【正文】 ）平均密度計(jì)算 ①精餾段 汽相平均密度： 由理 想氣體狀態(tài)方程計(jì)算 即 ρVM ＝ PMV/RTM=*（ *（ +）） = Kg/ m3 液相平均密度 查物性數(shù)據(jù)： 塔頂溫度： tD=℃ 時(shí) ρ1=,ρ2=加料板上一塊塔板溫度 tF1= ℃ ρ1=,ρ2=塔頂易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比 a1＝ 99% 加料板上一塊塔板 易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比 a2＝ % 塔頂液相密度： ρLD＝ 1/[a1/ρ1+(1a1) /ρ2]= Kg/ m3 加料板上一塊塔板液 相密度 :ρLF＝ 1/[a2/ρ1+(1a2)/ρ2]=精餾段的 平均 液相密度 ρLM＝ (ρLD+ρLF)/2= ②提餾段 汽相平均密度： 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算 即 ρVM ＝ PMV/RTM=*（ *（ +）） = Kg/ m3 液相平均密度 查物性數(shù)據(jù)： 加料板溫度： tF=℃ 時(shí) ρ1=,ρ2=塔底溫度 tW=℃ ρ1=770Kg/m3,ρ2=755Kg/m3 塔 底 易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比 a1＝ % 加料板 易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比 a2＝ % 塔底液 相密度 ： ρLF＝ 1/[a1/ρ1+(1a1) /ρ2]=加料板液相密度 :ρLW＝ 1/[a2/ρ1+(1a2)/ρ2]=提餾段的 平均 液相密度 ρLM＝ (ρLF+ρLW )/2= Kg/ m3 5）液體平均表面張力計(jì)算 ①精餾段液體表面張力 查表得 塔頂溫度： tD=℃ 時(shí) ? 1=,? 2= ? LDM=*+*= mN/m 加料板上一塊塔板溫度 tF1= ℃時(shí)： ? 1=? 2=*+*= mN/m 精餾段的 平均 液體表面張力： ? LM=(? LDM +? LF1M)/2= mN/m 9 ②提餾段液體表面張力 查表得 加料板溫度： tF=℃ 時(shí) ? 1=,? 2= ? LFM=*+（ ） *= mN/m 塔底溫度 tW= ℃時(shí)： ? 1=， ? 2=? LWM=*+（ ） *=提餾段的 平均 液體表面張力： ? LM=(? LFM +? LWM)/2= 浮閥精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算 1）塔徑的計(jì)算 ① 精餾段塔徑 精餾段汽、液相體積流率為： VS=VMVM/(3600ρVM)=(*)/(3600*)= LS=LMLM/(3600ρLM)=(*(3600*)=由m ax LVVuC????? ， 取板間距 HT= C20 由圖查取 圖的橫坐標(biāo)為： =，查表得出 C20= 則 = 20 20??????? ?CC20 20??????? ?CC 10 m a x LVVuC????? = 取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速為 U==*=則 4 sVDu?? = 圓整后 截塔 面積為： AT=π /4* D2= 實(shí)際空塔氣速為 u=②提餾段塔徑 精餾段汽、液相體積流率為： VS=VMVM/(3600ρVM)=(*)/(3600*)= LS=LMLM/(3600ρLM)=(*(3600*= 由m ax LVVuC????? 取板間距 HT= C20 由圖查取 圖的橫坐標(biāo)為： =，查表得出 C20= 則 = m a x LVVuC????? = 取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速為 U==*=則 4 sVDu?? = 圓整后 截塔面積為： AT=π /4* D2= 實(shí)際空塔氣速為 u= 2）精餾塔有效高度的計(jì)算 精餾段有效高度為： Z 精 =（ N 精 1） HT=(161)*= 提餾段有效高度為： Z 提 =（ N 提 1） HT=(211)*=10m 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 1）溢流裝置的計(jì)算 ⑴精餾段 因?yàn)樗綖?，且流量為 ,可選單溢流弓形降液管，采用凸形受液盤。 