【正文】 本設(shè)計采用直管進料管，管徑計算如下： 4 SFVD u?? 取 Fu ? ， 33200 0 .0 0 1 0 2 /8 7 0 .2 3SV m s?? 4 0 .0 0 1 0 2 2 3 .01 .6D m m????? 管子型號： 27 2 ㎜ 濱州學(xué)院化學(xué)與化工系化工原理課程設(shè)計 25 回流管 采用直管回流管。 98wt ? 0C 甲醇的汽化熱： 21( 9 8 2 7 3 .1 5 ) / 5 1 2 .1 0 .7 2 4 1(6 4 .7 2 7 3 .1 5 ) / 5 1 2 .1 0 .6 5 9 0rrTT ? ? ?? ? ? Ar =0 . 3 8 0 . 3 822111 1 0 . 7 2 4 1( ) 1 1 0 1 ( ) 1 0 0 5 . 8 3 5 8 /1 1 0 . 6 5 9 0rVVrTH H k J k gT? ?? ? ? ? ? ? ??? 水的汽化熱 : 21(6 6 2 7 3 .1 5 ) / 6 4 7 .3 0 .5 2 3 9(1 0 0 2 7 3 .1 5 ) / 6 4 7 .3 0 .5 7 6 9rrTT ? ? ?? ? ? Br =0 . 3 8 0 . 3 822111 1 0 . 5 2 3 9( ) 2 2 5 8 ( ) 2 2 6 4 . 2 6 6 /1 1 0 . 5 7 6 9rVVrTH H k J k gT? ?? ? ? ? ? ? ??? 0 . 0 0 5 6 1 0 0 5 . 8 3 5 8 ( 1 0 . 0 0 5 6 ) 2 2 6 4 . 2 6 62 2 5 7 . 2 1 8 7 9 /m A A B Br x r x rk J k g? ? ? ? ? ? ?? 39。 ，所以塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。 氣體負荷下限線（漏液線） 對于 F1 型重閥，因 0F 5 時，會發(fā)生嚴重漏液，故取 0 5F? 計算相應(yīng)的氣相流量 min)(sV ?min)( sV 22 50 . 0 3 9 5 2 0 . 3 0 4 444 1 . 0 4 0 8oovFdN??? ? ? ? ? ?sm/3 液相負荷下限線 取堰上液層高度 ? 作為液相負荷下限條件，作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。 液體在降液管內(nèi)停留時間 sLHA s Tf 53????。 sL sV 液泛線 聯(lián)立 )( wTd hHH ??? ， dlpd hhhH ??? ， ?hhhh lcp ??? 即 dllcdlpwT hhhhhhhhhH ????????? ?? )( 由此式確定液泛線，忽略式中的 ?h 項 濱州學(xué)院化學(xué)與化工系化工原理課程設(shè)計 20 ?????? ???????????? ? 3/22 )3600(1000 )1()()( 2 w swoow sl ovwT l LEhhl LguhH ???? ?? 330 . 3 5 , 0 . 0 5 4 8 5 , 0 . 5 , 1 . 0 4 0 8 / , 8 0 4 . 4 6 /T w o v lH m h m k g m k g m? ? ?? ? ? ? ? N=52， 9. 57 58 7 / , 0. 02 85 7 , 0. 03 9 , 0. 56o o o wu m s h m d l m? ? ? ?o 整理得： 222 30 . 1 1 8 0 8 5 0 . 0 9 1 2 6 5 9 7 . 7 1 6 1 . 4 7 2 8S S SV L L? ? ? 即為液泛線的方程表達式，在操作范圍內(nèi)任取若干個 Ls 值，算出相應(yīng)的 Vs sL sV 用上述坐標點便可在負荷性能圖中繪出液泛線。所以在操作 范圍內(nèi)任取兩個 sL 值便可依式 ??算出相應(yīng)的 sV 。 （ 2）嚴重漏液校核 當閥孔的動能因數(shù) 0F 低于 5 時將會發(fā)生嚴重漏液，前面已計算 0 ? ，可見不會發(fā)生嚴重漏液。泛點率的計算時間可用式： % ???TFvLvsAKcVF ??? 塔板上液體流程長度 2 0. 8 2 0. 13 6 0. 52 8LdZ D W m? ? ? ? ? ? 塔板上液流面積 2b 2 0 . 5 0 2 7 2 0 . 