【正文】 7=) (b)式 ↙ (x7=,y8=) ?(a)式 ?(x8=,y8=) (b)式 ↙ (x8=,y9=) (b)式 ↙ (x9=,y9=) 因 x9時(shí)首次出現(xiàn) xixq，故第 9塊理論板為加料板，精餾段共 8塊理論板。 (1 )V V q F? ? ? =V=所以，提餾段操作線方程： y= 39。 ② 由方程①②得： xe=, ye= 最小回流比 Rmin 為： Rmin= Deeexyyx?? = ? ? =。 塔頂產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù) xD=。比如流量計(jì)、溫度計(jì)和壓力表等，以測(cè)量物流的各項(xiàng)參數(shù)。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。 二、工藝計(jì)算 流程的設(shè)計(jì)及說明 工藝流程：如圖下 圖所示。 F1 型閥 又分重 閥與輕閥兩 種 ，重 閥 用厚度 2mm 的鋼板沖成， 閥質(zhì) 量 約 33克，輕閥 用厚度 的鋼 板沖成， 質(zhì) 量 約 25克。 V4 型的特點(diǎn)是閥 孔被沖 壓 成向下 彎 的 噴 咀形， 氣 體通 過閥 孔 時(shí) 因流道形 狀漸變 可 減 小阻力。當(dāng)篩 孔 氣 速降低浮 閥 降至塔板 時(shí) ，靠 這 三只“腳”使 閥 片 與 塔板 間 保持 左右的間 3 隙；在浮 閥 再次升起 時(shí) ，浮 閥 不 會(huì) 被粘住，可平 穩(wěn) 上升。 浮閥閥型介紹 浮閥 的形 狀 如右 圖所示。操作 彈 性大的塔必然適 應(yīng) 性強(qiáng)，易于 穩(wěn) 定操作。 2． 生 產(chǎn) 能力大 單 位塔截面 積處 理量大。 當(dāng)篩 孔 氣 速高 時(shí) ， 閥 片被 頂 起、上升，孔速低 時(shí) ， 閥 片因自重而下降?；瘜W(xué)化工學(xué)院 課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 課程名稱 化工原理課程設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)題目 苯 甲苯體系精餾浮閥塔 學(xué)生姓名 沈麗 專業(yè) 化學(xué)工程與工藝 班級(jí)學(xué) 號(hào) 050906 設(shè)計(jì)日期 2021 年 6 月 16 日至 2021 年 6 月 27 日 設(shè)計(jì)條件及任務(wù)： 在常壓連續(xù)浮閥精餾塔中精餾苯 —— 甲苯溶液，要求料液進(jìn)料量 F=180kmol/h 濃度 xf=25%，產(chǎn)品濃度 xD=99%，易揮發(fā)組分 回收率 ?=99%。 閥 片升降位置 隨氣 流量大小作自 動(dòng)調(diào)節(jié) ， 從 而使 進(jìn)入液 層 的 氣 速基本 穩(wěn) 定。 3． 操作 彈 性（ flexibility）大 對(duì) 一定的塔器，操作 時(shí)氣 液流量（亦 稱氣 液 負(fù) 荷）的 變 化 會(huì) 影 響 分離效率。 4． 氣 體阻力小 氣 體阻力小可使 氣 體 輸 送的功率消耗小。浮閥 有三 條帶鉤 的腿。 浮閥 塔的生 產(chǎn) 能力比泡 罩 塔 約 大 20%～ 40%，操作彈 性可 達(dá) 7～ 9，板效率比泡罩塔 約 高 15%，制造費(fèi) 用 為 泡 罩 塔的 60%～ 80%，為篩 板塔的 120%～ 130%。 T型閥則 借助固定于塔板的支架限制 閥 片移動(dòng) 范 圍 。閥 重 則閥 的 慣 性大，操作 穩(wěn) 定性好，但 氣 體阻力大。原料液由高位槽經(jīng)過預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入精餾塔內(nèi)。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進(jìn)行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。 4 圖 1 浮閥塔的工藝流程簡(jiǎn)圖 查閱文獻(xiàn)，整 理有關(guān)物性數(shù)據(jù) ⑵常壓下苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)，見表 常壓下苯 — 甲苯系統(tǒng) t— x— y數(shù)據(jù)如表 1— 6所示。 回收率 ?=； 由公式： F=D+W f D wFx Dx Wx?? ?= **DfDxFx 代入數(shù)值解方程組得： 6 塔頂產(chǎn)品流量 : D=45kmol/h=。 R==*=。39。 已知 x9=,由上而下計(jì)算 ，直到 xi首次超越 xw= 時(shí)為止。 C 塔頂 xD= 由內(nèi)插法得溫度 tD=176。vMM = 8 5 .8 7 9 1 .8 8 8 8 .8 7 /2 g m o l? ? 