【文章內容簡介】 精餾段平均摩爾質量： MVm=(MVDm+MVFm)/2 =(+)/2= kg/kmol MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(+)/2= kg/kmol 提餾段平均摩爾質量： MVm=(MVDm+MVFm)/2 =(+)/2= kg/kmol MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(+)/2= kg/kmol（1）精餾段①汽相平均密度：由理想氣體狀態(tài)方程計算 即： ρVM＝PMV/RTM=（（+））= Kg/ m3 ②液相平均密度： 塔頂溫度：tD=℃ 時ρ1= Kg/m3 , ρ2= Kg/m3 加料板上塊塔板溫度: tF1=℃ 時ρ1= Kg/m3, ρ2= Kg/m3 塔頂易揮發(fā)組分質量百分比a1＝% 加料板上一塊塔板易揮發(fā)組分質量百分比a2＝% 塔頂液相密度：ρLD＝1/[a1/ρ1+(1a1) /ρ2]= Kg/ m3 加料板上一塊塔板液相密度:ρLF＝1/[a2/ρ1+(1a2)/ρ2]= Kg/ m3 精餾段的平均液相密度ρLM＝(ρLD+ρLF)/2=(+)= Kg/ m3（2） 提餾段 ①汽相平均密度：由理想氣體狀態(tài)方程計算 即ρVM＝PMV/RTM=（（+））= Kg/ m3②液相平均密度 加料板溫度：tF=℃ 時ρ1= Kg/m3 , ρ2= 塔底溫度: t=℃ ρ1= Kg/m3 , ρ2= Kg/m3 塔底易揮發(fā)組分質量百分比a1＝% 加料板上易揮發(fā)組分質量百分比a2＝% 加料板液相密度：ρLF＝1/[a1/ρ1+(1a1) /ρ2]= 塔底液相密度:ρLW＝1/[a2/ρ1+(1a2)/ρ2]= 提餾段的平均液相密度ρLM＝(ρLF+ρLW)/2= Kg/ m3（1）精餾段液體表面張力 查表得 塔頂溫度：tD=℃ 時： σ1= mN/m σ2= mN/m σLDM=+= mN/m 加料板上一塊塔板溫度tF1= ℃時σ1= mN/m σ2= mN/m σF1DM=+= mN/m 精餾段的平均液體表面張力： σLM=(σLDM +σLF1M)/2= mN/m（2）提餾段液體表面張力 查表得加料板溫度：tF=℃ 時: σ1= mN/m σ2= mN/m σLFM=+（）= mN/m 塔底溫度tW= ℃時： σ1= σLWM=+（）= mN/m 提餾段的平均液體表面張力： σLM=(σLFM +σLWM)/2= mN/m 精餾段塔徑塔板的設計計算 精餾段塔板參數(shù)的計算與選擇精餾段汽、液相體積流率為： m3/S m3/S 由 ， 取板間距HT= , hL= , HT hL== C20 由圖查取圖的橫坐標為： ，查表得出C20= 則 m/s，則空塔氣速為:U===則 =m 。截塔面積為： m2 實際空塔氣速為： m/s精餾段有效高度為：Z精=（N精 1）HT=(171)=8m，且流量為Lh=3600Ls=3600=,可選單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。①堰長lW=== ②溢流堰高度hW=hLhOW 選用平直堰，堰上液層高度hOW 近似取E=1 ,則 取板上清液層高度 hL=75mm 故：hW=hLhOW== ③弓形降液管寬度Wd 和截面積Af 由lW/D= Af/AT= , Wd/D=： 故Af=AT== m2 Wd=D== m 驗算液體在降液管中停留時間 ： =s 5s 故降液管設計合適 ④降液管底隙高度h0 : 取=： m 又 hWh0== 故降液管底隙高度設計合理，選用凹形受液盤，深度h39。