【正文】 w ,選用平直堰，堰上液層高度 how依下 式就算，即 how =（ ） E( L/wl )2/3 近似取 E = 1，則 how =（ ） ( （ )2/3 = 103m 取板上液層厚度 hL = ,故 hW = hL– how = = 弓形降液管寬度 dW 和截面積 fA 由 ( wl /D ) = , 查圖得。 )()) = 浮 閥塔排列方式采用等腰三角形插排，取同一橫排的孔心距 t = ,則可按下式估算排間距 t′ 即 t′ = Aa/Nt = (32 ) = 由于塔徑小于 800mm,所以采用整式塔板。 = ， HT = , hw = 則 248。 248。 液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于 3～ 5s 液體在降液管內停留時間 θ = 3600L HA Tf = 3～ 5s 求出上線液體流量 Ls 值（常數），在 VsLs圖上，液體負荷上限線為與氣體流量 無關的豎直線。 ② 塔板的氣相負荷上限完全由霧沫夾帶控制。本塔中共 42塊板，設置 4個人孔，每個孔直徑為 450mm 。 塔的 空間高度 1. 塔的頂部空間高度 塔的頂部空間高度是指塔頂的第一層塔板到到塔封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為 600m，塔頂部的 空間高度為 1200mm. 2. 塔的底部空間高度是指塔底部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. HB = (tL′ s 60 – RV)/AT + (～ ) = (5 103 60 )/ + = 塔高 H(不包括封頭、裙坐 ) 3. BDPPFFTPF HHHnHnHnnnH ???????? )1( n —— 實際塔板數； Fn —— 進料板數 FH —— 進料板處板間距， m Pn —— 人孔數 PH —— 設人孔處的板間距， m DH —— 塔頂空間， m（不包括頭蓋部分） BH —— 塔底空間， m（不包括底蓋部分 ） 所以 H =（ 351531） + 15 + 3 + + = 化工原理課程設計 25 [參考文獻 ] （ 1） 夏清，陳常貴主編 .化工原理 (上 ).天津大學出版社 ,2021. （ 2）夏清，陳常貴主編 .化工原理 (下 ).天津大學出版社 ,2021. （ 3） 盧煥章等編 .石油化工基礎數據手冊 .化學工業(yè)出版社 ,1982. （ 4） 申迎華 ,郝曉剛等編 .化工原理課程設計 .化學工業(yè)出版社 ,2021. （ 5） 王國勝主編 .化工原理課程設計 .大連理工大學出版社， 2021 結束語 化工原理課程設計 26 附錄一 表一 主要符號說明 符號 意義 單位 Aa 基板鼓泡區(qū)面積 m2 Ad 降液管截面積 m2 Af 總降壓管截面積 m2 An 塔板上方氣體通道截面積 m2 Ao 浮閥塔板閥孔總截面積 m2 AT 塔截面積 m2 C 計算液泛速度的負荷因子 C20 液體表面張力為 20mN/m 時的負荷因子 化工原理課程設計 27 Co 孔流系數 D 塔徑 m D 塔頂產品流率 Kmol/s do 閥孔直徑 m E 液流收縮系數 ET 塔板效率 eV 單位質量氣體夾帶的液沫質量 F 進料摩爾質量 kmol/h FLV 兩相流動參數 Fo 氣體的閥孔動能因子 (s人孔伸入塔內部應與塔內壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓。 附表 3 浮閥塔板工藝設計結果 項目 數值說明 備注 塔徑 /mD 板間距 T/mH 塔板形式 單溢流弓形降液管 整式 塔板 空塔氣速 /(m/s)u ） 堰長 w/ml 0,39 堰高 w/mh 板上液層高度 L/mh 降液管底隙高度 0/mh 浮閥數 N/個 32 等腰三角形叉排 閥孔氣速 0 /(m/s)u 閥孔動能因數 0F 11 臨界閥孔氣速 0c/(m/s)u 孔心距 /mt 指同一橫排的孔心距 排間距 39。