【正文】 Wdm管底與受液盤距離Hom板上清液層高度hLm孔徑domm5孔間距tmm孔數(shù)n個6173開孔面積M2篩孔氣速uom/s塔板壓降hpKpa液體在降液管中的停留時間S降液管內(nèi)清液層高度Hdm霧沫夾帶evKg液/kg氣負荷上限霧沫夾帶控制負荷下限漏液控制 本設(shè)計采用直接壓縮式熱泵回收塔頂蒸氣熱量，用于塔底釜液的再沸用熱。由式57得：m取E=1,則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)德爾垂直液相負荷下限線3.、液相負荷上限線 以作為液體在降液管中停留時間的下限，由式5—9得據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)德爾垂直液相負荷下限線4.、液泛線 令 由 ； ；聯(lián)立得：忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得 式中 = *+()*= =將有關(guān)數(shù)據(jù)代入得；故 在操作范圍內(nèi)，任取幾個 值，以上式計算出 值，計算結(jié)果列于下表：LS m3/sVS m3/s由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5.根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如下圖所示：在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA,即作出操作線。 塔板負荷性能圖 、液漏線 由 得: 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個 值，以上式計算出 值，計算結(jié)果列于下表：Ls/m3/sVs/m3/s由上表數(shù)據(jù)即可作出液漏、液沫夾帶線 以 為限，求關(guān)系如下:由 how==故 整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個 值，以上式計算出 值，計算結(jié)果列于下表。 液沫夾帶,液沫夾帶量由下式計算，即kg液/kg氣故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許范圍Kg液/Kg氣 漏液對篩板塔，漏液點氣速可由下式計算，即 =實際空速=穩(wěn)定系數(shù)為 K=/=故在本設(shè)計中無明顯漏液。⑵邊緣區(qū)寬度確定取Wa=Ws’=，Wc=⑶開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)Aa按下式計算，即Aa=2（x+）其中 x=D/2(Wd+Ws)=(+)= r=D/2Wc==故 Aa=㎡⑷篩孔計算及其排列 所處理的物系無腐蝕性，可選用б=，取篩孔直徑do=。選用凹形受液盤，深度hw’=50mm 塔板布置⑴塔板的分布因D≥800mm，故塔板采用分塊式。各項計算如下：⑴堰長lw取 lw==*=⑵溢流堰高度hw由 hw=hlhow選用平直堰，堰上液層高度how由下式計算，即how=E有上圖可近似取E=1，則how=*1* =取板上清液層高度 hl=60mm故 hw==⑶弓形降液管寬度Wd和截面積Af由 lw/D=查圖(化工原理實驗及課程設(shè)計 148頁圖21)，得Af /At= Wd/D=故 Af = At =*=㎡Wd==*=驗算液體在降液管中停留時間，即θ=3600AfHt/Lh=3600**＞5s故降液管設(shè)計合理。為減少液沫夾帶，Hf要比HT大，常取Hf＝～1. 4m。常取Hb＝～2m。塔底空間Hb具有中間貯槽作用，一般釜液最好能在塔底有10～15min的停留時間。HT’——開設(shè)手孔、人孔處板間距，m。設(shè)計時定為每7塊板開一孔，則：孔數(shù)S=實際塔板/7=28/7≈4在進料板上方開一人孔，實際塔高可按公式計算：H=Hd+(N11S)*HT+Hb+Hf+S*HT’H=(NT11S)*+*S+++=（28114）*+*4+++=式中：H——塔高(不包括上封頭和裙座高)，m；Hd一塔頂空間高，mHb——塔底空間高，mHT——板間距，mN——實際塔板效(不包括加熱釜)；Hf——進料孔處板間距，m。