【正文】 時(shí)間為 3～5 秒。 液相負(fù)荷上限線為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時(shí)間分離出，液體在降液管中停留時(shí)間不應(yīng)小于 3～5s。 39。.0 33????? NmkgkgmhHLvwT ????； ； 代入上式mlw2812639。39。/35.39。206。在操作范圍內(nèi)任取若干 值，依s3222 L???32 0 sL sV用上述坐標(biāo)點(diǎn)便可在 負(fù)荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(y2)。.0 33????? NmkgkgmhHlvwT ????； ； 代入上式。/。206。即 owdlcodpT ??)(式中， ，板上液層靜壓頭降 gUhLvc? 0? Llh0??從式 知， 表示板上液層高度， 。s 39。05.?ss即 即為負(fù)荷性能圖中的線(y1 ’)64239。 ????ss LV整理后得 839。 s s提鎦段： .39。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值便可依式 算出相應(yīng)的 。干 氣 ）（ 液 ） /kg(?4 塔板負(fù)荷性能圖 霧沫夾帶上限線對于苯—氯苯物系和已設(shè)計(jì)出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值 所對應(yīng)的泛點(diǎn)率 (亦為上限值),利用式干 氣 ）（ 液 ） /kg(? 1F和 便可作出此線。 ????F30為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點(diǎn)需控制在 80%以下。泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式： ????pFLsvLsAKcZ? %???TFvLsAKcV?塔板上液體流程長度29mWDZdL ????塔板上液流面積 精餾段：苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù) K 值，K= ,在從泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù) ,? % ???????F及 %09..??提鎦段：苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù) K 值，K= ,在從泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù) ,將以上數(shù)值分別代入上式140.?FC%. 39。 ?????可見，所夾帶氣體可以釋出。本設(shè)計(jì) sLHAsTf 39。( ?????從而可知 ，符合防止液泛的要求hHwTd .129.39。 ??為了防止液泛，按式： ，取安全系數(shù) ，選定板間距)(wTdh????,60.?THmw34.39。 ????????(3)板上液層高度： ，則hL039。,28.,/0853.39。153.39。?(2)液體通過降液管的靜壓頭降 d因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式2039。本設(shè)計(jì) sLHAsTf ?????28可見，所夾帶氣體可以釋出。 ????? PagL .4287539。39。??(3)計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降 ?h由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。??mhc ).(39。39。 ?，可用 算干板靜壓頭降，即39。73vcU??ocUsmvoc /39。閥孔排列二 塔板流的體力學(xué)計(jì)算1 塔板壓降精餾段（1）計(jì)算干板靜壓頭降 ch由式 可計(jì)算臨界閥孔氣速 ，??ocUsmvoc /?26，可用 算干板靜壓頭降，即cU0?LvccgUh??? ).(.?（2） 計(jì)算塔板上含氣液層靜壓頭降 fh由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù) ，??液層高度 所以依式,06.?LhLl0??l ?（3）計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降 ?h 由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。 )(2)(/00??DdNAT?此開孔率在 5%~15%范圍內(nèi)，符合要求。39。 239。?， 以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)mt75?t639。取同一橫排的孔心 mt75?則排間距 39。039。提鎦段：預(yù)先選取閥孔動(dòng)能因子 ,由 F0= 可求閥孔氣速120?vu?39。 )()(/ 2200??DdNAT?此開孔率在 5%~15%范圍內(nèi)，符合要求。39。 20N實(shí)際孔速 sNdVus /)039.(39。 ???NtAa考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用 ,而應(yīng)小一點(diǎn)，故取 ，按mt6539。 邊緣區(qū)寬度確定 取 mWs08.?c05. 開孔區(qū)面積計(jì)算 221(sin)a xAxrr?????? 其中： mDsd ).()???? 故 2122 10.)]75.([2Aa ?????? ? 浮閥數(shù)計(jì)算及其排列精餾段：預(yù)先選取閥孔動(dòng)能因子 ,由 F0= 可求閥孔氣速 ，120?vu?u?即 smFuv/??F1 型浮閥的孔徑為 39mm，故每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為 2078.)039.(41202 ???udVNs浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。 ??選用凹形受液盤，深度 mhW5039。sf 降液管的底隙高度 oh精餾段：取液體通過降液管底隙的流速 ，則有：m/s0.??ou（ 不宜小于 ~，????owsulLhoh要求） 故合理mw 06... ??提鎦段：取液體通過降液管底隙的流速 ，則有：/s25.??ou23（ 不宜小于 ~，39。m36. 22m096.???fA 液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間精餾段： （滿足要求）./????sTfLHA?提鎦段： （滿足要求）17839。39。 ?oL22驗(yàn)證： (設(shè)計(jì)合理)39。 出口堰高 woLwh??