【正文】 泡的物系，～。按上式可以算出降液管中當(dāng)量清液層高度。因此 式中，—上升氣體通過(guò)一層塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m； —板上液層高度，m，此處忽略了板上液面落差，并認(rèn)為降液管出口液體中不含氣泡；— 與液體流過(guò)降液管的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m。因此HP2==+=2=（）L2g= 液泛為使液體能由上層塔板穩(wěn)定地流入下層塔板，降液管內(nèi)必須維持一定高度的液柱。則==*= (3) 液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計(jì)。為碳?xì)浠衔飼r(shí)，=～。 閥全開(kāi)前（） =（a）閥全開(kāi)后（） =（b）式中 —閥孔氣速，m/s； —液體密度，kg/ —?dú)怏w密度，kg/計(jì)算時(shí)，可先將上二式聯(lián)立而解出臨界孔速，即令： =將g=,解得： = 所以==所以＞所以選用式(a)，== (2) 板上充氣液層阻力 一般用下面的經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算= 式中，—板上液層高度，m； —反映板上液層充氣程度的因數(shù)，稱(chēng)為充氣因數(shù)，無(wú)量綱，液相為水時(shí)，=。習(xí)慣上，常把這些壓強(qiáng)降折合成塔內(nèi)液體的液柱高度表示，故上式又可寫(xiě)成 式中，是與相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?，m是與相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?=，m是與相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?=，m是與相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?，m●精餾段(1) 干板阻力 氣體通過(guò)浮閥塔板的干板阻力，在浮閥全部開(kāi)啟前后有著不同的規(guī)律。按, ，用AutoCAD畫(huà)圖，得閥數(shù)68個(gè)。按, ，用AutoCAD畫(huà)圖，得閥數(shù)65個(gè)。浮閥塔板的開(kāi)孔率是指閥孔總截面積與塔的截面積之比，即 目前工業(yè)生產(chǎn)中，開(kāi)孔率一般在4％～15％之間。故在本次課程設(shè)計(jì)中，采用等腰三角形叉排。對(duì)于整塊式塔板，多采用正三角形錯(cuò)排，孔心距t為75～125mm。選用閥孔也可按等腰三角形排列，此時(shí)多固定底邊尺寸B，例如B為70、780、90、100、110（mm）等。閥孔一般按正三角形排列，常用的中心距有7100、12150（mm）等幾種，它又分順排和叉排兩種，通常認(rèn)為錯(cuò)排時(shí)的接觸情況較好，采用較多。綜合考慮了對(duì)塔板效率、壓力降和生產(chǎn)能力等的影響，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)可取=8～12。 當(dāng)氣相體積流量V已知時(shí)，由于閥孔直徑給定，因而塔板上浮閥的數(shù)目N，即閥孔數(shù)，就取決于閥孔的氣速，并可按下式求得 N= 閥孔的氣速常根據(jù)閥孔的動(dòng)能因子來(lái)確定。兩種形式浮閥孔的直徑均為39mm。F1型又分為重閥（代號(hào)為Z）和輕閥（代號(hào)為Q）兩種，分別由不同厚度薄板沖壓制成，前者重約為33g，最為常用；后者阻力略小，操作穩(wěn)定性也稍差，適用于處理量大并要求阻力小的系統(tǒng)，如減壓塔?？扇?0mm，或更大些。（c）邊緣區(qū) 在塔壁邊緣需留出寬度為的環(huán)行區(qū)域供固定塔板之用。為減輕氣泡夾帶，在靠近溢流堰處塔板上寬度為的狹長(zhǎng)帶也是不開(kāi)孔的，稱(chēng)為出口安定區(qū)。單流型塔板的面積通?？梢苑譃橐韵聨讉€(gè)區(qū)域：（a）受液區(qū)和降液區(qū) 即受液盤(pán)和降液管所占的區(qū)域，一般這兩個(gè)區(qū)域的面積相等，均可按降液管截面積計(jì)算。靠塔壁的兩塊為弓形板，其余為矩形板。塔板有整塊式和分塊式兩種，整塊式即塔板為一個(gè)整體，～。為簡(jiǎn)便起見(jiàn)，有時(shí)運(yùn)用式子= 來(lái)確定① 精餾段， h0==② 提餾段，h0==[8]由于結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制作方便，節(jié)省材料，本次設(shè)計(jì)采用浮閥式塔板。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，一般取。