s 精餾塔的塔底工藝尺寸計算精餾段氣液相體積流率為Vs==*Ls==*取板間距Ht=，板上液層高度hl=，則Hthl==查史密斯關(guān)聯(lián)圖 C20=（化學(xué)工程基礎(chǔ) 267頁）C=C20=μmax=*[()/]1/2=，則空塔氣速為μ==*=D= [(4*()1/2]=按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D=塔截面積為㎡At=п/4=П**㎡實際空塔氣速為μ= 精餾塔有效高度的計為方便塔的檢修，塔壁上應(yīng)開設(shè)若干人孔。s 精餾段液相平均粘度μlm =（+）/2=s μB =s lgμlfm= + =*+*μlfm=s 進料液相平均粘度的計算 由Tf=℃，查手冊得μA=s μΒ= mPa熱流體T/0C 2535 冷流體T/0C 有Q2= 則A=473(4)原料預(yù)熱器熱量衡算塔釜流出的殘釜液的溫度在120攝氏度，這樣可以在塔釜與進料板之間加一個換熱器，將殘幅液冷凝時放出的熱量用在加熱原料液。則再沸器所需要的熱負荷：Q=M甲苯*V’*r+M甲苯* V’*Cp* ()= **+***()=*106 KJ，由Q=Cp苯*M苯*D*（）通過內(nèi)差法可得出Cp=,可計算出T2=+=，假設(shè)經(jīng)過冷凝器后所得產(chǎn)的溫度為40攝氏度,=，由Q’=Cp苯*M苯*D*（）=***=對于冷凝器，設(shè)水溫又25攝氏度升為35攝氏度，設(shè)K=120熱流體T/0C 冷流體T/0C 2535有Q’==120*A* 計算得A=有熱泵提供的熱量Q1=Cp苯*M苯*D*(T1T2)T1=T2+=對于塔頂?shù)纳戏綗釗Q器。則塔頂L蒸汽所具的熱量Q=CpM=**=*106kJ/h熱流體T/0C 冷流體T/0C 2535 總的傳熱系數(shù)K可取600W/(m2*k)（見《化學(xué)工程基礎(chǔ)》，林愛光） A= m2取冷卻水進出換熱器的溫度分別為250C和350C，則冷凝器冷凝介質(zhì)水的消耗量為Wc=Q/C*(t1t2)=*106/*(3525)=29587kg/h。(1)塔頂換冷凝器的熱量衡算L=（因難揮發(fā)組分在塔頂?shù)暮亢苌?，我們可近似按甲醇的熱量計算）。此時高溫蒸汽流過再沸器中熱交換器降溫，使再沸器中的液體溫度升高，流出的苯蒸氣用于其它地方，通過用其放出熱量的同時也降低了其自身的溫度，達到冷凝的目的。 （詳見附錄一 ~ Rmin下的理論塔板數(shù)的求?。儆烧n本查得甲醇—水體系的相對揮發(fā)度α=（詳見《化學(xué)工程基礎(chǔ) 》主編 林愛光 清華大學(xué)出版社 141頁）圖42 氣液平衡曲線②求最小回流比及最佳回流比的確定采用泡點進料xq=xf= yq=α*x/(1+(α1)* xq求得 yq=故最小回流比為 Rmin===當(dāng)R==（詳見附錄二 最佳回流比的確定 ） ③塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜殘液量及加熱蒸汽量的計算 L=RD= *= V=(R+1)D=(+1)*= L’=L+F=+= kmol/h V’=V= kmol/h ④求操作線方程 精餾段操作線方程 y=x+Xd=()*x+()*=+ 提餾段操作線方程為 y=xxw=（）*x()*= ⑤計算法求理論塔板數(shù) 總理論板層數(shù) Nt=14（包括再沸器） 進料板位置 Nf=6 實際板層數(shù)的求取 精餾段實際板層數(shù) N精 =5/=≈10 提餾段實際層數(shù) N提 =9/=≈18 熱量衡算本設(shè)計采用壓縮式熱泵回收塔頂蒸汽熱量，用于塔底釜液的再沸用熱。甲醇的摩爾質(zhì)量 M甲醇 =水的摩爾質(zhì)量 M水 = 表1 甲醇和水的物理性質(zhì)項目相對分子質(zhì)量Mr沸點/℃臨界溫度 t/℃臨界壓強P/kPa甲醇水100