【正文】 則 h1=(+)= 液柱 ③液體表面張力 h? 數(shù)值很小，設(shè)計(jì)時(shí)可以忽略不計(jì) 則 hp=hc+h1+h? =+= 液柱 氣體通過(guò)每層塔板的壓降△ P 為 △ P=hP*ρL*g=** =640pa(設(shè)計(jì)允許值 ) 2）液泛的校核 ⑴精餾段 為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管內(nèi)泡沫層高度。過(guò)程略 塔頂溫度： tD=℃ 加料板上一塊塔板溫度 tF1=℃ 加料板的塔板溫度 tF=℃ 塔底溫度： tW= ℃ 精餾段平均溫度 T=(+)/2=℃ 提餾段平均溫度 T=(+)/2=℃ 3）平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 塔頂平均摩爾質(zhì)量： X1= Y1= MVDm=*+()*= kg/kmol MLDm=*+()*= kg/kmol 加料板上一塊塔板平均摩爾質(zhì)量： XF1= YF1= MVFm=*+()*= kg/kmol MLFm=*+()*= kg/kmol 加料板平均摩爾質(zhì)量： XF= YF= 8 MVFm=*+()*= kg/kmol MLFm=*+()*= kg/kmol 塔底平均摩爾質(zhì)量： XW= YW= MVFm=*+()*=MLFm=*+()*= kg/kmol 精餾段平均摩爾質(zhì)量： MVm=(MVDm+MVFm)/2=(+)/2=MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(+)/2= kg/kmol 提餾段平均摩爾質(zhì)量： MVm=(MVDm+MVFm)/2=( +)/2=MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(+)/2= 4）平均密度計(jì)算 ①精餾段 汽相平均密度： 由理 想氣體狀態(tài)方程計(jì)算 即 ρVM ＝ PMV/RTM=*（ *（ +）） = Kg/ m3 液相平均密度 查物性數(shù)據(jù)： 塔頂溫度： tD=℃ 時(shí) ρ1=,ρ2=加料板上一塊塔板溫度 tF1= ℃ ρ1=,ρ2=塔頂易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比 a1＝ 99% 加料板上一塊塔板 易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比 a2＝ % 塔頂液相密度： ρLD＝ 1/[a1/ρ1+(1a1) /ρ2]= Kg/ m3 加料板上一塊塔板液 相密度 :ρLF＝ 1/[a2/ρ1+(1a2)/ρ2]=精餾段的 平均 液相密度 ρLM＝ (ρLD+ρLF)/2= ②提餾段 汽相平均密度： 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算 即 ρVM ＝ PMV/RTM=*（ *（ +）） = Kg/ m3 液相平均密度 查物性數(shù)據(jù)： 加料板溫度： tF=℃ 時(shí) ρ1=,ρ2=塔底溫度 tW=℃ ρ1=770Kg/m3,ρ2=755Kg/m3 塔 底 易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比 a1＝ % 加料板 易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比 a2＝ % 塔底液 相密度 ： ρLF＝ 1/[a1/ρ1+(1a1) /ρ2]=加料板液相密度 :ρLW＝ 1/[a2/ρ1+(1a2)/ρ2]=提餾段的 平均 液相密度 ρLM＝ (ρLF+ρLW )/2= Kg/ m3 5）液體平均表面張力計(jì)算 ①精餾段液體表面張力 查表得 塔頂溫度： tD=℃ 時(shí) ? 1=,? 2= ? LDM=*+*= mN/m 加料板上一塊塔板溫度 tF1= ℃時(shí)： ? 1=? 2=*+*= mN/m 精餾段的 平均 液體表面張力： ? LM=(? LDM +? LF1M)/2= mN/m 9 ②提餾段液體表面張力 查表得 加料板溫度： tF=℃ 時(shí) ? 1=,? 2= ? LFM=*+（ ） *= mN/m 塔底溫度 tW= ℃時(shí)： ? 1=， ? 2=? LWM=*+（ ） *=提餾段的 平均 液體表面張力： ? LM=(? LFM +? LWM)/2= 浮閥精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算 1）塔徑的計(jì)算 ① 精餾段塔徑 精餾段汽、液相體積流率為： VS=VMVM/(3600ρVM)=(*)/(3600*)= LS=LMLM/(3600ρLM)=(*(3600*)=由m ax LVVuC????? ， 取板間距 HT= C20 由圖查取 圖的橫坐標(biāo)為： =，查表得出 C20= 則 = 20 20??????? ?CC20 20??????? ?CC 10 m a x LVVuC????? = 取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速為 U==*=則 4 sVDu?? = 圓整后 截塔 面積為： AT=π /4* D2= 實(shí)際空塔氣速為 u=②提餾段塔徑 精餾段汽、液相體積流率為： VS=VMVM/(3600ρVM)=(*)/(3600*)= LS=LMLM/(3600ρLM)=(*(3600*= 由m ax LVVuC????? 