【正文】 。39。 ε = 0. 5。 由式 fTSAHτ = ≥ 3～ 5秒L? 可知，液體在降液管內(nèi)最短停留時(shí)間為 3～ 5秒。 原因：水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道。 Dt = ℃下 : P1C = 99. 14k J /(km ol k)? .P2C = 124 36k J /(km ol k)? pD P1 D P2 DC = C x + C (1 x )?? = 99 .1 4 0. 97 96 + 12 4. 36 0. 02 04 = 99 .6 54 kJ / (k mo l k)? ? ? Ft = ℃下： P1C = 24. 529 kJ /(km ol k)? P2C = 35. 848 kJ /(km ol k)? PF P1 F P2 FC = C x + C (1 x )?? ? ?= 2 4 . 5 2 9 0 . 4 5 5 6 + 3 5 . 8 4 8 1 0 . 4 5 5 6 = 3 0 . 6 9 1 k J / ( k m o l k )? ? ? wt = ℃下： P1C = 106 .98 kJ /(km ol k)? P2C = 133 .6k J /(km ol k)? PW P1 W P2 WC = C x + C (1 x )?? = 10 6. 98 0. 01 18 + 13 3. 6 0. 90 02 = 12 1. 53 kJ / (k mo l k)? ? ? 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 29 塔頂溫度 Dt 下的汽化潛熱 表 31苯 甲苯的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度 【 12】。 3. 按固定的液氣比，從負(fù)荷性能圖中可查得氣相負(fù)荷上限 smaxV = m3/s,氣相負(fù)荷下限 sminV ≤ m3/s，所以可得 smaxsminV 作 特 性 = = = 3 . 4 3V 0 . 4 6 塔板的這一操作彈性在合理的范圍 (3～ 5)之內(nèi)，由此也可表明塔板設(shè)計(jì)是合理的。在操作范圍內(nèi)任取若干 sL 值，依 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 24 222 3S 1 S 1 S 1V = 0 . 0 1 5 1 8 1 . 8 5 L 0 . 2 4 4 L 和 222 3S 2 S 2 S 2V = 0. 01 8 50 4. 39 L 0. 29 L 帶入 LS VS LS VS 液相負(fù)荷上限線 為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時(shí)間分離出，液體在降液管中停留時(shí)間不應(yīng)小于 3～ 5s。 H = 0. 4m 。 精餾段 塔板負(fù)荷性能圖 霧沫夾帶上限線 對(duì)于苯 — 甲苯物系和已設(shè)計(jì)出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值ve = （ 液 ） / kg( 干 氣 ）所對(duì)應(yīng)的泛點(diǎn)率 1F (亦為上限值 ),利用式 vs s LLv1FpρV + 1. 36 L Zρ ρF = 10 0%Kc A ?和vsLv1FTρVρ ρF = 10 0%0. 78 Kc A ?便可作出此線。 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 計(jì)算氣相通過(guò)浮閥塔板的靜壓頭降 每層塔板靜壓頭降可按式 P c l σh = h +h +h計(jì)算。39。39。各項(xiàng)計(jì)算如下： 取堰長(zhǎng) wl 為 ，即 wl = = ? （ 2） 溢流堰堰高 hw w L owh = h h 查圖 【 9】 得，取 E=，則 精餾段： 22 3 3h 33OWWL = 2 . 8 4 1 0 E ( ) = 2 . 8 4 1 0 1 ( ) = 0 . 0 0 5 ml 0 . 2 6? ? ? ? ? 取板上清液層高度 Lh =60mm 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 17 故 W L OWh = h h = 0 . 0 6 0 . 0 0 5 = 0 . 0 5 5 m 提餾段： 2239。Ft = 時(shí) ,用插值法求得下列數(shù)據(jù) 3F 苯F 苯3F 甲 苯F 甲 苯3F 料F 料100 90 92. 55 100= ? ρ = 800 .99 3 kg / m792 .5 803 .9 ρ 792 .5100 90 92. 55 100= ? ρ = 798 .79 3 kg / m790 .3 800 .2 ρ 790 .31 15 1 15=+ ? ρ = 800 kg / mρ 800 .99 3 798 .79 3 對(duì)于塔底， 當(dāng) 176。 x = 0. 00 87 x = 0. 