【正文】 C VD LD6Q = (R + 1) D (I I )= 8 351 9 386 .92= 4 10 kJ / kg????? 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 28 塔底熱量 C VD LDQ =(R + 1) D (I I )?? 其中 VD LD D VA D VBI I = X Δ H (1 X ) Δ H?? V2 V1 r11 TΔ H= Δ H ( )1 T? 則 : Wt = 0C 表 14 苯 甲苯的摩爾定比熱容 【 11】 溫度℃ 0 50 100 150 苯 kJ/(kmol k)? 甲苯 kJ/(kmol k)? 由前面的計(jì)算過程及結(jié)果可知：塔頂溫度 Dt = ℃，塔底溫度 wt = ℃，進(jìn)料溫度 Ft = ℃。飽和水蒸氣冷凝放熱值大，而水蒸氣壓力越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相應(yīng)減少，但水蒸氣壓力不宜太高。 2. 因?yàn)橐悍壕€在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾 帶控制，操作下限由吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 26 漏液線控制。取 5s?? 為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，所對(duì)應(yīng)的則為液體的最大流量 smaxL ,即液相負(fù)荷上限，于是可得3f T f Ts m a x s m a xA H A H0 . 0 0 9 0 6 0 . 4L = = = 0 . 0 0 0 7 2 5 m / s 顯 然 由 式 L=5 5 5??? 漏液線 對(duì)于 F1型重閥，因 0F 5 時(shí)，會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，故取 0F=5 計(jì)算相應(yīng)的氣相流量 39。 整理后便可得 sV 與 sL 的關(guān)系，即 222 3S 1 S 1 S 1V = 0 . 0 1 5 1 8 1 . 8 5 L 0 . 2 4 4 L 同理提餾段 sV 與 sL 的關(guān)系 2 3S 2 S 2 S 2V = 0. 01 8 50 4. 39 L 0. 29 L 此式即為液泛線的方程表達(dá)式。 ρ = 2. 72 78 kg / m 。即 則 T w c 0 L L d c d 0 L( H + h ) = h + ε h + h ＋ h = h ＋ h+ （ 1+ ε ） h? 222 3v 0 S S0wL w 0 wρ U L 36 00 = 5. 34 + 0. 15 3 +（ 1+ ε ） h+2 ρ g l h 10 00 l??? ? ? ???? ? ? ?? ? ? ??? 式中閥孔氣速 U0與體積流量有如下關(guān)系 S0 20VU=π dN4 式中各參數(shù)已知或已計(jì)算出，即 33T w 0 v l= 0. 5。ssV = 此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對(duì)應(yīng)一條直線。 （ 2） 嚴(yán)重漏液校核 當(dāng)閥孔的動(dòng)能因數(shù) F0低于 5時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，前面已計(jì)算 F05，可見不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。 2 提餾段 (1) P2h = (2)液體通過降液管的靜壓頭降 2d2 = 0 . 1 5 3 = 0 . 0 0 1 2 9 5 m0 . 2 6 ? ??? ???? (3)板上液層高度 Lh = 則： d2H = 0 . 0 8 + 0 . 0 0 1 3 + 0 . 0 6 = 0 . 1 4 1 3 m 取校正系數(shù) =? ，選定板間距 TH = , wh = ? ?Tw(H + h ) = 0. 5 0. 05 + 0. 4 = 0. 22 5m?? 從而可知 d1 T wH = 413 (H + h ) = 25m?，符合防止淹塔的要求。所以這樣開孔是合理的?，F(xiàn)按 t=75mm 的等腰三角形叉排方式排列， 估算排列間距 39。所以這樣開孔是合理的 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 19 提餾段 002vF 12u = = = 7 . 1 2 1 7 m / sρ 每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為 s2220 02V = = ≈ 9π πd u (0. 039 ) 21744 ? 則設(shè)計(jì)條件下的閥孔氣速為 39?，F(xiàn)按 t=75mm 的等腰三角形叉排方式排列， 估算排列間距 39。 （ 3） 開孔區(qū)面積計(jì)算 2 2 2 1a π xA = 2 ( x r x + r s i n )1 8 0 r?? 其中 ： ? ?dSCDx = W + W = 0 . 2 ( 0 . 0 4 9 6 + 0 . 0 8 ) = 0 . 0 7 0 4 m2D 0 . 4r = W = 0 . 0 5 = 0 . 1 5 m22 故 22 2 1 2a 3 . 1 4 0 . 1 5 0 . 0 7 0 4A = 2 [ 0 . 0 7 0 4 0 . 1 5 0 . 0 7 0 4 + s i n ( ) ] = 0 . 0 4 0 6 m1 8 0 0 . 1 5??? （ 4） 浮閥數(shù)計(jì)算及其排列 預(yù)先選取閥孔動(dòng)能因子 F 12? ,由 F0= 0vu ρ 可求閥孔氣速 ou ， 精餾段 即 001 vF 12u = = = 7 . 2 6 5 7 m / sρ 每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為 s1220 01V = = ≈ 8π πd u (0. 039 ) 65744 ? 則設(shè)計(jì)條件下的閥孔氣速為 39。W L OWh = h h = 0. 06 0. 01 2 = 0. 04 8m （ 3） 降液管的寬度 Wd和降液管的面積 fA 由 wl =D，查圖 【 10】 得 dftWA= , = 故 dW = 0 . 1 2 4 D = 0 . 1 2 4 0 . 4 = 0 . 0 4 9 6 m? fTA = 721 A = 722 256 = 090 6m? （ 4） 計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間 精餾段： f T f T1 h 1 S 13 6 0 0 A H A H 0 . 0 0 9 0 6 0 . 4θ = = = = 2 1 . 8 1 s 5 sL L 0 . 5 9 8 3? 提餾段： f T f T2 h 2 S 23 6 0 0 A H A H 0 . 0 0 9 0 6 0 . 4θ = = = = 6 . 0 6 s 5 sL L 2 . 