【正文】 2( ) , m rDWC? ?2 ,m si n? 1xr以弧度表示的反三角函數(shù)對(duì)于雙流型塔板A x r x rxrx r x rxra? ? ???????? ? ???????? ?2 22 2 2 11212 2 1s i n s i n式中 xWWdS12???(?Wd 為雙溢流中間降液管的寬度 )其它符號(hào)與單流型塔板公式同2022/2/13 ii 溢流區(qū) 溢流區(qū)面積Af 及?Af 分別為降液管和受液盤所占面積 . iii 安定區(qū) 開孔區(qū)與溢流區(qū)之間的不開孔區(qū)域?yàn)榘捕▍^(qū)，其作用為使自降液管流出液體在塔板上均布并防止液體夾帶大量泡沫進(jìn)入降液管。1 、板間距HT的初估 板間距的大小與液泛和霧沫夾帶有密切的關(guān)系。 貯槽容積按加滿一次可生產(chǎn) 10天計(jì)算確定 。 （ 2） 精餾工藝計(jì)算： a. 物料衡算確定各物料流量和組成 。 設(shè)計(jì)說明書應(yīng)附有帶控制點(diǎn)工藝流程圖 ， 塔板結(jié)構(gòu)簡圖和計(jì)算機(jī)程序框圖和原程序 。 表 1 板間距與塔徑關(guān)系塔徑 D , m 0 . 3 ～ 0 . 5 ～ 0 . 8 ～ 1 . 6 ～ 塔板間距 H T m m 2 0 0 ～ 300 2 5 0 ～ 350 3 5 0 ～ 450 4 5 0 ～ 6002022/2/13 2 、塔徑 D 的初估與圓整 根據(jù)流量公式計(jì)算塔徑，即 DVuS?4? 式中 Vs — 塔內(nèi)的氣相流量，m s3 u — 空塔氣速， m / s ? ?u u? 0 6 0 8. ~ .m a x u CL VVmax??? ?? um a x — 最大空塔氣速， m / s ? ?L V、 — 分別為液相與氣相密度， kg m3負(fù)荷系數(shù) 2020????????CC (C20 值可由 Smith 關(guān)聯(lián)圖求取 ) 由上式算出的塔徑按部頒發(fā)塔盤標(biāo)準(zhǔn)圓整，圓整后的塔徑除了必須滿足板間距與塔徑的關(guān)系外，還須進(jìn)行空塔氣速校核。2022/2/13 （ 2 ）、篩板的篩孔和開孔率 i 篩孔孔徑 d0孔徑 d0的選取與塔的操作性能要求、物系性質(zhì)、塔板厚度、材質(zhì)及加工費(fèi)等有關(guān)。對(duì)于容易起泡的物系，取 0 . 3 ～ 0 .4 ；對(duì)不易起泡的物系，取 ～ 0. 7 ；對(duì)于一般物系，取 。( 4 ) . 泄漏線 ( 4 ) 由漏液點(diǎn)氣速 uOW標(biāo)繪對(duì)應(yīng)的 Vs～ Ls。 貯槽、加料泵、高位槽、產(chǎn)品冷卻器設(shè)計(jì)從略。2112lntTtTtttm?????2022/2/13 （ 2 ）再沸器 a. 熱負(fù)荷 Q B = V39。此線可根據(jù)上述流體力學(xué)驗(yàn)算中霧沫夾帶泛點(diǎn)率公式作出。 ?0 與氣相動(dòng)能因子 aF有關(guān)，1 8 5 9 6 006 5 2 0 2 ?? F? )( 單流型塔板fTsaVaaAAVuuF??? ? i i i . 液體表面張力的阻力 MNgdhL/:40????表面張力?氣體通過塔板的壓降 （ Δ Pp=hpg ρL）應(yīng)低于設(shè)計(jì)允許值。 故在求得降液管的截面積之后，應(yīng)按下式驗(yàn)算液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間，即 ? ?? ?A HLf TS?— 液體在降液管中的停留時(shí)間， s Af— 降液管截面積，m3（ 2 ） . 降液管底隙高度hO 為保證良好的液封，又不致使液流阻力太大，一般取為 ? ?h hO W? ? 0 006 0 012. ~ ., m hO 也不易小于 ～ 0 .0 25 m ，以免引起堵塞，產(chǎn)生液泛。（ 4 ）實(shí)際板數(shù)的確定 板效率：利用奧康奈爾的經(jīng)驗(yàn)公式 ? ?ET L??0 490 245..?? 其中： ?— 塔頂與塔底的平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度 ?L — 塔頂與塔底的平均溫度下的液相粘度 , m p a s? 對(duì)于多組分的液相粘度：? ?L i Lix?? ?Li— 液態(tài)組分 i 的粘度 , m p a s? xi — 液相中組分 i 的摩爾分率 實(shí)際理論板數(shù) NNET實(shí)理?2022/2/13 4 、塔的氣液負(fù)荷計(jì)算 (1) 、精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算? ?V R D? ? 1 L RD? VVMSVmVm?3600 ? LLMSLmLm?3600 ? V — 塔內(nèi)氣體摩爾流量 k m o l / h Vs — 塔內(nèi)氣體體積流量 m s3 MVm 、MLm — 分別為精餾段氣相平均分子量、液相平均分子量 ? ?Vm Lm、— 分別為精餾段氣相平均密度、液相平均密度 kg m3 (2) 、提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算 ( 同上 )2022/2/13 5 、熱量衡算 總熱量衡算 Q Q Q Q Q QV W L B F R? ? ? ? ?式中：Q Q Q Q Q QV W L B F R、 、 、 、 、分別是塔頂蒸汽帶出的 熱量、塔底產(chǎn)品帶出的熱量、塔設(shè)備的熱損失、塔釜加熱量、進(jìn)料帶入的熱量、回流帶入熱量、 其中：塔設(shè)備的熱損失Q QL B? 0 1. 再沸器熱負(fù)荷 ? ?Q Q Q