【正文】 . 3 4 3 1Am??，開(kāi)孔率0 . 3 4 3 1 / 2 . 0 0 9 6 1 7 . 1 %???，大于 15%，不合理。 圖 7 塔板各區(qū)域的分布情況 （ 2）浮閥數(shù)的確定 由浮閥的開(kāi)孔率及閥孔氣速，可得浮閥總數(shù) 0 2 3 2006 8 7 4 .4 7 / 3 6 0 0 1 5 1 .1 13 .1 4( 4 8 1 0 ) 6 .9 944aVNdu? ?? ? ?? ? ? 圓整為 152。 ③由適宜閥孔氣速求得開(kāi)孔率 適宜的閥孔氣速應(yīng)當(dāng)?shù)?于或大于臨界閥孔氣速。由于叉排時(shí)，塔板上氣液兩相的接觸較為理想，鼓泡均勻，因此，本塔選用叉排形式。 （ 5）降液管底隙高度 bh 為了使液體順利地流到下層塔板，防止沉積物及堵塞，降液管的底隙必須足夠大。 ① 堰 長(zhǎng) wl ： 單 流 式 塔 板 的 堰 長(zhǎng) 一 般 為 塔 徑 的 60%80% ， 可 取0. 7 0. 7 1. 6 1. 12wl D m? ? ? ?； ② 堰高 wh ：常壓和加壓塔，一般取堰高為 40 60wh mm?? ，可選堰高 50wh mm? ； ③ 溢流堰的形式：一般采用平口堰，只有當(dāng)堰上液層高度 owh 很小時(shí)，才改用齒行堰。 表面張力校正系數(shù) 0 .2 0 .22 0 .3 9( ) ( ) 1 .0 0 3 82 0 2 0m?? ? ? ?，得 0 0 .0 9 1 1 .0 0 3 8 0 .0 9 1 4CC ?? ? ? ?，可得 m a x 08 0 4 .4 3 3 .1 00 .0 9 1 4 1 .4 6 9 /3 .1 0LVVu C C m s???? ?? ? ??？傻眠M(jìn)料帶入的熱量 61 9 8 .7 6 2 2 6 6 9 .6 6 4 .5 1 1 0 /Q F H K J h? ? ? ? ?進(jìn) 進(jìn) 。 查苯、甲苯的焓圖 [8]，得塔頂 84℃ 下，氣相苯焓值 /AH K J K m ol? ，甲苯 /BH K J K m ol? ，可得 1 0 .9 7 4 4 4 2 5 .2 2 0 .0 3 6 1 6 4 6 .0 3 4 4 9 4 1 .8 4 /VH KJ Km o l? ? ? ? ?； 同 理 ， 84 ℃ 下 ， 液 態(tài) 苯 的 焓 值 /AH K J K mol? ， 甲 苯 /BH K J K m ol? ，可得10. 97 13 88 2. 88 0. 03 27 16 2. 78 14 28 1. 28 /LH KJ Km ol? ? ? ? ?； 冷 凝 罐 條 件 45 ℃ 下 ， 苯 的 焓 值 84 93 .0 6 /AH K J K m ol? ，甲苯 /BH K J K m ol? ，可得0. 97 84 93 .0 6 0. 03 20 61 2. 89 88 56 .6 5 /LDH K J K m ol? ? ? ? ?。 精餾段氣相平均密度 31 / ( )V K g m? ?????； 提餾段氣相平均密度 32 / ( )V K g m? ?????。由進(jìn)料板溫度，查相平衡常數(shù)圖可得， ? ， ? ，得 ? ??進(jìn)。 全塔效率及實(shí)際板數(shù) （ 1）粘度 塔頂溫度為 84℃ ，查液體粘度共線圖 [6]，可得 .A mPa s? ? ， .B mPa s? ? ，得塔頂平均粘度為 0 .9 7 0 .2 9 0 .0 3 0 .3 2 0 .3 1? ? ? ? ? ?頂 。 下面以 min/ ? 為例進(jìn)行計(jì)算。 （ 3）塔底操作壓力和溫度的確定 塔頂壓力加上全塔壓降即為塔底操作壓力。查飽和蒸汽壓圖 [2]，可得 45℃ 時(shí)， 0 30Ap Kpa? ， 0 10Bp Kpa? ，得 Kpa? ，與安托因方程的計(jì)算結(jié)果一致。 二、工藝計(jì)算 全塔物料衡算 原料組成： 39。假定凝液罐的壓力為 1atm，則查圖 [1]得 KA=,KB=，此時(shí)，有 0 .3 2 0 .9 7 0 .1 3 0 .0 3 0 .3 1 4i i A A B BK x K x K x? ? ? ? ? ? ?? 壓力選高了。 （ 2）塔頂操作壓力和溫度的確定 冷凝罐內(nèi)壓力為 1atm，塔頂蒸汽通過(guò)塔頂餾出管線及冷凝器的阻力一般為，取阻力為 ，則塔頂壓力為 +10=。 確定進(jìn)料狀態(tài) 進(jìn)料為飽和液體進(jìn)料，故 q=1；由常壓下 Txy相圖，可讀得進(jìn)料溫度約為 93℃ . 圖 2 常壓下苯 甲苯體系 Txy 相圖 做出 yx 想平衡曲線 塔頂、塔底的平均壓力為 (1 1 .3 2 5 1 2 7 .9 8 8 ) / 2 1 2 0 Kpa??，與常壓相差不大，可近似用常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，得相平衡曲線如圖 3. 圖 3 苯 甲苯體系的 yx 相圖 確定最小回流比及最小理論板數(shù) ① 最小回流比 在圖 3中由 ? 做垂線，交相平衡曲線于（ ,），即 ? ， ? ，可得最小回流比為 m in 0 .9 7 0 .6 9 0 1 .2 70 .6 9 0 0 .4 7 1DeeexxR yx? ?? ? ??? ② 最小理論板數(shù) 塔頂?shù)南鄬?duì)揮發(fā)度為 = ? ??頂，塔底的相對(duì)揮發(fā)度為 ? ??底，可得全塔的平均相對(duì)揮發(fā)度為 2 .5 0 2 .2 9 2 .3 9m? ? ?? ? ? ? ?頂 底 。 理論板數(shù) 由 yx 相圖做梯級(jí)，可得精餾段和提餾段的理論板數(shù)及進(jìn)料板位置。 塔底溫度為 120℃，查圖得 .A mPa s? ? ， .B mPa s? ? ，故 0 .0 3 0 .2 0 0 .9 7 0 .2 3 0 .2 3? ? ? ? ? ?底 。 可得精餾段氣相平均摩爾質(zhì)量 1 ( ) / 2 ( 78 .5 3 82 .4 7 ) / 2 80 .5 0 /V V D V FM M M Kg Km ol? ? ? ? ? 精餾段液相平均摩爾質(zhì)量 1 ( ) / 2 ( 78 .5 3 85 .5 3 ) / 2 82 .0 3 /L LD LFM M M K g K m ol? ? ? ? ? 提餾段氣相平均摩爾質(zhì)量 2 ( ) / 2 ( 9 1 .7 1 8 2 .4 7 ) / 2 8 7 .0 9 /V V W V FM M M Kg Km o l? ? ? ? ? 提餾段液相平均摩爾質(zhì)量 2 ( ) / 2 ( 9 1 .7 1 8 5 .5 3 ) / 2 8 8 .6 2 /L LW LFM M M Kg Km o l? ? ? ? ? （ 2）密度 氣相的密度為 mmV mpMZRT? ?，液相的密度為 1/ ( / )L i ia??? ? 苯、甲苯體系為二元理想體系，查找化工原理下冊(cè)壓縮因子圖可得， 1Z? 。 精餾段液相平均表面張力 11 ( ) / 2 (2 0 .8 0 1 9 .9 8 ) / 2 2 0 .3 9 .m m N m? ? ? ?? ? ? ? ?頂 進(jìn) ； 提餾段液相平均表面張力 12 ( ) / 2 (1 6 .9 8 1 9 .9 8 ) / 2 1 8 .4 8 .m m N m? ? ? ?? ? ? ? ?進(jìn)底 。查得 [9]水在 30℃ 的定壓比熱容1 / ( . )opc K J K g C? ，水在 45℃的定壓比熱容 2 / ( . )opc K J K g C? ，故4 .1 7 4 / ( . )opmc K J K g C? ，可得冷卻劑的用量 6 58 .8 2 1 0 1 0 /4 .1 7 4 1 5 1 .4 1Cc pmQm K g hct ?? ? ? ??? （ 2）塔頂產(chǎn)品 59 3 .2 2 8 8 5 6 .6 5 8 .2 6 1 0 /LDQ D H K J h? ? ? ? ?頂 （ 3）塔底產(chǎn)品 塔底溫度 120℃ ，查焓圖可得， /AH K J K mol? ， /BH K J K m ol? ，可得 0 . 0 3 1 9 5 9 9 . 3 6 0 . 9 7 3 3 7 1 2 . 6 7 3 3 2 8 9 . 2 7 /LWH KJ Km o l? ? ? ? ?。 