【正文】 入降液管。00 3600 ulLhws? 取 39。=3600 =, 可選單溢流弓形降液管，采用凹形受 液盤。 因 Af= HT= 則 smt AH fT / 3m i nS, ???? ?大 因堰上液層厚度 how為最小值時，對應(yīng)的液相流量為最小。 ? ? %1 0 ??? ????bFLsVLVsACKZLVF ??? 或 ? ? % ??? ??TFVLVsACKVF ??? 式中： ZL=D2Wd ， Ab= AT2Af K為物性系數(shù)，其值可查下表： 因為苯與甲苯為正常體系，故其 K=1 式中： CF為泛點負(fù)荷因素可由如下泛點負(fù)荷系數(shù)圖表查得 系 統(tǒng) 物性系數(shù) K 無泡沫，正常系統(tǒng) 氟化物（如 BF3,氟利昂） 中等發(fā)泡系統(tǒng)（如油吸收塔，胺及乙二醇再生塔） 多泡沫系統(tǒng)（如胺或乙二胺吸收塔） 嚴(yán)重發(fā)泡系統(tǒng)（如甲乙酮裝置） 形成穩(wěn)定泡沫的系統(tǒng)（如堿再生塔） 由 HT= , 3/ mkgV ?? 可查表得 CF= ZL=D2Wd = = Ab= AT2Af= = 則 ? ? %1 0 ??? ????bFLsVLVsACKZLVF ??? % ????????? ? ? % ??? ??TFVLVsACKVF ??? % 3 0 3 2 ??????? 其中 % % 故 F1 =% 因為 %80% 故本設(shè)計中的霧沫夾帶量 eV在允許范圍之內(nèi)。所謂泛 點率指設(shè)計負(fù)荷與泛點負(fù) 荷之比的百分?jǐn)?shù)。 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。 ρ L 由于精餾段塔徑 D=，故取 WC=53 mm。 ②邊緣區(qū)：塔壁部分留出的一圈邊緣區(qū)域，供支承塔板的邊梁使用。w=50mm ①安定區(qū)：鼓泡區(qū)與溢流區(qū)之間的區(qū)域為安定區(qū)，此區(qū)域不安裝浮閥，設(shè)置這段安定地帶，以免液體大量夾帶泡沫進(jìn)入降液管。00 3600 ulLhws? 取 39。 截塔面積為： 22T ????? D? m2 實際空塔氣速為： 98 98 ???TsAVu m/s ???????????????? ?CC精餾段有效高度為： Z 精 =（ N 精 1） HT=(171) =8m 因為塔徑為 ，且流量為 Lh=3600Ls=3600 =,可選單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。μL= = 根據(jù) ET= (α μL) = () = =% 實際板數(shù)的確定 精餾段實際板層數(shù) N 精 = 9 ??? 塊 提餾段實際板層數(shù) N 提 = ??? 塊 第五章 塔體主要工藝尺寸的設(shè)計 塔體設(shè)計所需物性數(shù)據(jù)計算 塔頂操作壓力 PD = kPa 每層塔板壓降 kPa 加料板上一塊塔板壓力 PF1=+ 8= kpa 進(jìn)料板壓力 PF=+ 9= kpa 塔壓力 PW=+ 42= kpa 精餾段平均壓力 P=（ +） /2= kpa 提餾段平均壓力 P=（ +） /2= kpa 2. 操作溫度的計算 根據(jù)苯 甲苯 泡點方程通過試差法計算出泡點溫度。μL甲苯 = +() = mpas ， μL=x苯 平衡關(guān)系： X=Y/（ ） 提餾段操作方程： Y= 操作線上的點 平衡線上的點 （ X10=, Y11=） （ X11=, Y11=） （ X11=, Y12=） （ X12=, Y12=） （ X12=, Y13=） （ X13=, Y13=） （ X13=, Y14=） （ X14=, Y14=） （ X14=, Y15=） （ X13=, Y15=） （ X15=, Y16=） （ X16=, Y16=） （ X16=, Y17=） （ X17=, Y17=） （ X17=, Y18=） （ X18=, Y18=） （ X18=, Y19=） （ X19=, Y19=） （ X19=, Y20=） （ X20=, Y20=） （ X20=, Y21=） （ X21=, Y21=） （ X21=, Y22=） （ X22=, Y22=） （ X22=, Y23=） （ X23=, Y23=） （ X23=, Y24=） （ X24=, Y24=） X24 X w 故總理論板數(shù)不足 24 塊 總的理論板數(shù) XX232423w23 ?? ????? 實際板數(shù)的確定 全塔效率 ET的計算 塔頂塔底的平均溫度為 ℃ 查表得出苯和甲苯的粘度分別為 ????????? XY ??? ??? 故 e點坐標(biāo)為（ Xe=,Ye=） 最小回流比 Rmin的確定 i n ??????? eeeD XY YYR 操作回流比 Ropt的確定 取 Ropt== = 理論板數(shù)的確定 精餾段與提留段的汽液相流率 L=RD= = kmol/h V=(R+1)D=(+1) = kmol/h V’ =(R+1) D(1q) F=(+1) () 230= kmol/h L’ =R D+q F=+ 230= kmol/h 精餾段與提留段方程的確定 精餾段操作線方程為 1 ?????????? nnDnn XXV XDXVLY 提餾段操作線方程為 00 04 ,1 ?????????? nnWmm XXV XWXVLY 逐板計算法計算理論板數(shù) 精餾段操作方程： Y=+ q線方程： Y= （ XQ= , YQ=） 由上而下逐板計算，自 X0= 開始到 Xi首次超過 XQ= 時止 操作線上的點 平衡線上的點 （ X0=, Y1=） （ X1=, Y1=) （ X1=, Y2=） （ X2=, Y2=） （ X2=, Y3=） （ X3=, Y1=） （ X3=, Y4=） （ X4=, Y4=） （ X4=, Y5=） （ X5=, Y5=） （ X5=, Y6=） （ X6=, Y6=） （ X6=, Y7=） （ X7=, Y7=） （ X7=, Y8=） （ X8=, Y8=） （ X8=, Y9=） （ X9=, Y9=） （ X9=, Y10=） （ X10=, Y10=） 因為 X12 時首次出現(xiàn) X12 XQ 故第 10 塊理論板為加料板，精餾段共有 9塊理論板。 