【文章內容簡介】 13 圖 51 常壓下苯 甲苯溶液的 Txy圖 由塔釜、塔頂、進料的組成，根據(jù) Txy 圖可求出塔釜、塔頂、進料的溫度： TW=℃； TF=℃； TD=℃ 精餾段平均溫度： T 精 =(TD+TF)/2=(+)/2=℃ 提餾段平均溫度： T 提 =(T w+TF)/2=(+)/2=℃ 平均摩爾質量的計算 由 y1=XD=，查 苯 甲苯溶液 平衡曲線，得 X1= ML,D= +() =MV,D= +() =進料板平均摩爾質量計算 ： 由上面理論板的算法，得Fy＝ ， Fx＝ ML,F= +() =MV,F= +() =塔釜平均摩爾質量計算： 由 y2=XW=，查 苯 甲苯溶液 平衡曲線，得 X2= ML,W= +() =Xw XF XD 14 MV,W= +() =精餾段平均摩爾質量： ML=(ML,D+ML,F)/2=(+)/2=MV=(MV,D+MV,F)/2=(+)/2=提餾段平均摩爾質量： M’L=(ML,W+ML,F)/2=(+)/2=M’V=(MV,W+MV,F)/2=(+)/2= 平均密度的計算 氣相平均密度的計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度： 則 ρV= ( )=提餾段的平均氣相密度： 則 ρ’V= ( )= 液相平均密度的計算 根據(jù)內插法求得： TD=℃，ρ 苯 = kg/m3，ρ 甲苯 = kg/m3； TF=℃，ρ 苯 = kg/m3，ρ 甲苯 = kg/m3； TW=℃，ρ 苯 = kg/m3，ρ 甲苯 = kg/m3； 塔頂液相的質量分率： αA= [ +() ]= 1/ρ L,D=+()/= 則ρ L,D= kg/m3； 15 同理，進料板液相質量分率： αA= [ +() ]= 1/ρ L,F=+()/= 則ρ L,F= kg/m3 塔釜液相質量分率： αA= [ +() ]= 1/ρ L,W=+()/= 則ρ L,W= kg/m3 精餾段液相 平均密度為 ： ρ L=(+)/2= kg/m3 提餾段液相平均密度為： ρ L’=(+)/2= kg/m3 液體平均表面張力的計算 根據(jù)內插法求得： TD=℃時，σ 苯 = MN/m，σ 甲苯 = MN/m； TF=℃時，σ 苯 = MN/m，σ 甲苯 = MN/m； TW=℃時，σ 苯 = MN/m，σ 甲苯 =； 塔頂液相表面張力： σ L,D= +() = MN/m； 進料板液相表面張力： σ L,F= +() = MN/m； 塔釜液相表面張力： σ L,W= +() = MN/m； 精餾段液相平均表面張力： σ 精 =(+)/2= kg/m3 提餾段液相平均表面張力： σ 提 =(+)/2= kg/m3 16 根據(jù)內插法求得： TD=℃時， μ 苯 =， μ 甲苯 =； TF=℃時， μ 苯 =， μ 甲苯 =； TW=℃時， μ 苯 =， μ 甲苯 =； 塔頂液相平均粘度的計算 ： lgμ L,D= lg()+ () lg()= 解出μ L,D= M Pas 同理 ，進料板液相平均粘度的計算： lgμ L,F= lg()+ () lg()= 解出μ L,F= M Pas 塔底液相平均粘度的計算： lgμ L,W= lg()+ () lg()= 解出μ L,W= M Pas 精餾段液相平均粘度為： μ 精 =(μ L,D+μ L,F)/2=(+)/2= Pas 提餾段液相平均粘度為： μ 提 =(μ L,W+μ L,F)/2=(+)/2= Pas 氣液負荷計算 精餾段氣液負荷： q V,L=q n,L ML/3600ρ L= q V,V=q n,V MV/3600ρ V= 提餾段氣液負荷： q’ V,L=q’ n,L M’L/3600ρ ’L= q’V,V=q’ n,V M’V/3600ρ ’V= 17 6 精餾塔的塔體工藝尺寸的計算 塔徑的計算 塔板間距 HT 的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗關系選?。? 