【正文】 9 .56 88 kg / m800 .2 810 .0 ρ 800 .21 76 1 76=+ ? ρ = 814 .39 86 kg / mρ 對于進料板， 當 176。Wt = C時 ,用插值法求得下列數(shù)據(jù) 3W 苯W 苯3W 甲 苯W 甲 苯3W 料W 料110 100 109 .81 110= ? ρ = 780 .53 18 kg / m780 .3 792 .5 ρ 780 .3110 100 109 .81 110= ? ρ = 780 .49 kg / m780 .3 790 .3 ρ 780 .31 1 1 1=+ ? ρ = 781 .25 kg / mρ 精餾段平均密度： 3L D m L F mLm1 ρ + ρ 8 0 0 . 0 + 8 1 4 . 3 9 8 6ρ = = = 8 0 7 . 1 9 9 3 k g m22 ? 提餾段平均密度： 3L W m L F mLm2 ρ + ρ 8 0 0 . 0 + 7 8 1 . 2 5ρ = = = 7 9 0 . 6 2 5 k g m22 ? 吉林化工學院化工原理課程設計 13 液體平均表面 張力計算 液體表面張力σ M Lm? = iix?? 表 22 苯 甲苯的表面張力 【 5】 溫度℃ 0 20 40 60 80 100 120 苯 mN/m 甲苯 mN/m 由 176。Ft = 1苯 MF苯 MF1甲 苯 MF甲 苯 MF100 90 100= ? σ = mN m σ 100 90 100= ? σ = mN m σ ?? 1LFmσ = 0. 45 56 19 .7 51 5 + 0. 54 44 20 .4 24 3 = 20 .1 17 8m N m? ? ? 由 176。 180。 故精餾塔的有效高度為 精 提Z = Z + Z + 0 . 8 = 4 ,1 5 + 4 . 7 9 + 0 . 8 = 9 . 8 m 溢流裝置計算 （ 1） 溢流堰長 wl 因塔徑 D= 本設計采用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設進口堰。 3 3h 33OWWL = 2 . 8 4 1 0 E ( ) = 2 . 8 4 1 0 1 ( ) = 0 . 0 1 2 ml 0 . 2 6? ? ? ? ? 39。W L OWh = h h = 0. 06 0. 01 2 = 0. 04 8m （ 3） 降液管的寬度 Wd和降液管的面積 fA 由 wl =D，查圖 【 10】 得 dftWA= , = 故 dW = 0 . 1 2 4 D = 0 . 1 2 4 0 . 4 = 0 . 0 4 9 6 m? fTA = 721 A = 722 256 = 090 6m? （ 4） 計算液體在降液管中停留時間 精餾段： f T f T1 h 1 S 13 6 0 0 A H A H 0 . 0 0 9 0 6 0 . 4θ = = = = 2 1 . 8 1 s 5 sL L 0 . 5 9 8 3? 提餾段： f T f T2 h 2 S 23 6 0 0 A H A H 0 . 0 0 9 0 6 0 . 4θ = = = = 6 . 0 6 s 5 sL L 2 . 1 5 2 8? 故降液管設計合理。Wh = 50mm 浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置 （ 1） 塔板的分塊 本設計塔徑為 D= ，故塔板采用整 塊式。 （ 3） 開孔區(qū)面積計算 2 2 2 1a π xA = 2 ( x r x + r s i n )1 8 0 r?? 其中 ： ? ?dSCDx = W + W = 0 . 2 ( 0 . 0 4 9 6 + 0 . 0 8 ) = 0 . 0 7 0 4 m2D 0 . 4r = W = 0 . 0 5 = 0 . 1 5 m22 故 22 2 1 2a 3 . 1 4 0 . 1 5 0 . 0 7 0 4A = 2 [ 0 . 0 7 0 4 0 . 1 5 0 . 0 7 0 4 + s i n ( ) ] = 0 . 0 4 0 6 m1 8 0 0 . 1 5??? （ 4） 浮閥數(shù)計算及其排列 預先選取閥孔動能因子 F 12? ,由 F0= 0vu ρ 可求閥孔氣速 ou ， 精餾段 即 001 vF 12u = = = 7 . 2 6 5 7 m / sρ 每層塔板上浮閥個數(shù)為 s1220 01V = = ≈ 8π πd u (0. 039 ) 65744 ? 則設計條件下的閥孔氣速為 39。 s0 20Vu=πNd4 即 39?，F(xiàn)按 t=75mm 的等腰三角形叉排方式排列， 估算排列間距 39。 塔板開孔率 = 39。所以這樣開孔是合理的 吉林化工學院化工原理課程設計 19 提餾段 002vF 12u = = = 7 . 1 2 1 7 m / sρ 每層塔板上浮閥個數(shù)為 s2220 02V = = ≈ 9π πd u (0. 039 ) 21744 ? 則設計條件下的閥孔氣速為 39。 s0 20Vu=πNd4 39?，F(xiàn)按 t=75mm 的等腰三角形叉排方式排列， 估算排列間距 39。 塔板開孔率39。所以這樣開孔是合理的。 ： (1)計算干板靜壓頭降 ch 由式v= ρ 可計算臨界閥孔氣速 ocU ，即 v17 3 . 1 7 3 . 1U = = = 6 . 0 6 1 m / sρ 吉林化工學院化工原理課程設計 20 01 0c1U ≥ U ，可用 0c vcLU ρh = 2g ρ???算干板靜壓頭降，即 2c 2 . 7 2 7 8 7 . 2 6 5 7h = 5 . 3 4 = 0 . 0 4 9 m2 8 0 7 . 1 9 9 3 9 . 8?? ?? (2)計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氫化合物，可取充氣系數(shù) 0ε = ，已知板上液層高度 Lh =, 所以依式 l 0 Lh=ε h l1h = 6 = 3m? (3)計算液體表面張力所造成的靜壓頭降 σh (4)由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。 