【正文】 //理由同上 // qnd,qnw在這里不輸出了 return 0。 nf=0。一般為計(jì)算方便，當(dāng)作直線處理，由兩點(diǎn)連成一直線即可，由霧沫夾帶量的計(jì)算公式，令，液體量為，計(jì)算得氣量為，由和定出一點(diǎn)。五、溢流液泛線對(duì)已設(shè)計(jì)的浮閥塔，當(dāng)降液管內(nèi)當(dāng)量清液高度時(shí)，將發(fā)生溢流液泛。 操作性能負(fù)荷圖 精餾段的操作性能負(fù)荷圖一、液相上限線取降液管內(nèi)液體的停留時(shí)間，此液體流量為最大允許值。塔板靠近塔壁部分需留出一圈邊緣區(qū)域，供支持塔板邊梁之用。T型浮閥性能與F1型浮閥相近，但結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，適于處理含顆?；蛞拙酆系奈锪?。因此可得液泛氣速：，則操作氣速為：則計(jì)算得塔徑為：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為: 則塔的橫截面積為：實(shí)際塔速為：（在適宜范圍內(nèi)） 精餾塔有效段高度、總高度的計(jì)算塔總高度（不包括裙座）由下列式子決定。表39 塔板數(shù)與進(jìn)料位置總塔板數(shù)精餾段塔板數(shù)提餾段塔板數(shù)進(jìn)料位置22層12層10層第13層 能量衡算 塔頂冷凝器的熱量衡算及冷卻水的消耗量理想情況下，對(duì)全凝器作熱量衡算，若忽略熱損失，塔頂冷凝器帶走的熱量等于物料損失的熱量。 設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。 4．塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的50%～80%，但是比篩板塔高20%～30%。苯和甲苯的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時(shí)間之后，通過泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。北京理工大學(xué)本科生課程設(shè)計(jì)分離苯和甲苯系統(tǒng)的板式精餾塔設(shè)計(jì)書 設(shè)計(jì)題目分離苯——甲苯系統(tǒng)的板式精餾塔設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)條件分離物系：苯和甲苯原料狀態(tài)： （質(zhì)量分率）分離要求：，（質(zhì)量分率）設(shè)計(jì)能力： 操作壓力：自定操作方式：連續(xù)生產(chǎn)，每年300天，每天24小時(shí)運(yùn)行 設(shè)計(jì)內(nèi)容216。因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn)，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時(shí)候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。5．塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的50%～80%，但是比篩板塔高20%～30%。由于對(duì)物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。即：若回流液在泡點(diǎn)溫度下進(jìn)入塔內(nèi)，則，即塔頂溫度：，在該溫度下苯的汽化潛熱塔頂?shù)馁|(zhì)量流率:則冷凝介質(zhì)為水，其進(jìn)出冷凝器的溫度分別為和，則平均溫度下的比熱容，則冷卻水的消耗量：式中:——全凝器的熱負(fù)荷，；——冷卻介質(zhì)消耗量，；——冷卻介質(zhì)的比熱，；——冷卻介質(zhì)在冷凝器進(jìn)、出口處的溫度。式中 ——塔高（不包括裙座），m；——塔頂空間，m；——塔板間距，m；——開有人孔的塔板間距，m；——進(jìn)料段高度，m；——塔底空間，m；——實(shí)際塔板數(shù)；——人孔數(shù)目（不包括塔頂和塔底空間的人孔）1. 塔頂空間高度指從第一層塔板到塔頂封頭底邊的距離，其作用是提供安裝塔板和開人孔的需要，也使氣體中的液滴自由沉降，減少塔頂出口氣體中的液體夾帶，必要時(shí)還可以安裝破沫裝置。F1型重閥采用厚度為2mm的薄板沖壓制成，重約33g。對(duì)于浮閥塔的整塊式塔板取。因此，液體流量的上限值可由下式計(jì)算：式中 ——液體流量上限，；——板間距，； ——降液管截面積，；——降液管內(nèi)液體的停留時(shí)間，則 過點(diǎn)作垂直線，即為液相上限線（在圖45中線）。由于 所以 取，則則液泛時(shí)的干板壓降為：則相應(yīng)的泛點(diǎn)孔速和氣體流量為：取，則則液泛時(shí)的干板壓降為：則相應(yīng)的泛點(diǎn)孔速和氣體流量為：過、兩點(diǎn)連接的直線（在圖45中線），即為液泛線。再設(shè)（一般也接近的值），仍以計(jì)算得氣量為。 for(int j=0。} 附件二（浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算總表）表61 浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算總表序號(hào)項(xiàng)目精餾段提餾段1平均溫度2平均壓力3氣相流量4液相流量5實(shí)際塔板數(shù)12106有效段高度7塔徑8板間距9溢流形式單溢流單溢流10降液管形式圓形降液管圓形降液管11堰長(zhǎng)12堰高505013堰上液層高度14板上液層高度606015降液管底隙高度303016安定區(qū)寬度656517邊緣區(qū)寬度555518開孔區(qū)面積19浮閥直徑393920浮閥數(shù)目222221孔中心距757522開孔率23空塔氣速24孔閥氣速25每層塔板壓降26液體在降液管停留時(shí)間27降液管清液層高度28泛點(diǎn)率29氣相負(fù)荷上限30氣相負(fù)荷下限31操作彈性 附件三（設(shè)計(jì)書中的符號(hào)說明）表6263 設(shè)計(jì)書中的符號(hào)下標(biāo)說明塔頂組分名稱進(jìn)口組分名稱塔底組分名稱精餾段，提餾段氣相，液相最小值最大值精、提餾段交點(diǎn)7. 參考文獻(xiàn) [1] 譚天恩. 化工原理(上冊(cè)）[M].北京：[2] 譚天恩. 化工原理(下冊(cè)）[M].北京：[3]夏清，(上冊(cè)）[M].天津：。 //數(shù)組從0計(jì)數(shù)，而板數(shù)是從1計(jì) coutNt= nt+1endl。 y[0]=xd。因此以kg液沫/kg氣為界限，用霧沫夾帶量的計(jì)算公式，作出和的曲線即為過量霧沫夾帶線。霧沫夾帶量的計(jì)算式為 式中 ——霧沫夾帶量，kg液沫/kg汽；——液相表面張力，； ——?dú)馑?，；——?dú)庀嗔髁?，? ——塔橫截面積，；——板間距，； ——板上液層高度， 則 取，則則 求得 取，則則 求得 過、兩點(diǎn)連接的直線（在圖45中線），即為過量霧沫夾帶線。計(jì)算得： 精餾段：提餾段：因此計(jì)算出來的泛點(diǎn)百分率都在70%以下，滿足規(guī)定的指標(biāo)