【正文】 ????? ? sLLV mMLmm /36003s ????? ? 提餾段的氣、液相體積流率分別為： sVV mMVVms / 6 0 03 6 0 0339。 s ； μ B= mPa/)( m??? ???? 2）液相平均密度計算 液相平均密度由下式計算： ?? iiaLm??1 ①塔頂液相平均密度的計算： 由 tD=℃，查手冊得 ?A =179。m （ +） /2= 操作溫度計算 依據(jù)操作壓力，由 泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽壓由安托因（ Antoine）方程計算，計算過程略。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定流程裝置時應(yīng)考慮余熱的利用，注意節(jié)能。 浮閥塔的生產(chǎn)能力比泡罩塔約大 20%40%，操作彈性可達 79，板效率比泡罩塔約高 15%，制造費用為泡罩塔的 60%80%，為篩板塔的120%130%。本次設(shè)計任務(wù)為設(shè)計一定處理量的精餾塔，實現(xiàn)苯 甲苯的分 離。常態(tài)下，苯的蒸氣密度為 ，蒸氣壓(℃ )。從本設(shè)計中，我們組的隊員學到了很多 。 對設(shè)計過程中的有關(guān)問題進行了 討論和評述。苯遇熱、明火易燃燒、爆炸。實現(xiàn)原料混合物中各組成分離該過程是同時進行傳質(zhì)傳熱的過程。又因氣體在閥片下側(cè)水平方向進入液層，既減少液沫夾帶量，又延長氣液接觸時間，故收到很好 的傳質(zhì)效果。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分汽化與與部分冷凝器進行精餾分離，由冷凝器 和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。設(shè)計中采用冷液（溫度 75℃）進 料。 求解結(jié)果： 總理論塔板數(shù) =24（包括塔釜） 進料位置： NF=13(包括塔釜 ) Ⅰ、精餾段實際塔板數(shù) N精 =（ NTNF） /ET=(2413)/=22 Ⅱ、提餾段實際塔板數(shù) N提 =（ NF1） /ET=(131)/=24 實際板數(shù)為 =22+24=46 進料位置為 24塊 精餾段有關(guān)物性數(shù)據(jù)以及主要工藝尺寸的計 算 操作壓力的計算 Ⅰ、塔頂操作壓力： PaPP oD ????? 表 取每層塔板壓降Δ P= Ⅱ、進料板壓力： k P aPP DF ???????? Ⅲ、精餾段平均壓力： ??? 2 PPP DFm （ +） /2=113kPa Ⅳ、塔底壓力： ?PW +46 = Ⅴ、提餾段平均壓力： ?P39。39。 液相平均粘度計算 液相平均粘度依下 式計算，即 ?? iixLg m lgl ?? 1）塔頂液相平均粘度的計算 由 tD=℃，查手冊得 μ A= mPa s ? Wlg L m = lg()+ () lg() ?LWm =各項計算如下： 1)堰長 LW 取 LW== = 2)溢流堰高度 hw hw=hL－ hOW 選用平直堰，堰上層高度 hOW由下式計算 ??????????? LLh WsE32OW 1000 近似取 E=1,則 mh 0 5 3 6 0 00 0 6 4 32OW ???? ?????? ? 取板上清液層高度 hL= 故 hw=hL－ hOW== 3) 弓形降液管寬度 Wd和截面積 Af 由 DLW =，查弓形降液管參數(shù)圖得 ATfA =； DWd = Af = = =179。/h hhh OWwL ?? 故采用平直堰 :堰上 高度 ?????????lLhWhE 32OW 1 0 0 0 近似取 E=1 所以 ?????????lLhWhE 32OW 1 0 0 0 = 10000 5 32 ??? ?????? 故 ??? hhhOWLW= 降液管的寬度 Wd與降液管的面積 Af 由 ?DL ，查《化工設(shè)計手冊》得 ?DW ， T?AAf 故 Wd== = Af== 4? 178。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降液柱高度為 mh p 0 8 3 5 ??? 換算成單板壓降 K paPaghP Lff 5 . ??????? ? (設(shè)計允許值 ) 液面落差的計算 1）精餾段 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度 Hd≤φ (HT+hw) Hd=hp+hl+hd 氣體通過塔板的壓強降所相當?shù)囊后w高度 hp，前已算 hp= 液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進口堰 故 Hd= ? ?mhl L ow s 22????????? ?????????? 板上液層高度，前已選定 hl= 則 Hd=++= 取φ = 又已選定 HT=， hw=，則 φ (HT+hw)=（ +） = 可見 Hd＜φ (HT+hw),符合防止淹塔的要求 2）提餾段 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度 Hd≤φ (HT+hw) Hd=hp+hl+hd 氣體通過塔板的壓強降所相當?shù)囊后w高度 hp，前已算 hp= 液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進口堰 故 Hd= ? ?mhl L ow s 0 0 4 0 1 1 22????????? ?????????? 板上液層高度，前已選定 hl= 則 Hd=++= 取φ = 又已選定 HT=， hw=，則 φ (HT+hw)=（ +） = 可見 Hd＜φ (HT+hw),符合防止淹塔的要求 液沫夾帶的計算 1）精餾段 液沫夾帶按下式計算： )/(14 smAA vu fT sa ????? 氣液氣液kggkgkghH ueLTaLV// 3???????? ?????????????? ??? ????故在本設(shè)計中液沫夾帶量 Ve 在允許的范圍內(nèi) 泛點率的計算時間可用式： %1 0 01 ????pFLsvLvsAKcZLVF ???和 % ???TFvLvsAKcVF ??? 塔板上液體流程長度 mWDZ dL 9 8 ?????? 塔板上液流面積 27 1 8 4 5 mAAA fTp ?????? 苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù) K 值， K=,取泛點負荷因數(shù) ?Fc ,將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率 F1為 %%1007 1 8 0 6 4 ???? ??????F 為避免液沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在 80%以下。/s 液泛線 1）精餾段 )(43 6 0 0 223222)(LhLdNVLLhhHWosgOSWSELVWwT ?????????????????????????? 化簡整理得： 21 .9653 .31 3222 ??? SSS LLV ，數(shù)據(jù)如下表；分別取值獲得一條直線與 SS LV ? ?smLS // 3 ? ?smVS // 3 2）提餾段 )(43 6 0 0 223222)(LhLdNVLLhhHWosgOSWSELVWwT ??????????