又如 V = 4? d02Nu0 即 V = 4? d02Nu0V?5 式中 d0,N,ρ V 均 未已知常數，故由此可求出氣相負荷 V 的下限值，據此作出與液相流量無關的水平漏液線。(HT +hw)= guLv220?? +（0hlLws ）2 + （ 1 +?0）（ hw + E(wsl L3600 )2/3） 將已知數據帶入上式化簡得 V2 = – 液泛線數據 化工原理課程設計 20 3/( / )sL m s 3/( / )sV m s 液相負荷上限線 此線反映對于液體在降液管內停留時間的起碼要求。(HT +hw) 由計算可知 Hd = hp + HL +hd = 248。 塔板開孔率 = u/u0 = () 100% = % 第六 章 塔 板的流體力學驗算 氣相通過浮閥塔板的壓降 干板阻力 Uoc = ()1/=()1/ = 因， uo uoc, 則 hc 按下式計算 hc = (u02/2g)( ρ v/ρ L)= ((2 ))( ) = 板上充氣液層阻力 lh lh = ?0hL = = 化工原理課程設計 18 克服表面張力所造成的阻力 h? 可根據式 P c 1 σh h h h? ? ? 。 塔板布置 及浮閥數目與排列 取閥孔動能因數 F0=11， 用下式求 孔速 u0,即 u0 = F0/ v? = 11/ = 依據下式求每層塔板上的浮閥數，即 N = V/(4? d02u0) = ( ) = 32 個 取邊緣寬度 W0 = ,泡沫區(qū) WS = 依據下式計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即 Aa = 2(x 22 XR ? + (。 由 tF = ℃ , 查手冊得ρ 水 = kg/m3,ρ 乙醇 = kg/m3 ρ LWm = 1 / (+ / ) = kg/m3 （ 4） 精餾段液相平均密度 ρ Lm = ( + ) / 2 = kg/m3 （ 5） 提留段液相平均 密度 ρ L′ m = ( + ) / 2 = kg/m3 液體平均表面張力 （ 1） 塔頂 液相平均表面張力的計算 當乙醇的質量分數為 % 時， 查 圖得σ 25℃ = 103 N/m ,且乙醇的臨 溫度為 243℃，水的臨界溫度為 ℃，則混合液的臨界溫度為： TmCD = ∑ xiTiC = 243 + = ℃ σ tD / σ 25℃ = ((TmCD – TD)/(TmCD – T25℃ )) = (( )/( 25 )) 解得σ tD = 10 3 N/m （ 2） 進料板液相平均表面張力的計算 當乙醇的質量分數為 30%時，查圖得σ 25℃ = 103 N/m ,且乙醇的臨界溫度為 243℃，水的臨界溫度為 ℃，則混合液的臨界溫度為： TmCD = ∑ xiTiC = 243 + = ℃ σ tD / σ 25℃ = ((TmCD – TD)/(TmCD – T25℃ )) = (( )/( )) 解得σ tD = 10 3 N/m （ 3） 塔底液相平均表面張力計算 當乙醇的質量分數為 %時，查圖得σ 25℃ = 103 N/m ,且乙醇的臨界 溫度為 243℃，水的臨界溫度為 ℃，則混合液的臨界溫度為： TmCD = ∑ xiTiC = 243 + = ℃ σ tD / σ 25℃ = ((TmCD – TD)/(TmCD – T25℃ )) = (( )/( )) 化工原理課程設計 15 解得σ tD = 10 3 N/m （ 4） 精餾段液相平均表面張力計算 σ Lm = (( + ) 103)/2 = 103 N/m （ 5） 提留段液相平均表面張力 σ L′ m = (( + ) 103)/2 = 103 N/m 第四 章 精餾塔的塔體工藝尺寸設計 塔徑的計算 精餾段的氣、液相體積流率為 L = RD = kmol/s V = (R + 1)D = kmol/s 已知 MLm = kg/mol MVm = kg/mol ρ Lm = kg/mol ρ vm = kg/m3 則質量流量： L1