【正文】 甲苯的安托因方程分別為：oAoB1 2 0 6 .3 5lg 6 .0 3 22 2 0 .2 41 3 4 3 .9 4lg 6 .0 7 82 1 9 .5 8p tp t?? ??? ? 對于塔頂： ? ℃，則：oA1 2 0 6 . 3 5l g 6 . 0 3 2 1 0 4 . 7 18 0 . 4 2 2 0 . 2 41 3 4 3 . 9 4l g 6 . 0 7 8 3 9 . 6 2 88 0 . 4 1 2 1 9 . 5 8oAooBBp p K p ap p K p a? ? ? ??? ? ? ?? 1 0 4 .7 2 2 .6 4 23 9 .6 2 8oAoBpa p? ? ? ?頂 同理塔底： W ? ℃，則：oA1 2 0 6 . 3 5l g 6 . 0 3 2 2 3 2 . 2 7 31 0 8 . 7 9 2 2 0 . 2 41 3 4 3 . 9 4l g 6 . 0 7 8 9 6 . 6 0 51 0 8 . 7 9 2 1 9 . 5 8oAooBBp p K p ap p K p a? ? ? ??? ? ? ?? 2 3 2 .2 7 3 2 .4 0 49 6 .6 0 5oAoBpa p? ? ? ?底 ?相對揮發(fā)度 2 . 6 4 2 2 . 4 0 4 2 . 5 2ma a a? ? ?頂 底 ＝ ＝ 從而得到相平衡方程 :x=( 1 ) 2 2yyyy?? ?? ? ? (1) 吉林化工學院化工原理課程設計 9 最小回流比的確定： ? ?m i n 11 1 . 3 711 DDFF xxR xx?? ????? ? ? ??????? 操作回流比 R== 、液相負荷 精餾段 ： L=RD= =V=(R+1)D=(+1)? =提餾段： ??? qFLL39。39。x5= y6=。x9= y10=。x13= y14=。 Dt =℃ 9 0 8 0 8 0 . 4 8 0 , 2 1 . 6 4 4 9 /2 0 . 5 9 2 1 . 6 9 2 1 . 6 9 BDBD m N m?????? 9 0 8 0 8 0 . 4 8 0 , 2 1 . 2 2 0 4 /2 0 . 0 6 2 1 . 2 7 2 1 . 2 7 ADAD m N m?????? ? ? ? ?1 2 1 . 2 2 0 4 0 . 9 8 2 1 . 6 4 1 0 . 9 8 2 1 . 2 2 8 8 /L D m A D D B D Dx x m N m? ? ?? ? ? ? ? ? ? ? ? Ft =℃， 吉林化工學院化工原理課程設計 13 1 0 0 9 0 9 1 . 4 9 0 , 2 0 . 0 2 7 5 /1 8 . 2 5 2 0 . 0 6 2 0 . 0 6 AFAF m N m?????? 1 0 0 9 0 9 1 . 4 9 0 , 2 0 . 4 1 5 1 /1 9 . 9 4 2 0 . 5 9 2 0 . 5 9 BFBF m N m?????? mmNxx FBFFAFL F m /2 4 0 )1( ???? ??? Wt = ℃， 1 1 0 1 0 0 1 0 8 . 7 9 1 0 0 , 1 7 . 8 0 4 /1 7 . 6 6 1 8 . 8 5 1 8 . 8 5 AWAW m N m?????? 1 1 0 1 0 0 1 0 8 . 7 9 1 0 0 , 1 8 . 5 9 5 1 /1 8 . 4 1 1 9 . 9 4 1 9 . 9 4 BWBW m N m?????? ? ? ? ?1 1 7 . 8 0 4 0 . 0 3 1 8 . 5 9 5 1 1 0 . 0 3 1 8 . 5 7 1 4 /L W m A W W B W Wx x m N m? ? ?? ? ? ? ? ? ? ? ? 精餾段液相平均表面張力 : mmNL F mL D mLm /7 3 4 ???? ）（ ??? 