化工原理課程設(shè)計(jì)(苯-氯苯分離精餾塔——浮閥塔設(shè)計(jì))

1、化工原理課程設(shè)計(jì)(苯-氯苯分離精餾塔浮閥塔設(shè)計(jì)) 1目錄目錄 前 言 . I 1設(shè)計(jì)方案的思考. I 2.設(shè)計(jì)方案的特點(diǎn). I 3工藝流程的確定. I 第一章 設(shè)備工藝條件的計(jì)算 . 1 1.1 設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說(shuō)明 . 1 1.2 全塔的物料衡算. 1 1.2.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率 . 1 1.2.2 平均摩爾質(zhì)量 . 1 1.2.3 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率 . 1 1.3 塔板數(shù)的確定. 2 1.3.1 理論塔板數(shù)TN 的求取 . 2 1.3.2 確定操作的回流比 R . 3 1.3.3 求理論塔板數(shù) . 5 1.3.4 全塔效率TE . 6 N （近似取兩段效

2、率相同） . 7 1.3.5 實(shí)際塔板數(shù)p1.4 操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 . 7 1.4.1 平均壓強(qiáng)mp . 7 1.4.2 平均溫度m t . 8 M . 8 ? . 8 1.4.3 平均分子量m1.4.4 平均密度m1.4.5 液體的平均表面張力m . 10 1.4.6 液體的平均粘度mL, . 11 1.4.7 氣液相體積流量 . 12 1.5 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì) . 13 1.5.1 塔徑 . 13 1.6 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算 . 15 1.6.1 溢流裝置. 15 1.6.2 塔板布置. 19 第二章 塔板流的體力學(xué)計(jì)算 . 22 22.1 塔板壓降 . 22

3、 2.2 液泛計(jì)算 . 24 2.3 霧沫夾帶的計(jì)算. 26 2.4 塔板負(fù)荷性能圖. 28 2.4.1 霧沫夾帶上限線 . 28 2.4.2 液泛線. 28 2.4.3 液相負(fù)荷上限線 . 29 2.4.4 氣體負(fù)荷下限線（漏液線） . 30 2.4.5 液相負(fù)荷下限線 . 30 第三章 板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備 . 31 3.1 塔頂空間 . 31 3.2 塔底空間 . 31 3.3 人孔數(shù)目 . 31 3.4 塔高 . 31 第四章 符號(hào)說(shuō)明 . 33 參考文獻(xiàn) . 36 致謝 . 37 I前前 言言 1設(shè)計(jì)方案的思考1設(shè)計(jì)方案的思考 通體由不銹鋼制造，塔節(jié)規(guī)格 25100mm、高度 0.

4、51.5m，每段塔節(jié)可設(shè)置 12 個(gè)進(jìn)料口/測(cè)溫口，亦可結(jié)合客戶具體要求進(jìn)行設(shè)計(jì)制造各種非標(biāo)產(chǎn)品。整個(gè)精餾塔包括：塔釜、塔節(jié)、進(jìn)料罐、進(jìn)料預(yù)熱器、塔釜液儲(chǔ)罐、塔頂冷凝器、回流比控制器、產(chǎn)品儲(chǔ)罐等。塔壓降由變送器測(cè)量，塔釜上升蒸汽量可通過(guò)采用釜液溫度或靈敏板進(jìn)行控制，塔壓可采用穩(wěn)壓閥控制，并可裝載自動(dòng)安全閥。為使塔身保持絕熱操作，采用現(xiàn)代化儀表控制溫度條件，并可在室溫300范圍內(nèi)任意設(shè)定。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。 2.設(shè)計(jì)方案的特點(diǎn) 2.設(shè)計(jì)方案的特點(diǎn) 浮閥塔由于氣

5、液接觸狀態(tài)良好，霧沫夾帶量小(因氣體水平吹出之故)，塔板效率較高，生產(chǎn)能力較大。浮閥塔應(yīng)用廣泛，對(duì)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(wèn)題在氣液接觸需冷卻時(shí)會(huì)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(duì)比，而且更可靠。浮閥塔更適合，塔徑不是很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合真空操作。 3工藝流程的確定 3工藝流程的確定 原料液由泵從原料儲(chǔ)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?/p>