混合氣化潛熱值為 : ? ? k m o lkJrMXrMXr ffm / 6 8 9 2211 ?????????????? 混合熱容值為 : ? ? )//( 21 Kk m o lkJCMXCMXC ppp ffm ??????????????則 ? ? m ???????mm rCq p 故 q 線方程為 ??????????? XXq XXq qY F 回流比的確定 α值的確定 α 1=, α 2=, α 3=,α 4=,α 5=,α 6=,α 7=, α 8=,α 9=,α 10= = 102110 ??? ? =。進(jìn)料濃度 XF=(摩爾分率 )，使用內(nèi)插法可求得其泡點溫度tb=℃，則 t 平 = 2 ???? bF tt℃ =，查手冊可知此溫度下苯和甲苯的平均熱容 Cp=(kg 表 1— 6 苯 — 甲苯系統(tǒng) t— x— y數(shù)據(jù) 沸點 t/℃ 苯摩爾分?jǐn)?shù) /% α 氣相 液相 0 0 0 1 1 q 值的確定的 查數(shù)據(jù)手冊可知，在 ℃時，苯的氣化潛熱為 r1=，甲苯的氣化潛熱為 r2=。塔底產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù) XW=。料液中易揮發(fā)組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù) xF=。 回流方式 塔頂回流采用采用安裝回流泵方式進(jìn)行強制回流。 物料的進(jìn)料狀態(tài) 本次分離任務(wù)的進(jìn)料狀態(tài)為冷液進(jìn)料，進(jìn)料溫度 ?Ft ℃，進(jìn)料濃度?FX ，進(jìn)料流量 F=230kmol/h，此進(jìn)料方式無需預(yù)熱器加熱可減少設(shè)備費用且此中加熱方式下 q 值大于 1。但是降低壓力也導(dǎo)致了塔直徑的增加和塔頂冷凝溫度的降低，而且必須使用抽真空設(shè)備，增加了相應(yīng)的設(shè)備和操作費用。降低操作壓力，組分的相對揮發(fā)度增加，有利于分離。在相同條件下適當(dāng)提高操作壓力可以提高塔的處理能力，但是增加了塔壓，也提高了再沸器的溫度 ，并且相對揮發(fā)度液會下降。確定操作壓力時主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)，技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來考慮的。 ，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%～ 80%，但是比篩板塔高 20%～ 30。 ，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 ，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn) 能力比泡罩塔板大 20%～ 40%，與篩板塔接近。 一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點，但其結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，阻力降較大。 塔設(shè)備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。 事實上，任何一個塔設(shè)備能同時達(dá)到上述的諸項都時非常困難的，因此只能從生產(chǎn)的需求及經(jīng)濟合理的要求出發(fā)，抓住主要矛盾進(jìn)行設(shè)計。 4）流體流動的阻力小，即流體通過塔設(shè)備的壓降小，以達(dá)到節(jié)能降低操作費用的要求。 2）高的傳質(zhì)，傳熱效率，氣液有充分的接觸空間，接觸時間和接觸面積。因此，塔設(shè)備的設(shè)計和研究，對化工，煉油工業(yè)的發(fā)展起著重要的作用。 在化工，石油化工及煉油廠中，塔設(shè)備的性能對整個裝置的產(chǎn)品質(zhì)量，生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護(hù)等各個方面，都有重大的意義。它可以使氣（汽）液液兩相之間進(jìn)行充分接觸，達(dá)到相際接觸傳熱及傳質(zhì)的目的。 由于此次設(shè)計時間緊張，本人水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇切希望各位老師指出，以便訂正。 近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗越來越豐富，積累的設(shè)計數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計浮閥塔比較合適。 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，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，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。 南京工業(yè)大學(xué) 《化工原理》 課程設(shè)計 設(shè)計題目 苯和甲苯體系浮閥精餾塔的設(shè)計 學(xué)生姓名 張志琪 班級、學(xué)號 浦化工 0909 指導(dǎo)教師姓名 馮暉 李衛(wèi)星 課程設(shè)計時間 2021 年