對平直堰 ??3/精餾段：由 及 ，查化工原理課程設(shè)計(jì)圖/?Dl ??55 得 ，1E于是：（滿足要求）mhow .)28./64(1028. 3/????90.?oL驗(yàn)證： (設(shè)計(jì)合理)owwhh?.5.提鎦段：由 及， 查化工原理課程設(shè)8/?Dl ./3/.?lL計(jì)圖 55 得 ，于是：1E（滿足要求）??./39。提鎦段堰上溢流強(qiáng)度 ,//.39。 ??uDs?按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整取 .617 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算 溢流裝置因塔徑為 ，所以采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盤，且不設(shè)進(jìn)口內(nèi)堰。axu精餾段的塔徑 .).14/(.4/39。39。/39。 . ?????????????????VLs?查 Smith 通用關(guān)聯(lián)圖得 22C負(fù)荷因子 39。h196 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì) 塔徑精餾段：初選塔板間距 及板上液層高度 ，則：m450?THm60?..?LTh按 Smith 法求取允許的空塔氣速 （即泛點(diǎn)氣速 ） ??????????????VLs?查 Smith 通用關(guān)聯(lián)圖得 0C負(fù)荷因子 ..0 ???????????????泛點(diǎn)氣速： m/s???????VLu?取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速為 ms0317axu精餾段的塔徑 .)./(2./4??uDs?按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整取 .61提鎦段：初選塔板間距 及板上液層高度 ，則：m450?THm60?.?LTh按 Smith 法求取允許的空塔氣速 （即泛點(diǎn)氣速 ）maxuFu2039。39。 ???mVsM?汽相體積流量 /h2/39。?L? 液體的平均粘度 mLμ, 表三 不同溫度下苯—氯苯的粘度 溫度t，℃60 80 100 120 140苯 mPas 氯苯 mPas 液相平均粘度可用 表示lglgLmiix???? 塔頂液相平均粘度，??A?sPaA?307.，2...?B，)(307lg98lg, ?????mLD? smPaLD??308.,? 進(jìn)料板液相平均粘度18，??A?smPaA??286.，2...，)(860lg73lg, ?????mLF? smPaLF??,? 塔底液相平均粘度， .?A?smPaA???，.?BB3.,)(20lg8lg, ????mLF? smPaLF??,? 氣液相體積流量精餾段：汽相體積流量 /, ???mVsM?汽相體積流量 /h1/液相體積流量 /.. 3, ???mLs?液相體積流量 /提鎦段：汽相體積流量 /,39。 /5..39。?L 汽相平均密度 mVρ,16精餾段： ??3, kg/????mVvRTMp?提鎦段： 339。 ?????? V 5435339。 ?? 平均分子量 mM精餾段： ℃?T液相組成： ，??氣相組成： ，.?所以 ??kmolgML /.????? V 3979?提鎦段： ℃39。塔頂： .??Dp加料板： ?F塔底： ..9W精餾段平均壓強(qiáng) ?????p提鎦段平均壓強(qiáng) .39。s 0.利用差值法求得： ， 。 查圖一，由 = = 查得塔頂及塔釜溫度分別為：DxW=℃ =℃，tDt全塔平均溫度 =( + )/2=(+)/2=℃mtD根據(jù)表 34表 34 苯氯苯溫度粘度關(guān)系表13溫度℃ 20 40 60 80 100 120 140苯 粘度 mPa.??~當(dāng)梯級跨過兩操作線交點(diǎn) 時(shí)，)890.,73(d則改在提鎦段與平衡線之間繪梯級，直至梯級的鉛垂線達(dá)到或越過點(diǎn)為止。??02.,8.??,73采用圖解法求理論板層數(shù),在 xy 圖上作平衡曲線和對角線，并依上述方法作精餾段操作線和提鎦段。yx~010 1xy y=xf(x) 圖 31 苯—氯苯混合液的 x—y 圖在 圖上，因 ，查得 ，而 ， 。???Fx989D ./../20W 平均摩爾質(zhì)量 )( MF ????5798????D /.. 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率依題給條件：一年以 300 天，一天以 24 小時(shí)計(jì)，有： 9,全塔物料衡算：hkg/)(3012kg/W, ??? 釜液處理量 molW/ 總物料衡算 DF?苯物料衡算 ..0? 聯(lián)立解得 kol/h 3 3．塔板數(shù)的確定 理論塔板數(shù) 的求取TN，利用泡點(diǎn)方程和露點(diǎn)方程求取 yx~依據(jù) ， ，將所得計(jì)算結(jié)果列表如下：????BABt ppx??/ tApxy/?? 表 31 相關(guān)數(shù)據(jù)計(jì)算溫度/℃ 80 90 100 110 120 130 140苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900?ip氯苯 148 205 293 400 543 719 760x 1 0兩相摩爾分率 y 1 0相對揮發(fā)度oABP?? 5 本題中，塔內(nèi)壓力接近常壓（實(shí)際上略高于常壓） ，而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因?yàn)椴僮鲏毫ζx常壓很小，所以其對 平衡關(guān)系的影響完全yx~可以忽略。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。3．工藝流程的確定原料液由泵從原料儲罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱后送入連續(xù)板式精餾塔 F1型浮閥塔） ，塔頂上升蒸汽流采用強(qiáng)制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻至后送至產(chǎn)品槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜?dú)堃核椭翉U熱鍋爐。浮閥塔應(yīng)用廣泛，對液體負(fù)荷變化敏感，不適宜處理易聚合或者含有固體懸浮物的物料，浮閥塔涉及液體均布問題在氣液接觸需冷卻時(shí)會使結(jié)構(gòu)復(fù)雜板式塔的設(shè)計(jì)資料更易得到，便于設(shè)計(jì)和對比，而且更可靠。同時(shí)，為了滿足用戶的科研需要，每一段塔節(jié)內(nèi)的溫度、塔釜液相溫度、塔頂氣相溫度、進(jìn)料溫度、回流溫度、塔頂壓力、塔釜壓力、塔釜液位、進(jìn)料量等參數(shù)均可以數(shù)字顯示。塔壓降由變送器