6、廢熱鍋爐。 II以下是浮閥精餾塔工藝簡(jiǎn)圖 圖 1-1 浮閥精餾塔工藝簡(jiǎn)圖 1 第一章第一章 設(shè)備工藝條件的計(jì)算設(shè)備工藝條件的計(jì)算 1.1 設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說(shuō)明 1.1 設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說(shuō)明 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-氯苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過(guò)程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料（q=1） ，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。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(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2 倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。 1.2 全塔的物料衡算

7、1.2 全塔的物料衡算 1.2.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率 1.2.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率 苯和氯苯的相對(duì)摩爾質(zhì)量分別為 78.11 kg/kmol 和 112.61kg/kmol。 666. 061.112/4211.78/5811.78?/58?F x 983. 061.112/ 5 . 2?11.78/ 5 .9711.78/ 5 .97?D x 00288. 061.112/ 8 .9911.78/2 . 011.78/?2 . 0?Wx 1.2.2 平均摩爾質(zhì)量 1.2.2 平均摩爾質(zhì)量 ol89.65kg/km112.617861.112?61.11200288

8、. 0?0.666)(10.6661 (983. 0?00288. 0?78.11 78?DM78?WMF? 71112.)983. 011.?kg/kmol kg/kmol5 .?111.?M 1.2.3 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率 1.2.3 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 ： hkg /67.416624h)/(30030000000kgW,? 全塔物料衡算： 釜液處理量 hkmolW/40 .375 .11267.4166? 總物料衡算 WDF? 2苯物料衡算 WDF00288. 0839 . 0666. 0?

9、聯(lián)立解得 kmol/h 76.49 D ? kmol/h 113.64 F? 1.3 塔板數(shù)的確定 1.3 塔板數(shù)的確定 1.3.1 理論塔板數(shù)1.3.1 理論塔板數(shù)TN 的求取 的求取 苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級(jí)圖解法（M·T 法）求取TN ，步驟如下： 1.根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點(diǎn)方程和露點(diǎn)方程求取yx 依據(jù) ? ?/?B?A?Btppppx? (1-1) tApxpy/? (1-2) 將所得計(jì)算結(jié)果列表如下： 3表 1-1 相關(guān)數(shù)據(jù)計(jì)算 溫度/ 80 90 100 110 120 130 140 ?ip 兩相摩爾分率 相對(duì)揮發(fā)度 苯 氯苯 x y oAoBP

10、P? 760 148 1 1 5.135135 1025 205 0.677 0.913 5 1350 293 0.442 0.785 4.607509 1760 400 0.265 0.614 4.4 2250 543 0.127 0.376 4.143646 2840 719 0.019 0.071 3.94993 2900 760 0 0 3.815789 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(duì)yx 平衡關(guān)系的影響完全可以忽略。 平均相對(duì)揮發(fā)度436. 4?，則，汽液平衡方程為： xxxx?y436. 31436

11、. 4?) 1(1? (1-3) 1.3.2 確定操作的回流比 R 1.3.2 確定操作的回流比 R 將表 1-1 中數(shù)據(jù)作圖得yx 曲線。 400.10.20.30.40.50.60.70.80.9100.10.20.30.40.50.60.70.80.91xyy=xf(x) 圖 1-2 苯氯苯混合液的 xy 圖 在yx 圖上，因1?q，查得898. 0?ey，而666. 0?Fexx，983. 0?Dx。故有： eeeDinmxyyxR? (1-4) 364. 0666. 0898. 0898. 0983. 0?inmR 考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實(shí)際操作的回流比為最小回流比的

12、2 倍，即： inmRR2? (1-5) 727. 0364. 0?2?R 求精餾塔的汽、液相負(fù)荷 RDL ? (1-6) 55.6376.490.727L?kg/kmol 1)D(RV? (1-7) 5?11.13249.7610.727V?kg/kmol FLL? (1-8) 169.27113.6455.63L?kg/kmol /h132.11kmolVV? 1.3.3 求理論塔板數(shù) 1.3.3 求理論塔板數(shù) 11?RxxRRyD (1-9) 精餾段操作線： 685. 0303. 0?xy xwVWxVLy? (1-10) 提餾段操作線： 000998. 01034?xy 提餾段操作線為