但若過(guò)大，氣體又可能通過(guò)底隙竄入降液管，故一般底隙應(yīng)小于溢流堰高，以保證形成一定的液封，一般不應(yīng)低于6mm，即。 因此，在求得降液管截面積之后，應(yīng)按下式驗(yàn)算降液管內(nèi)液體的停留時(shí)間，即：=AfHT/Ls根據(jù)單溢流型的塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)系列化標(biāo)準(zhǔn)當(dāng)降液管的寬度與降液管的面積時(shí),查得：， 則降液管寬度， Wd==*=≈降液管的橫截面積Af=*π/4D2=*π/4*=驗(yàn)算降液管內(nèi)液體停留時(shí)間：精餾段：=AfHT/Ls=（＞3~5s，符合要求） 提餾段： =AfHT/Ls=（＞3~5s，符合要求）降液管下端與受液盤(pán)之間的距離稱(chēng)為底隙，以表示。降液管的截面積應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)有足夠的停留時(shí)間，使溢流液體中夾帶的氣泡能來(lái)得及分離。 弓形降液管的寬度及截面積可根據(jù)堰長(zhǎng)與塔徑之比查圖來(lái)求算。對(duì)于600mm以上的塔，多采用凹形受液盤(pán)，其深度一般在50mm以上。為使液體更均勻地橫過(guò)塔板流動(dòng)，也可考慮在其外側(cè)加設(shè)進(jìn)口堰。取堰長(zhǎng)===●精餾段，近似取E=1==取板上清液層高h(yuǎn)L=60mmhw=hLhow==●提餾段，近似取E=1=2/3=取板上清液層高度hL=60mmhw=hLhow==塔板上接受降液管流下液體的那部分區(qū)域稱(chēng)為受液盤(pán)。其堰上方液頭高度可由用弗蘭西斯（Francis）式計(jì)算： （m） （）式中，為液體流量，m3/h；為堰長(zhǎng)，m；E為液流收縮系數(shù)。對(duì)于塔徑大于800mm的大塔，常采用傾斜的降液管及凹形受液盤(pán)結(jié)構(gòu)，但不適宜用于易聚合及有懸浮固體的情況，此時(shí)比較適宜用平直堰結(jié)構(gòu)。對(duì)減壓塔或要求塔板阻力很小的情況，可取為25mm左右。過(guò)小，液層過(guò)低使相際傳質(zhì)面積過(guò)小不利于傳質(zhì)；但過(guò)大，液層過(guò)高將使液體夾帶量增多而降低塔板效率，且塔板阻力也增大。堰高則由板上液層高度及堰上液層高度而定。對(duì)單溢流，一般取為（～）D,其中D為塔徑。為使上一層板流入的液體能在板上均勻分布，并減少進(jìn)入處液體水平?jīng)_擊，常在液體的進(jìn)入口處設(shè)置內(nèi)堰，當(dāng)降液管為圓形時(shí)，應(yīng)有內(nèi)堰，當(dāng)采用弓形降液管時(shí)可不必設(shè)置內(nèi)堰。 溢流堰溢流堰（外堰）又稱(chēng)出口堰，它設(shè)置在塔板上的液體出口處，為了保證塔板上有一定高度的液層并使液流在板上能均勻流動(dòng)，降液管上端必須超出塔板板面一定高度，這一高度稱(chēng)為堰高，以表示。表41 板間距的確定[8]塔徑D，m～～～～～〉板間距，mm200～300300～350350～450450～600500～800800選擇HT=；取板上液層高度故；（初步估算）(一)精餾段：由上面計(jì)算得Vs=Ls= m3/sLs=*3600= m3/h查史密斯關(guān)聯(lián)圖，圖的橫坐為*==代入數(shù)據(jù)得：C=（=)又由得 =，則空氣塔速為= m/s=按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D=塔橫截面積為ＡＴ＝實(shí)際塔速為u= Vs/AT=（在適宜范圍內(nèi)）（二）提餾段：Vs’=*(3600*)= m3/s Ls’=*(3600*)=Ls’=*3600= m3/h同理精餾段的計(jì)算方式得，查史密斯關(guān)聯(lián)圖，圖的橫坐標(biāo)為，則C20==又由=，則空氣塔速為= m/s=按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D=塔橫截面積為ＡＴ’＝實(shí)際塔速為u= Vs’/AT’=（在適宜范圍內(nèi)）由表31可知，, 選擇HT=；取板上液層高度故符合假設(shè)。C值可由Smith關(guān)聯(lián)圖查得：在關(guān)聯(lián)圖中，橫坐標(biāo)為；參數(shù)反映了液滴沉降空間高度對(duì)負(fù)荷因子的影響（為板間距，為板上液層高度） 圖Smith關(guān)聯(lián)圖設(shè)計(jì)中，板上液層高度由設(shè)計(jì)者選定，～，～。對(duì)于不發(fā)泡的物系，可取較高的安全系數(shù)，對(duì)于直徑較小及減壓操作的以及嚴(yán)重起泡的物系，應(yīng)取較低的安全系數(shù)。