【文章內(nèi)容簡(jiǎn)介】 *（t2 －t1）=**(40－30)=⑵對(duì)提餾段：γ加 =( KJ/Kg) / (1/18 Kmol/Kg) = KJ/Kmol Q’ = V’*γ’ +QL = V加*γ加 V*γ’ = V加*γ加 V加 = V*γ’ / =**= Kmol/h㈠精餾段 塔板工藝尺寸計(jì)算：⒈塔徑： 欲求塔徑應(yīng)先求出空塔氣速 u ，而 u =（安全系數(shù)）* umax umax = C*[（ρL－ρV）/ρV]1/2 C可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，橫標(biāo)的數(shù)值為： （Lh / Vh）*（ρL / ρV ）1/2 = （）*（）1/2 = 取板間距HT = m ，取板上液層高度hL = m ，則圖中參數(shù)值為 HT －h(huán)L = — = m 根據(jù)以上數(shù)值，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得C20 = 。因物系表面張力σ=21 mN/m ，校正，即C = C20 (σ/20) = ，則 umax = m/s ，則空塔氣速為 u =* umax = * = m/s 塔徑 D = （4* VS / πu）1/2 =（4* / π*）1/2 = m 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為D = 1 m ，則塔截面積 AT = πD2 /4 = m2 實(shí)際空塔氣速 u =⒉溢流裝置 選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下：①堰長(zhǎng)lW ：取堰長(zhǎng)lW = D，即lW = *1= m②出口堰高h(yuǎn)W ：hW =hL － hOW ，采用平直堰，堰上液層高度hOW可依 hOW = （）*E*(Lh/ lW )2/3 計(jì)算，近似取E=1，則可根據(jù)《化工原理下冊(cè)》列線圖3查出hOW 值。因lW = m，Lh =*3600 = m3 /h，由該圖查得 hOW = m ，則hW = m 。堰高h(yuǎn)W —— m范圍內(nèi)，因此符合要求。③弓形降液管寬度 Wd 和面積 Af ：用《化工原理下冊(cè)》圖310求取 Wd及 Af ，因?yàn)閘W / D =，由該圖查得：Af / AT= ，Wd / D = ，則 Af = * = m2 Wd = *1 = m 依下式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即 θ= 3600* Af * HT / Lh = Af * HT / LS = * / = s 停留時(shí)間θ5 s ,故降液管尺寸可用。④降液管底隙高度 ho： 依下式知：ho=Lh / （3600*lW * u’o ） = LS / （lW * u’o ） 取降液管底隙處液體流速 u’o = m/s ，則 ho = / （ * ）= m 取 ho = m 小塔 一般取25——30 mm，故符合要求。⒊塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 取閥孔動(dòng)能因子 Fo = 12，用下式求孔速 uo ， uo = Fo / （ρV ）1/2 = 12 / （ ）1/2 = m/s 依下式求每層塔板上的浮閥數(shù)，即 N = VS / （π* d2o * uo /4 ）= （π* 0,0392* /4 ） = 103 取邊緣區(qū)寬度 WC = m ，破沫區(qū)寬度 WS = m 。依下式計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即 AS = 2*{x*（R2—x2）1/2 + [π* R2 * arcsin（x/R）]/ 180} R =D/2 — WC = — = m x = D/2 — （Wd + WS ）= — （+ ） = m AS =2*{*（—）1/2 + [π* * arcsin（）]/ 180} = m2 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距t = 75 mm= m ，則可按下式估算排間距t’，即 t’ = AS / (N*t) = (103*) = m= 72 mm 考慮到塔的餓直徑較大,必須采用分快式塔板,而各分快板的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用 72 mm，而應(yīng)小于此值，故取t’ = 65mm = m 。 按t=75 mm，t’= 65 mm 以等腰三角形叉排方式作圖，見附圖三,排得閥數(shù) 95 個(gè)。 按N= 95重排核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)： uo = / [π*（）2 *95 /4] = Fo = *（ ）1/2 = 12 閥孔動(dòng)能因數(shù)Fo 變化不大，仍在9——12范圍內(nèi)。塔板開孔率 = u / uo = / * 100% = %塔板流體力學(xué)驗(yàn)算：⒈氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降 可根據(jù)下式計(jì)算塔板壓強(qiáng)降，即 hP = hC + h1 + hσ①干板阻力：由下式計(jì)算，即uoc =（ /ρV） = (） = m/s 因uo uoc ，故按下式計(jì)算干板阻力，即 hC =*ρV *u 2o /（ρL *2 *g） = * * 2 /（*2 *）= m液柱②板上充氣液層阻力：本設(shè)備分離苯和乙苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù) εo = 。根據(jù)下式知，h1 =εo * hL = * = m液柱③液體表面張力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不計(jì)。因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹? hP = + = m液柱則 單板壓降 △PP = hP *ρL *g = * * = Pa⒉淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，Hd≤φ（HT + hW ） 。Hd 可用下式計(jì)算，即 Hd = hP + hL + hd①與氣體通過塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨萮P ：前已算出 hP = m液柱②液體通過降液管的壓頭損失：因不設(shè)進(jìn)口堰，故按下式計(jì)算，即 hd = *（LS / lW * ho ）2 = *（ / * ）2 = m液柱③板上液層高度：前以選定板上液層高度為 hL = m則 Hd = + + = m 取φ= ，又已選定 HT = m，hW = m。則 φ（HT + hW ）= （ + ）= m可見Hd≤φ（HT + hW ），符合防止淹塔的要求。⒊霧沫夾帶 按下式計(jì)算泛點(diǎn)率，即 泛點(diǎn)率 ={ VS *[ρV/（ρL—ρV）]1/2 + LS ZL }/K CF AT *100%或 泛點(diǎn)率 = VS *[ρV/（ρL—ρV）]1/2 / CF AT *100%板上液體流徑長(zhǎng)度 ZL =D—2 Wd = 1 —2* = m 板上液流面積 Ab = AT —2 Af = —2* = m2苯和乙苯正常系統(tǒng)，可按表史密斯關(guān)聯(lián)圖取物性系數(shù)K=，又由《化工原理下冊(cè)》圖313查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)CF = ，將以上數(shù)值代入下式得泛點(diǎn)率 ={ *[ /（ — ）]1/2 + * * }/ [** ] *100% = %又得 泛點(diǎn)率 =*[ /（ — ）]1/2 / [ * ** ] *100% =%根據(jù)上式計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足eV （液）/Kg（氣）的要求。塔板負(fù)荷性能計(jì)算：⒈霧沫夾帶線 依下式做出，即 泛點(diǎn)率 ={ VS *[ρV/（ρL—ρV）]1/2 + LS ZL }/K CF AT *100%按泛點(diǎn)率為80%計(jì)算如下：泛點(diǎn)率 ={ VS *[ /（ — ）]1/2 + * LS * }/ [* *] *100% = 80 %整理得VS = — * LS ⑴ 由式⑴知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)LS 值，依式⑴算出相應(yīng)的 VS 值列與下表中。據(jù)此可做出霧沫夾帶線⑴。 LS / （m3/s） VS / （m3/s