得由上式可解得 把代入（2）式可得 由上式可解得 取操作回流比为1.6，即可得回流比为R=1.6=0.7522.2.3根据吉利兰方程求理论板数吉利兰方程为 （3）其中，把x值代入式（3）中可解得y=0.495又 可解得 S=12.922.2.4总板效率的计算总板效率为 在平均温度为下，查得各组分液体黏度如下表所示：组分i0.08350.12920.27340.22020.350.250.250.15由公式以及上表中的相关数据可得 从而可得板效率为 =0.6392.2.5实际塔板数的计算由以上计算可知除去再沸器后的实际塔板数为 圆整为19 即实际塔板数为19块2.2.6进料位置的确定设m为提馏段板数，n为精馏段板数，理论板数为 =m+n+1由=m+n+1 可知 12.92=m+n+1=2m+1从而可解得 m=5.96（块） n=11.92-5.96=5.96（块）即精馏段实际塔板数 将进料板并入精馏段，可取精馏段为10块板，则提馏段 即从上而下在第10块板进料三 浮阀塔板设计计算3.1物性参数计算3.1.1气液负荷的计算V=(R+1)D=1.75260.008=105.1343.1.2塔顶平均摩尔质量计算根据塔顶的物料组成计算塔顶平均摩尔质量如下表所示：组分iM58.12472.15186.178100.205、0.58320.37500.04160.000210.31350.54590.14800.00161.00918.22239.38712.7540.160370.5233.89827.0573.5850.0200464.56根据塔底的物料组成计算塔底平均摩尔质量如下表所示：组分iM58.12472.15186.178100.2052.50.06250.56250.375010.000140.13130.67220.20251.0060.001454.50948.47537.57790.5620.008149.47357.92920.29287.702由塔顶和塔底液体以及气体各对应的平均摩尔质量可得全塔的液体和气体的平均摩尔质量为 3.1.3平均密度计算3.1.3.1气体可由理想气体状态方程求得为 3.1.3.2液体平均密度可依据式进行计算 塔顶温度为时对塔顶液体平均密度计算如下表所示：组分i515572610.1640.05/0.5250.4190.05550.00031/0.00101940.000732520.0000909680.0000004840.0018434由上表数据可得塔顶液相平均密度为 塔底温度为时对塔底液体平均密度计算如下表所示组分i404.765495.835547.97582.60.00145310.04979340.5352647720.41492574613.591.0049.7687.122由上表数据可得塔底液相平均密度为 由塔顶液相平均密度和塔底液相平均密度可得全塔液相平均密度为 3.1.4液体平均张力计算由相应手册查得各组分的表面张力如下表所示：组分i0.58320.37500.04160.000214.5898.05911.1213.4352.67633.02210.46260.0026876.16372.50.06250.56250.375011.7345.2407.74210.0880.000043350.32754.35493.7838.4654其中上表中由上表中相关数据可得塔内液相表面平均张力为 3.1.5液体平均粘度计算由相应手册查得各组分的黏度如下表所示： 组分i 0.58320.3750.04160.000210.1050.16150.34150.264 -0.9788-0.7918-0.4666-0.5784-0.5708-0.2969-0.0194-0.000116-0.8873 2.50.06250.56250.375010.05650.09110.20720.1677 -0.000031198-0.06503-0.3845-0.2908-0.7403由上表可求得 因此可得液体平均粘度为3.1.6 气液体积流率 气体体积流率= 液体体积流率= （在此取平均液相流量即）3.2初选塔径3.2.1 求上限空塔气速umax=因为=0.132,取板间距HT=0.40m(参考化工原理下册129页，图11-8史密斯关联图查出C20=0.07，C=C20（/20）0.2=0.07（7.3146/20）0.2=0.0572 。则 umax=C20为史密斯关联图在液体表面张力=20mN/m的物系绘制。3.2.2 计算空塔气速 适宜的空塔气速是umax乘以安全系数，安全系数取0.60.8之间。本设计取安全系数为0.7，所以u=0.70.4207=0.2945m/s。3.2.3 初算塔径 。