【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′s60 –RV)/AT + (～) = (510360 )/ + = 塔高H(不包括封頭、裙坐)3.——實際塔板數(shù)；
——進(jìn)料板數(shù)——進(jìn)料板處板間距，m
——人孔數(shù)——設(shè)人孔處的板間距，m
——塔頂空間，m（不包括頭蓋部分）
——塔底空間，m（不包括底蓋部分 ）所以 H =（351531） + 15 + 3 + + = [參考文獻(xiàn)]（1）夏清，(上).天津大學(xué)出版社,2005.（2）夏清，(下).天津大學(xué)出版社,2005.（3）,1982.（4）申迎華,2009.（5），2011結(jié)束語附錄一表一 主要符號說明符號意義單位Aa基板鼓泡區(qū)面積m2Ad降液管截面積m2Af總降壓管截面積m2An塔板上方氣體通道截面積m2Ao浮閥塔板閥孔總截面積m2AT塔截面積m2C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Co孔流系數(shù)D塔徑mD塔頂產(chǎn)品流率Kmol/sdo閥孔直徑mE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/hFLV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 。 ③按照固定的液氣比，結(jié)合塔板負(fù)荷性能圖可得塔板的氣相負(fù)荷上限 Vmax = , 氣想負(fù)荷下限 Vmin = 操作彈性 = （） = 將計算結(jié)果匯總列于附表3中。 以 F0 = 5 作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則Vmin = d02N= = 液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度 how = 作為液體負(fù)荷下限線條件，依下列how的計算式 how = E（）2/3計算出 L 的下限值，據(jù)此作出液體負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直直線 E（）2/3 = 取 E = 1 則Lmin = ()3/2= ()3/2 = 塔板負(fù)荷性能圖 圖三 塔板負(fù)荷性能圖 由塔板負(fù)荷性能圖可以看出： ①在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點P，處在適宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置。 以θ= 5s 作為液體在降液管中停留時間的下限值，則Lmax = AfHT/5 = ()/5 = 漏液線對于F1型重閥，依F0 = u0 = 5 計算，則 u0 = 。對于尺寸已經(jīng)確定的降液管，若液體流量超過某一限度，使液體在降液管中的停留時間過短，則其中氣泡來不及放出就進(jìn)入下層塔板，造成氣相返混，降底塔板效率。(HT +hw)=hp +hL +hd = hc +h1 +hσ +hL + hd由上式確定泛液線 248。(HT +hw) = 符合防止淹塔的要求 霧沫夾帶按下式計算泛點率 F1，即F1 = ( (V) + )/KCFAT (1)或F1 = ( V)/ (2)ZL = D – 2Wd = – 2 = Ab = AT 2Af = 2 = 乙醇和水可按正常系數(shù)安裝表取物性系數(shù) K =，又由圖查得泛點負(fù)荷系數(shù)CF = ，可將以上數(shù)值帶入上式(1)，即 F1 =( (V) +)/ KCFAT=( () + )/()= 又按式（2）計算泛點率，得F1 =( (V))/ F1 =( ())/(） = 計算的泛點率都在80%以下，故可知霧沫夾帶線能夠滿足 ev 第七章 塔板負(fù)荷性能圖 霧沫夾帶線F1 = 按上式計算，取泛點率=80%，帶入整據(jù)整理得： Vs = 附表1 霧沫夾帶線數(shù)據(jù) 液泛線 液泛線表示降液管內(nèi)泡沫層高度達(dá)到最大允許值時的關(guān)系，塔板的適宜操作區(qū)也應(yīng)在此線之下，否則將可能發(fā)生液泛現(xiàn)象，破壞塔的正常操作。(HT +hw) = （ +）= 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清夜層的高度 Hd ≤ 248。計算塔板壓降因本設(shè)計采用浮閥塔，其hσ很小，可忽略不計，因此，氣體流經(jīng)每一層浮閥塔的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹? hp = hc + h1 = + = △p = hpρLg = 816305 = 523pa 淹塔 與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?由上節(jié)計算可知， 與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?hp = 液體通過降液管的壓頭損失 液體通過壓降管的壓頭損失hd，因不設(shè)進(jìn)口堰，故按下式計算，即 hd = （L/(h0)）2 = （）2 = 取 Hd = hp + HL +hd = + + = 取 248。 按 t = 75mm , t′= 58mm 以等腰三角形叉交方式作圖（略），閥數(shù) 32個。)R2sin1(x/R)) R = D/2 –W0 = X = D/2 –(Wd + Ws) = （ +）= Aa = 2( + (。 Af/AT = Wd/D = 故 Af = = = m3 Wd = = = m驗算液體在降液管中停留的時間，即 θ=（3600ATHT）/ L = (3600)/(3600104) = (5s)故將液管得設(shè)計合理 降液管底隙高度 h0 = L/( 3600u0′) 取u0′= ,則 h0 =（3600 ）/（3600 ） = hW h0 = = ()故降液管底隙設(shè)計合理。max = C 計算。 由 tF = ℃ , 查手冊得ρ水 = kg/m3,ρ乙醇 = kg/m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù) ωA =（ 46）/( 46 + 18) = 則 ρLFm = 1/(+ ) = kg/m3（3）塔底液相平均密度塔底平均密度。 實際板層數(shù)的確定取塔板實際總效率 ET = 則精餾段實際板層數(shù) N精 = 14/≈ = 26提留段實際板層數(shù) N提 = 5/ ≈ = 9實際總板數(shù) Np = 35第三章 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 操作壓力塔頂操作壓力 pD = p當(dāng)?shù)?+ p表 = + 4 = kpa 每層的塔板壓降 △p = kpa 進(jìn)料板壓力 PF = + 26 = kpa 精餾段平均壓力 Pm = ( + ) / 2 = kpa 操作溫度依據(jù)操作壓力，由于泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中乙醇和水的飽和蒸汽壓由安托尼方程式計算，計算過程如下（ ②，這里不再重復(fù)計算） 設(shè)進(jìn)料板溫度為 tW = ℃ 由乙醇的Antoine方程 lgPA* = – (t+) (a) 由水的Antoine方程 lgPB* = – (t+) (b) 以及P = PA* xA + PB* (1xA) (c) 由（a）、(b) pA* = pB* =