【正文】 ⑤ P ④ Ls103/m3/s012305101520圖4 初餾塔精餾段負荷性能圖由圖可以看出 按規(guī)定的氣、液負荷下的操作點P，處在適宜操作區(qū)內的適中位置。塔板液相負荷上限由霧沫夾帶控制，下限由漏液線控制。查圖1知，氣相負荷上限()max=，氣相負荷下限()min=，故，操作彈性==。(2) 提餾段塔板負荷性能圖① 霧沫夾帶線 由于泛點率，按泛點率為80%計算與則，整理得：由于霧沫夾帶線為直線故任取兩點，列于表111表111/m3/s/m3/s② 液泛線忽略則得： 由于物系一定，塔板結構尺寸一定則、、及均為定值而與的關系為：而do，為定值。因此化簡上式得與的關系為： 在操作范圍內任取若干個值，計算出相應值列于表112表112/m3/s/m3/s根據上表做出液泛線③ 液相負荷上限線 液體的最大流量應保證在液降管中停留時間不低于3~5s。s，以5s作為液體在降液管中停留時間下限。則，m3/s求出上限液體流量值，在圖上液相負荷上限線為與氣體流量無關的豎直線。④ 漏液線 對于VI型重閥根據 計算，則，而，因此 ，以s作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則， m3/s據此做出與液體流量無關的水平漏液線。⑤ 液相負荷下限線 取堰上液層高度m，作為液相負荷下限條件，計算的下限值。，取=1，m3/s根據以上計算作出塔板負荷性能圖Vs/m3/s ② ③ ① ⑤ P ④ Ls103/m3/s012305101520圖5 初餾塔提餾段負荷性能圖由圖可以看出，操作點P在范圍之內，塔板氣相負荷上限控制下限由漏液控制。操作彈性為則初餾塔浮閥塔板設計結果列于下表。表113 浮閥塔板工藝設計計算結果項目精餾段提餾段備注塔徑 /m板間距/m塔板形式單溢流弓形單溢流弓形液分塊式塔板空塔氣速/（m/s）堰長/m堰高/m板上液層高度/m降液管底隙高度/m浮閥數/個210210正三角形叉排閥孔氣速/m3/s閥孔動能因數臨界閥孔氣速/m3/s孔心距/m排間距/m單板壓降/Pa液體在降液管內停留時間/s液降管內清液層高度/m泛點率/% 氣相負荷上限()max m3/s氣相負荷下限()min m3/s操作彈性 精餾塔的工藝計算由于β甲基萘含量多且與萘含量接近故取萘為輕關鍵組分、β甲基萘為重關鍵組分，該工藝要求提取含萘大于95%的產品，因此規(guī)定殘液中輕關鍵組分含量為2%（摩爾分數）%（摩爾分數）表21 精餾塔原料組成組分分子式沸點/℃相對分子質量質量分數%質量處理量kg/h摩爾處理量kmol/h摩爾分數%四氫化萘C10H12132萘C10H8218128硫雜茚C8H6S134二甲酚C8H10O225122喹啉C9H7N129β甲基萘C11H10142二甲基萘C12H12156苊C12H10278154合計―――100100令萘原料組成相對揮發(fā)度分別為、……查相關資料知相對揮發(fā)度數據為：=，=1，=，=，=，=，=。 ，從相對揮發(fā)度可以看出硫雜茚、二甲酚、喹啉為中間組分，初定流出液和釜液的分配比然后校正。則初定的分配比列于下表，并進行物料衡算。表22 物料衡算表組分進料流出液di釜液wi四氫化萘―萘硫雜茚**二甲酚**喹啉**β甲基萘二甲基萘―苊―合計 DW物料衡算式為： ① ②解得：kmol/h， kmol/h 因此，=，kmol/h, ==， ==根據芬斯克方程知： 由值求中間組分的餾出量和釜液量： kmol/h kmol/h kmol/h kmol/h， kmol/h kmol/h，由于與初定值偏差較大，故直接迭代重做物料衡算，見表23表23 物料衡算表組分進料流出液di釜液wi四氫化萘―萘硫雜茚二甲酚喹啉β甲基萘二甲基萘―苊―合計DW物料衡算式為： ① ②解得：kmol/h，kmol/h 因此，= kmol/h，kmol/h, ==， ==，根據芬斯克方程知： 由值求中間組分的餾出量和釜液量： kmol/h kmol/h kmol/h kmol/h kmol/h偏差較小故最終物料衡算得到的物料平衡列于下表。表24 精餾塔的物料平衡組分原料餾出物殘液數量kmol/h摩爾分數%數量kmol/h摩爾分數%數量kmol/h摩爾分數%四氫化萘――萘硫雜茚二甲酚喹啉β甲基萘二甲基萘――苊――合計100100 精餾塔的工藝計算1 塔操作條件的確定(1) 操作壓力的確定由于初餾塔為近常壓操作。因此設塔頂壓力為105kPa。塔底氣相壓為150kPa（絕壓）。(2) 操作溫度的確定① 塔頂溫度：塔頂溫度的確定采用泡點法。對于這幾種組分設塔頂蒸汽組成，四氫化萘⑷―萘⑸―硫雜茚⑹―二甲酚⑺―喹啉⑻―β甲基萘⑼―二甲基萘⑽―苊⑾，分別為，……與，……成平衡的液相組成為，……各組分在塔頂下物質的飽和蒸氣壓為，……，塔頂操作總壓力。