3.3 选取塔径及实际空塔气速3.3.1 选取塔径根据浮阀塔直径系列标准圆整为1m。3.3.2 实际空塔气速的求取 。3.4 计算塔截面积ATAT=D2/4=3.1412/4=0.7854m23.5 计算塔的有效高度ZZ=NHT=580.6=34.8 m。3.6 塔板设计3.6.1 确定塔板溢流形式根据传热过程及设备中介绍，目前，凡直径2.2m以下的浮阀塔，一般都采用单溢流塔板操作。3.6.2 确定降液管的结构形式3.6.2.1 降液管的结构形式采用弓形降液管。3.6.2.2 计算降液管的底隙高度对于单溢流取堰长LW=0.7D=0.71=0.7m取液体通过降液管底隙时的流速=0.2m/s。 。取值根据经验一般可取0.070.25之间。确定的原则是保证流体流经此处时的阻力不太大，同时要有良好的液封。3.6.2.3 求降液管的宽度及截面积LW/D=1.76/2.2=0.8，由化工原理下册137页，图11-16查得Wd/D=0.142，所以Wd=0.142D=0.142m。Af/AT=0.09，所以Af=0.09AT=0.090.7854=0.0707m23.6.2.4 求液体在降液管内的停留时间=AfHT/LS=0.07070.4/0.003975=7.114s，求得大于5秒，能够满足要求。3.9.3 塔板四区尺寸的确定3.9.3.1 边缘区宽度WC取0.07m。3.9.3.2 破沫区宽度WS取0.10m。3.9.3.3 溢流区宽度Wd=0.44m。3.9.3.4 鼓泡区面积Aa：根据公式 Aa=2式中X= R=（D/2）-WC=1/2-0.05=0.45m。 Aa= =0.4804 m23.6.4 初算浮阀个数浮阀塔的操作性能以板上所有浮阀处于刚刚全开时的情况为最好，此时塔板的压强降及板上液体的泄露都比较小，且操作弹性较大，根据工业生产装置的数据对F1型重浮阀而言，当板上所有浮阀刚刚全开时,F0动能因数常在912之间。本设计取F0=10，因为F0=，所以,设为气体通过阀孔时的速度，F0为气体通过阀孔时的动能因数，为气体密度，则=3.164m/s。那么浮阀个数Nf=， d0为浮阀孔直径d0=0.039m。Nf=593.6.5 确定浮阀排列方式及实际浮阀个数因为D=2.2m0.9m所以采用分块式塔板，排列方式取等腰三角形叉排，同一横排的阀孔中心距t为0.075m,而相邻两排孔心距=0.1086m。因塔直径较大，故采用分块式安装。 3.6.6 核算阀孔动能因数及孔速因=VS/（0.785d20Nf）=0.223/（0.78559）=3.1656m/sF0=阀孔动能因数变化不大仍在912范围之内，所以选取合理。3.6.7 计算塔板开孔率 开孔率=u/u0=0.284/3.1656=8.97%3.7 塔板的水力学计算塔板的流体力学验算，目的在于核算上述各项工艺尺寸已经确定的塔板，在设计任务规定的气液负荷下能否正常操作。其内容包括对塔板压强、液泛、雾沫夹带、泄漏等项的验算。3.7.1 气体通过浮阀塔板的压强降3.7.1.1 干板阻力hC临界孔速=2.977 m/s故应用下式计算，3.7.1.2 板上充气液层阻hR因为分离的混合物为碳氢化合物的混合物，故取板上充气程度因数0=0.45，取板上液层高度hL=0.06m。根据公式hR=0hL=0.450.06=0.027m。3.7.1.3 液体表面张力造成的阻力h 所以气体通过浮阀板的压降为hP=hC+hR+=0.0676+0.0315+0.0000683=0.08587m液柱，单板压降PP= =0.08587550.119.81=471.482Pa3.7.2 液泛验算该塔板不设进口堰，故液体通过降液管的压降hd=hd=降液管中当量清液层高度Hd=hd+hP+hL=0.00802+0.08587+0.06=0.1539m，实际降液管中液体和泡沫的总高度大于这个值，为了防止液泛，应保证降液管中泡沫液体的总高度不超过上层塔板的出口堰，所以在设计中令Hd（HT+hW），是参数考虑到降液管内液体充气及操作安全两种因素的校正系数。一般物系取=0.5，取出口堰高度hW=0.05m，即=0.5，hW=0.05m，HT=0.4m。 则Hd0.5（0.05+0.40）=0.225m，符合要求不会液泛。3.7.3 雾沫夹带泛点率= 或泛点率=式中：VS、LS分别为气、液负荷m3/s；、分别为塔内气、液密度kg/m3；ZL为板上液体流经长度m，对单溢流塔板ZL=D-2WS=2.2-20.07=0.86m；Ab为板上液体流经面积m2，对单溢流塔板Ab=AT-2Af=0.7854-20.0707=0.644m2 ，Ab、AT（塔截面积）、Af（降液管截面积）。；CF为泛点负荷系数，可根据气相密度及板距HT查得（根据传质过程及设备图5-1-29）。