w=50mm①安定區(qū)：鼓泡區(qū)與溢流區(qū)之間的區(qū)域為安定區(qū)，此區(qū)域不安裝浮閥，設置這段安定地帶，以免液體大量夾帶泡沫進入降液管。其寬度WS可按下列范圍選取，即 ： 當D，WS為60到70 mm 當D，WS為80到110 mm由于精餾段塔徑D=，故取WS=75 mm。②邊緣區(qū)：塔壁部分留出的一圈邊緣區(qū)域，供支承塔板的邊梁使用。寬度WC視具體需要而定，小塔為30到50mm,大塔可達50到70mm。由于精餾段塔徑D=，故取WC=53 mm。①浮閥選型：F1型浮閥②閥孔氣速u0的計算 取F0=11 則m/s③浮閥數(shù)N計算： 式中d0 = = ④塔板開孔率 開孔率⑤塔板的布置與浮閥的排列 ?塔板分塊 塔徑D/mm800~12001400~16001800~20002200~2400塔板分塊數(shù)3456 因 D800mm 故塔板采用分塊式，查表的塔塊分為5塊 ?開孔區(qū)面積Aa 邊緣區(qū)和安定區(qū)的寬度：WS =W’S=75mm WC=53mm m m 得出 m2 ?閥孔計算及其排列 閥孔按等腰三角形叉排，取閥孔間距t為： 又t’ 故根據(jù)以上條件繪制塔板布置圖 算出N=244 根據(jù) m/s 流體力學校驗 hp=hc+h1+hσ①干板壓強降hc 故：操作時浮閥全開 所以 m液柱 ②液層阻力h1 h1 =ε（hW+hOW） 則 h1=(+)= m液柱 ③液體表面張力hσ 數(shù)值很小，設計時可以忽略不計 則： hp=hc+h1+hσ=++0= m液柱 則： 氣體通過每層塔板的壓降△P為 △P=hPρLg== 640pa，故滿足。 為了防止塔內發(fā)生液泛，降液管高度應大于管內泡沫層高度。 即：Hd≤ψ（HT+hW） 又 Hd=hw+how+hd+hp+△ 式中： 苯甲苯屬于一般物系， ，對于浮閥塔△≈0 Hd= hw+how+hd+hp+△=+++= ψ（HT+hW）=(+)= m液柱 ，故本設計中不會出現(xiàn)液泛 綜合考慮生產(chǎn)能力和塔板效率，一般應使霧沫夾帶量eV限制在10%以下， 校核方法常為：控制泛點百分率F1的數(shù)值。所謂泛點率指設計負荷與泛點負 荷之比的百分數(shù)。其經(jīng)驗值為大塔F180%82% F1的數(shù)值可用下兩使進行計算，然后取較大值。 或 式中：ZL=D2Wd ， Ab= AT2Af K為物性系數(shù)，其值可查下表：系 統(tǒng)物性系數(shù)K無泡沫，正常系統(tǒng)氟化物（如BF3,氟利昂）中等發(fā)泡系統(tǒng)（如油吸收塔，胺及乙二醇再生塔）多泡沫系統(tǒng)（如胺或乙二胺吸收塔）嚴重發(fā)泡系統(tǒng)（如甲乙酮裝置）形成穩(wěn)定泡沫的系統(tǒng)（如堿再生塔） 因為苯與甲苯為正常體系，故其K=1 式中：CF為泛點負荷因素可由如下泛點負荷系數(shù)圖表查得 由HT= , 可查表得CF= ZL=D2Wd == Ab= AT2Af== 則 % % 故 F1 =% %80% 故本設計中的霧沫夾帶量eV在允許范圍之內。 由實踐經(jīng)驗可知，液體在降液管內停留的時間不應小于35s 液體在降液管中停留時間 : =s 5s 故降液管設計合適 精餾段負荷性能圖及操作彈性根據(jù)經(jīng)驗值， 控制其泛點率F1=80% 由HT= , 可查表得CF= ZL=D2Wd == Ab= AT2Af==