2 提餾段 (1) P2h = (2)液體通過降液管的靜壓頭降 2d2 = 0 . 1 5 3 = 0 . 0 0 1 2 9 5 m0 . 2 6 ? ??? ???? (3)板上液層高度 Lh = 則： d2H = 0 . 0 8 + 0 . 0 0 1 3 + 0 . 0 6 = 0 . 1 4 1 3 m 取校正系數(shù) =? ，選定板間距 TH = , wh = ? ?Tw(H + h ) = 0. 5 0. 05 + 0. 4 = 0. 22 5m?? 從而可知 d1 T wH = 413 (H + h ) = 25m?，符合防止淹塔的要求。泛點率的計算時間可用式： vs s LLv1FpρV + 1. 36 L Zρ ρF = 10 0%Kc A ?和vsLv1FTρVρ ρF = 10 0%0. 78 Kc A ? 塔板上液體流程長度 LdZ = D 2W = 2 496 = 008 m? 塔板上液流面積 2b T FA = A 2A = 0. 12 56 2 0. 00 90 6 = 0. 10 75 m? 苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù) K值， K=,在從泛點負荷因數(shù)圖 【 11】 中查得負荷 因數(shù) FC = ,將以上數(shù)值 分別代入上式，得泛點率 F1為 1 659 + 6 001 7 008 = 100 % = 35. 29%1 03 075? ? ? ??? 2 686 + 6 005 98 008790 .62 5 393F = 100 % = 44. 4%1 03 075? ? ? ??? 為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在 80%以下。 （ 2） 嚴重漏液校核 當閥孔的動能因數(shù) F0低于 5時將會發(fā)生嚴重漏液，前面已計算 F05，可見不會發(fā)生嚴重漏液。由于塔徑較大，所以取泛點率 1F=80% ，依上式有 吉林化工學院化工原理課程設計 23 精餾段 ss + 6L 53 = 03 075 ??? 整理后得 ssV = 提餾段 ss + 6L 038790 .62 5 393 = 03 075 ??? 整理后 得 39。ssV = 此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應一條直線。利用兩點確定一條直線，便可在負荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。即 則 T w c 0 L L d c d 0 L( H + h ) = h + ε h + h ＋ h = h ＋ h+ （ 1+ ε ） h? 222 3v 0 S S0wL w 0 wρ U L 36 00 = 5. 34 + 0. 15 3 +（ 1+ ε ） h+2 ρ g l h 10 00 l??? ? ? ???? ? ? ?? ? ? ??? 式中閥孔氣速 U0與體積流量有如下關系 S0 20VU=π dN4 式中各參數(shù)已知或已計算出，即 33T w 0 v l= 0. 5。 h = 0. 05 m。 ρ = 2. 72 78 kg / m 。 N = 8。 整理后便可得 sV 與 sL 的關系，即 222 3S 1 S 1 S 1V = 0 . 0 1 5 1 8 1 . 8 5 L 0 . 2 4 4 L 同理提餾段 sV 與 sL 的關系 2 3S 2 S 2 S 2V = 0. 01 8 50 4. 39 L 0. 29 L 此式即為液泛線的方程表達式。所以對液體的流量須有一個限制，其最大流量必須保證滿足上述條件。取 5s?? 為液體在降液管中停留時間的下限，所對應的則為液體的最大流量 smaxL ,即液相負荷上限，于是可得3f T f Ts m a x s m a xA H A H0 . 0 0 9 0 6 0 . 4L = = = 0 . 0 0 0 7 2 5 m / s 顯 然 由 式 L=5 5 5??? 漏液線 對于 F1型重閥，因 0F 5 時，會發(fā)生嚴重漏液，故取 0F=5 計算相應的氣相流量 39。 2 2 30s m i n 0 V2Fπ π 5( V ) = d N = 0 . 0 3 9 9 = 0 . 0 3 1 9 m / s44 ρ ? ? ? 液相負荷下限線 取堰上液層高度 owh = 作為液相負荷下限條件，作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直線。 2. 因為液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負荷上限由霧沫夾 帶控制，操作下限由吉林化工學院化工原理課程設計 26 漏液線控制。 吉林化工學院化工原理課程設計 27 第 3 章 熱量衡算 加熱介質(zhì)的選擇 選用飽 和水蒸氣，溫度 140℃, 工程大氣壓為 。飽和水蒸氣冷凝放熱值大，而水蒸氣壓力越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相應減少，但水蒸氣壓力不宜太高。 原因：冷卻水方便易得，清潔不易結(jié)垢，升溫線越高，用水量越小，但平均溫差小，傳熱面積大，綜合考慮選擇 15℃。C VD LD6Q = (R + 1) D (I I )= 8 351 9 386 .92= 4 10 kJ / kg????? 吉林化工學院化工原理課程設計 28 塔底熱量 C VD LDQ =(R + 1) D (I I )?? 其中 VD LD D VA D VBI I = X Δ H (1 X ) Δ H?? V2 V1 r11 TΔ H= Δ H ( )1 T? 則 : Wt = 0C 表 14 苯 甲苯的摩爾定比熱容 【 11】 溫度℃ 0 50 100 150 苯 kJ/(kmol k)? 甲苯 kJ/(kmol k)? 由前面的計算過程及結(jié)果可知：塔頂溫度 Dt = ℃，塔底溫度 wt = ℃，進料溫度 Ft =