【正文】 以θ=4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限。①塔板的分塊因?yàn)樗健?00，故塔板采用分塊式。Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)由此表數(shù)據(jù)可作出液泛線5在操作性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即為操作線。參考單流型塔板系列參數(shù)（分塊式）并且計(jì)算如下：① 堰長(zhǎng)lW :取lW=*D=*= (m)② 溢流堰高度hW :由hW=hLhOW，選用平直堰，堰上液層高度hOW由下式計(jì)算，即： hOW=()*E*(Lh/lW)^(2/3)近似取E=1，則hOW=*1*(*3600/)^(2/3)= (m)板上清液層高度hL=60mm故hW=hLhOW== (m)③ 弓形降液管寬度Wd和截面積Af：由lW/D=，查《化工原理課程設(shè)計(jì)》P108，圖310，得Af/AT= ，則： Af= m2Wd/D= , 則： Wd=*= (m)驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即：θ=3600AfHT/Lh=3600**(*3600)=5(s)故降液管設(shè)計(jì)合理。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。s lgμLFm=*lg( )+()*lg( )解出μLFm = (mPa．漏液漏液點(diǎn)氣速u0,min= = (m/s) u0=(m/s)穩(wěn)定系數(shù)K= u0/u0,min = 故無(wú)明顯漏液．液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)該滿足： Hd≤Ф（HT+hW）苯—甲苯物系屬于一般物系，取Ф=，則： Ф（HT+hW）=*(+)=而 Hd=hP+hL+hd板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd=*^2= (m液柱)Hd=++= (m液柱) Ф（HT+hW）,所以本設(shè)計(jì)中不存在發(fā)生液泛現(xiàn)象。參考單流型塔板系列參數(shù)（分塊式）并且計(jì)算如下：⑥ 堰長(zhǎng)lW :取lW= (m)⑦ 溢流堰高度hW :由hW=hLhOW，選用平直堰，堰上液層高度hOW由下式計(jì)算，即： hOW=()*E*(Lh/lW)^(2/3)近似取E=1，則hOW=*1*(*3600/)^(2/3)=(m)板上清液層高度hL=60mm故hW=hLhOW== (m)⑧ 弓形降液管寬度Wd和截面積Af ：由lW/D=，查《化工原理課程設(shè)計(jì)》P108，圖310，得Af/AT= ，則： Af= m2Wd/D= , 則： Wd=*1= (m)驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即：θ=3600AfHT/Lh=3600**(*3600)=5(s)故降液管設(shè)計(jì)合理。．液沫夾帶線以ev=,VsLs關(guān)系如下：由整理得 Vs=在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式算出Vs的值，計(jì)算結(jié)果列于下表。HB=(tL’s*60RV)/AT+=(5**)/+=(m)③塔體高度Hl=HTN=*(71)+*（71）+*1=(m)H=Hl+HB+H裙+H封+H頂=++3++= （m）6．1冷凝器的選擇本設(shè)計(jì)取傳熱系數(shù)K=2926J/(m2化學(xué)工業(yè)出版社馬沛生 著。 設(shè)計(jì)氣速選取，u=K’(（ρL/ρV)/ρV)’= u=*(（)/)=除沫器直徑：D=(4Vs/ )=(4** )=．裙座塔底采用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，本設(shè)計(jì)采用圓筒形。 hl=βhL ua=VS/(ATAf)=()= (m/s) Fo=*= [kg1/2/(ss)進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算：由tF= ℃，查《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)（有機(jī)卷）》得：μA= mPa由于苯—甲苯物系沒(méi)有腐蝕性，可選用δ=3mm碳鋼板，取篩孔徑d0=5mm。塔頂溫度 tD= ℃進(jìn)料板溫度 tF= ℃精餾段平均溫度 tm=(+）/2= ℃(3)平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xD=y1=,查平衡曲線（），得x1= MVDm=*+()*=(kg/kmol) MLDm=*+()*=(kg/kmol)精餾段平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由圖解理論板（見(jiàn)圖），得yF=查平衡曲線（見(jiàn)圖），得xF= MVFm=*+()*=(kg/kmol) MLFm=*+()*=(kg/kl)精餾段平均摩爾質(zhì)量： MVm=(+)/2= (kg/kmol) MLm =+)/2= (kg/kmol)(4)平均密度計(jì)算①氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即： ρVm=pmMVm/RTm=*(*(+)) = (kg/m3)②液相平均密度的計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即： 1/ρLm=aA/ρLA+aB/ρLB塔頂液相平均密度的計(jì)算由tD= ℃,查表1，用內(nèi)插法得 ρA= (kg/m3) ρB= (kg/m3) 1/ρLDm = + ρLDm = (kg/m3)進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由tF =℃。如下：過(guò)F點(diǎn)作垂線(q=1)，與相平衡線的焦點(diǎn)即為點(diǎn)e (xe,ye)xe= ye=代入得 Rmin=所以 R=1L=RD=1*= (kmol/h)V=(R+1)D=(1+1)* = (kmol/h) L’=L+qF=+1*= (kmol/h)V=V’=(kmol/h)操作線方程精餾段操作線方程：yn+1=R*xn/(R+1)+xD/(R+1)= xn + 提餾段操作線方程：ym+1=(L+qF)*xm/(L+qFW)WxW/(L+qFW)=圖解法求理論板層數(shù)，結(jié)果為：總理論板數(shù)NT=(包括再沸器)進(jìn)料板位置NF=5精餾段實(shí)際塔板數(shù)N精=4/≈7 塊提留段實(shí)際塔板數(shù)N提=3. 精餾段的設(shè)計(jì)3．1精餾段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算(1)塔頂操作壓力 pD=+4= kPa每層塔板壓降 △p= kPa進(jìn)料板壓力 pF=+*7= kPa精餾段平均壓力 pm=(+)/2= kPa(2)操作溫度計(jì)算查苯—氯苯物系的汽液平衡數(shù)據(jù) ，通過(guò)內(nèi)插法，計(jì)算得泡點(diǎn)溫度。開(kāi)孔區(qū)面積 Aa=其中x=D/2(Wd+Ws)=(+)= (m) r= D/2Wc== (m)故Aa=2*(*()^+**sin1())=(m2)⑤ 篩孔計(jì)算及其排列。s lgμLDm=*lg()+()*lg()解出μLDm = (mPa干板阻力： 由d0/δ=5/3=，查《課程設(shè)計(jì)》P112，圖314得，C0=故hc=**()^2=(m液柱)②氣體通過(guò)液層的阻力hl計(jì)算。②封頭由公稱直徑DN=800mm查《化工原理課程設(shè)計(jì)（石油大學(xué)出版社）》表32得：曲面高度h1=200mm，直邊高度h0=25mm，封頭厚度為6mm，選用封頭dn8006．除沫器本設(shè)計(jì)采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、質(zhì)量輕、空隙大、使用方便的優(yōu)點(diǎn)?；ぴ砩蟽?cè)、下冊(cè)第三版。hLs/(m3/s)