【正文】 提餾段的氣，液相體積流率為 圖的橫坐標(biāo)為 ：取板間距，板上液層高度，則 由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得取安全系數(shù)為，則空塔氣速為 ： ②塔徑 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 塔截面積為 氣體的實(shí)際氣速：提餾段（同精餾段）橫坐標(biāo)為：取板間距則，查圖得又，則空塔氣速為塔徑按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為塔截面積為 氣體的實(shí)際氣速：將精餾段和提餾段比較可知兩段塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)則，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的。因塔徑D=、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設(shè)進(jìn)口堰。，即：故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理提餾段同精餾段，選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。其寬度可參考下列經(jīng)驗(yàn)值選定：時(shí) 時(shí) 直徑小于1的塔可適當(dāng)減小。浮閥全開時(shí)的閥孔氣速稱為閥孔臨界氣速。為了適應(yīng)塔中的各板或各段汽（氣）相負(fù)荷的不同要求，設(shè)計(jì)時(shí)往往改變各板或各段塔板的開孔率。閥孔氣速： 浮閥動(dòng)能因數(shù)： 在要求得范圍內(nèi)；開孔率： 此開孔率在5%~15%范圍內(nèi)，符合要求。已知板上液層高度 m 所以依式 板上充氣液層阻力 (3)計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。在下列泛點(diǎn)率數(shù)值范圍內(nèi)，一般可保證霧沫夾帶量達(dá)到規(guī)定指標(biāo)。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于70%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。（2）嚴(yán)重漏液校核當(dāng)閥孔的動(dòng)能因數(shù)低于5時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，前面已計(jì)算F0，可見不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。由下式得 ：取，則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線。按照固定的氣液比，由圖可查得塔板的氣液負(fù)荷上限。⑤液泛線 令 ，得聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代人上式，并整理得 其中：，將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得：整理，得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表33。根據(jù)進(jìn)料管選取進(jìn)料管接管法蘭：。第三章 設(shè)計(jì)心得本次設(shè)計(jì)分離苯甲苯精餾塔，此次粗略設(shè)計(jì)耗費(fèi)大約兩星期時(shí)間，這是進(jìn)入大學(xué)來遇到的耗時(shí)最長耗力最多的一次任務(wù)。此次課程設(shè)計(jì)過程繁瑣枯燥，但是當(dāng)幾十頁的設(shè)計(jì)完成時(shí)有一種很強(qiáng)的成就感，因?yàn)槭芤娣藴\，僅鞏固了所學(xué)的化工原理知識,更極大地拓寬了我的知識面，讓我更加認(rèn)識到自己的專業(yè)知識掌握程度。廣州：華南理工大學(xué)出版社?！痘ぴ碚n程設(shè)計(jì)指導(dǎo)》。大連：大連理工大學(xué)出版社?！?】華東理工大學(xué)化工原理教研室編。此次設(shè)計(jì)不僅檢驗(yàn)了專業(yè)知識的掌握程度，還考驗(yàn)著我們對各種有助于設(shè)計(jì)的軟件的使用。max /VS按照固定的氣液比，由圖可查得塔板的氣液負(fù)荷上限。由下式得 ：取，則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線。由上圖可知：在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn) ，處在適宜的操作區(qū)域內(nèi)。 表32 ~值由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線。泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式：和塔板上液體流程長度塔板上液流面積苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=,在從泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點(diǎn)率F1為泛點(diǎn)率=%或 泛點(diǎn)率 =%為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點(diǎn)需控制在70%以下。若二式之一的計(jì)算結(jié)果不在規(guī)定范圍內(nèi)，則應(yīng)適當(dāng)調(diào)整有關(guān)參數(shù)，更新計(jì)算。本設(shè)計(jì) 可見，所夾帶氣體可以釋出。液相為水時(shí)，；為油時(shí)；為碳?xì)浠衔飼r(shí)。先確定，（），和，算出鼓泡區(qū)面積和浮閥數(shù)，則可由下式確定： 對于分塊式塔板，由于塔板塔接要占用一部分鼓泡區(qū)面積，所以實(shí)際布置閥孔時(shí)值應(yīng)比計(jì)算值小，因此取 由于實(shí)際排得的孔數(shù)不一定相等，所以浮閥布置后，還應(yīng)進(jìn)行及開孔率得核算：閥孔氣速： 浮閥動(dòng)能因數(shù)： 若不在范圍內(nèi)，則需調(diào)整布置至滿足為止。在常壓塔、減壓塔中開孔率為；在加壓塔中，開孔率小于，最好的為；在小直徑塔中開孔率較低；一般為。型浮閥的孔徑為39，故為確定浮閥數(shù)，先要求操作時(shí)閥孔氣速。其面積可以在布置板面上的開孔后求得，也可直接計(jì)算。（4）降液管底隙高度h0可按下式計(jì)算：式中：液體通過降液管底隙的流速，一般/s，不宜超過。降液管有圓形與弓形兩類。對于所選板間距尺寸是否合理，還需在對塔板布置進(jìn)行設(shè)計(jì)后，進(jìn)行流體力學(xué)驗(yàn)算。由頂釜組成查表9，做線性處理可得：塔頂溫度tD = ℃進(jìn)料溫度tF = ℃塔釜溫度tW = ℃℃℃由此查表苯、甲苯的粘度溫度℃020406080100120苯甲苯 經(jīng)過線性處理得到：精餾段提餾段平均溫度苯的平均黏度甲苯的平均黏度同時(shí)可求得兩段的平均組成： 故：分段效率為： 精餾段=（α）= 提留段=（α）=實(shí)際板數(shù)的分段求取 （塊） （塊） 實(shí)際板層數(shù) Np=N1+N2=31（塊） 實(shí)際進(jìn)料板為第17塊板（從上至下）。進(jìn)料板是從上至下的第9塊板，精餾段8塊板，提餾段有8塊板。從苯—甲苯的相關(guān)物性中可看出它們可近似地看作理想物系。間接蒸汽加熱。此次設(shè)計(jì)是在常壓下操作。實(shí)際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。 具有代表性的浮閥塔有F1型（V1型）浮閥塔板、重盤式浮閥塔、盤式浮閥、條形浮閥及錐心形浮閥等。課程設(shè)計(jì)是一次讓我們接觸并了解實(shí)際生產(chǎn)的大好機(jī)會(huì)，我們應(yīng)充分利用這樣的機(jī)會(huì)去認(rèn)真去對待?；ト芤后w混合物的分離有多種方法，蒸餾及精餾是其中最常用的一種。這類塔盤的塔盤板開有閥孔，安置了能在適當(dāng)范圍內(nèi)上下浮動(dòng)的閥片，其形狀有圓形、條形及方形等。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。選擇的原則是使設(shè)備和操作費(fèi)用之和最低。選用浮閥塔。第一章 塔板的工藝設(shè)計(jì) 相關(guān)物性參數(shù) 表11 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量M沸點(diǎn)（℃）臨界溫度tC（℃）臨界壓強(qiáng)PC（kPa）苯AC6H6甲苯BC6H5—CH3表12 苯、甲苯的粘度溫度℃020406080100120苯甲苯 表13 苯、甲苯的密度溫度℃020406080100120苯甲苯 表14 苯、甲苯的表面張力溫度℃020406080100120苯 甲苯表15 苯、甲苯的摩爾定比熱容溫度℃050100150苯 甲苯 表16 苯、甲苯的汽化潛熱溫度℃20406080100120苯 甲苯 表17 苯和甲苯的物理參數(shù)分子式相對分子質(zhì)量沸點(diǎn)℃臨界溫度℃臨界壓力MPa苯（A）C6H64,898甲苯（B）C7H8 表18 飽和蒸汽壓苯、甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程計(jì)算：ABC苯甲苯表19 常壓下苯——甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t℃液相中苯的摩爾分率