13、過(guò)?00288. 0 ,00288. 0和? 198 . 0 ,666. 0兩點(diǎn)的直線。 采用圖解法求理論板層數(shù),在 x-y 圖上作平衡曲線和對(duì)角線， 并依上述方法作精餾段操作線和提鎦段。從)983. 0 ,983. 0 (?Dx開(kāi)始，在精餾段操作線與平衡線之間繪由水平線和鉛垂線構(gòu)成的梯級(jí)。當(dāng)梯級(jí)跨過(guò)兩操作線交點(diǎn))890. 0 ,737. 0 (d時(shí)，則改在提鎦段與平衡線之間繪梯級(jí)，直至梯級(jí)的鉛垂線達(dá)到或越過(guò)點(diǎn))00288. 0 ,002888. 0 (?Wx為止。 600.10.20.30.40.50.60.70.80.9100.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0

14、.91xyf(x)精餾段提鎦段y=x水平鉛錘線 圖 1-3 苯-氯苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖解 按上法圖解得到： 總理論板層數(shù) 8?TN塊（包括再沸器） 加料板位置 2?FN 1.3.4 全塔效率1.3.4 全塔效率TE 選用mTElog616. 017. 0?公式計(jì)算。該式適用于液相粘度為 0.071.4mPa·s 的烴類物系，式中的m 為全塔平均溫度下以進(jìn)料組成表示的平均粘度。 查圖一，由D x =0.983 W x =0.00288 查得塔頂及塔釜溫度分別為： tD=84.54 Wt =138.48， 全塔平均溫度 mt =(tD+Wt )/2 (1-11) mt =(84.

15、54+138.48)/2=109.5 根據(jù)表 1-2 7表 1-2 苯-氯苯溫度粘度關(guān)系表 溫度 20 40 60 80 100 120 140 苯 粘度 mPa·s 氯苯 粘度 mPa·s 0.737 0.850 0.559 0.683 0.381 0.515 0.308 0.428 0.255 0.363 0.215 0.312 0.184 0.274 利用差值法求得：smPa?24. 0A，smPa339. 0?B?。 ?FBFAmxx?1? (1-12) ?273. 0666. 01339. 0666. 024. 0?m?mPa s ?245. 0?49. 0?mT

16、uE (1-13) ?. 4?467. 0273. 04449. 0245. 0?TE 1.3.5 實(shí)際塔板數(shù)1.3.5 實(shí)際塔板數(shù)pN （近似取兩段效率相同） （近似取兩段效率相同） 精餾段：17. 448. 0/21?pN塊，取51?pN塊 提餾段：5 .1248. 0/62?pN塊，取132?pN塊 總塔板數(shù) 21pppNNN? (1-14) 18?pN 1.4 操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 1.4 操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 1.4.1 平均壓強(qiáng)1.4.1 平均壓強(qiáng)mp 取每層塔板壓降為 0.7kPa 計(jì)算。 塔頂：kPa3 .10543 .101?Dp 加料板：kPa8 .

17、10857 . 03 .105?Fp 塔底： kPa4 .114137 . 0?3 .105?Wp 精餾段平均壓強(qiáng)?kPa1 .1072/8 .1083 .105?p 8提鎦段平均壓強(qiáng)?kPa6 .1112/4 .1148 .108?p 1.4.2 平均溫度1.4.2 平均溫度m t 利用表 1-1 數(shù)據(jù)，由拉格朗日差值法可得 塔頂溫度 1983. 080?677. 019080?Dt,54.80?Dt 加料板 1666. 080?677. 019080?Ft，35.90?Ft 塔底溫度 019?/. 000288. 0130?0019. 0140?130?W t，48.138?W t 精餾段

18、平均溫度 ?45.85235.9054.80?mT 提鎦段平均溫度 ?42.1142/35.9048.138?mT 1.4.3 平均分子量1.4.3 平均分子量mM 精餾段： 45.84?mT 液相組成：180451?x.851677. 080?90?，824. 01?x 氣相組成：180451?y.851913. 080?90?，953. 01?y 所以 ?kmolkgML/18.84824. 0161.112824. 0?11.78? ?kmolkgMV/73.79953. 0161.112953. 0?11.78? 提鎦段：4 .114?mT 液相組成：265. 01104 .114x0

19、127. 0265. 01201102?，153. 02?x 氣相組成：614. 01103 .113y376. 0614. 01201102?，509. 02?y 所以 ?kmolkgML/33.107153. 0161.112153. 0?11.78? ?kmolkgMV/05.95509. 0161.112509. 011.78? 1.4.4 平均密度1.4.4 平均密度m? 1.4.4.1 液相平均密度1.4.4.1 液相平均密度 mL , ?11.78?Aa BAAALa?11? (1-18) 3kg/m82.971?L? 101.4.4.2 汽相平均密度1.4.4.2 汽相平均密度