塔頂壓強(qiáng)為常壓 P=101325pa 進(jìn)料段壓強(qiáng)： 1640 960 0eP N P pa? ? ? 精餾段壓強(qiáng)： 9 6 0 0 1 0 1 3 2 5 2 9 6 0 0 10612522PP pa? ? ? ??? 提餾段壓強(qiáng)： 6 4 0 9 6 0 0 1 0 1 3 2 5 2 6 4 0 4 9 11700522eP N P pa? ? ? ? ? ? ??? 液相密度 精餾段的密度 tD=176。 C 3 31 0 6 1 2 5 8 2 . 0 0 5 1 0 2 . 8 7 2 /8 . 3 1 4 3 6 4 . 4 6vvM MPM k g mRT????? ? ?? 提餾段的定性溫度： 1 0 1 . 8 6 1 1 0 . 4 539。 C 由內(nèi)插法得：б 1= б 2=MD? =*+*=塔底溫度 tw=176。 4 .9 4 9 239。 0 . 0 1 0 0 2 /39。 5 2 .6 639。39。 ( 0 .6 0 .8 ) 39。 44sVDmu? ? ?? ? 按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為 所以， 39。wh == ④降液管底隙高度 精餾段 h0=== 提餾段 039。 1 139。 39。h = aAna? = 1 .1 3 7 0 .0 7 9 81 9 0 0 .0 7 5 m?? 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排方式作圖（見附圖），排得閥數(shù)為 209 個(gè)。 塔板開孔率 039。 ⑶霧沫夾帶 泛點(diǎn)率 = 100vs s LLvFbV L ZK C A??? ?? ?﹪ 及泛點(diǎn)率 = vsLvFTVKC A???? ? ﹪ 板上液體流徑長(zhǎng)度 ZL=D2 dW =?= 板上液流面積 bA = TA 2 fA =?= 苯和甲苯為正常系統(tǒng)，取物性系數(shù) K= 查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) CF=,將以上數(shù)值代入上式 泛點(diǎn)率 = 943 802 .1877 ? ? ?? ???﹪ 泛點(diǎn)率 =802 .1877 ? ?? ? ?﹪ 18 對(duì)于大塔，為避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過 80﹪，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足 ev(液 )/kg(氣 )的要求。ocu 0u 則 2VcLuh g???? 25 .3 4 3 .2 9 7 6 .0 0 0 .0 4 1 1 62 9 .8 1 7 8 4 .8 9 0 6 m?????? 液柱 ②板上充氣液層阻力 本設(shè)備分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù) ε =，則 1 39。dH ≤ 39。 39。ph = m 液柱 ②液體通過降液管的壓頭損失因不設(shè)進(jìn)堰口 39。Lh = 則 39。wh = 則， 39。dh 39。 ⑶霧沫夾帶 泛點(diǎn)率 =39。39。39。 塔板負(fù)荷性能圖及操作彈性的確定 ： ①霧沫夾帶線 按泛點(diǎn)率 =80﹪計(jì)算如下： 20 7 9ssVL ? ? ?? ??? 整理得： += 即， Vs= ②液泛線 2322002 .8 4( ) 5 .3 4 0 .1 5 3 ( ) ( 1 ) ( )2 1 0 0 0hwVsT w wLwLEluLH h hg l h?????? ? ? ? ? ? 220235. 34 2. 87 20. 5 ( 0. 45 0. 05 23 ) 0. 15 3 ( )2 9. 81 80 2. 18 77 1. 2 0. 04 6336002. 84 1. 031. 2( 1 0. 5 ) ( 0. 05 23 )1000ssuLL?? ? ? ?? ? ??? ? ? =++0 22 4 39 209 4 4s s sV V VudN? ? ?? ?? 代入整理得： Vs2=③液相負(fù)荷上線限 以 τ =5s 算 3m a x 0 . 2 4 1 0 . 4 5( ) 0 . 0 2 1 6 9 /55fTs AHl m s?? ? ? ④漏液線 對(duì)于 F1 型重閥， 00 vuF ??=5 計(jì)算 則，0 5vu ??又知 2021s u d NV ?? 22 2 30 0 0 0m i n 5 5 3 . 1 4 0 . 0 3 9 2 0 9( ) 0 . 7 3 6 6 /4 4 4 2 . 8 7 2s vu d N u d NV m s??? ? ? ?? ? ? ?? 21 ⑤液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度