【正文】 Dt = ℃下 : P1C = 99. 14k J /(km ol k)? .P2C = 124 36k J /(km ol k)? pD P1 D P2 DC = C x + C (1 x )?? = 99 .1 4 0. 97 96 + 12 4. 36 0. 02 04 = 99 .6 54 kJ / (k mo l k)? ? ? Ft = ℃下： P1C = 24. 529 kJ /(km ol k)? P2C = 35. 848 kJ /(km ol k)? PF P1 F P2 FC = C x + C (1 x )?? ? ?= 2 4 . 5 2 9 0 . 4 5 5 6 + 3 5 . 8 4 8 1 0 . 4 5 5 6 = 3 0 . 6 9 1 k J / ( k m o l k )? ? ? wt = ℃下： P1C = 106 .98 kJ /(km ol k)? P2C = 133 .6k J /(km ol k)? PW P1 W P2 WC = C x + C (1 x )?? = 10 6. 98 0. 01 18 + 13 3. 6 0. 90 02 = 12 1. 53 kJ / (k mo l k)? ? ? 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 29 塔頂溫度 Dt 下的汽化潛熱 表 31苯 甲苯的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度 【 12】。 塔頂熱量 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 : Dt = 0C r2r1T = ( 8 0 . 4 8 + 2 7 3 . 1 5 ) / 2 8 8 . 5 = 1 . 2 3T = ( 8 0 . 1 + 2 7 3 . 1 5 ) / 2 8 8 . 5 = 1 . 2 2 39。 冷凝劑 選冷卻水，溫度 25℃，溫升 10℃。 原因：水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道。 3. 按固定的液氣比，從負(fù)荷性能圖中可查得氣相負(fù)荷上限 smaxV = m3/s,氣相負(fù)荷下限 sminV ≤ m3/s，所以可得 smaxsminV 作 特 性 = = = 3 . 4 3V 0 . 4 6 塔板的這一操作彈性在合理的范圍 (3～ 5)之內(nèi)，由此也可表明塔板設(shè)計是合理的。 2 3Sw E = l?????? 取 E= ， 代入 wl 的值則可求出 ? ?s minL為 3 2 3wsmin l0 . 0 0 6 1 0 0 0L = = 0 . 0 0 0 2 2 1 8 m / s2 . 8 4 E 3 6 0 0??? ????? 所的負(fù)荷性能圖如下： 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 25 0120 Ls m^3/sVs m3/s漏液線液沫夾帶線液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷上限線液泛線操作線 精餾段負(fù)荷性能圖 0120 Ls m^3/sVs m3/s漏液線液沫夾帶線液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷上限線液泛線操作線 提餾段負(fù)荷性能圖 小結(jié) 1. 從塔板負(fù)荷性能圖中可看出，按生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點 P在適宜操作區(qū)的適中位置，說明塔板設(shè)計合理。smin(V) 精餾段 2 2 30s m i n 0 V1Fπ π 5( V ) = d N = 0 . 0 3 9 8 = 0 . 0 2 8 9 m / s44 ρ ? ? ? 提餾段 39。 由式 fTSAHτ = ≥ 3～ 5秒L? 可知，液體在降液管內(nèi)最短停留時間為 3～ 5秒。在操作范圍內(nèi)任取若干 sL 值，依 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 24 222 3S 1 S 1 S 1V = 0 . 0 1 5 1 8 1 . 8 5 L 0 . 2 4 4 L 和 222 3S 2 S 2 S 2V = 0. 01 8 50 4. 39 L 0. 29 L 帶入 LS VS LS VS 液相負(fù)荷上限線 為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時間分離出，液體在降液管中停留時間不應(yīng)小于 3～ 5s。? 0U =； 0h = ； 0d = 代入上式。ρ = 80 7. 19 93 kg / m 。 ε = 0. 5。 H = 0. 4m 。 LS VS LS ‘ VS ‘ 液泛線 由式 d T wH ≤ (H + h )? ， d p w d o w p c l σH = h + h + h + Δ h + h , h = h + h + h, 聯(lián)立。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個 sL 值便可依式 ssV = 45 23. 99L算出相應(yīng)的 sV 。39。 精餾段 塔板負(fù)荷性能圖 霧沫夾帶上限線 對于苯 — 甲苯物系和已設(shè)計出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值ve = （ 液 ） / kg( 干 氣 ）所對應(yīng)的泛點率 1F (亦為上限值 ),利用式 vs s LLv1FpρV + 1. 36 L Zρ ρF = 10 0%Kc A ?和vsLv1FTρVρ ρF = 10 0%0. 78 Kc A ?便可作出此線。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于 80%，所以霧沫夾帶量能滿足 ve 0. 1k g （ 液 ） / kg ( 干 氣 ）的要求。 計算霧沫夾帶量 Ve (1)霧沫夾帶量 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 22 判斷霧沫夾帶量 Ve 是否在小于 10%的合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率 1F 來完成的。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降 fh 為 p c l σh = h + h + h = 5 + 3 = 8m 換算成單板壓降 f1 f1 L1Δ P = h ρ g = 0 . 