【正文】 式計(jì)算出記過(guò)列于下表：由此做出液泛線（2）。在圖上液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無(wú)關(guān)的豎直線。降液管底隙高度，取，故底隙設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤(pán)。—— 理想氣體定壓比熱容 kj /(kmol k) T —— 所取的溫度 K表13 精餾塔物料恒算表溫度℃苯甲苯溫度下： = /(kmol*k) = /(kmol*k) = kj /(kmol*k) (注：式中下標(biāo)1 為苯，下標(biāo)2 為苯)溫度下： Tr=r = =平均值 =塔頂 =（4） 相關(guān)數(shù)據(jù)計(jì)算a、塔頂以0℃為基準(zhǔn)，℃時(shí)，塔頂上升氣體的焓值為Q Q= = =b、回流液的焓 = =c、餾出液的因?yàn)轲s出液與回流口組成一樣 所以 kj/(kmol*k) =d、 冷凝器消耗 e、進(jìn)料口 f、塔底殘液焓 g. 再沸器（全塔范圍列衡算式） 設(shè)再沸器損失能量 （5）熱量衡算表表14 熱量衡算表平均比熱熱量進(jìn)料冷凝器塔頂餾出液塔底釜?dú)堃涸俜衅?理論塔板數(shù)計(jì)算塔頂，塔底飽和蒸汽壓。a. 塔頂溫度 :+ 求得： =℃b. 塔釜溫度 : 求得: =℃c. 進(jìn)料液溫度 : 求得： ℃(3)回流比的確定a、已知泡點(diǎn)進(jìn)料q = 1 且求得℃在此溫度下，利用安妥因方程計(jì)算苯和甲苯的飽和蒸汽壓：苯：lgP== P=甲苯：lgP=== P=同理可求在塔頂溫度和塔釜溫度下的飽和蒸汽壓，分別如下：在塔頂溫度下： 苯： P= KPa 甲苯：P=在塔釜溫度下： 苯： P= 甲苯：P=b、求相對(duì)揮發(fā)度進(jìn)料： =/= /=塔頂： =/=塔釜： =/=c、求 ＝= = = =d、R = = = 已知：D= D= 根據(jù)物料恒算方程： F=D+W 代入數(shù)據(jù) 求得： F=根據(jù)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)求 V、V’、 L、L’由于q=1，所以精餾段和提餾段上升蒸汽的摩爾流量相等：V 39。在此使用浮閥塔，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(kāi)度，這樣就可以避免過(guò)多的漏液。選擇的原則是使設(shè)備和操作費(fèi)用之和最低。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。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。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。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。常壓操作。近年來(lái)所研究開(kāi)發(fā)出的新型浮閥進(jìn)一步加強(qiáng)了流體的導(dǎo)向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動(dòng)接觸更加有效，可顯著提高操作彈性和效率。水蒸氣不易腐蝕加熱管，且成本相對(duì)較低，塔結(jié)構(gòu)也不復(fù)雜。s(1)塔頂條件下的流量及物性參數(shù)： 氣相平均相對(duì)分子量和液相平均分子量相同，MF=M苯*XF+M甲苯*（1XF）=+（）=MD=M 苯*XD+M甲苯*（1XD）=+*（）= kg/kmolMW=M苯*XW+M甲苯*（1XW）=+（）= kg/kmol氣相密度：液相密度：液相粘度：塔頂出料口質(zhì)量流量： （2）塔底條件下的流量及物性參數(shù)氣相平均相對(duì)分子量和液相平均相對(duì)分子量：即：氣相密度： 液相密度：液相粘度： ﹒s塔底殘留液的質(zhì)量流量： （3）進(jìn)料條件下的流量及物性參數(shù) 氣液平均平均分子量 液相密度 氣相密度： 液相粘度：進(jìn)料質(zhì)量流量： 