取板間距 HT= C20 由圖查取 圖的橫坐標(biāo)為： =，查表得出 C20= 則 = m a x LVVuC????? = 取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速為 U==*=則 4 sVDu?? = 圓整后 截塔面積為： AT=π /4* D2= 實(shí)際空塔氣速為 u= 2）精餾塔有效高度的計(jì)算 精餾段有效高度為： Z 精 =（ N 精 1） HT=(161)*= 提餾段有效高度為： Z 提 =（ N 提 1） HT=(211)*=10m 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 1）溢流裝置的計(jì)算 ⑴精餾段 因?yàn)樗綖?，且流量為 ,可選單溢流弓形降液管，采用凸形受液盤(pán)。 提餾段理論板數(shù) 已知 X12=, 由上而下計(jì)算，直到 Xi 首次越過(guò) Xw= 時(shí)為止。 物料的進(jìn)料狀態(tài) 因?yàn)?常溫進(jìn)料 所以 q1 計(jì)算 q 值 原料液的汽化熱為： rm =+= 由圖可查出進(jìn)料組成為 XF= 時(shí)，溶液的泡點(diǎn)溫度為 104℃ 平均溫度 =（ 104+） /2=℃ 由附錄查在溫度為 ℃ 下苯和甲苯的比熱容為 (kg*k) 則原料液的平均比熱容為 CP =+= q =(CPΔ T+ rm )/ rm =(()+)/ = 所以 q 線方程為 y= 塔釜加熱方式： 本次分離任務(wù)采設(shè)置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供做夠的熱量。 近幾十年來(lái)，人們對(duì)浮閥塔的研究越來(lái)越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)越來(lái)越豐富，積累的設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計(jì)浮閥塔比較合適。 但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價(jià)昂貴，推廣受到一定限制。 4．氣體壓降及液面落差小，因氣液流過(guò)浮閥塔板時(shí)阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 2．操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操 作而允許的負(fù)荷波動(dòng)范圍比篩板塔，泡罩塔都大。在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。 由于此次設(shè)計(jì)時(shí)間緊張，本人水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇切希望各 2 位老師指出，以便 修正 。 近幾十年來(lái)，人們對(duì)浮閥塔的研究越來(lái)越深入，生 產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)越來(lái)越豐富，積累的設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計(jì)浮閥塔比較合適。 但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價(jià)昂貴，推廣受到一定限制。 4．氣體壓降及液面落差小，因氣液流過(guò)浮閥塔板時(shí)阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 2．操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動(dòng)范圍比篩板塔，泡罩塔都大。在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。 1 設(shè)計(jì)條件及任務(wù)： 進(jìn)料流量： F＝ 230kmol/h 進(jìn)料組成： Zf= （摩爾分率） 進(jìn)料熱狀態(tài)： Tf=℃ （常溫） 要求塔頂產(chǎn)品濃度 XD = XW=% 前 言 化學(xué)工業(yè)中塔設(shè)備是化工單元操作中重要的設(shè)備之一，化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收、解吸、精餾、萃取、增濕、減濕等單元操作中，精餾操作是最基本的單元操作之一，它是根據(jù)混合液中各組分的揮發(fā)能力的差異進(jìn)行分離的。 塔設(shè)備一般分為級(jí)間接觸式和連續(xù) 接觸式兩大類。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于