【正文】 堰，不設(shè)進口堰。 每層塔板上的開孔面積 A0=φ Aa= 氣體通過篩孔的氣速 102,0 ?????? smAVu S 提餾段塔有效高度 Z2=（ 391） = 篩板流體力學(xué)驗算 氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨? 當(dāng)?shù)囊褐叨?hc ???d 查 文獻 [2]得 C0= mCuhLmmvc ) () ()()( 22,2,202,02, ????? ?? hl 12 ??????? smAA Vu fT Sa 氣相動能因數(shù) FA ,22 ???? mvaa uF ? 30 由 文獻 [6]查取板上液層充氣系數(shù) ? = hl=? hL=? （ hW+hOW） = = hσ mdgh Lm m 00041 302,22, ??? ??????? ?? ?? 通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨? hP， 2=hC+hl+ hσ =++= 單板壓降： PaPaghP LmPP 7 1 7 ,2 ????????? ? 符合設(shè)計要求。 31 液泛驗算 為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清夜層高度 )( WTd hHH ??? 由式 Hd=hP+hL+hd 得 mhL LhWSd ) ()( 220?????? Hd=hP2+hL+hd=++= 取Ф =， Ф（ HT+hW） =（ +） = )( WTd hHH ??? ∴在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生液泛。 表 液泛線計算結(jié)果表 32 L‘ S（ m3/s） 103 103 103 103 v’ s2,(m3/s)2 V‘ S,(m3/s) 液相負(fù)荷上限線 取液體在降液管中的停留時間為 4秒 smAHL fTS / 3m a x, ????? ? 液相負(fù)荷上限線在 VS– LS坐標(biāo)圖上為與氣 體流量 VS無關(guān)的垂直線，如圖 22。 33 圖 22 提 餾段負(fù)荷性能圖 以上二圖即精餾段和提餾段負(fù)荷性能圖，每五條線包圍的區(qū)域分別為精、提餾段的塔板操作區(qū)， P為操作點， OP為操作線， OP 與霧沫夾帶線的交點相應(yīng)氣相負(fù)荷為 VS， mas， OP與氣相負(fù)荷下限線的交點相應(yīng)氣相負(fù)荷為 VS， min。 CPF CP,R tW MG=tW=℃ = CP， W= )/( kkgkg ? QW= = 105kJ/h 3． 散于周圍的熱量 QL 可取 QL=%QB 熱量衡算式 QB+QF+QR=QV+QW+QL QB =QV+QW+QL– QF– QR （ 1– %） QB= QV+QW– QF– QR （ 1– %） QB = 106+ 105– 106– 106 QB= 106kJ/h 35 查 文獻 [1] rW= kJ/kg （ 140℃飽和蒸汽） GB=QB/rW= 106/= 塔高的計算 精餾塔的實際塔板數(shù)為 n=49,人孔數(shù) ns=3,取 PH ? ，塔頂封頭取 , 群座取 m, 進 料孔 ? 精餾段 H1= 提餾段 H2= 所以 H0=+++++= 第 4 章設(shè)計結(jié)果匯總 表 41篩板塔的工藝設(shè)計計算結(jié)果匯總表 項 目 符號 單位 計 算 數(shù) 據(jù) 精餾段 提餾段 各段平均壓強 pm kPa 各段平均溫度 tm ℃ 平均 流量 氣 相 Vs m3/s 液 相 Ls m3/s 實際塔板數(shù) N 塊 10 39 36 板間距 HT m 塔的有效高度 Z m 塔徑 D m 空塔氣速 u m/s 塔板液流形式 單流型 單流型 溢流裝置 溢流管形式 弓形 弓形 堰長 lW m 堰高 hW m 溢流堰寬度 Wd m 管底 與受液盤距離 hC m 板上清液層高度 hL m 孔徑 d0 mm 孔間距 t mm 孔數(shù) n 個 2430 1582 開孔面積 A0 m2 篩孔氣速 u0 m/s 塔板壓降 hP kPa 液體在降液管停留時間 τ s 降液管內(nèi)清液層高度 Hd m 霧沫夾帶 ev kg液 /kg氣 負(fù)荷上限 霧沫夾帶控制 負(fù)荷下限 漏夜控制 氣相最大負(fù)荷 Vs， max m3/s 氣相最小負(fù)荷 Vs， min m3/s 操作彈性 37 主要符號說明 符號 意義 計量單位 M 摩爾質(zhì)量 kg/kmol F 進料率 kmol/h D 塔頂采出率 kmol/h W 塔底采出率 kmol/h q 進料熱狀況 x 液相摩爾分率 y 氣相摩爾分率 R 回流比 L 液相負(fù)荷 kmol/h V 氣相負(fù)荷 kmol/h N 塔板數(shù) P 操作壓力 Pa t 溫度 ℃ ? 密度 kg/m3 ? 表面張力 mN/m ? 粘度 mPa通過自學(xué)及老師的指導(dǎo)，不僅鞏固了所學(xué)的化工原理知識 ,更極大的拓寬了我們的知識面，讓我們認(rèn)識了實際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差別，這對將來的畢業(yè) 設(shè)計及工作無疑將起到重要的作用 . 在此次的化工原理設(shè)計過程中，我們的收獲很大 ,感觸也很深， 我知道自己所學(xué)的知識還遠(yuǎn)遠(yuǎn)不夠，在這次設(shè)計中還存在許多疏漏之處，還需老師給與指導(dǎo)；更覺得學(xué)好基礎(chǔ)知識的重要性，以便為將來的工作打下良好的基礎(chǔ)。} main() {float T1,e=,Td。k++) {if(f1(T0)==0){printf(no answer)。break。 float xq。 str=_T()。 GetDlgItemText(IDC_EDIT6,str)。 xw=_wtof(str)。 str=_T()。 