4）降液管內(nèi)的停留時(shí)間的校核 ⑴精餾段 由實(shí)踐經(jīng)驗(yàn)可知，液體在降液管內(nèi)停留的時(shí)間不應(yīng)小于 35s 液體在降液管中停留時(shí)間 t=3600AfHT/Lh =3600**5s 故降液管設(shè)計(jì)合適 ⑵提餾段 液體在降液管中停留時(shí)間 t=3600AfHT/Lh =3600**5s 故降液管設(shè)計(jì)合適 塔板負(fù)荷性能圖及操作彈性 1）霧沫夾帶線 ① 精餾段 16 根據(jù)經(jīng)驗(yàn)值，因該塔徑 控制其泛點(diǎn)率 F1=80% F1=(VS√ (ρV/(ρLρV))+*ZL)/(K*CF *Ab)*100%=80% ZL=D2Wd=*=, Ab= AT2Af=*= K 物性系數(shù)查表得 K=1, CF泛點(diǎn)負(fù)荷因素，查表得 CF= 代入計(jì)算式，整理可得： VS= ② 提餾段 代入計(jì)算式，整理可得： VS= 2)液泛線 ① 精餾段 取 Hd=ψ（ HT+hW）則 Hd=（ +） = Hd=hw+how+hd+hp+△ 其中： hp=hc+h1=*u02ρV/(2gρL)+ε（ hW+hOW） 取ε =， hp=*u02ρV/(2gρL)+（ hW+hOW） 又有 hd=(LS/(lwho))2 ，△≈ 0 所以 hw+how+(LS/(lwho))2+ *u02ρV/(2gρL)+（ hW+hOW） = 將 代入上式并 整理得 u0=(*) VS=A0u0=**248* u0= u0 ② 提餾段 代入計(jì)算式得 : u0=(*) VS=A0u0=**304* u0= u0 3)液相上限線 ① 精餾段 當(dāng)停留時(shí)間 取最小時(shí)， LS為最大，取停留時(shí)間為 5s，因 Af= HT= 則LS,大 =*② 提餾段 LS,大 =*4）液相下限線 ① 精餾段 因堰上液層厚度 how為最小值時(shí)，對應(yīng)的液相流量為最小。39。)2( N =16， TH = ， mHD ? ， 39。我學(xué)會了去互聯(lián)網(wǎng)上查取這些數(shù)據(jù)，如在中科院過程工程研究所的數(shù)據(jù)庫中就有許多我們所需要的數(shù)據(jù)。 致謝 本次設(shè)計(jì)能完全結(jié)束，離不開老師得辛勤指導(dǎo)和同學(xué)們的熱心幫助。 6. 陳常貴 , 柴誠敬 ,姚玉英 .《化工原理》下冊，天津 :天津大學(xué)出版社， 2021?；ぴ恚ㄏ聝? 修訂版），天津大學(xué)出版社， 2021。 4. 設(shè)計(jì)教會了我耐心，很多地方都是需要先假設(shè)數(shù)據(jù)，再驗(yàn)算，不符合時(shí)再調(diào)整數(shù)據(jù)重新進(jìn)行驗(yàn)算。總結(jié)于下： 1. 對化工設(shè)計(jì)有了比較深刻的認(rèn)識，在平常的化工原理課程學(xué)習(xí)中總是只針對局部進(jìn)行了計(jì)算，而對參數(shù)之間的相互關(guān)聯(lián)缺乏認(rèn)識。SL = 3600=由式 39。 220c01 ?????????? ? PauDhN B )(92)/(p39。 F1=(VS√ (ρV/(ρLρV))+*ZL)/(K*CF *Ab)*100% F1= (VS√ (ρV/(ρLρV))/(*k* CF *AT) *100% ZL=D2Wd=*=, Ab= AT2Af=*= K 物 性 系 數(shù) 查 表 得 K=1, CF 泛點(diǎn)負(fù)荷因素， 15 查表得 CF= 則 F1=(VS√ (ρV/(ρLρV))+*ZL)/(K*CF *Ab) *100%= ( √ (())+**)/(1**) *100% =% F1= (VS√ (ρV/(ρLρV))/(*k* CF *AT) *100% =(√ (())/ (*1* *) *100% =% 因?yàn)?%80% 故本設(shè)計(jì)中的霧沫夾帶量 eV在允許范圍之內(nèi)。 提餾段理論板數(shù) 已知 X12=, 由上而下計(jì)算，直到 Xi 首次越過 Xw= 時(shí)為止。 4．氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時(shí)阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 由于此次設(shè)計(jì)時(shí)間緊張，本人水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇切希望各 2 位老師指出，以便 修正 。 2．操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 塔設(shè)備一般分為級間接觸式和連續(xù) 接觸式兩大類。 5．塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)