0 4 6 2 5 0 . 4 5 6 4 5TfA A A m? ? ? ? ? ? 甲醇和水混合液可按正常物系處理，按文獻 ??2 表取物性系數(shù) K值， K=,又由文獻 ??2 查的泛點負荷因數(shù) ? ,將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率 F1 為 1 804 .46 08100 % 3% 27F ? ?? ? ?? ? ? 為避免霧沫夾帶過量，對于 以下的塔，泛點需控制在 70%以下。因此，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的壓降所相當?shù)囊褐叨葹? 0 .0 3 6 8 5 0 .0 3 0 .0 6 6 8 5phm? ? ? 換算成單板壓降 0 . 0 6 6 8 5 8 0 4 . 4 6 9 . 8 1 5 2 7 . 5 6f p LP h g P a?? ? ? ? ? ?(設(shè)計允許值 ) 淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要控制降液管中清液層高度 ()d T wH H h?? ? dH 可用 d p l dH h h h? ? ? 計算 濱州學(xué)院化學(xué)與化工系化工原理課程設(shè)計 18 (1)氣體通過塔板的壓強降相當?shù)囊褐叨?ph 前面已經(jīng)算出 ph ? (2)液體通過降液管的壓頭損失 因不設(shè)進口堰，所以可用式 d woL s 0 . 0 0 0 3 6h = 0 . 1 5 3 0 . 1 5 3 ml h 0 . 5 6 0 . 0 2 8 5 7?? ?2（ ） （ ） = （ 3） 板上液層高度 前面已經(jīng)選定液層高度為 Lh = 這樣 0 .0 6 4 0 .0 6 0 .0 0 0 0 8 6 0 .1 2 9 3 6dHm? ? ? ? 校正系 數(shù) ?? ，選定板間距 ? , ? ( ) 0 .5 ( 0 .3 5 0 .0 5 4 8 5 ) 0 .2 0 2 4 2 5TwH h m? ? ? ? ? ? 從而可知 0. 12 66 ( ) 0. 20 24 25d T wH m H h m?? ? ? ?，符合防止液泛的要求。 塔板 流體力學(xué)驗算 計算氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降 每層塔板靜壓頭降可按式 P c lh h h h?? ? ? 計算。 此開孔率在 10%14%范圍內(nèi)，符合要求。220 87 /52 944sVu m sNd? ? ?????0 閥孔動能因數(shù)為 00 9 .7 5 8 7 1 .0 4 0 8 9 .9 5 5 8vFu? ? ? ? ? 所以，閥孔動能因子變化不大，仍在 912 的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù)適用。每層塔板上浮閥個數(shù)為 22000 .6 0 6 2 520 .0 3 9 9 .8 0 244sVNdu??? ? ??? 浮閥的排列，考慮到各分塊的支承與銜接 要占去一部分鼓泡區(qū)面積，閥孔排列采用等腰三角形叉排方式。 （ 3）開孔區(qū)面積計算 2 2 22 ( a r c s in )180 xA x R x R R? ?? ? ? ? ? 其中： ? ? 0 . 8 (0 . 1 3 6 0 . 0 6 5 ) 0 . 1 9 9m220 . 8 0 . 0 3 5 0 . 3 6 5 m22dSCDx W WDRW? ? ? ? ? ? ?? ? ? ? ? 故 22 2 [ a r c si n( ) ] m180 ? ?? ? ? ? ? ? ? （ 4）浮閥數(shù)計算及其排列 預(yù)先選取閥孔動能因子 F 10? ,由 F。 50Wh mm? 浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置 （ 1）塔板的分塊 本設(shè)計塔徑為 ? ，因 800mm D? ，故塔板采用整塊式。 降液管底隙高度 ho 因為小塔徑，取降液管底隙高度 h。 故精餾 塔的有效高度為 Z Z Z 0 . 8 4 . 5 5 3 . 5 0 . 8 8 . 8 5 m? ? ? ? ? ? ?