【正文】 得乙醇。浮閥塔具有下列優(yōu)點： 生產能力大。 ② 塔底溫度 設 塔頂溫度為 tW= ℃ 由乙醇的 Antoine 方程 lgPA* = – (t+) (a) 由水的 Antoine 方程 lgPB* = – (t+) (b) 以及 P = PA* xA + PB* (1xA) (c) 由（ a）、 (b) pA* = KPa pB* = KPa 代入 (c)中 )1( ABAA xPxPP ??? ?? = xW + (1 xW ) = KPa p(塔 底 操作壓力 )p = = ( 1%) 所以假設成立。 )()) = 浮 閥塔排列方式采用等腰三角形插排，取同一橫排的孔心距 t = ,則可按下式估算排間距 t′ 即 t′ = Aa/Nt = (32 ) = 由于塔徑小于 800mm,所以采用整式塔板。 ② 塔板的氣相負荷上限完全由霧沫夾帶控制。 附表 3 浮閥塔板工藝設計結果 項目 數值說明 備注 塔徑 /mD 板間距 T/mH 塔板形式 單溢流弓形降液管 整式 塔板 空塔氣速 /(m/s)u ） 堰長 w/ml 0,39 堰高 w/mh 板上液層高度 L/mh 降液管底隙高度 0/mh 浮閥數 N/個 32 等腰三角形叉排 閥孔氣速 0 /(m/s)u 閥孔動能因數 0F 11 臨界閥孔氣速 0c/(m/s)u 孔心距 /mt 指同一橫排的孔心距 排間距 39。 塔板開孔率 = u/u0 = () 100% = % 第六 章 塔 板的流體力學驗算 氣相通過浮閥塔板的壓降 干板阻力 Uoc = ()1/=()1/ = 因， uo uoc, 則 hc 按下式計算 hc = (u02/2g)( ρ v/ρ L)= ((2 ))( ) = 板上充氣液層阻力 lh lh = ?0hL = = 化工原理課程設計 18 克服表面張力所造成的阻力 h? 可根據式 P c 1 σh h h h? ? ? 。H2O = , 181。 塔板效率高。 乙烯水化法 ① 乙烯 間接水合法 也稱硫酸酯法，反應分兩步進行。 此設計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設計過程。 1. 查閱技術資料，選用公式和搜集數據的能力。 關鍵詞：精餾、乙醇 水、浮閥塔、 傳質分離 第一章 緒 論 設計背景 乙醇的用途很廣。 ② 乙烯直接水化法，就是在加熱 、 加壓和有催化劑存在的條件下，是乙烯與水直接反應，生產乙醇： CH2═CH 2 + H─OH→C 2H5OH（該反應分兩步進行，第一步是與醋酸汞等汞鹽在水 四氫呋喃溶液中生成有機汞化合物，而后用硼氫化鈉還原）此法中的原料 — 乙烯可大量取自石油裂解氣，成本低，產量大，這樣能節(jié)約大量糧食，因此發(fā)展很快。浮閥塔不宜處理易結焦或黏度大的系統(tǒng)，但對于黏度稍大 及有一般聚合現象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操作。i = +(1 ) = （ 4） 平均相對揮發(fā)度的計算 塔頂相對揮發(fā)度 α D = PB,D/PH20 = 塔底相對揮發(fā)度 α W = PB,W/PH20 = 平均相對揮發(fā)度 α = WD?? = （ 5） 塔板總效率的估算 根據 E′ T = （α 181。(HT +hw) = （ +） = 為了防止淹塔現象的發(fā)生，要求控制降液管中清夜層的高度 Hd ≤ 248。在設置人孔處，板間距為 800mm，裙座上應開 1 個人孔，直徑為 450mm。 以θ = 5s 作為液體在降液管中停留時間的下限值，則 Lmax = AfHT/5 = ( )/5 = 漏液線 對于 F1型重閥，依 F0 = u0 v? = 5 計算，則 u0 = V?5 。 Af/AT = Wd/D = 故 Af = = = m3 Wd = = = m 驗算 液體在降液管中停留的時間，即 θ =（ 3600ATHT） / L = (3600 )/(3600 104) = (5s) 故將液管得設計合理 降液管底隙高度 0h h0 = L/( 3600wl u0′ ) 取 u0′ = ,則 化工原理課程設計 17 h0 =（ 3600 ） /（ 3600 ） = hW h0 = = () 故降液管底隙設計合理。