提餾段液相平均表面張力： mmNL W mL F mLm /4 0 6 )(2 ??? ??? 熱量衡算 加熱介質的選擇 選用飽和水蒸氣，溫度 140℃，工程大氣壓為 . 原因：水蒸氣清潔易得，不易結垢，不腐蝕管道，飽和水蒸氣冷凝放熱值大，而水蒸氣壓力越高冷凝溫差越大，管程數相應減小，但蒸汽壓力不宜過高。 用內插法求得苯，甲苯在 Ft ,Dt ， Wt 溫度下的密度。0 ? ，則降液管底隙高度 h0 可依下式計算： 對于精餾段： 0 0 0 . 0 0 1 4 0 4 3 6 0 0 0 . 0 2 53 6 0 0 3 6 0 0 0 . 7 0 . 0 8hwLh lu ?? ? ?? ? ? 故有 0 0 . 0 4 9 0 . 0 2 5 0 . 0 2 4 0 . 0 1 1wh h m m? ? ? ? ? 對于提餾段：0 0 . 0 0 3 3 3 6 0 0 0 . 0 2 7 7 33 6 0 0 0 . 7 0 . 1 7hm? ????? 所以可知降液底隙高度設計合乎要求，且選用凹形受液盤深度為 50mm。兩種形式閥孔的直徑 d0均為 39mm。如果塔內氣相流量變化范圍大，可 采用一排重閥一排輕閥方式相間排列，以提高塔的操作彈性。 ②邊緣安定區(qū)寬度的確定 取 WS=WS39。 （ 2）提餾段： ○1 單層氣體通過塔板的壓降相當于液柱高度 hp2= 吉林化工學院化工原理課程設計 24 ②液體通過降液管的靜壓頭降 dh 因不設進口堰，所以可用式 201 5 ????????? hLLhwsd 式 中 00 . 0 0 3 3 , 0 . 7 , 0 . 0 2 7 7 3swl m l m h m??? ? ? 20 . 0 0 3 30 . 1 5 3 0 . 0 0 4 4 2 20 . 7 0 . 0 2 7 7 3dhm??? ? ??????m ③板上液層高度： hL=, 1 0 . 0 7 9 0 . 0 0 4 4 2 2 0 . 0 6 0 . 1 4 3 40 . 5 , 0 . 4 0 , 0 . 0 4 1 2DTwhmH m h m? ??? ? ? ?? ? ?取 已 選 定 ( ) 0 . 5 ( 0 . 4 0 0 . 0 4 1 2 ) 0 . 2 2 0 6TwH h m? ? ? ? ? ? 從而可知 )( wTd hHH ??? ，符合防止液泛的要求 2) 液沫夾帶量 Ve 計算 判斷液沫夾帶量 Ve 是否在小于 10%的合理范圍內，是通過計算泛點率 F1 來完成的。 液沫夾帶線的繪制 液沫夾帶線上線時， ev= 液 /Kg 干氣，泛點是 80%. 則有 1F = %80% ????pFLsVLVsAKCZLV ?? ? （ 1）精餾段： 6 98 28 374ssVL???? ?? 整理可得： ?? （ 2）提餾段： 780 .9640 4ssVL?????? ?? 整理得： ???? 液泛線的繪制 當降液管中泡沫總高度 dH =? （ HT+ wh ）時將出現液沫 () pT w L d c dH h h h h h h?? ? ? ? ? lL＋ ＋ h +h +h + 由此確定液泛線 ()TwHh??222 300036002 . 8 45 . 3 4 0 . 1 5 3 12 1 0 0 0v S SwL w wU L Lhg l h l? ????? ? ? ???? ? ? ? ?? ? ? ?? ? ? ???（ ） 而式中閥孔氣速 U0與體積流量有如下關系。 吉林化工學院化工原理課程設計 29 第三章 輔助設備及選型 接管的計算與選擇 進料管的選擇 進料的質量流率： hKgMFG L F mF / 1 0 6 3 0 ????? 進料的體積流率： hKgGLLF mFF /?? ? 則進料管的直徑可由以下公式計算： FFF uLd ?36004? 式中： Fu 為料液在進液管內的流速，且取 Fu =則 mmdF 0 ????? 同時設置兩個進料管不同時間內進料，且每個進料管的進料量均為：hKgLF /? 