1 5 2 8? 故降液管設(shè)計(jì)合理。 故精餾塔的有效高度為 精 提Z = Z + Z + 0 . 8 = 4 ,1 5 + 4 . 7 9 + 0 . 8 = 9 . 8 m 溢流裝置計(jì)算 （ 1） 溢流堰長 wl 因塔徑 D= 本設(shè)計(jì)采用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設(shè)進(jìn)口堰。Ft = 1苯 MF苯 MF1甲 苯 MF甲 苯 MF100 90 100= ? σ = mN m σ 100 90 100= ? σ = mN m σ ?? 1LFmσ = 0. 45 56 19 .7 51 5 + 0. 54 44 20 .4 24 3 = 20 .1 17 8m N m? ? ? 由 176。Dt = 時(shí) ,用 插值 法求得下列數(shù)據(jù) 3D 苯D 苯3D 甲 苯D 甲 苯3D 料D 料90 80 80. 44 90= ? ρ = 814 .51 16 kg / m803 .9 815 .0 ρ 803 .990 80 80. 44 90= ? ρ = 809 .56 88 kg / m800 .2 810 .0 ρ 800 .21 76 1 76=+ ? ρ = 814 .39 86 kg / mρ 對(duì)于進(jìn)料板， 當(dāng) 176。 180。 x = 0. 01 91y = 0. 02 51 。 x = 0. 20 23y = 0.1011 1112 1213 1314 14 w26 37 。 x = 0. 48 51y = 0. 61 78 。 8. 04 43 8. 04 43y = 1. 32 24 x 0. 00 38 用逐板法算理論板數(shù) 塔頂為全凝器， 所以從塔頂最上一層塔板上升的蒸汽全部冷凝成飽和溫度下的液體，故餾出液和回流液的組成均為離開第一層理論板的氣相組成 y1. ? ? ? ? ? ?1D1D111 1 D Dy = xyx = = ? x = = 0 . 9 5 0 3y+ α 1 y x + α 1 x 0 . 9 7 9 6 + 2 . 5 0 8 7 1 0 . 9 7 9 6 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 8 ? ?D212222xRy = x + = 0 . 7 3 1 6 ? 0 . 9 5 0 3 + 0 . 2 6 2 9 = 0 . 9 5 8 2R + 1 R + 1y = = = 0 . 9 0 1 3y+ α ( 1 y ) 0 . 9 5 8 2 + 2 . 0 5 8 7 1 0 . 9 5 8 2 同理可算出如下值： ? ?334455667 7 F88 7 8889910y = 0. 92 23 。39。 從苯 — 甲苯的相關(guān)物性中可看出它們可近似地看作理想物系。 塔板工藝計(jì)算 流體力學(xué)驗(yàn)算 塔負(fù)荷性能圖 全塔熱量衡算 塔附屬設(shè)備計(jì)算 圖 12 設(shè)計(jì)思路流程圖 浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩者的優(yōu)點(diǎn)， 其突出優(yōu)點(diǎn)是可以根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度，這樣就可以避免過多的漏液。 因?yàn)檫@次設(shè)計(jì)采用間接加熱，所以需要再沸器。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。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 2 倍。 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 3 設(shè)計(jì)方案的選擇 1 設(shè)計(jì)流程 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯 __甲苯混合物。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時(shí)間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。而新穎的設(shè)計(jì)思想、科學(xué)的設(shè)計(jì)方法和優(yōu)秀的設(shè)計(jì)作品是我們所應(yīng)堅(jiān)持努力的方向和追求的目標(biāo) 。為實(shí)現(xiàn)高純度的分離已成為蒸餾方法能否廣泛應(yīng)用的核心問題，為此而提出了精餾過程。飽和蒸汽走管程，釜液走殼程。通過板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學(xué)驗(yàn)算，均在安全操作范圍內(nèi)。算得全塔效率為 。本次設(shè)計(jì)的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) I 目 錄 摘 要 ......................................................................... 1 緒 論 ......................................................................... 2 設(shè)計(jì)方案的選擇 ............................................................... 3 1 設(shè)計(jì)流程 .................................................................. 3 2 設(shè)計(jì)思路 .................................................................. 3 第 1章 塔板的工藝設(shè)計(jì) ....................................................... 5 物料衡算 ................................................................. 5 平衡線方程的確定 ......................................................... 5 最小回流比的確定 ......................................................... 7 求精餾塔的氣液相負(fù)荷 ..................................................... 7 操作線方程 ............................................................... 7 用逐板法算理論板數(shù) ....................................................... 7 實(shí)際板數(shù)的求取 .....................