【正文】 密斯圖 [3]可查的 C20= 20 20 ??????? LCC ?= 32 0 . 6 40 . 0 6 8 0 . 0 6 8 4 /20 sm???????? m a x 8 0 6 . 9 2 . 9 30 . 0 6 8 1 . 1 3 32 . 9 3LVVuC ?????? ? ? ? 取泛點氣速系數(shù) 1 空塔氣速則 m a x1 1 33 33 /u u m s? ? ? ? 4 4 1 .0 5 3 1 .0 8 83 .1 4 1 .1 3 3SVD u? ?? ? ?? 按標準圓整后 D= 塔截面積 AT==? = 實際空塔氣速 u=VS/AT= 同理 提鎦段 塔截面積 AT==? = 實際空塔氣速 u=VS/AT= 精餾塔有效高度的計算 精餾段有效高度為 Z 精 =(N 精 1)HT=(10－ 1)? = 提餾段有效高度為 Z 提 =(N 提 1)HT=(15－ 1)? = 精餾塔有效高度 Z= Z 精 +Z 提 +=10m 第 12 頁 第四章 塔板主要工藝尺寸的計算 塔板尺寸確定 因塔徑 D=1400mm，流量適中，故可選用單溢餾弓形降液管，采用凹形受液盤。L ’ =L+qF=+=15kmol/h 39。其中浮閥塔低氣液負荷、操作彈性大、效率高、單位體積生產(chǎn)能力大、氣液負荷可變性好等優(yōu)點且部分已形成標準 系列，故選用浮閥塔為主體設(shè)備。設(shè)計中采用飽和液體進料方式，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送如精餾塔內(nèi)。 Separation of distillation is the most monly uesd liquid mixture of a unit operation,using liquid mixture of all the different points of the volatile,volatile ponents from liquid to gas transfer,difficult volatile ponents from gas to liquid transfer,mixture of raw materials to achieve the various ponents of the separation process is at the same time heat and mass transfer design secification through the material balance,energy balance,technalogy,structural design and rerification and a series of work to design a reasonable possibility of the sieve rower. 第 4 頁 第一章 設(shè)計任務(wù)及方案確定 設(shè)計任務(wù) 在操作壓力為 4kPa（表壓）連續(xù)精餾板式塔內(nèi)分離苯 — 甲苯混合物。 精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，利用液相混合物中各組份揮發(fā)度不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移。 曾使用 篩板塔、泡罩塔，氣體在液體中幾乎是垂直上升，鼓泡而出。當上升蒸汽量變化時，閥片隨之升降，使閥片的開 度不同，所以塔的工作彈性較大。盤式浮閥塔板結(jié)構(gòu)，是在帶降液裝置的塔板上開有許多升氣孔，每個孔的上方裝有可浮動的盤式閥片。氣液兩相接觸有一界面，界面越大即傳熱傳質(zhì)過程便得到 增強，效率 也會提高 。 浮閥精餾塔總的原則是盡可能采用先進的技術(shù)，使生產(chǎn)達到技術(shù)先進、經(jīng)濟合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則。本設(shè)計說明書通過物料衡算，工藝計算，結(jié)構(gòu)設(shè)計和校核等一系列工作來設(shè)計一個具有可行性的合理篩板器。此二元混合物可按理想混合物處理，采用連續(xù)精餾餾程。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至儲罐。