表 61 板間距與塔徑關系 塔徑 DT/m ～ ～ ～ ～ ～ 板間距HT/mm 200～ 300 250～ 350 300～ 450 350～ 600 400～ 600 精餾段塔徑的計算 初選板間距 HT=，取板上液層高度， h L=； 故 HTh L==； (q V,L/q V,V) (ρ L/ρ V)=() ()= 由史密斯關聯(lián)圖，如圖所示，可知 C20=； 圖 61 史密斯關聯(lián)圖 C=C20 (ζ精 /20)= ()= u max =C [(ρLρV)/ρV]= [()/]=安全系數(shù) ～ ，取安全系數(shù)為 u= u max= = m/s； 18 D=[(4 q V,V)/u∏]=[(4 )/( )]= 則根據(jù)系列標準，應選塔徑為 D= m； 此時空塔氣速： u=(4 q V,V )/=(4 )/[ ()2]= 提餾段塔徑的計算 (q’ V,L/q’ V,V) (ρ ’L/ρ ’V)=() ()= 由史密斯關聯(lián)圖，如上圖所示，可知 C20=； C=C20 (ζ提 /20)= ()= u max =C [(ρ’Lρ’V)/ρ’V]= [()/]=安全系數(shù) ～ ，取安全系數(shù)為 u= u max= = m/s； D=[(4 q’ V,V)/u∏]=[(4 )/( )]= 則選塔徑為 D= m 此時空塔氣速： u=(4 q’ V,V )/=(4 )/[ ()2]= 將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設計塔的時候塔徑取 。 塔高的計算 精餾段有效高度： Z精 =(121) = m； Z提 =(131) = m； 塔設有 3個人孔，高 ；塔頂空間高度 ；塔底空間高度 2m；封頭高度 ； 裙座高度 3m； H=++3 ++2++3=； 19 7 塔板主要工藝尺寸的計算 溢流裝置的計算 塔徑 D=，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。 精餾段溢流裝置的計算 （ 1）溢流堰長 l W： 單溢流堰長 l W=(～ )D，取堰長 l W== =； （ 2） 出口堰高 h W=h Lh OW； q V,L/()= 3600/()= 由液流收縮系數(shù)圖，如圖 71 所示，可知 E=； 圖 71 液流收縮系數(shù)圖 h OW=() E (q V,L/1W)2/3 =() ( 3600/)2/3=?? h W=h Lh OW== 20 （ 3） 降液管的寬度dW與降液管的面積fA： 由 l W=， 查手冊得 Wd/D=， Af/At= 故 Wd==； Af== 計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積 , 即 η=AfHT/q V,L=（大于 5s，符合要求） （ 4）降液管底隙高度 h0： 取液體通過降液管底隙的流速 u0=（ ） ； 根據(jù)公式 h0=q V,L/lWu0= h Wh0== （ 5）受液盤： 采用凹形受液盤，不設進堰口，深度為 60mm 提餾段溢流裝置的計算 （ 1）溢流堰長 l W： 單溢流堰長 l W=(～ )D，取堰長 l W== =； （ 2）出口堰高 h W=h Lh OW； q’ V,L/()= 3600/[()]= 由液流收縮系數(shù)圖，如上圖 71所示，可知 E=； h OW=() E (q’ V,L/1W)2/3 =() ( 3600/)2/3= h W=h Lh OW== (3）降液管的寬度d與降液管的面積fA： 由 l W=， 查手冊得 Wd/D=， Af/At= 故 Wd==； 21 Af== 計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積 , 即 η=AfHT/q’ V,L=（大于 5s， 符合要求） （ 4）降液管底隙高度 h0： 取液體通過降液管底隙的流速 u0=（ ） ； 根據(jù)公式 h0=q’ V,L/lWu0=