20、mV , 004 .22PTMpTmVmv? (1-19) 精餾段： 32.72kg/m)45.8415.273(4 .2273.?7915.273?v ? 004 .22PTMpTmVmv? （1-20） 提餾段： ?99. 242.11415.2734 .2205.95?15.273?v ?kg/m3 1.4.5 液體的平均表面張力1.4.5 液體的平均表面張力m 表 1-4 組分的表面張力 溫度 80 85 110 115 120 131 A B 苯 氯苯 21.2 26.1 20.6 25.7 17.3 22.7 16.8 22.2 16.3 21.6 15.3 20.4 液體平均表面

21、張力依下式計(jì)算，即 iiLmx? (1-21) 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由45.84?mT，用內(nèi)差法得 2 .218045?.84?2 .202 .218880?A， N/mm64.20A? 1 .268045?.84?3 .251 .268880?B , N/m68.25mB? ?DBDALxx?1? (1-22) ?mN/m73.20983. 0168.2564.20983. 0?L? 塔底液相平均表面張力的計(jì)算 由4 .114?mT，用內(nèi)插法得 113 .171104 .?A114?8 .163 .17115110?，N/mm86.16A ? 7 .221104 .?B114?2 .

22、227 .22115110? , mN/m26.22?B? ?WBWALxx?1? (1-23) ?25.2200288. 0?126.2200288. 0?86.16?L?mN/m 1.4.6 液體的平均粘度1.4.6 液體的平均粘度mL, 表 1-5 不同溫度下苯氯苯的粘度 溫度 t， 60 80 100 120 140 苯 mPas 氯苯 mPas 0.381 0.515 0.308 0.428 0.255 0.363 0.215 0.313 0.184 0.274 液相平均粘度可用 lglgLmiix? 表示 1.4.6.1 塔頂液相平均粘度1.4.6.1 塔頂液相平均粘度 308.

23、08045?.84?308. 0255. 080100?A，smPaA?320. 0? 428. 08045?.84?428. 0363. 080100?B smPaB?414. 0? 426. 0lg)986. 01 (307. 0lg986. 0lg,?mLD?，smPamLD?308. 0,? 1.4.6.2 進(jìn)料板液相平均粘度 1.4.6.2 進(jìn)料板液相平均粘度 308. 08045?.84?308. 0255. 080100?A，smPaA?320. 0? 428. 08045?.84?428. 0363. 080100?B，smPaB?414. 0? 414. 0lg)983. 0

24、1 (320. 0lg983. 0lg,?mLF?，smPamL?321. 0,? 1.4.6.3 塔底液相平均粘度1.4.6.3 塔底液相平均粘度 12255. 01004 .?114?215. 0255. 0120100?A， smPaA?226. 0? 363. 01004 .?114?313. 0363. 0120100?B，smPaB?327. 0? 327. 0lg)00288. 0?1 (226. 0lg00288. 0lg,?mL?,smPamL?324. 0,? 1.4.7 氣液相體積流量 1.4.7 氣液相體積流量 精餾段： 汽相體積流量 mVmVsMVV,3600? (1

25、-24) 076. 1?72. 2360073.7911.132?s Vm3/s /h3872.5m/sm076. 133?hV 液相體積流量 LL?sMLL3600? (1-25) 00152. 0?89.856360018.8463.55?sLm3/s /h5.47m/sm00152. 033?h L 提鎦段： 汽相體積流量 mVmVsMVV,3600 ? (1-26) 28. 172. 2360005.9511.132?sVm3/s /h4616.6m/sm28. 1?33?hV 液相體積流量 13mWmLsMLL,3600? (1-27) 00519. 082.97136003 .10

26、727?.169?s Lm3/s /hm69.18/sm00519. 033?h L 1.5 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì) 1.5 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì) 1.5.1 塔徑 1.5.1 塔徑 精餾段：初選塔板間距mm400?TH及板上液層高度mm70?L h，則： m33. 007. 040. 0?LThH 按 Smith 法求取允許的空塔氣速maxu（即泛點(diǎn)氣速Fu ） 0251. 072. 289.8565 .387247. 55 . 0?5 . 0?VLhhVL? 查 Smith 通用關(guān)聯(lián)圖得056. 020?C 負(fù)荷因子 2 . 0?2020?CC (1-28) 0564. 02073.2005

