【正文】 苯乙苯苯乙烯1焦油1合計(jì)A、實(shí)際回流比下的理論板數(shù) 因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料，所以　q=1 根據(jù)恩特伍德公式,用牛頓迭代法計(jì)算機(jī)算出： 1q=0 = RM+1 RM= 按R= R1= NM= 據(jù)吉利蘭關(guān)系式得出： Y= X=R1RM/R+1 Y=NNM/N+1 N= B、實(shí)際塔板數(shù) 根據(jù)篩板塔的經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù),全塔效率為70—80%，我們?nèi)?75% 實(shí)際塔板數(shù)： N1=C、加料板位置的確定 在泡點(diǎn)進(jìn)料的情況下，可以應(yīng)用下面的半經(jīng)驗(yàn)公式來確定精餾段和提餾段的板數(shù)。具體如下： m+n= N1 式中：m—提餾段塔板數(shù)；n—精餾段塔板數(shù)。 D=、w=XhF= XlF= XhD= XlW= n/m=[()()()2]= m+n=104 解之得：m==51(提餾段板數(shù))、n=10451=53 (精餾段板數(shù))，加料板從頂部數(shù)起的第51塊板 D、塔徑及內(nèi)件的計(jì)算： ∵V=L+D， R=L/D， R=； ∴L=RD==，V=L+D=(+1)D=； 為便于計(jì)算，塔頂以乙苯為主計(jì)算且以：P=185mmHg、t=85℃時(shí)的乙苯的物性參數(shù)為依據(jù)： ρl=103kg/m3 =∑xiMi=78+106+104+78= ρg=P /(RT)=185/76010510－3((+)) =μl==10－、μg==10－ σl=10－3N/m （1）氣體流量： Vg=nRT/P=(+)/(185/76010510－3) ==（2）液體流量： ∵ml=∴Vl=ml/ρl=(103)=10－2m3/s 液氣流動參數(shù)： 選塔板間距：HT=，查圖1042（下冊P179）得：C20=氣相負(fù)荷因子為： 泛點(diǎn)氣速Uf為： 取實(shí)際氣速為泛點(diǎn)氣速Uf的75%，則：Uˊ=75%Uf==氣體的流通截面(即塔的橫截面積扣除降液管所占面積)Aˊ為: Aˊ=Vg/Uˊ=假定板上液流方式取單流型(也稱徑流型)，并取堰長(lw)，查圖1040（下冊P176）得降液管的截面積Af對塔的橫截面積AT的比值為：Af/AT= 故氣體流通截面積Aˊ對于塔的橫截面之比為：Aˊ/AT=（1－）/1= ∴AT=Aˊ/=塔徑Dˊ為: = 根據(jù)塔設(shè)備系列規(guī)格化， ； 則：塔的橫截面積AT為： AT=π247。4=； 氣體通道截面A為： A==； 降液管橫截面Af為： Af==； 經(jīng)面積校核后的實(shí)際氣速為： U=Vg/A=； 實(shí)際氣速與泛點(diǎn)氣速的比值為： U/Uf100%=100%=%； (3) 堰的計(jì)算： 已求得塔徑為：，流體流量為：，在此情況下，對照表101數(shù)據(jù)，故所選單流型合適，得堰長lw為：lw===； 圖1 堰液頭how的計(jì)算(堰上液層高度)： 由： 查得： （下冊圖1048）液流收縮系數(shù)E為：E=； hl—泡沫層沉清高度、hL—板上液層高度 （下冊P184式1034）弗朗西斯Francis公式得： hf—泡沫層高度、ho—降液管底縫隙高度 圖2 （適用于平直堰，最小不能低于6mm） 取堰高h(yuǎn)w=，則堰高和堰液頭之和為：hw+how=+= (4) 液沫夾帶量的計(jì)算： 由液氣流動參數(shù)和泛點(diǎn)百分率查圖1047（下冊P183）。已知：Flv=、% 查得：液沫夾帶分率Ψ=， 即：夾帶百分率為：eV=() L/V100%=%＜10% 所以在此情況下，不會發(fā)生過量液沫夾帶，對板效率影響甚微，滿足工藝要求。 (5) 篩孔直徑和塔板布置： 取篩孔直徑do=6mm； （一般在3～8mm，推薦使用4～6mm） 篩孔間距t==15mm（t=～5do） 在有效截面上塔板的開孔率為： ； = 圖3 取塔板上安定區(qū)寬度Ｗs=，邊緣區(qū)寬度Ｗc=， 按堰長和塔徑比值lw/D=，查下冊P176圖1040得： Wd=== 鼓泡區(qū)寬度的(1/2)值 x值為： x=D/2－(Wd+Ws)=－(+)= 鼓泡區(qū)半徑r的計(jì)算：r=D/2－Wc=－= 塔板上開孔區(qū)有效面積（總）Aa為： = 開孔區(qū)面積/塔板面積為：Aa/AT=； 篩孔總面積：Ao=Aaj==； 篩孔數(shù)：N=Ao/ao=247。(p247。4)=3808個 氣流通過篩孔的氣速Uo為：Uo=Vg/Ao=； (6) 氣液通過塔板的壓降； 氣液通過塔板的壓降由氣流通過干板的壓降和液層的壓降所組成。 a) 干板壓降(hd)(P148式104)； 取篩孔厚度為δ=3mm，則：板厚/孔徑=3/6= 已知篩孔總面積：Ao=，氣體流通面積A= Ao/A=(自由截面百分率) 由Ao/A查圖1045 (下冊P182)得：Co=(孔流系數(shù)) = b) 氣流通過液層的壓降(hl)（下冊P182，式1031） hl=b(hw+how) (式中b充氣系數(shù)可按鼓泡截面上的氣體動能因子F查圖1046得到) F=== 查圖1046得：b= \hl=(+=； c) 氣體通過一塊塔板的總壓降(hp)； hp=hd+hl=+=。 (7) 液面落差△ (下冊P185，式1037) 平均液體寬度：b=(D+lw)=(+)= 液體流通長度：Zˊ=D－2wd=－2= 泡沫層高度：hf==(+)= (根據(jù)下冊P185，式1037)得： =10－8m = （） 落差很小，滿足工藝要求。 (8) 液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間（τ）； 已求得降液管截面積Af= ∴τ=AfHT/Vl=(10－2)=(秒)＞ (3～5秒)停留時(shí)間足夠 (9) 降液管不發(fā)生液泛的校核； Hd=hw+how+△+hr+hp 式中：Hd——降液管內(nèi)液層高度；hw——堰高；how——堰上液層高度；hr——液體通過降液管的壓降；hp——液體通過一塊板的壓降。 hr=hr1+hr2 式中：h0——降液管底部與塔板之間的縫隙寬度（一般不宜小于20～25mm）；hr1——液體流經(jīng)降液管底部縫隙的壓降；hr2——液體流經(jīng)進(jìn)口堰的壓降；A0——液體流經(jīng)進(jìn)口堰時(shí)的最窄截面。 上述計(jì)算中，取h0=、A0=lwh0== hr=hr1+hr2=+= Hd=++10－8++= 為防止液泛，降液管的總高度應(yīng)大于管內(nèi)泡沫層的高度，即：(HT+hw)≥ （式1033） φ為相對泡沫密度，一般情況下可?。害? (下冊P183) ∴Hd/φ－h(huán)w=－=＜HT= ∴不會發(fā)生液泛。 (10) 降液點(diǎn)氣速的計(jì)算： a) 板上清液層高度(用式1041， P186) hc=+－+(Ls/lw) (式中F動能因子)F== =、b—(lw+D) hc=+－+10－4/007875= b) 漏液點(diǎn)氣速的計(jì)算： 由hc查P186圖1049得：干板壓降hd為：= m液柱 用式1221(P207)計(jì)算漏液點(diǎn)氣速得： 式中：C0——孔流系數(shù)，已求得實(shí)際孔速為：U0=篩板塔的穩(wěn)定系數(shù)K為：K=U0/U0w=(～)(依據(jù)P185，式1040)，所以不會發(fā)生漏液。 (11) 塔高 104塊塔板，安裝4個人孔，孔徑600mm，塔釜取2 m，裙座取2m，第一塊板到塔頂取1m，板間距HT=，所以塔高H總=。 五、乙苯—苯乙烯塔附屬設(shè)備計(jì)算 （1）進(jìn)料泵P—1： Q=泵進(jìn)料管線DN125，流速U=當(dāng)量長度=55m Re=d uρ/μ=11000/=31545 為湍流 管線為無縫鋼管ε= 相對粗糙度ε/d=查表：λ= 管線阻力降=λ (L/d )u2/2=5512/塔壓185mmHg= 總阻力降ΔP=管線阻力降+靜壓(含裙座高度)+塔壓 　　 =+(35+5)+= 根據(jù)Q=,ΔP=，選P1泵為150Y75B(流量95m3/h，揚(yáng)程52m)。 （2）塔頂回流及塔頂采出泵P2： Q=，R=，L= m3/h，D=； 泵進(jìn)料管線DN100，流速U=回流管線為DN65，當(dāng)量長度=100m， 管線阻力降=λ (L/d) u2/2=18. 7m 靜壓=70mH2O 總阻力降ΔP= 根據(jù)Q= m3/h，ΔP=，選P2泵為100Y120B(流量53m3/h，揚(yáng)程99m)。 （3）塔底回流及塔底采出泵P3： Q=泵出口管線DN125，流速U=。 當(dāng)量長度=30m 管線阻力降=λL/d u2/2= 靜壓=10mH2O(含裙座高度) 再沸器阻力降=40m 總阻力降ΔP= 根據(jù)Q= m3/h，ΔP=，選P3泵為150Y75B(流量95m3/h，揚(yáng)程52m)。 （4）塔頂回流罐： 塔頂出料流量=塔頂回流罐容積=選容積為45M3左右，P=185mmHg= mmHg的臥式罐作為回流罐 乙苯—苯乙烯塔操作條件： 進(jìn)料溫度℃： 塔頂溫度℃： 塔底溫度℃： 塔高m： 塔頂壓力mmHg：185 塔底壓力mmHg： 塔板數(shù)：104 進(jìn)料位置：第51塊 最小回流比： 回流比： A、進(jìn)料泵P1： 流量m3/h： 總阻力降ΔP m： 泵型號：150Y75B B、塔頂回流及塔頂采出泵P2： 流量m3/h： 總阻力降ΔP m： 泵型號：100Y120B C、塔底回流及塔底采出泵P3： 流量m3/h： 總阻力降ΔP m： 泵型號：150Y75B D、塔頂回流罐： 容積M3：45 壓力mmHg： （5）塔頂冷凝器負(fù)荷計(jì)算 乙苯塔附屬設(shè)備的計(jì)算 Ａ、塔頂冷凝器 P頂=185 mmHg △P=8mmHg ∴P=1858=177 mmHg T=48℃=48+273=321K 用下列公式試差計(jì)算e、xi、yi xi=zi/〔(1Ki)e+Ki〕 ① lnPio=AB/(T+C) ② 化學(xué)工程手冊上卷P1109表53 y=Kixi ③ Ki=Pio/P ④ 表31 組分Vi(kmol/h)ziT=48℃設(shè)e=(R+1)DPio(mmHg)KixiyiBTBEBStyΣ∴假設(shè)成立e= 1）物料冷凝放熱 物料冷卻平均溫度T=（+48）/2+273= 物料冷凝溫度 t=48℃ 計(jì)算出各組分的Cpi(g)值： Cpi=A+BT+CT2+DT3 在查出各組分的△H值，然后根據(jù)公式Cp=ΣCpizi △H=Σ△Hixi 計(jì)算結(jié)果列表 表32 組成zixiCpi（kcal/kmol．K）Cpizi△Hi （kcal/kmol．K）△HixiBTBEBStyΣ冷凝液量B=V．e==未凝氣量=VB== kmol/h ∴Q放=VCp△T+B△H =()+ =2）冷卻水用量 CpH2O(l)=1kcal/kg．K GH2O(l)= Q放/[ CpH2O(l)(t出t入)]=（4025） =3）換熱面積 △tm=[()(4840)]/ln[()/(4840)]=℃ K取400kcal/m2h℃ （《化學(xué)工程手冊》P6117 表92） A=Q放/K△tm=（400）= m2 4）選型 根據(jù)工藝要求選擇浮頭式冷凝器 ①冷凝器熱量衡算 Q冷=（R+1）V（HVDHLD） 由《化工設(shè)計(jì)手冊》P1630及P16206查得：以0℃為計(jì)算基準(zhǔn)查得0～100℃下的各組分的平均熱容Cpi 及0℃的汽化熱列表如下： 表33 組分0～100℃的平均熱容Cpi0℃的汽化熱169。氣體（a）kcal/kmolK液體（b）kcal/kmolKKcal/kgKcal/kmolB1078346TB1029384EB9710282Sty9910296(a)已知t頂=℃ 求HVD 表34 組分yiHvi(kcal/kmol)HVD(kcal/kmol)a(t頂0)+cHviyiBTBEBStyΣ(b)求HLD HLi =b(t頂0) HLD=ΣHLixDi 計(jì)算結(jié)果列表： 表35 組分xDiHLi(kcal/kmol)HLD(kcal/kmol)b(t頂0)HLi ．xDiBTBEBStyΣ∴Q冷=（R+1）V(HVDHLD) =(+1)() =②進(jìn)料液帶入的熱量QF 已知：tf=℃ Hf=Σhfixfi 160