【正文】 （ 3）霧沫夾帶量 ① 上升氣流的霧沫夾帶量與板間距、液層厚度、氣速、液相物性和塔板結(jié)構(gòu)有關(guān)，一般工業(yè)上正常操作的霧沫夾帶量長控制在 ? Kg 霧沫 /Kg 氣體，對浮閥塔板常用阿列克山德 羅夫經(jīng)驗式計算霧沫夾帶量： 3 .71 2(0 .0 5 2 1 .7 2 ) ()nTAh ue Hm???? 其中， e 為霧沫夾帶量， Kg 霧沫 /Kg 氣體； ? 為塔的有效鼓泡面積 aA 與塔全截面積 TA 之比，即 /aTAA； ? 系數(shù)，對浮閥塔 ~?? ，當(dāng)氣速接近泛點氣速時取高值，速度較小時取低值； 1h 為板上液層高度， 1=+w owh h h ， mm； 又有 5 0 .2 9 5 0 .4 2 55 .6 3 1 0 ( ) ( )LVLVVm?????? ??? 其中， L? 為液相表面張力， dyne/cm； V? 為氣相粘度， 2./kgs m ； A ， n 為常數(shù)，查表得 ? ， ? ； 代入數(shù)據(jù)，可得 5 0 .2 9 5 0 .4 2 571 6 .9 7 6 7 6 5 .1 3 3 .3 6 85 .6 3 1 0 ( ) ( ) 0 .5 5 1 83 .3 6 8 9 .5 1 1 0m ? ??? ? ??，取 ?? ，1 .3 3 9 8 / 2 .0 0 9 6 0 .6 6 6 7? ??，從而可得 3 . 70 . 9 5 20 . 1 5 9 (0 . 0 5 2 6 5 . 6 6 1 . 7 2 ) 6 . 7 5( ) 0 . 0 3 5 5 /4 5 0 0 . 8 0 . 6 6 6 7 0 . 5 5 1 8e K g K g? ? ??? 霧 沫 氣 體 ② 核算泛點率 所謂泛點，是廣義地指塔內(nèi)液面泛濫（包括過量霧沫夾帶）而導(dǎo)致的塔效率劇降的操作點。 塔底最后一塊板 （ 1）基本物性 由前面的計算結(jié)果知：塔頂?shù)诙K板的氣相密度為 /V Kg m? ? ，液相密度近似與塔頂?shù)谝粔K板密度相同，即 /L Kg m? ? ，液相體積流量為 /sL m h? ，氣相體積流量為 /sV m h? ，液相表面張力為 /mN m? ? ， ? ，查表可得塔底最后一塊板條件下，苯的氣相粘度為 02 .A mPa s? ? ，甲苯的粘度為 93 .B mPa s? ? ，氣相粘度為 0. 03 0. 01 02 0. 97 0. 00 93 0. 00 93 .V m P a s? ? ? ? ? ?。 從而 0 .0 5 0 .0 1 9 3 0 .0 0 2 2 0 .0 8 7 0 0 .1 5 8 5dHm? ? ? ? ? 液 柱。 液流收縮系數(shù)是考慮到塔壁對堰附近的液流所起的收縮作用，可由圖 216液流收縮系數(shù)圖查取，圖中的橫坐標(biāo) 為2 .5 2 .58 1 0 8 1 0 1 7 .2 3 / 3 6 0 0 3 .6 5 1 1( ) (1 .0 2 )w Ll ???，由圖可讀得液流收縮系數(shù)為 ? ，可進(jìn)一步求得堰上液頭高 231 7 .2 30 .0 0 2 8 4 1 .0 3 5 ( ) 0 .0 1 9 31 .0 2 4 2owhm? ? ? ? 液 柱 又已知出口堰高 ? ，取 ?? ，可得液層壓力降 39。 塔底最后一塊板的實際板數(shù)為 218， 實際閥孔總面積 20 ? ，實際開孔率為0 .2 6 0 3 / 2 .0 0 9 6 1 3 .0 %? ??，實際閥孔氣速 0 /u m s? ，實際閥孔動能因數(shù)3 0 . 500 6 .7 5 3 .3 7 1 2 .3 8 ( / ) ( / )VF u m s K g m?? ? ? ?。 b、由適宜閥孔氣速求得開孔率 塔頂?shù)诙K板的臨界閥孔氣速為 0 .5 4 8 0 .5 4 80 7 2 .8 7 2 .8( ) ( ) ( ) 5 .3 9 /3 .3 6 8c Vu m s?? ? ?，取適宜閥孔氣速為臨界閥孔氣速的 倍，即 001. 2( ) 1. 2 5. 39 6. 47 /cu u m s? ? ? ?，則閥孔總面積為 20 2 0/ 6 3 2 2 .5 8 / 3 6 0 0 / 6 .4 7 0 .2 7 1 6A V u m? ? ?