表觀空塔氣相速度（按全塔截面計(jì)）按下式進(jìn)行計(jì)算： 安全系數(shù)＝（～）。s提餾段平均液相黏度：μLm（提）=(+)/2=sμL底=*104*+（*104）*= mPasμL頂=*+（）*= mPas μ甲醇底= mPas；μ甲醇進(jìn)= mPas由=；=；=℃根據(jù)內(nèi)插法算得μ甲醇頂==*104,= *104塔頂：y1=xD= , x1= =32+（）18==32+（）18=加料板： =,= =32+()18==32+()18=塔釜：=*104,= *104=*10432+（*104）18==*10432+（*104）18=精餾段的平均摩爾質(zhì)量： ==MLm（精）= kg/mol提餾段的平均摩爾質(zhì)量：Mvm(提)= kg/molMlm（提）=kg/mol （1） 氣相密度的計(jì)算（由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算）精餾段：=提餾段：=（2） 液相密度的計(jì)算表31甲醇、水的液相密度ρL溫度，℃60708090100ρL甲醇，kg/m3763755745740725ρL水，kg/m3塔頂平均密度的計(jì)算：== ρL水=質(zhì)量分率：a甲醇 = a水=根據(jù)1/ρLmD=a甲醇/ρL甲醇+a水/ρL水代入數(shù)據(jù)計(jì)算：解出=進(jìn)料板平均密度的計(jì)算：=℃根據(jù)內(nèi)插法ρL甲醇= ρL水=質(zhì)量分率：a甲醇 = a水=同上，解出=塔釜平均密度的計(jì)算：=℃根據(jù)內(nèi)插法得，ρL甲醇= ρL水 =質(zhì)量分率：a甲醇 = a水=同上，解出lmw=故精餾段平均液相密度：(+)=提餾段的平均液相密度：( + lmw)/2=（）表32 甲醇、水液體表面張力σ溫度，℃60708090100σ甲醇，mN/mσ水，mN/m由=；=；=℃根據(jù)內(nèi)插法算得甲醇頂=甲醇底==+（)==+()=+()=則精餾段平均表面張力： 提餾段平均表面張力： （） 甲醇、水的液體黏度μ溫度，℃60708090100μL甲醇，mPaK）則冷卻水的消耗量WC=QC/［Cpc(t2t1)］=*106/［(3530)］=*105kg/h第三部分精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算塔塔頂操作壓力：PD =每層塔板壓降：　△P=進(jìn)料板壓力:=+15=塔底壓力為:=+(391)=精餾段的平均操作壓力： Pm(精)=（+）/2=提餾段的平均操作壓力：Pm(提）=（+）/2= kpa前面的計(jì)算中已求得： 塔頂=℃，進(jìn)料：=℃，塔釜：=℃精餾段的平均溫度：==℃提餾段的平均溫度：t==℃由逐板計(jì)數(shù)法由此可得:y1=xD= , x1= 。=*104,=*104求解結(jié)果為：總理論板層數(shù)NT=18，其中NT，精=6，NT，提=11（不包括再沸器），進(jìn)料板位置NF=7利用“精餾塔全塔效率關(guān)聯(lián)圖”求出全塔效率，橫坐標(biāo)為αμL（平均相對(duì)揮發(fā)度進(jìn)料液體平均粘度）～，查圖即得ET，或用經(jīng)驗(yàn)式塔頂：=℃塔釜=℃ 平均溫度： T平均=℃，平均黏度μL=xFμ甲醇+（1xF）μ水=*+（）*=則=*（*）=：根據(jù)公式可求NP=17/=≈39確定進(jìn)料位置根據(jù)得精餾段 N精=6/=,取14塊提餾段 N提=11/=,取25塊全塔板數(shù)：N=N精+N提=14+25=39塊，進(jìn)料板在第15塊板。（用簡(jiǎn)捷法求理論板數(shù)） 在全回流下求出所需理論板數(shù)Nmin,對(duì)于接近理想體系的混合物，可以采用芬斯克方程計(jì)算 Nmin= (其中XD=,Xw=*104, ==)（二）實(shí)際塔板數(shù)的求取 下面以R=R==(RRmin)/(R+1)=（）/（ +1）=(NNmin)/(N+1)==因Nmin= 故N=同上，—，得表26比值RminRNmin(RRmin)/(R+1)(NNmin)/(N+1)NN（R+1）2 圖27由表41可知，當(dāng)R/=，設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用的和最小，故本課程設(shè)計(jì)中取R/=R=*=相平衡方程：y=精餾段的操作線(xiàn)方程：y===+因R＇=（R+1）（xFxW)/(xDxF)+( q1)（xDxW)/(xDxF)其中q=1 ，代入數(shù)據(jù)得，R’ = 故提餾段的操作線(xiàn)方程：y==*1042總理論板層數(shù)逐板計(jì)算法：先交替使用相平衡方程(a)與精餾段操作線(xiàn)方程（b）計(jì)算如 y1=xD= 相平衡 x1= y2= x2= y3= x3= y4= x4= y5= x5= y6= x6=