27、6. 02 . 0?C 泛點(diǎn)氣速： ?VVLCu?/max? (1-29) ?992. 072. 2/72. 289.856056. 0/max?VVLCu?m/s 取安全系數(shù)為 0.8，則空塔氣速為 max8 . 0 uu ? (1-30) m/s794. 08 . 0max?uu 精餾段的塔徑 14uVDs?/4? (1-31) m47. 1)03. 1?14. 3/(076. 1?4/4?uVDs? 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整取.4m1?D 校核：塔徑圓整后，計(jì)算圓整塔徑 D 下的空塔氣速 即：670. 04 . 1?14. 3076. 1?414. 3422?DVusm/s 675. 0992.

28、0670. 0max?uum/s（在 0.60.8 的范圍內(nèi)） 提鎦段：初選塔板間距mm400?TH及板上液層高度mm70?L h，則： m33. 007. 04 . 0?LThH 按 Smith 法求取允許的空塔氣速maxu（即泛點(diǎn)氣速Fu ） 0730. 099. 282.9716 .461669.185 . 0?5 . 0?VLhhVL? 查 Smith 通用關(guān)聯(lián)圖得082. 020?C 負(fù)荷因子 2 . 0?2020?LCC? (1-32) 15 084. 02025.22082. 02 . 0?C 泛點(diǎn)氣速： ?/ maxVVLCu? ? (1-33) ?512. 1?99. 2/9

29、9. 282.971084. 0/ max?VVLCu?m/s 取安全系數(shù)為 0.6，則空塔氣速為 max6 . 0uu ? (1-34) m/s91. 06 . 0max?uu 精餾段的塔徑 uVDs ?/4? (1-35) m52. 1)91. 0?14. 3/(770. 1?4/4?uVDs ? 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整取.6m1?D 校核： 塔徑圓整后，計(jì)算圓整塔徑 D 下的空塔氣速 即：832. 04 . 1?14. 328. 1?414. 3422?DVusm/s 625. 0512. 1945. 0max?uum/s（在 0.60.8 的范圍內(nèi)） 1.6 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算 1.

30、6 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算 1.6.1 溢流裝置 1.6.1 溢流裝置 因塔徑為 1.4m，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(pán)，且不設(shè)進(jìn)口內(nèi)堰。 1.6.1.1 溢流堰長(zhǎng)（出口堰長(zhǎng)）1.6.1.1 溢流堰長(zhǎng)（出口堰長(zhǎng)）wl 16取 Dlw8 . 0? (1-36) m12. 1?4 . 1?8 . 08 . 0?Dlw 精餾段堰上溢流強(qiáng)度?hm/m130100hm/m88. 428. 1 /47. 5/33?whlL,滿足強(qiáng)度要求。 提鎦段堰上溢流強(qiáng)度? h?m/m130100hm/m69.1612. 1 /69.18/33?wh lL,滿足強(qiáng)度要求。 1.6.1.

31、2 出口堰高1.6.1.2 出口堰高wh owLwhhh? (1-37) 對(duì)平直堰 ?3/2/00284. 0whowlLEh? (1-38) 精餾段：由8 . 0/?Dlw及45. 428. 1 /64. 8/5 . 25 . 2w?hlL，查圖 1-4 得1?E， 圖 1-4 液流收縮系數(shù)計(jì)算圖 于是： 17mmhow006. 00082. 0)12. 1 /47. 5 (?100284. 03 / 2?（滿足要求） m0618. 00082. 0?07. 0?owLwhhh 驗(yàn)證：owwowhhh?1 . 005. 0 (設(shè)計(jì)合理) 提鎦段：由8 . 0/?Dlw及，51.1628. 1

32、 /6 .30/5 . 25 . 2w?hlL查化工原理課程設(shè)計(jì)圖 1-4得1?E，于是： ?m006. 0m0185. 012. 1 /69.18100284. 03 / 2?owh（滿足要求） m0515. 00185. 0?07. 0?owLwhhh 驗(yàn)證：1 . 005. 0owwowhhh? (設(shè)計(jì)合理) 1.6.1.3 降液管的寬度1.6.1.3 降液管的寬度dW 和降液管的面積和降液管的面積f A 由8 . 0/?Dlw，15. 0/,21. 0/?TfdAADW，即： m294. 0?dW，22m539. 1?4?DAT?，2m231. 0?f A。 圖 1-5 降液板的寬度和