表 3 全塔熱量衡算總表 焓 /（ /KJ Kmol ） 熱量流率 /（ 610 /KJ h? ） 進(jìn)料 塔頂產(chǎn)品 塔底產(chǎn)品 全凝器 再沸器 散熱損失 1適宜塔板間距、最大允許氣速及塔徑 （ 1）適宜塔板間距 塔板間距小，則霧沫夾帶量大，塔板間距大則霧沫夾帶量可減少；對(duì)易起泡體系，塔板間距較大，非起泡體系，塔板間距可適當(dāng)減小。結(jié)合塔徑及液相負(fù)荷，可根據(jù)經(jīng)驗(yàn)進(jìn)行板上液流型式的選擇。凹形受液盤(pán)的深度一般取為 50mm。 F1 浮閥有輕重之分，輕閥采用厚 的薄板充成，質(zhì)量約 25g；重閥用厚 2mm 的薄板沖壓而成，質(zhì)量約 33g。 ② 由閥孔動(dòng)能因數(shù)的經(jīng)驗(yàn)值推算開(kāi)孔率 浮閥塔板正常操作時(shí)，閥孔動(dòng)能因數(shù) 00VFu?? 一般在 817之間，當(dāng)閥孔動(dòng)能因數(shù)在 912之間時(shí)，浮閥剛剛?cè)_(kāi)，工作狀態(tài)最好。塔板的兩側(cè)是降液管區(qū)和受液盤(pán)區(qū)，其寬度相等；中央為鼓泡區(qū)，從進(jìn)口堰到離它最近的一排浮閥之間為液體分布區(qū)，其寬度為 1Z ，一般在 80110mm 之間；從出口堰到鼓泡區(qū)之間的區(qū)域?yàn)槠颇瓍^(qū)，其寬度為 2Z ，一般與 1Z 相等；塔壁由于安裝有支撐圈，所以要求塔壁與離它最近的閥孔中心線有一定的距離，為 3Z ，對(duì)分塊式塔板，一般 3 80 ~ 90Z mm? 。 塔頂?shù)诙K板的壓力為 2 1 K pa? ? ? ?，由 Txy 相圖可讀得塔 頂 第 二 塊 板 的 溫 度 近 似 為 84 ℃ ， 故 塔 頂 氣 相 的 平 均 密 度 為3221 1 1 .9 9 2 7 8 .7 7 2 .9 7 2 /8 .3 1 4 ( 2 7 3 .1 5 8 4 )VV pM K g mRT? ?? ? ???，塔頂?shù)诙K板的氣相流量為32 ( 1 ) / (1 .9 1 1 ) 7 3 2 0 .3 1 1 / 2 .9 7 2 7 1 6 5 .0 1 /VV R D m h?? ? ? ? ? ?。 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(zhǎng) 75S mm? ，則可得排間距（等腰三角形的高）為 01211523. 092 6 7 .5 92 3 9 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 4 . 9 46 7 . 5 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(shí)際閥孔總數(shù) 0N 。 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。 （ 2）塔板壓力降 塔板壓力降 p? 可認(rèn)為由三部分組成，即為氣流通過(guò)干塔板的壓力降 cp? 、通過(guò)液層的壓力降 1p? 及客服液相表面張力的壓力降 p?? 三者之和： 1cp p p p?? ? ? ? ? ? ? a、干板壓力降 ch 氣流通過(guò)干塔板的阻力在浮閥全開(kāi)前、后是不相同的，閥全開(kāi)前，阻力主要是由閥重引起，而全開(kāi)后，阻力則隨氣流通過(guò)閥孔的速度的平方而變化。泛點(diǎn)率是一種統(tǒng)計(jì)的關(guān)聯(lián)值，它的意義是設(shè)計(jì)負(fù)荷與泛點(diǎn)負(fù)荷之比，以百分率表示。 對(duì) F1 重閥，其泄露點(diǎn)的閥孔動(dòng)能因數(shù)可通過(guò)下式計(jì)算： a wF h L?? 其中， 0 0 . 2 7 7 00 . 2 0 6 81 . 3 3 9 8a aAA?? ? ?， 代 入 數(shù) 據(jù) ， 可 得0 .1 9 0 .0 2 7 0 .2 1 92 .9 6 8 0 .2 0 6 8 0 .0 5 1 6 .8 2 3 .7 6oaF ? ? ? ? ?，實(shí)際閥孔動(dòng)能因數(shù)為 ，不會(huì)發(fā)生泄露。1h 氣體通過(guò)液層的壓力降應(yīng)等于液層的靜壓，若忽略板上的液面落差，則