由于q=1，所以精餾段上升蒸汽量等于提餾段上升蒸汽量，所以（4）精餾段的流量及物性參數(shù) 氣相流量： 液相流量： （5）提餾段的流量及物性常數(shù)： 氣相流量： 液相流量：（6）數(shù)據(jù)結(jié)果表塔頂進(jìn)料塔釜 D W F 平均 kmol/h 表 17 塔頂、塔釜、進(jìn)料液的數(shù)據(jù)結(jié)果表精餾段提餾段平均相對(duì)分子量 kg/kmol氣相密度r V kg/ m液相密度r L kg/ m液相粘度m L 氣相質(zhì)量流量 kg/h液相質(zhì)量流量 kg/h 液相平均張力表18溫度 ℃苯 g/cm3甲苯 g/ cm3 精餾段： 提餾段： 沈陽(yáng)化工大學(xué)畢業(yè)設(shè)計(jì) 工藝計(jì)算2 精餾塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算、夜相體積流率為 由， 式中取板間距HT =，板上液層高度h L=，則H T h L ==查史密斯關(guān)聯(lián)圖得 取安全系數(shù) 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整 塔截面積為 實(shí)際空塔氣速 由，式中 取板間距HT =，板上液層高度h L=，則HT h L ==查史密斯關(guān)聯(lián)圖得取安全系數(shù) 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整 塔截面積為 實(shí)際空塔氣速 （1）溢流裝置計(jì)算因塔徑D=，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)，各項(xiàng)計(jì)算如下：堰長(zhǎng)取流堰高度，選用平直堰，堰上液層高度近似取E=1，則 弓形降液管寬度和截面積f由，查圖得，故 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間 ，故降液管設(shè)計(jì)合理。按N=261重新核算孔速及閥動(dòng)能因數(shù)： 浮閥動(dòng)能因數(shù)變化不大，開(kāi)孔率ψ==% （1） 氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降=++干板阻力 氣體通過(guò)液層阻力計(jì)算 （2） 淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度 與空氣通過(guò)塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?液體通過(guò)降液管的壓頭損失，因此不改進(jìn)口堰板上液層高度 （3） 液沫夾帶液沫夾帶量： （4） 漏液對(duì)于浮閥塔，漏液點(diǎn)氣速 1 氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降=++干板阻力 氣體通過(guò)液層阻力計(jì)算 （2） 淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度 與空氣通過(guò)塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?液體通過(guò)降液管的壓頭損失，因此不改進(jìn)口堰板上液層高度 （3） 液沫夾帶液沫夾帶量： （4）漏液對(duì)于浮閥塔，漏液點(diǎn)氣速 1. 液沫夾帶線以=，為限，求的關(guān)系由式（1）知 ，則在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)值。（4）5. 漏液線對(duì)于 重型閥，依公式 所以 計(jì)算以 作為標(biāo)準(zhǔn)。在圖上液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無(wú)關(guān)的豎直線。2. 回流管 冷凝器安裝在塔頂時(shí)，回流液在管道中的流速一般不能過(guò)高，否則冷凝器高度也要提高，對(duì)于重力回流一般取 ~，取故選用外徑為108mm，公稱直徑為100mm，法蘭外徑為220mm的標(biāo)準(zhǔn)管。