33、截面積 18液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間 精餾段： sTfLHA/? (1-39) s 5s53.6000152. 0/4 . 0?23. 0/?sTfLHA?（滿足要求） 提鎦段： /sTfLHA? (1-40) 5s17.7300519. 0/4 . 0?23. 0/?sTfLHA?（滿足要求） 1.6.1.4 降液管的底隙高度1.6.1.4 降液管的底隙高度o h 精餾段： 取液體通過(guò)降液管底隙的流速m/s07. 0?o u， 則有： ?. 0?012. 00060?whh (1-41) m0538. 00008. 0?0618. 00?h（o h 不宜小于 0.020.025m，本結(jié)果滿足

34、要求） mmhhw006. 0008. 00538. 0?0618. 00? 故合理 提鎦段： 取液體通過(guò)降液管底隙的流速m/s25. 0?o u， 則有： ?. 0?012. 0006?wohh (1-42) m0435. 0008. 00515. 0?oh（o h 不宜小于 0.020.025m，本結(jié)果滿足要求） mmhhw006. 0008. 00435. 0?0515. 00? 故合理 選用凹形受液盤(pán)，深度mmhW50? 191.6.2 塔板布置 1.6.2 塔板布置 1.6.2.1 塔板的分塊 1.6.2.1 塔板的分塊 本設(shè)計(jì)塔徑為mmmmmD120014004 . 1?， 故塔板

35、采用分塊式， 塔板分為 4 塊。 1.6.2.2 邊緣區(qū)寬度確定1.6.2.2 邊緣區(qū)寬度確定 取mWs07. 0? mWc05. 0? 1.6.2.3 開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算 1.6.2.3 開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算 ?rxrxrxAa1222sin1802? 其中：mWW(D2xsd336. 0)07. 0294. 0 (?24 . 1)? mWD2rc65. 005. 024 . 1? 故 2122283. 0)65. 0336. 0(sin18065. 0?14. 3336. 065. 0336. 0 ?2mAa? 1.6.2.4 浮閥數(shù)計(jì)算及其排列 1.6.2.4 浮閥數(shù)計(jì)算及其排列 精餾段： 預(yù)先選

36、取閥孔動(dòng)能因子120?F,由 F0=vu?0可求閥孔氣速u?， 即 vF?u00? (1-43) smF?uv/28. 772. 21200? F-1 型浮閥的孔徑為 39mm，故每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為 0204udVNs? (1-44) 12428. 7?)039. 0 (4076. 142020?udVNs 20浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心mmt75? 則排間距 NtA?ta? (1-45) 089. 0124075. 083?. 0?NtAta 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 0.071m,而應(yīng)小一點(diǎn)，故取

37、mmt70?，按mmt75?，mmt70?以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)140?N 實(shí)際孔速 200785. 0NdVus? (1-46) smNdVus/44. 6)039. 0 (?785. 0?140076. 1785. 02200? 閥孔動(dòng)能因數(shù)為 ,00vuF? (1-47) 13.1199. 244. 6,00?vuF? 所以閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在 914 的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實(shí)排數(shù)適用。 200)(/DdNAAT? (1-48) 1086. 0)4 . 1039. 0(106)(/2200?DdNAAT? 此開(kāi)孔率在 5%15%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開(kāi)孔是合理的。 21

38、 圖 1-3 閥孔排列 22第二章 塔板流的體力學(xué)計(jì)算 第二章 塔板流的體力學(xué)計(jì)算 2.1 塔板壓降 2.1 塔板壓降 精餾段 （1）計(jì)算干板靜壓頭降ch 825. 11 .73?vcU? (2-1) 由式(2-1)可計(jì)算臨界閥孔氣速ocU ，即 smUvoc/07. 672. 21 .731 .73?825. 1825. 1? cUU00?，可用 LvccgU2h?34. 520 (2-2) 算干板靜壓頭降，即 mhc032. 089.85672. 28 . 9?2)07. 6 (34. 52? （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)4 . 00?，已知板上液層高度 ,07. 0?L h所以依式 Llhh0 ? (2-3) Llhh0 ?=0.4x0.07=0.028m （3）計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