FD = (xd xw) / (xf xw)。 y=xd。 Y%d= %.5f\r\n),n1,x,n1,y)。 if(n12020) break。 (_T(X%d= %.5f),n1+n2,x)。 m_Result+=result。 return 。 (_T(%d),n1+n2)。 y = R * xn / (R + 1) + xd / (R + 1)。 return y。 } 。 x = y / (a (a 1) * y)。 } float CDistillationDlg::TiLiu(float xn) { float y=0。 UpdateData(0)。 43 (_T(%d),n1)。 if(n22020) break。 (_T(。 x = PingH(y)。 if(xxq)break。 n1+=1。 float y,x 。 a=_wtof(str)。 GetDlgItemText(IDC_EDIT8,str)。 42 str=_T()。 xd=_wtof(str)。 GetDlgItemText(IDC_EDIT4,str)。 } } 由逐板法計算塔板數(shù)程序如下： void CDistillationDlg::OnBnClickedButton1() { m_Result=_T()。} T1=T0f(T0)/f1(T0)。 for(k=0。 float f(float x){return xf*exp(())/Pf+(1xf)*exp( /())/Pf1。 課程設(shè)計是對以往學(xué)過的知識加以檢驗，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實際的能力，尤其是這次精餾塔設(shè)計更加深入的對化工生產(chǎn)過程的理解和認(rèn)識，使我們所學(xué)的知識不局限于書本，并鍛煉了我們邏輯思維能力。 tD+rD) tD=℃ = CP， D= )/( kkgkg ? rD=QV= （ +） = 106 kJ/h 2． 殘液帶出的熱量 QW=WG℃） MF= +（ ） = kg /kmol QF=70 = 106 kJ/h 3．回流帶入的熱量 QR CP,R= )/( kkgkg ? QR=R 精餾段臨界點的操作彈性為： VS， mas / VS， min= 提餾段臨界點的操作彈性為： VS， mas / VS， min= 第 3 章 板式塔結(jié)構(gòu) 熱量衡算 進入系統(tǒng)的熱量 1．加熱蒸汽帶入的熱量 QB QB=GBm in, SS LV ?? 此即氣相負(fù)荷下限線關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)取幾個 LS值，依式計算相應(yīng) VS列于表 ，據(jù)此做提餾段氣相負(fù)荷下限線。 塔板負(fù)荷性能圖 (同精餾段負(fù)荷性能求解相同 ) 霧沫夾帶線 經(jīng)計算整理得 sS LV ???? 在操作范圍內(nèi)，取幾個 LS值，依上式計算出相應(yīng)的的 VS值列于表 表 霧沫夾帶線計算結(jié)果表 L‘ S（ m3/s） 103 103 103 103 V’ S（ m3/s） 依表中數(shù)據(jù)在提餾段負(fù)荷性能圖中做霧沫夾帶線，如圖 22所示。 漏液的驗算 2,2,02, )( mvLmLow hhCu ?????? ??? sm 篩板的穩(wěn)定性系數(shù) ,2,0 ??? OWuuK 該值大于 ，符合設(shè)計要求。 ss 83 ????? ， 故符合要求。) ()())(( 21212,2, ?????mvLmSSVL ?? 根據(jù) Fair 文獻 [2]關(guān)聯(lián)式得， C20= )()20( ???? mCC ? 液泛速度 12,2,2, ?????? smCumvmvLmF ? ?? 取安全系數(shù)為 u= uF= = 塔徑 mD 702 ???? 圓整為 D= 空塔氣速 12239。 表 液泛線計算結(jié)果表 LS（ m3/s） 103 103 103 103 vs2,(m3/s)2 VS,(m3/s) 液相負(fù)荷上限線 取液體在降液管中的停留時間為 4 秒， smAHL fTS / 3m a x, ????? ? 液相負(fù)荷上限線在 VS– LS坐標(biāo)圖上為與氣體流量 VS無關(guān)的垂直線，如圖 21。 液泛驗算 為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度 )( WTd hHH ??? Hd=hP+hL+hd mhL Lh W Sd ) ()( 220 ????? Hd=hP1+hL+hd=++= 取Ф =， Ф（ HT+hW） =（ +） = )( WTd hHH ??? ∴在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生液泛。 每層塔板上的開孔面積 A0=φ Aa= = 氣體通過篩孔的氣速 101,0 ???? smAVu S 精餾段塔有效高度 Z1=（ 10– 1） = 22 篩板流體力學(xué)驗算 1 氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨? 1. 干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?hc 530 ???d 查 文獻 [2]得 C0= mCuhLmmvc ) () ()()( 21,1,201,01, ????? ?? 2. 氣流穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?hl 11 ?????? smAA Vu fT Sa 氣相動能因數(shù) FA ,11 ???? mvaa uF ? 由設(shè)計書圖 5– 11 查取板上液層充氣系數(shù) ? = hl=? hL=? （ hW+hOW） = = 3. 克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?