【正文】 ，耐腐蝕）外，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)的需求還應(yīng)該達(dá)到下列要求：1）生產(chǎn)能力大，及氣體處理量大。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。 第二章 總體設(shè)計方案的確定 操作壓強的選擇精餾可以常壓，加壓或減壓條件下進(jìn)行。本次分離的苯和甲苯二元體系為一般物系故分離時采用常壓操作。 物系相平衡數(shù)據(jù)常壓下苯—甲苯系統(tǒng)t—x—y數(shù)據(jù)如表1—6所示。 已知X10=, 由上而下計算，直到Xi 首次越過Xw=。（過程略）塔頂溫度：tD= ℃ 加料板上一塊塔板溫度tF1= ℃加料板的塔板溫度tF= ℃塔底溫度：tW= ℃精餾段平均溫度 T=(+)/2= ℃提餾段平均溫度 T=(+)/2= ℃ 塔頂平均摩爾質(zhì)量： X1= Y1=MVDm=+()= kg/kmolMLDm=+()= kg/kmol 加料板上一塊塔板平均摩爾質(zhì)量： XF1= YF1=MVFm=+()= kg/kmolMLFm=+()= kg/kmol 加料板平均摩爾質(zhì)量： XF= YF=MVFm=+()= kg/kmolMLFm=+()= kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量： XW= YW=MVFm=+()= kg/kmolMLFm=+()= kg/kmol 精餾段平均摩爾質(zhì)量： MVm=(MVDm+MVFm)/2 =(+)/2= kg/kmol MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(+)/2= kg/kmol 提餾段平均摩爾質(zhì)量： MVm=(MVDm+MVFm)/2 =(+)/2= kg/kmol MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(+)/2= kg/kmol（1）精餾段①汽相平均密度：由理想氣體狀態(tài)方程計算 即： ρVM＝PMV/RTM=（（+））= Kg/ m3 ②液相平均密度： 塔頂溫度：tD=℃ 時ρ1= Kg/m3 , ρ2= Kg/m3 加料板上塊塔板溫度: tF1=℃ 時ρ1= Kg/m3, ρ2= Kg/m3 塔頂易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比a1＝% 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]= Kg/ m3 精餾段的平均液相密度ρLM＝(ρLD+ρLF)/2=(+)= Kg/ m3（2） 提餾段 ①汽相平均密度：由理想氣體狀態(tài)方程計算 即ρVM＝PMV/RTM=（（+））= Kg/ m3②液相平均密度 加料板溫度：tF=℃ 時ρ1= Kg/m3 , ρ2= 塔底溫度: t=℃ ρ1= Kg/m3 , ρ2= Kg/m3 塔底易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比a1＝% 加料板上易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比a2＝% 加料板液相密度：ρLF＝1/[a1/ρ1+(1a1) /ρ2]= 塔底液相密度:ρLW＝1/[a2/ρ1+(1a2)/ρ2]= 提餾段的平均液相密度ρLM＝(ρLF+ρLW)/2= Kg/ m3（1）精餾段液體表面張力 查表得 塔頂溫度：tD=℃ 時： σ1= mN/m σ2= mN/m σLDM=+= mN/m 加料板上一塊塔板溫度tF1= ℃時σ1= mN/m σ2= mN/m σF1DM=+= mN/m 精餾段的平均液體表面張力： σLM=(σLDM +σLF1M)/2= mN/m（2）提餾段液體表面張力 查表得加料板溫度：tF=℃ 時: σ1= mN/m σ2= mN/m σLFM=+（）= mN/m 塔底溫度tW= ℃時： σ1= σLWM=+（）= mN/m 提餾段的平均液體表面張力： σLM=(σLFM +σLWM)/2= mN/m 精餾段塔徑塔板的設(shè)計計算 精餾段塔板參數(shù)的計算與選擇精餾段汽、液相體積流率為： m3/S m3/S 由 ， 取板間距HT= , hL= , HT hL== C20 由圖查取圖的橫坐標(biāo)為： ，查表得出C20= 則 m/s，則空塔氣速為:U===則 =m 。