回流管的選擇 冷凝器安裝在塔頂時，回流液在管道中的流速一般不能過高，否則冷凝 器高度也要相應提高。由于設置人孔處塔間距離大，且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求，一般每隔 68 塊 板開設一個孔，本塔分別在第 1 21 塊板處（從上往下數）開設一個人孔，即可。由于均作內徑 800mm? ，故桾座壁厚取 16mm 基礎環(huán)內徑 ： Dbi=(1400+2*16)(~)*1000=1032mm 基 礎環(huán)外徑： Db0=(1400+2*16)(~)*1000=1832mm 圓整： DBI=1200mm,Dbo=2020mm。 法蘭 由于近似常壓操作，所有法蘭均采用標準管法蘭，帶頸平焊鋼管法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應的法蘭。 即塔頂蒸汽管設計如下： 塔頂蒸汽管直徑依下式計算： TsT uVd ?4? 式中： Tu 為液料在塔頂蒸汽管內的流速，且取 Tu =20m/s； sV 近似取為精餾段的體積流率，且 sV = sm/3 。 2. 因為液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。從以上計算的結果可知，其泛點率都低于 80%，所以霧沫夾帶量能滿足Ve(液 )/kg(干氣體 )的要求。 所以氣體通過浮閥塔板的靜壓頭 ?hhhh lcf ??? =+= 換算成單板壓降 △ Pf=hf L? g= =700 Pa 吉林化工學院化工原理課程設計 23 提餾段： ○1干板壓降 hc 1 .8 2 52 7 3 .1 5 .6 3 /3 .1 2ocU m s?? 因為 22o ocUU? , 2222 5 . 6 3 3 . 1 25 . 3 4 5 . 3 4 0 . 0 3 4 52 2 9 . 8 1 7 8 0 . 9 6 4ovc LUhmg ??? ? ? ? ? ? ??? ②板上漏層阻力 即塔板上含氣液層靜壓頭降 選充氣因數 ε 0= Lh = 0? lh = = ③液體表面張力造成的靜壓頭降 對浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力阻力很小，計算時 ?h 一般可以忽略。 0F 反映密度為 V?的氣體以 0u 速度通過閥孔時動能的大小。對于大塔，當采用分塊式結構時，不便于錯排，閥孔也可按等腰三角形排列。 F1 型又分為重閥（代號為 Z） 和輕閥 (代號為 Q)兩種，分別由不同厚度薄板沖壓而成，前者重約 32 克，最為常用；后者阻力略小，操作穩(wěn)定性也略差，適用于處理量大 并要求阻力小的系統，如減壓塔。各項計算如下： 1) 溢流堰長 wl == = 2) 出口堰高 hw =hl how 吉林化工學院化工原理課程設計 20 式中 ： hl —— 板上液層高，取 how —— 板上方液頭高度 選用平行堰，則堰上液頭高度可由下式計算： 3/21 0 0 ????????? whow lLEh 式中溢流收縮系數 E可近似取為 1 對于精餾段： 2 32 . 8 4 3 6 0 0 0 . 0 0 1 4 0 41 ( ) 0 . 0 1 11 0 0 0 0 . 7owhm?? ? ? ? 所以出口堰高： hw == 對于提餾段： 2 32 .8 4 3 6 0 0 0 .0 0 3 31 ( ) 0 .0 1 8 81 0 0 0 0 .7ow ?? ? ? ? 出口堰高： hw == 3) 降液管的寬度 Wd與降液管的面積 Af 由 ?Dlw 查圖得 Wd/D=， Af/AT= 故 Wd= = Af= = 4) 計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積 ,即 0 . 0 7 3 8 3 6 0 0 0 . 4 0 2 1 . 0 3 50 . 0 0 1 4 0 4 3 6 0 0fTsAH ssL? ? ??? ? ? ?? 故降液管設計符合要求。 t