， 開 孔 率 為0 / 0 .2 7 1 6 / 2 .0 0 9 6 1 3 .5 %TAA? ? ? ?。 ③ 塔板布置 a、區(qū)域的劃分 破沫區(qū)、液體分布區(qū)及邊緣區(qū)的尺寸與塔頂?shù)谝粔K塔板的選取相同。 代入，得塔板有效面積 2 2 2 1 24 7 1 . 22 [ 4 7 1 . 2 7 0 0 4 7 1 . 2 7 0 0 s in ( ) ] 1 2 1 1 5 2 3 . 0 9 2700aA m m?? ? ? ? ? ? 取等腰三角形的底邊長 75S mm? ，則可得排間距（等腰三角形的高）為 01211523. 092 7 4 .7 91 5 2 7 5aAt m mNS? ? ?? 可進(jìn)一步求得與液流垂直方向的浮閥排數(shù) ( 2 2 ) 1 6 0 0 ( 2 2 2 8 . 8 2 1 0 0 )1 1 1 3 . 6 07 4 . 7 9dD W Zn t?? ? ? ? ?? ? ? ? ? 由上述數(shù)據(jù)，可在方格紙上繪制塔板布置草圖，從而確定塔板上的實際閥孔總數(shù) 0N 。對于 F1重閥，臨界閥孔氣速為 ( ) ( )cVu ?? 同樣以塔頂?shù)谝粔K板為例，可得臨界閥孔氣速為 0 /u m s? ，則閥孔總面積為20 ? ，進(jìn)一步可得開孔率為 0 .2 6 0 1 / 2 .0 0 9 6 1 2 .9 %? ??。 （ 3）開孔率 浮閥塔板的開孔率 Φ 是指閥孔總面積與塔板總面積之比，即： 0 100%T? ??閥 孔 總 面 積 （ A ）塔 板 總 面 積 （ A ） 開孔率是浮閥塔板的一項重要參數(shù)：開孔率過大，則容易產(chǎn)生漏液；過小則壓降過高，且不利于兩相均勻接觸。 浮閥塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的確定 （ 1）浮閥形式的選擇 浮閥的形式很多，可分為圓盤形及條形兩種，其中前者的使用叫廣泛，本塔選用圓盤形浮閥中的 F1 型浮閥。 （ 3）降液管面積 dA 及寬度 dW 對于弓形降液管，由前面選取的 / ? ，查化工原理課程設(shè)計附錄七弓形函數(shù)表，可得 / ? ， / ? ，可分別求得降液管寬度 ? ，降液管 面積 ? 。可得塔徑 3 6 8 7 4 .4 7 / 3 6 0 0 / 3 .1 4 / 1 .4 2/ 4 1 .3 868D V u m?? ? ? ? b、提餾段 代入數(shù)據(jù)，得最大允許氣速 m a x7 8 1 . 1 3 4 6 1 . 4 6 13 9 . 6 5 7 8 10 . 0 5 5 9 . 8 1 0 . 4 5 3 . 4 2 /3 . 4 2123 . 4 2. 1 3 4 66 2 2 2 . 4 9u m s????? 與精餾段相同，取 ? ， ? ，得適宜的流通截面上的氣速 m a x 1. 0 0. 1. 46 1 1. 19 882 /nau K K u m s? ? ? ? ? ? ? 取 1 .10 8 1 .9 8/0. 07nuu ms? ? ? ?，可得塔徑 4 6 2 2 2 .4 9 / 3 6 0 0 / 3 .1 4 / 1 .4 0/ 4 1 .4 378D V u m?? ? ? ? 綜上，兩種方法分別對精餾段和提餾段計算，得到 4 個不同的塔徑，應(yīng)取其中較大者，進(jìn)行圓整，即 ? ，圓整后為 ，此時，塔內(nèi)的氣速為 2 268 74 .4 7 / 36 00 / 0. 78 5 / 1. 6 0 9) .4 // 5( muV sD?? ?? 三、塔板設(shè)計 溢流裝置的設(shè)計計算 溢流裝置包括降液管、溢流堰和受液盤等幾部分，其結(jié)構(gòu)和尺寸對塔的性能有重要影響，是決定塔板負(fù)荷能力的一個重要因素。 （ 6）再沸器 由全塔熱量衡算，得 B L D L W CQ D H W H Q Q F H? ? ? ? ? 進(jìn)損，代入數(shù)值，解得再沸器的熱負(fù)荷 10 /BQ KJ h?? 。由 Txy 相圖可以讀得，塔頂組成的飽和液相溫度為 ℃ ，查苯、甲苯焓圖，可得全凝器出口焓值，苯 /AH K J K m ol? ，甲苯 25 04 3. 