①浮閥選型：F1型浮閥②閥孔氣速u0的計算 取F0=11 則m/s③浮閥數(shù)N計算： 式中d0 = = ④塔板開孔率 開孔率⑤塔板的布置與浮閥的排列 ?塔板分塊 塔徑D/mm800~12001400~16001800~20002200~2400塔板分塊數(shù)3456 因 D800mm 故塔板采用分塊式，查表的塔塊分為5塊 ?開孔區(qū)面積Aa 邊緣區(qū)和安定區(qū)的寬度：WS =W’S=75mm WC=53mm m m 得出 m2 ?閥孔計算及其排列 閥孔按等腰三角形叉排，取閥孔間距t為： 又t’ 故根據(jù)以上條件繪制塔板布置圖 算出N=244 根據(jù) m/s 流體力學(xué)校驗 hp=hc+h1+hσ①干板壓強降hc 故：操作時浮閥全開 所以 m液柱 ②液層阻力h1 h1 =ε（hW+hOW） 則 h1=(+)= m液柱 ③液體表面張力hσ 數(shù)值很小，設(shè)計時可以忽略不計 則： hp=hc+h1+hσ=++0= m液柱 則： 氣體通過每層塔板的壓降△P為 △P=hP 由實踐經(jīng)驗可知，液體在降液管內(nèi)停留的時間不應(yīng)小于35s 液體在降液管中停留時間 : =s 5s 故降液管設(shè)計合適 精餾段負(fù)荷性能圖及操作彈性根據(jù)經(jīng)驗值， 控制其泛點率F1=80% 由HT= , 可查表得CF= ZL=D2Wd == Ab= AT2Af== 則 計算整理可得：VS=取Hd=ψ（HT+hW）則Hd=(+)=Hd=hw+how+hd+hp+△其中：hp=hc+h1=+?（hW+hOW）取ε=，則 hp=+（hW+hOW）又有，△≈0 代入hw+how+hd+hp+△=，化解得：3. 液相上限線當(dāng)停留時間取最小時，LS為最大，取停留時間為5s。寬度WC視具體需要而定，小塔為30到50mm,大塔可達(dá)50到70mm。 或 式中：ZL=D2Wd ， Ab= AT2Af K為物性系數(shù)，其值可查下表：系 統(tǒng)物性系數(shù)K無泡沫，正常系統(tǒng)氟化物（如BF3,氟利昂）中等發(fā)泡系統(tǒng)（如油吸收塔，胺及乙二醇再生塔）多泡沫系統(tǒng)（如胺或乙二胺吸收塔）嚴(yán)重發(fā)泡系統(tǒng)（如甲乙酮裝置）形成穩(wěn)定泡沫的系統(tǒng)（如堿再生塔） 因為苯與甲苯為正常體系，故其K=1 式中：CF為泛點負(fù)荷因素可由如下泛點負(fù)荷系數(shù)圖表查得 由HT= , 可查表得CF= ZL=D2Wd == Ab= AT2Af== 則 % % 故 F1 =% %80% 故本設(shè)計中的霧沫夾帶量eV在允許范圍之內(nèi)。 塔底再沸器的計算與選型精餾塔底的再沸器可分為：釜式再沸器、熱虹吸式再沸器及強制循環(huán)再沸器。夾套式再沸器，常用于傳熱面較小或間歇精餾中。①苯－甲苯液體走管程，水蒸汽走殼程，采用逆流物性數(shù)據(jù)：，故基本可認(rèn)為是甲苯，t=℃液體蒸發(fā)量：塔底物質(zhì)的汽化潛熱為r2 =選擇150的飽和水蒸氣加熱，w/m為人孔處板間距?？偨Y(jié)于下：1. 對化工設(shè)計有了比較深刻的認(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)行了計算，而對參數(shù)之間的相互關(guān)聯(lián)缺乏認(rèn)識。4. 設(shè)計教會了我耐心，很多地方都是需要先假設(shè)數(shù)據(jù)，再驗算，不符合時再調(diào)整數(shù)據(jù)重新進(jìn)行驗算。(全冊）－賈紹