（厚度316mm） 設(shè)計(jì)壓力：P=. 計(jì)算壓力：（2） 設(shè)計(jì)厚度 圓筒計(jì)算厚度：封頭計(jì)算厚度： 設(shè)計(jì)厚度對(duì)Q345R鋼板負(fù)偏差，因而可取名義厚度，但對(duì)于低合金鋼制的容器規(guī)定布包扣腐蝕余量的最小厚度應(yīng)不小于3mm，但若加上2mm的腐蝕余量，名義厚度至少應(yīng)取5mm，有港版標(biāo)準(zhǔn)規(guī)格名義厚度為8mm。②有效高度取上述兩值小值，故內(nèi)側(cè)有效高度⑷ 有效補(bǔ)強(qiáng)面積 ①封頭多余金屬面積 封頭有效厚度封頭多余金屬面積 綜上計(jì)算結(jié)果，所以不需要另行設(shè)置補(bǔ)強(qiáng)圈。通過(guò)以上計(jì)算可知，的接管不需要補(bǔ)強(qiáng)，則其他接管公稱直徑均小于等于325，且由于塔釜接管不需補(bǔ)強(qiáng)，其他位置的計(jì)算壓力都小于塔釜的計(jì)算壓力，所以其他接管均不需要設(shè)置補(bǔ)強(qiáng)圈。⑵ 開(kāi)孔所需補(bǔ)強(qiáng)面積計(jì)算厚度： ，接管有效厚度開(kāi)孔所需補(bǔ)強(qiáng)面積 ⑶ 有限補(bǔ)強(qiáng)范圍①有效寬度B 取上述兩數(shù)大值，故。⑵ 檢查管線上全部閥門(mén)，使其全部處于正常的開(kāi)、閉狀態(tài)。在此向幫助和指導(dǎo)過(guò)我的各位老師表示最衷心的感謝！ 感謝這次設(shè)計(jì)所涉及到的各位學(xué)者。關(guān)于這個(gè)問(wèn)題的另外兩個(gè)非常好的論文是由瑟斯頓（ 1981）和ROAT ，等（1988 ） 。?我們表明，這種技術(shù)可用于多組分列來(lái)使用在線分析儀與溫度控制量化構(gòu)圖控制的附加好處。另外，雙點(diǎn)方案往往具有顯著較長(zhǎng)回收率為由于控制回路之間的相互作用的翻倒。合并工具將允許設(shè)計(jì)人員無(wú)需在時(shí)間的投資開(kāi)發(fā)兩種不同的模式執(zhí)行這兩項(xiàng)任務(wù)。這個(gè)數(shù)字標(biāo)識(shí)在本文中使用的術(shù)語(yǔ)，并指出五個(gè)閥門(mén)可用于控制列。 無(wú)論我們使用的成分控制，或我們?nèi)绾问褂盟麄兪裁撮y門(mén)，從根本上有兩件事情，我們可以操縱：飼料分裂和分離。在圖2中，我們使用了一些數(shù)值例子，說(shuō)明兩個(gè)操縱變量的相對(duì)重要性。這大大降低了底部純度。它必須以達(dá)到高純度，同時(shí)在頂部和塔的底部是正確的。學(xué)術(shù)方法總是假定飼料的需求流。 在本文中，我們不打算討論壓力控制。在這種情況下，我們得到在開(kāi)銷非常高純度的A，但只有83 ％的純度在底部。進(jìn)料速率和組成是相同的。在一列中的整體分餾取決于級(jí)的數(shù)目，輸入的能量，并在分離的難度。我們稱之為需求流。在這篇文章中，我們首先介紹一些背景材料精餾塔的控制和利用穩(wěn)態(tài)模型。穩(wěn)態(tài)建模的一個(gè)明顯缺陷是，它并沒(méi)有告訴我們的動(dòng)態(tài)響應(yīng)，因此很難比較的替代控制方案的動(dòng)態(tài)抗擾能力。這不會(huì)對(duì)信仰被人接受，因?yàn)樵谠O(shè)計(jì)過(guò)程中顯式測(cè)試這個(gè)假設(shè)。?我們還主張，實(shí)際控制結(jié)構(gòu)采用穩(wěn)態(tài)模擬，以確定溫度傳感器的位置進(jìn)行成分控制時(shí)，可以強(qiáng)制執(zhí)行。致謝人：趙志祥2014年6月12日 外文文獻(xiàn)及翻譯： DISTILLATION COLUMN CONTROL DESIGN USING STEADY STATE MODELS: USEFULNESS AND LIMITATIONS 外文文獻(xiàn)及翻譯 Figure 1 illustrates a schematic of a simple distillation column. This figure identifies the