01 所以總理論板數(shù)為 NT=13 塊（ 不 包括再沸器），第 7塊板上進(jìn)料。 x = 0. 39 19 x = 0. 45 56所 以 第 7 塊 板 上 進(jìn) 料 ， 以 后 將 數(shù) 據(jù) 代 入 提 餾 段 方 程 中 。. = .L = R D = = / hV = (R + 1)D = ( + 1) 2 1592 8 0443kmol / hL = L + F = + = / hV = V = / h??? 操作線方程 精餾段操作線方程為： Dn + 1 n nn + 1 nxR = x = x +R + 1 R + 1 + 1 + 1y = + 提餾段操作線方程為： ?n + 1 n w nn + 1 nL39。另外還具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，制造方便，塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點(diǎn)。 塔頂冷凝器可采用全凝器、分 凝器 全能器連種不同的設(shè)置。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn) 品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。與泡罩塔盤相比，處理能力較大，壓力降較低，而塔板效率較高，缺點(diǎn)是閥孔易磨損，閥片易脫落。精餾的核心是回流，精餾操作的實(shí)質(zhì)是塔底供熱產(chǎn)生蒸汽回流，塔頂冷凝造成液體回流。 塔的附屬設(shè)備中，所有管線均采用無(wú)縫鋼管。此設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問(wèn)題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過(guò)程，該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)任務(wù)書 設(shè)計(jì)題目： 苯－甲苯連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì) 件： 操作壓力 ： p=(絕壓 ) 處理量 3260 噸 /年 進(jìn)料含苯 （質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 塔頂 產(chǎn)品含苯 （質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 塔釜?dú)堃褐斜綕舛炔淮笥?（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 塔頂全凝器：泡點(diǎn)回流 塔釜為飽和蒸汽間接加熱 塔板采用浮閥 設(shè) 計(jì) 要 求 ： (1) 完成該精餾塔 及輔助設(shè)備工藝設(shè)計(jì)計(jì)算。本次設(shè)計(jì)的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。通過(guò)板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學(xué)驗(yàn)算，均在安全操作范圍內(nèi)。為實(shí)現(xiàn)高純度的分離已成為蒸餾方法能否廣泛應(yīng)用的核心問(wèn)題，為此而提出了精餾過(guò)程。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時(shí)間長(zhǎng)，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。 塔板工藝計(jì)算 流體力學(xué)驗(yàn)算 塔負(fù)荷性能圖 全塔熱量衡算 塔附屬設(shè)備計(jì)算 圖 12 設(shè)計(jì)思路流程圖 浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的，它吸收了兩者的優(yōu)點(diǎn)， 其突出優(yōu)點(diǎn)是可以根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度，這樣就可以避免過(guò)多的漏液。39。 x = 0. 48 51y = 0. 61 78 。 x = 0. 01 91y = 0. 02 51 。Dt = 時(shí) ,用 插值 法求得下列數(shù)據(jù) 3D 苯D 苯3D 甲 苯D 甲 苯3D 料D 料90 80 80. 44 90= ? ρ = 814 .51 16 kg / m803 .9 815 .0 ρ 803 .990 80 80. 44 90= ? ρ = 809 .56 88 kg / m800 .2 810 .0 ρ 800 .21 76 1 76=+ ? ρ = 814 .39 86 kg / mρ 對(duì)于進(jìn)料板， 當(dāng) 176。 故精餾塔的有效高度為 精 提Z = Z + Z + 0 . 8 = 4 ,1 5 + 4 . 7 9 + 0 . 