知=60.92、HT=0.6，化查得泛点负荷系数Cf=0.117。K=1.0（普通物系，无泡沫）泛点率= =46.3041%或泛点率=42.3041% 对于D0.9m的大塔，泛点率都应小于80%，实际求得的泛点率均小于80%，符合要求，所以雾沫夹带量能满足eV0.1kg（液）/kg（气）。3.8 塔板负荷性能图3.8.1 泄漏线 对于型重阀，当阀孔动能因数为5-6时，漏液量接近10%，这就是气相负荷下限值的依据，即按F0=5作为规定气体取小负荷的标准，则(VS)min=0.1115m3/s根据(VS)min在纵坐标轴上定出一点作水平线，即为泄漏线。3.8.2 液相负荷上限线以=5秒作为液体在降液管中停留时间下限值，即(LS)max=AfHT/5=0.07070.40/5=0.005656m3/s。根据(LS)max在横坐标轴上定出一点C并作垂线，即为液相负荷上限线。3.8.3液相负荷下限线对于平堰，一般取堰上液层高度h0W=0.006m作为液相负荷下限条件，低于此限时便不能保证板上液流的均匀分布，降低气液接触效果，根据公式hOW=有(LS)min= =0.0005971m3/s 根据(LS)max在横坐标轴取定一点B作垂线，即为液相负荷下限线。3.8.4 液泛线根据（HT+hW）=+hL+hd可导出VS与LS的关系式，即。式中： b=HT+（-1-0）hW=0.50.4+（0.5-1-0.45）0.05=0.1525 则： 在至0.00059710.005656之间取若干个LS值，算出相应的VS值，见下表。表 LS 、VS对应关系表LS（m3/s）0.00060.0010.0030.005VS（m3/s）0.37970.37450.35060.3230根据表的数据，再绘制出液泛线。3.8.5 雾沫夹带上限线雾沫夹带上限线表现了雾沫夹带量eV=0.1kg（液）/kg（汽）时的LSVS的关系。按泛点率=80%时找出LS与VS的关系，即泛点率=80%= =则 VS=0.4433-8.6017LS同理：在LS=0.00059710.005656之间取若干个值，算出所对应的值列于下表，并绘图即雾沫夹带上限线。表-16 雾沫夹带线LSVS对应数据表 VS=0.4433-8.6017LSLS（m3/s）0.00060.0010.0030.005VS（m3/s）0.43810.43470.41750.4003 根据以上五条线绘出塔板负荷性能图见附图。3.9接管尺寸计算3.9.1 进料管进料流率F=100kmol/h，此时平均分子量为74.957，密度为550.11。进料体积流率=13.626，取管内流速0.6因此进料管管径=0.09m3.9.2 塔顶蒸汽管 塔顶蒸汽出口流率V=105.134 kmol/h，平均分子量为63.909，密度。体积流率=740.06。取蒸汽流速为20则=0.114m39.3 回流管 回流液流率L为45.126kmol/h, 平均分子量为70.52,密度为542.48。 =5.866，取回流管流速，所以3.9.4 釜液出口管 釜液流率W=39.992kmol/h，平均分子量为90.562，密度为557.73，=6.494。取釜液在管内流速0.8因此=0.054m3.9.5 塔底经再沸器后蒸汽出口管接 蒸汽流率=105.134kmol/h平均分子量为87.702密度为9.986，=923.34，取蒸汽在管内流速为16，那么3.10 塔高 n-塔板总数 -进料板数 -进料板处板间距 -人孔数 -人孔处板间距 -塔顶空间高度 -塔底空间高度 -封头高度 -裙座高度取=1，=3，=0.4m，=0.6m, =1.5=0.6m, =1.5m, = 所以H=(19-1-3-1)0.4+10.4+30.6+0.6+1.5=3.11.1 对塔顶全凝器的热量衡算 =-=（R+1）D(-)其中-全凝器的热负荷，-塔顶上升蒸汽带入的热量，-塔顶产品带出的热量，-回流液带走的热量，-塔顶上升蒸汽的焓，-塔顶馏出液的焓，因为回流液在泡点温度下进入塔内，那么-=r，上式变为=（R+1）Dr查表得（）正丁烷正戊烷正己烷正庚烷17.8423.5527.7833.630.58320.37500.04160.0002所以有r=17.840.5832+23.550.375+27.780.0416+33.630.0002=20.398=（0. 752+1）60.00820.398=2.1453.11.2再沸器热量衡算Q=r塔底温度为127，列表如下组分正丁烷正戊烷正己烷正庚烷17.8423.5527.7833.632.50.06250.56250.375 r=10.9512.5+18.80.0625+24.0040.5625+29.5840.375=