在途中對角線上，自點 e（ ）做垂線ef即為進料線（ q 線），該線與平衡線的焦點坐標為 yq = xq = 故最小回流比為： 取操作回流比為： R = Rmin= 2? = ③ 精餾塔的氣、液相負荷 L=RD=? =V=(R+1)D=(+1)? =39。 9 1 . 9 6 8 8 . 2 6 9 0 . 1 1 /2LM k g m o lM ???) 平均密度的計算 氣相平均密度的計算 31 0 8 . 5 3 8 0 . 3 9 2 . 9 3 /8 . 3 1 4 ( 8 6 . 2 5 2 7 3 . 1 5 )m V mVM mPM kg mR T? ?? ? ??? 液相平均密度的計算 液相平均密度的計算選用下式： 1 iLm ia???? 由物性數(shù)據(jù)手冊查得不同溫度下的密度 [2]，列入下表 : 80℃ 100℃ 120℃ 苯（ 3/kgm ） 甲苯（ 3/kgm ） ① tD=℃時塔頂?shù)钠骄芏扔嬎悖?1? 代表苯； 2? 代表甲苯） 1? = 3/kgm 2? = 3/kgm 31 812 .9 / 813 .0 808 .2LDM kg m? ??? ② tF=℃時進料板的平均密度計算（ 1? 代表苯； 2? 代表甲苯） 0 . 5 0 1 7 8 . 1 1 0 . 4 6 00 . 5 0 1 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 5 0 1 ) 9 2 . 1 3Aa ???? ? ? ? 1? = 3/kgm 2? = 3/kgm 31 801 .2 / 0 0803 .2 799 .5LFM kg m? ??? 第 10 頁 精餾段 液相平均密度為 38 1 2 . 6 8 0 1 . 2 8 0 6 . 9 /2LM kg m? ??? ③ tW=℃時塔頂?shù)钠骄芏扔嬎悖?1? 代表苯； 2? 代表甲苯） 同理可得， Aa ? 1? = 3/kgm 2? = 3/kgm 31 801 .0 / 801 .1 796 .9LW M kg m? ??? 提鎦段 液相平均密度為 38 0 1 .0 8 0 1 .239。 降液管底隙度 h0 h0＝ hw－ ＝ =＞ ， 降液管底隙高度設(shè)計合理。篩孔按正三角形排列，取孔中心距 t 為： t=3d0=3 5=15mm 故 篩孔 個數(shù) 0221 .1 5 5 1 .1 5 5 0 .7 9 8 40970 .0 1 5An t ?? ? ? 開孔率 Φ =(t/ d0)2=% 篩孔速率 u0= VS/A0=（ ） = 第五章 塔板流體力學校核 液沫夾帶量的校核 液沫夾帶量 由下式計算 ，單位： kg 液 /kg 氣 3 . 2 3 . 26635 . 7 1 0 5 . 7 1 0 1 . 0 0 4 0 . 0 2 4 0 . 12 . 5 2 0 . 6 4 1 0 0 . 4 0 2 . 5 0 . 0 6av TLue L H h??????? ? ? ?? ? ? ?? ? ? ?? ? ? ?? ? ? ? 故在本設(shè)計中 液沫夾帶量 ev 在允許范 圍內(nèi) 干板阻力 hf計算 臨界孔速 [3] 第 14 頁 由公式 ??? LVL guu 2 ? 將前面計算的數(shù)據(jù)帶入上式可得 u =u ＜ U0 故浮閥全開 引用下列公式計算 mguPLVG 2 ?????? ?? 液柱 穿過液層壓降 其充氣系數(shù) ?0= hc =?0 hl = = 液柱 液體表面張力造成的阻力 3 ??? ???? ?ghh L??? 液柱 總壓降 mh p ???? 液柱 Paghp Lp ?????? ? kPaPap ??? 故壓力校核滿足 液面落差 本設(shè)計，塔徑與液面流量均不大，故可忽略液面落 差的影響。 0 ??? ? 穩(wěn)定系數(shù) ???? 39。特別是計算機知識運用于化工計算中可以事半功 倍。 hL─── 板上清液層高度， m； how─── 堰上液層高度， m； h0─── 降液管的底隙高度， m； hˊ w─── 進口堰高度， m； hw─── 出口堰高度， m； hl─── 口堰與降液管間的水平距離， m； he─── 與干板壓降相當?shù)囊褐叨龋?m液柱； hd─── 與液體餾過降液管的壓降相當?shù)囊褐叨龋?m； hf─── 塔板上鼓泡層高度， m； hl─── 與板上液層阻力相當?shù)囊褐叨龋?m液 柱； hσ──── 與克服表面張力的壓降相當?shù)囊褐叨龋?m；