【正文】 塔的 空間高度 1. 塔的頂部空間高度 塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)牡谝粚铀宓降剿忸^的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為 600m，塔頂部的 空間高度為 1200mm. 2. 塔的底部空間高度是指塔底部最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取 5min. HB = (tL′ s 60 – RV)/AT + (～ ) = (5 103 60 )/ + = 塔高 H(不包括封頭、裙坐 ) 3. BDPPFFTPF HHHnHnHnnnH ???????? )1( n —— 實際塔板數(shù)； Fn —— 進(jìn)料板數(shù) FH —— 進(jìn)料板處板間距， m Pn —— 人孔數(shù) PH —— 設(shè)人孔處的板間距， m DH —— 塔頂空間， m（不包括頭蓋部分） BH —— 塔底空間， m（不包括底蓋部分 ） 所以 H =（ 351531） + 15 + 3 + + = 化工原理課程設(shè)計 25 [參考文獻(xiàn) ] （ 1） 夏清，陳常貴主編 .化工原理 (上 ).天津大學(xué)出版社 ,2021. （ 2）夏清，陳常貴主編 .化工原理 (下 ).天津大學(xué)出版社 ,2021. （ 3） 盧煥章等編 .石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊 .化學(xué)工業(yè)出版社 ,1982. （ 4） 申迎華 ,郝曉剛等編 .化工原理課程設(shè)計 .化學(xué)工業(yè)出版社 ,2021. （ 5） 王國勝主編 .化工原理課程設(shè)計 .大連理工大學(xué)出版社， 2021 結(jié)束語 化工原理課程設(shè)計 26 附錄一 表一 主要符號說明 符號 意義 單位 Aa 基板鼓泡區(qū)面積 m2 Ad 降液管截面積 m2 Af 總降壓管截面積 m2 An 塔板上方氣體通道截面積 m2 Ao 浮閥塔板閥孔總截面積 m2 AT 塔截面積 m2 C 計算液泛速度的負(fù)荷因子 C20 液體表面張力為 20mN/m 時的負(fù)荷因子 化工原理課程設(shè)計 27 Co 孔流系數(shù) D 塔徑 m D 塔頂產(chǎn)品流率 Kmol/s do 閥孔直徑 m E 液流收縮系數(shù) ET 塔板效率 eV 單位質(zhì)量氣體夾帶的液沫質(zhì)量 F 進(jìn)料摩爾質(zhì)量 kmol/h FLV 兩相流動參數(shù) Fo 氣體的閥孔動能因子 (s人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓。本塔中共 42塊板，設(shè)置 4個人孔，每個孔直徑為 450mm 。 附表 3 浮閥塔板工藝設(shè)計結(jié)果 項目 數(shù)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(shù) N/個 32 等腰三角形叉排 閥孔氣速 0 /(m/s)u 閥孔動能因數(shù) 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。 ② 塔板的氣相負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制。又如 V = 4? d02Nu0 即 V = 4? d02Nu0V?5 式中 d0,N,ρ V 均 未已知常數(shù)，故由此可求出氣相負(fù)荷 V 的下限值，據(jù)此作出與液相流量無關(guān)的水平漏液線。 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低于 3～ 5s 液體在降液管內(nèi)停留時間 θ = 3600L HA Tf = 3～ 5s 求出上線液體流量 Ls 值（常數(shù)），在 VsLs圖上，液體負(fù)荷上限線為與氣體流量 無關(guān)的豎直線。(HT +hw)= guLv220?? +（0hlLws ）2 + （ 1 +?0）（ hw + E(wsl L3600 )2/3） 將已知數(shù)據(jù)帶入上式化簡得 V2 = – 液泛線數(shù)據(jù) 化工原理課程設(shè)計 20 3/( / )sL m s 3/( / )sV m s 液相負(fù)荷上限線 此線反映對于液體在降液管內(nèi)停留時間的起碼要求。 248。(HT +hw) 由計算可知 Hd = hp + HL +hd = 248。 = ， HT = , hw = 則 248。 塔板開孔率 = u/u0 = () 100% = % 第六 章 塔 板的流體力學(xué)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(shè)計 18 克服表面張力所造成的阻力 h? 可根據(jù)式 P c 1 σh h h h? ? ? 。 )()) = 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。 塔板布置 及浮閥數(shù)目與排列 取閥孔動能因數(shù) F0=11， 用下式求 孔速 u0,即 u0 = F0/ v? = 11/ = 依據(jù)下式求每層塔板上的浮閥數(shù)，即 N = V/(4? d02u0) = ( ) = 32 個 取邊緣寬度 W0 = ,泡沫區(qū) WS = 依據(jù)下式計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即 Aa = 2(x 22 XR ? + (。其中的 C20 由圖查取，圖的橫坐標(biāo)為 （ Ls1 / Vs1） (ρ Lm /ρ vm) = (( 104 3600 )/ ( 3600)) ( / ) = 取 板間距 HT = ，板上液層高度 hL = ,則 HT – hL = – = 查圖得 C20 = ,則 C = C20(σ L/ 20) = () = umax = )( ? = m/s 取安全系數(shù)為 U = umax= = m/s D = )(4 uv = )()( ?? = 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后 D = 塔截面積為 AT = = = m3 實際空塔氣速 u = V/AT = 化工原理課程設(shè)計 16 精餾塔有效高度的計算 在精料 版上方開一個人孔，在精餾段設(shè)倆個人孔，其高度約為 m 則 Z = Z 精 + Z 提 + 3 = (263) + (92) + = 第五 章 塔板主要工藝尺寸的計算 溢流裝置計算 堰長 wl 塔徑 D = ,選用單溢流弓降液管，采用凹形受液盤 . 取 wl = = = 溢流堰高度 wh h = hL – how ,選用平直堰，堰上液層高度 how依下 式就算，即 how =（ ） E( L/wl )2/3 近似取 E = 1，則 how =（ ） ( （ )2/3 = 103m 取板上液層厚度 hL = ,故 hW = hL– how = = 弓形降液管寬度 dW 和截面積 fA 由 ( wl /D ) = , 查圖得。 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(dāng)乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)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(jìn)料板液相平均表面張力的計算 當(dāng)乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)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℃ ))