此時 Rmin可由 點（ xD,xD） 向平衡線做切線的截距 求得 。 浮閥塔與 20世紀 50 年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和 浮閥 塔的優(yōu)點，已成為國內應用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學工業(yè)中使用最普遍。可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預熱器、回流液泵等附屬設備，才能實現整個操作。 目前用于氣液分離的傳質設備主要采用板式塔。 精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產中中占有重要的地位。精餾是液體混合物的 分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液 得到幾乎完全的分離。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 倍。（ 4）結構合理，安全可靠，金屬消耗量少，制造費用低。 由 tF = ℃ , 查手冊得ρ 水 = kg/m3,ρ 乙醇 = kg/m3 ρ LWm = 1 / (+ / ) = kg/m3 （ 4） 精餾段液相平均密度 ρ Lm = ( + ) / 2 = kg/m3 （ 5） 提留段液相平均 密度 ρ L′ m = ( + ) / 2 = kg/m3 液體平均表面張力 （ 1） 塔頂 液相平均表面張力的計算 當乙醇的質量分數為 % 時， 查 圖得σ 25℃ = 103 N/m ,且乙醇的臨 溫度為 243℃，水的臨界溫度為 ℃，則混合液的臨界溫度為： TmCD = ∑ xiTiC = 243 + = ℃ σ tD / σ 25℃ = ((TmCD – TD)/(TmCD – T25℃ )) = (( )/( 25 )) 解得σ tD = 10 3 N/m （ 2） 進料板液相平均表面張力的計算 當乙醇的質量分數為 30%時，查圖得σ 25℃ = 103 N/m ,且乙醇的臨界溫度為 243℃，水的臨界溫度為 ℃，則混合液的臨界溫度為： TmCD = ∑ xiTiC = 243 + = ℃ σ tD / σ 25℃ = ((TmCD – TD)/(TmCD – T25℃ )) = (( )/( )) 解得σ tD = 10 3 N/m （ 3） 塔底液相平均表面張力計算 當乙醇的質量分數為 %時，查圖得σ 25℃ = 103 N/m ,且乙醇的臨界 溫度為 243℃，水的臨界溫度為 ℃，則混合液的臨界溫度為： TmCD = ∑ xiTiC = 243 + = ℃ σ tD / σ 25℃ = ((TmCD – TD)/(TmCD – T25℃ )) = (( )/( )) 化工原理課程設計 15 解得σ tD = 10 3 N/m （ 4） 精餾段液相平均表面張力計算 σ Lm = (( + ) 103)/2 = 103 N/m （ 5） 提留段液相平均表面張力 σ L′ m = (( + ) 103)/2 = 103 N/m 第四 章 精餾塔的塔體工藝尺寸設計 塔徑的計算 精餾段的氣、液相體積流率為 L = RD = kmol/s V = (R + 1)D = kmol/s 已知 MLm = kg/mol MVm = kg/mol ρ Lm = kg/mol ρ vm = kg/m3 則質量流量： L1 = MLmL = = kg/s V1 = MVmV = = kg/s 體積流量： Ls1 = L1 /ρ Lm = / = 104 m3/s Vs1 = V1/ρ Vm = / = m3/s 由 181。(HT +hw)= guLv220?? +（0hlLws ）2 + （ 1 +?0）（ hw + E(wsl L3600 )2/3） 將已知數據帶入上式化簡得 V2 = – 液泛線數據 化工原理課程設計 20 3/( / )sL m s 3/( / )sV m s