7 /BH K J K m ol? ，出口飽和液 體焓值 0 .9 7 1 3 3 9 2 .9 0 .0 3 2 5 0 4 3 .7 1 3 7 4 2 .4 2 /H KJ Km o l? ? ? ? ?飽 。 精餾段氣相體積 31 (1 .9 1 1 ) 7 3 2 0 .3 1 / 3 .1 0 6 8 7 4 .4 7 /V m h? ? ? ?； 提餾段氣相體積 32 (1 .9 1 1 ) 7 3 2 0 .3 1 622/ 3 .4 2 /2 .4 9V m h? ? ? ?； 精餾段液相體積 31 8041. .49 1 7 3 32 0 .3 1 7 71/ 3 /.L m h??? ； 提餾段液相體積 32 (1 7 0 0 0 1 .9 1 7 3 2 0 .3 7 8 1 .1 3 3 9 .1 6 /5)/L m h? ? ? ?。 由奧康奈爾關(guān)聯(lián) ( )TLE ?? ?? ，可得 精餾段的效率 0 .2 4 51 0 .4 9 (2 .4 1 0 .2 9 3 ) 5 3 .3 5 %TE ?? ? ?； 提餾段的效率 0 .2 4 52 0 .4 9 (2 .3 1 0 .2 5 5 ) 5 5 .8 1 %TE ?? ? ?。由相平衡數(shù)據(jù) y 可采用內(nèi)插法，得塔內(nèi)進(jìn)料板上液相組成為 13 46 13 25 68 25 y??? 得 ? 。 計算結(jié)果如表 2。取 N=25，每層板的壓降為 5mmHg，則塔底壓力為 1 1 1 .3 2 5 2 5 5 1 3 3 .3 0 .0 0 1 1 2 7 .9 8 8 1 2 8p K p a K p a? ? ? ? ? ? ? 假設(shè)塔底溫度為 110℃，查圖，得 KA=， KB=，此時，由泡點方程，1 .7 3 0 .0 3 0 .8 0 0 .9 7 0 .8 2 8i i A A B BK x K x K x? ? ? ? ? ? ?? ，不滿足誤差要求。常壓蒸餾會引起塔內(nèi)各處溫度相應(yīng)提高，而塔底溫度的提高可能會引起塔內(nèi)物料的結(jié)焦、聚合、變質(zhì)或腐蝕設(shè)備。 9 3 .2 2 [0 .9 7 7 8 .1 1 (1 0 .9 7) 9 2 .1 3 ] 7 3 2 0 .3 1 /D K g h? ? ? ? ? ? 塔底產(chǎn)品質(zhì)量流率 39。 1 0 5 .5 5 [0 .0 3 7 8 .1 1 (1 0 .0 3 ) 9 2 .1 3 ] 9 6 7 9 .6 9 /W K g h? ? ? ? ? ? 由塔頂、塔底產(chǎn)品組成，也可分別求得苯、甲苯的摩爾流量和質(zhì)量流量。本體系為苯、甲苯，相對較輕，溫度升高不是很大時不會引起結(jié)焦問題；減壓蒸餾不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操 作費(fèi)用，而且由于真空下氣體體積的增加，將增大蒸餾塔的塔徑。另假定塔底溫度為 120℃ ，則 KA=， KB=，此時 2 .2 0 0 .0 3 0 .9 6 0 .9 7 0 .9 9 7 2iiKx ? ? ? ? ?? ，| 1 | 0 .0 0 7 2 0 .0 1iiKx ? ? ?? ，滿足誤差要求。 表 2 不同的 R/Rmin 與 N、（ R+1） N R/Rmin R (RRmin)/(R+1) (NNmin)/(N+1) N (R+1)N 2 3 利用表 2 中的數(shù)據(jù)，可得下圖。查 Txy 圖，可得進(jìn)料板溫度為 93℃ 。 （ 3）實際板數(shù) 精餾段的實際板數(shù) 7 / % ??； 提餾段的實際板數(shù) / % ??； 全塔實際板數(shù) 13 .1 2 13 .9 8 27 .1 0 28RSN N N? ? ? ? ? ?，其中，由塔頂向下數(shù)，第 14塊板為進(jìn)料板。 （ 3）液相表面張力 液相表面張力的計算公式為 m i ix???? 。 由此可得全凝器的冷負(fù)荷為 61= ( L + D ) ( ) = ( 1 5 1 . 2 1 + 9 3 . 2 2 ) ( 4 4 9 4 1 . 8 4 1 3 7 4 2 . 4 2 ) = 7 . 7 3 1 0 /DVQ H H K J h??凝 飽 冷卻器的熱負(fù)荷為 6 6 68 .8 2 1 0 7 .7 3 1 0