0 8 8 0 7 . 1 9 9 3 9 . 8 = 6 3 2 . 8 4 4 3 P a ≤ ??(設(shè)計允許值 ) ： (1)計算干板靜壓頭降 ch v17 3 . 1 7 3 . 1U = = = 5 . 9 3 m / sρ 02 0 2cUU? 所以 2c 2 . 8 3 9 3 7 . 1 2 1 7h = 5 . 3 4 = 0 . 0 4 9 6 m2 7 9 0 . 6 2 5 9 . 8?? ?? (2)計算塔板上含氣液層靜壓頭降 fh 由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù) 0ε = ，已知板上液層高度 l2h = 6 = 3m? (3)計算液體表面張力所造成的靜壓頭降 ?h p c l σh = h + h + h = 5 + 3 = 8m 換算成單板壓降 f2 f2 L2Δ P = h ρ g = 8 790 .62 5 = 619 .85 Pa ≤ ??(設(shè)計允許值 ) 淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制 降液管中清夜層高度 d T wH ≤ (H + h )? 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 21 式 d p l dH = h +h +h (1)計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降 P1h 前已計算 fh = (2)液體通過降液管的靜壓頭降 dh 因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式 2sd w0Lh = Lh??????即： 2d1 = 0 . 1 5 3 = 0 . 0 0 1 5 3 m0 . 2 6 0 . 0 0 6 5 4??? ????? (5)板上液層 高度 Lh = 則： d1H = 8 + 015 3 + 6 = 415 m 為了防止液泛，按式： d T wH ≤ (H + h )? ，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 = 415 (H + h ) = 25m?，符合防止 淹塔 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 l σh = h +h +h計算。02u = = %u 此開孔率在 5%~15%范圍內(nèi)，符合要求。 aA = = = 0 . 0 6 0 1 m = 6 0 . 1 m mN t 9 0 . 0 7 5?? 閥孔動能因數(shù)為 00 vF = u ρ = 6 . 3 8 4 2 . 8 3 9 3 = 1 0 . 8? 所以閥孔動能因子變化不大，仍在 9~12 的 合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù)適用。02u = /s 閥孔排列采用等腰三角形叉排方式。39。01u = = %u 此開孔率在 5%~15%范圍內(nèi)，符合要求。 aA = = = 0 . 0 6 8 m = 6 8 m mN t 8 0 . 0 7 5?? 閥孔動能因數(shù)為 00 vF = u ρ = 6 . 9 0 2 . 7 2 7 8 = 1 1 . 4? 所以閥孔動能因子變化不大，仍在 9~12 的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù)適用。01u =閥孔排列 采用等腰三角形叉排方式。39。 （ 2） 邊緣區(qū)寬度確定 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 18 取 破沫區(qū)寬度 ss W = W = ? 邊緣區(qū)寬度 c W = 。 （ 5） 降液管底隙高度 h0 取液體通過降液管底隙的流速 0u? 為 ，即： 精餾段 S101 W0L = = = 0 . 0 0 6 5 4 ml u 0 . 2 6 0 . 1??? 提餾段 S202 W0L = = = 0 . 0 2 3 ml u 0 . 2 6 0 . 1??? 故降液管底隙高度設(shè)計合理 選用凹形受液盤，深度 39。39。各項計算如下： 取堰長 wl 為 ，即 wl = = ? （ 2） 溢流堰堰高 hw w L owh = h h 查圖 【 9】 得，取 E=，則 精餾段： 22 3 3h 33OWWL = 2 . 8 4 1 0 E ( ) = 2 . 8 4 1 0 1 ( ) = 0 . 0 0 5 ml 0 . 2 6? ? ? ? ? 取板上清液層高度 Lh =60mm 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 17 故 W L OWh = h h = 0 . 0 6 0 . 0 0 5 = 0 . 0 5 5 m 提餾段： 2239。2 2 2苯 甲 苯μ = μ x+ μ 1 x = 0 . 2 6 6 7 0 . 2 3 3 7 + 0 . 2 7 4 7 1 0 . 2 3 3 7 = 0 . 2 7 2 8 M P a s? ? ? 精餾塔主要工藝尺寸的計算 塔徑的計算 精餾段氣液相體積流率為 精餾段 3 1Vm1S1 Vm1VM 8 . 0 4 4 3 8 0 . 4 6 4 7V = = = 0 . 0 6 5 9 m s3600 ρ 3 6 0 0 2 . 7 2 7 8? ?? 3 1Lm1S1 Lm1LM 5 . 8 8 5 1 8 2 . 0 6 9 2L = = = 0 . 0 0 0 1 6 6 2 m s3600 ρ 3 6 0 0 8 0 7 . 1 9 9 3? ?? 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 15 提餾段 3 1Vm2S2 Vm2VM 8 . 0 4 4 3 8 7 . 2 1 4 6V = = = 0 . 0 6 8 6 m s3600 ρ 3 6 0 0 2 . 8 3 9 3? ?? 3 1Lm2S2Lm2LM 1 0 . 6 3 7 7 8 8 . 8 5 3 5L = = = 0 . 0 0 0 5 9 8 m s3600 ρ 3 6 0 0 4 3 9 . 0 6 2 5? ?? （ 1） 精餾 段塔徑計算，由 LVmaxVρ ρu = C ρ （由式 σC=C ( )20 ） 20C 由課程手冊【 7】 查圖的橫坐標(biāo)為 11S 1 L 1 22L ,V S 1 V