8 = 9 . 8 m 溢流裝置計(jì)算 （ 1） 溢流堰長(zhǎng) wl 因塔徑 D= 本設(shè)計(jì)采用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設(shè)進(jìn)口堰。 （ 3） 開孔區(qū)面積計(jì)算 2 2 2 1a π xA = 2 ( x r x + r s i n )1 8 0 r?? 其中 ： ? ?dSCDx = W + W = 0 . 2 ( 0 . 0 4 9 6 + 0 . 0 8 ) = 0 . 0 7 0 4 m2D 0 . 4r = W = 0 . 0 5 = 0 . 1 5 m22 故 22 2 1 2a 3 . 1 4 0 . 1 5 0 . 0 7 0 4A = 2 [ 0 . 0 7 0 4 0 . 1 5 0 . 0 7 0 4 + s i n ( ) ] = 0 . 0 4 0 6 m1 8 0 0 . 1 5??? （ 4） 浮閥數(shù)計(jì)算及其排列 預(yù)先選取閥孔動(dòng)能因子 F 12? ,由 F0= 0vu ρ 可求閥孔氣速 ou ， 精餾段 即 001 vF 12u = = = 7 . 2 6 5 7 m / sρ 每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為 s1220 01V = = ≈ 8π πd u (0. 039 ) 65744 ? 則設(shè)計(jì)條件下的閥孔氣速為 39。所以這樣開孔是合理的 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 19 提餾段 002vF 12u = = = 7 . 1 2 1 7 m / sρ 每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為 s2220 02V = = ≈ 9π πd u (0. 039 ) 21744 ? 則設(shè)計(jì)條件下的閥孔氣速為 39。所以這樣開孔是合理的。 （ 2） 嚴(yán)重漏液校核 當(dāng)閥孔的動(dòng)能因數(shù) F0低于 5時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，前面已計(jì)算 F05，可見不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。即 則 T w c 0 L L d c d 0 L( H + h ) = h + ε h + h ＋ h = h ＋ h+ （ 1+ ε ） h? 222 3v 0 S S0wL w 0 wρ U L 36 00 = 5. 34 + 0. 15 3 +（ 1+ ε ） h+2 ρ g l h 10 00 l??? ? ? ???? ? ? ?? ? ? ??? 式中閥孔氣速 U0與體積流量有如下關(guān)系 S0 20VU=π dN4 式中各參數(shù)已知或已計(jì)算出，即 33T w 0 v l= 0. 5。 整理后便可得 sV 與 sL 的關(guān)系，即 222 3S 1 S 1 S 1V = 0 . 0 1 5 1 8 1 . 8 5 L 0 . 2 4 4 L 同理提餾段 sV 與 sL 的關(guān)系 2 3S 2 S 2 S 2V = 0. 01 8 50 4. 39 L 0. 29 L 此式即為液泛線的方程表達(dá)式。 2. 因?yàn)橐悍壕€在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾 帶控制，操作下限由吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 26 漏液線控制。C VD LD6Q = (R + 1) D (I I )= 8 351 9 386 .92= 4 10 kJ / kg????? 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 28 塔底熱量 C VD LDQ =(R + 1) D (I I )?? 其中 VD LD D VA D VBI I = X Δ H (1 X ) Δ H?? V2 V1 r11 TΔ H= Δ H ( )1 T? 則 : Wt = 0C 表 14 苯 甲苯的摩爾定比熱容 【 11】 溫度℃ 0 50 100 150 苯 kJ/(kmol k)? 甲苯 kJ/(kmol k)? 由前面的計(jì)算過(guò)程及結(jié)果可知：塔頂溫度 Dt = ℃，塔底溫度 wt = ℃，進(jìn)料溫度 Ft = ℃。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(shù)相應(yīng)減少，但水蒸氣壓力不宜太高。取 5s?? 為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，所對(duì)應(yīng)的則為液體的最大流量 smaxL ,即液相負(fù)荷上限，于是可得3f T f Ts m a x s m a xA H A H0 . 0 0 9 0 6 0 . 4L = = = 0