根據拉烏爾定律列出相平衡關系式為：；……。由于相平衡常數，故 因此對任一組分而言 對于11種組分：……+選萘為基準,設萘在塔頂溫度下的蒸氣壓為即得：根據相平衡常數定義：[15]對于本工藝視氣相為理想氣體，液相為理想溶液，則而相對揮發(fā)度的定義令則，因此，由于沸點高于萘的組分全部蒸出，因此，采用試差法確定塔頂溫度，由于對于雙塔工藝塔頂蒸氣溫度控制在220℃，設塔頂溫度為220℃.在220℃下對應的塔頂各物質組成及(取以萘為基準，取其=1)則各組分的及其值列于表25。表25組分P0/Kpaαyy/α四氫化萘萘硫雜茚二甲酚喹啉β甲基萘合計――由于萘在220℃下相平衡常數 而，誤差為：5% 在允許誤差范圍內。因此取塔頂溫度為220℃。② 塔底溫度根根據液相等溫線方程來確定塔底溫度，設塔底壓力為，由于，++……+= 選萘為基準，設萘在塔底溫度下的蒸氣壓為則，用除上式即可得： ++……+將液相視為理想溶液、氣相為理想氣體。則： 。根據相對揮發(fā)度的定義。因此，上式可簡化為++……+ 對于該工藝確定塔底溫度時++……+同樣采用試差法確定塔底溫度由于塔底溫度一般控制在270℃左右，因此設塔底溫度為270℃，將270℃下及值列于表26。表26組分名稱P0/KpaXααX萘硫雜茚3，4二甲酚喹啉β甲基萘二甲基萘苊75合計――270℃下萘的相平衡常數而因為與偏差不大，相對誤差為：， 在允許誤差范圍內，因此塔底溫度為270℃。 (2) 理論板及回流比的確定① 最小理論板數的確定由物料衡算知最小理論板數==（不包括再沸器）② 求最小回流比Rm，因此，根據柯爾本法計算公式， 計算最小回流比(3) 實際板數的確定操作回流比取為，則,查吉利蘭圖[15]知, 則解得:取塔板效率，則初餾塔實際塔板數為(4) 進料板位置的確定設精餾段和提餾塔板數分別為和，則按kirbride提出的經驗公式[3]求得和。 代入數據即得： 將上式聯立解得：，精餾段實際塔板數為即加料板位置為從上往下數32層塔板。1 精餾段氣相、液相負荷① 精餾段氣相負荷精餾段氣相負荷由于無側線采出按下式計算，而 故：回流狀態(tài)參數：，式中 —工業(yè)萘汽化勢kcal/kg， —塔頂氣相溫度，℃， —工業(yè)萘回流溫度，℃， ，—工業(yè)萘分別在0～℃和0～℃的平均比熱kJ/kg.℃ 查得手冊[17]知：=84kcal/kg將萘在汽化冷凝器中冷卻至100~110℃[21]對于該工藝取110℃，查手冊[13]知：=℃，=℃因此，精餾段的氣相負荷為：kmol/h在塔頂狀態(tài)下氣相流量：m3/h= m3/s氣相重度的計算：kg /m3② 精餾段液相負荷 精餾段液相負荷按下式計算： kmol/h= 查得手冊[17]知：塔頂物質的比重因此，塔頂餾分在塔頂溫度下的重度按式[117]計算。式中 —系數（）則， kg / m3 在塔頂狀態(tài)下的液相流量：m3/h= 2 提餾段氣相、液相負荷① 提餾段的氣相負荷 提餾段的氣相負荷按下式計算 式中 —入塔原料量kmol/h， —進料狀態(tài)參數已洗酚萘洗混合餾分的平均分子量為： kg/kmol式中 1312157—分別為酚油、工業(yè)萘、洗油的平均分子量 、—分別為酚油、工業(yè)萘、洗油的產率，%根據平均分子量由平均沸點tk與混合物平均分子量的關系圖[17]查得已洗酚萘洗混合餾分的平均沸點tk=240℃，該工藝的進料溫度取235℃。因此，進料狀態(tài)參數，其中 —入塔原料的平均汽化熱kcal/kg， —分別為進料塔板和入塔物料的溫度℃， —分別為混合餾分在0～240℃，0～235℃的平均比熱kcal/kg。故，kcal/kg其中 、8—分別為酚油、工業(yè)萘、洗油的汽化熱kcal/kg[13]查手冊[17]知 ， 提餾段的氣相負荷為：進料層氣相壓力：式中 —進料板層數， —總塔板數因此，KPa在進料塔板狀態(tài)下氣相流量為： m3/h= m3/s氣相重度為： kg/ m3② 提餾段液相負荷 液相負荷按下式計算： kmol/h液相重度，查手冊[117]知己進料混合餾分在20℃的比重= ，式中，系數= 故，kg/ m3提餾段液相體積流量： m3/h= m3/s精餾段、提餾段的氣液相負荷見下表27表27 不同區(qū)域的液相、氣相計算值名稱精餾段提餾段氣相流量、氣相重度、液相流量液相重度、860kg/m3852kg/m31 塔徑的計算① 精餾段塔徑計算按smith法[13]計算最大空塔速度：，其中， —計算物料的負荷系數， —液體表面張力為20dyn/cm時物系的smith系數取板間距=，塔