提精 濱州學(xué)院化學(xué)與化工系化工原理課程設(shè)計 15 塔板主要工藝尺寸的計算 溢流裝置計算 因塔徑 D= 可采用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設(shè)進口堰。 加料液體的平均粘度： 0 . 2 6 5 . 2 1 6 9 0 . 3 2 0 0 (1 0 . 2 1 6 9 )L? ? ? ? ? ? = s? 取表中溫度下 ? 數(shù)據(jù)：可取 ℃和 ℃ 1 ( ) 0 . 1 3 4 0 . 0 2 ( 0 . 0 2 0 . 8 6 6 ) 7 . 5 8 1 9 6A B B AY X Y X? ? ? ? ? ? ? ? ? ? 2 ( ) 0 .9 7 9 0 .0 5 ( 0 .0 2 1 0 .9 5 ) 2 .4 5 3 6 3 4A B B AY X Y X? ? ? ? ? ? ? ? ? ? 12 7 .5 8 1 9 8 6 2 .4 5 3 6 3 4 4 .3 1 3 2? ? ?? ? ? ? ? 塔板效率： 0 .2 4 50 .4 9 (4 .3 1 3 2 0 .3 0 8 1 ) 0 .4 6TE ?? ? ? ?。塔頂?shù)臏囟葹?66Dt ? ℃，這樣，平均塔溫為 66t 822? ???（ 98 ） ℃。 精餾段理論板數(shù) N6?精 提餾段理論板數(shù) N5?提 實際板數(shù)的求取 由甲醇與水不同溫度下的平衡組成作出其二元液相圖。 39。 ( 1 ) 2 2 .0 1 8 2 ( 1 .3 6 5 1 ) 4 2 .2 5 4 4 3 7 .4 1 1 /V V q F m o l s? ? ? ? ? ? ? ? 操作線方程 精餾段操作線方程為：1 1 . 3 6 5 0 . 9 6 51 1 1 . 3 6 5 1 1 . 3 6 5 1Dn n nxRy x xRR? ? ? ? ?? ? ? ? 1 1 .8 7 9 9 0 .4 0 8 0nnyx? ?? 提餾段操作線方程為：1 39。具體設(shè)計步驟如圖所示： 第二章 塔的工藝設(shè)計 基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù) （ 1）常壓下，甲醇 — 水的汽液平衡數(shù)據(jù) 溫度 液相中甲醇 的摩爾分數(shù) x 氣相中甲醇 的摩爾分數(shù) y 溫度 液相中甲醇 的摩爾分數(shù) x 氣相中甲醇 的摩爾分數(shù) y 100 0..08 工藝條件的確定及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 塔工藝尺寸計算 流體力學(xué)驗算 負荷性能圖 附屬設(shè)備及接管設(shè)計 濱州學(xué)院化學(xué)與化工系化工原理課程設(shè)計 5 （ 2）常壓下，甲醇 — 水的比熱容數(shù)據(jù) 溫度 /℃ 60 70 80 90 100 甲醇 / kJ/（ kg ℃） 水 / kJ/（ kg ℃） (3)飽和蒸汽壓 Po Antoine 方程 BlgP ACt= + A B C 甲醇 水 （ 4）甲醇 水的液相密度 溫度℃ 60 70 80 90 100 甲醇 3/kgm 755 745 730 725 710 水 3/kgm （ 5）液體表面張力 溫度℃ 60 70 80 90 100 甲醇 /mNm 19 水 /mNm （ 6）液體表面粘度 溫度℃ 60 70 80 90 100 甲醇 mPas 水 mPas （ 7）液體的汽化熱 溫度℃ 60 70 80 90 100 甲醇 /kJkg 1130 1120 1115 1070 1020 水 /kJkg 2257 濱州學(xué)院化學(xué)與化工系化工原理課程設(shè)計 6 精餾塔的物料衡算 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù) （ 1）甲醇的摩爾質(zhì)量： ? /kg kmol 水的摩爾質(zhì)量： BM = /kg kmol 0 . 3 3 / 3 2 . 0 4 2 1 . 6 9 %0 . 3 3 / 3 2 . 0 4 0 . 6 7 / 1 8 . 0 2Fx ??? 0 . 9 8 / 3 2 . 0 4 9 6 . 5 %0 . 9 8 / 3 2 . 0 4 0 . 0 2 / 1 8 . 0 20 . 0 1 / 3 2 . 0 4 0 .