【正文】 浮閥塔板正常操作時，閥孔動能因數(shù) 00VFu?? 一般在 817之間，當閥孔動能因數(shù)在 912之間時，浮閥剛剛全開，工作狀態(tài)最好。 ① 根據(jù)經(jīng)驗直接選取 根據(jù)經(jīng)驗，在常壓及減壓塔中，開孔率一般可取 10%15%；在加壓塔中則取得較小，一般為 6%9%。 由于塔徑較大，塔板需要分塊，塔板寬度要符合一定的規(guī)范，因此，本塔選用等腰三角形排列，其底邊固定為 75mm，三角形的高（排間距）根據(jù)開孔率進行變更。 最小開度 閥孔 Φ 39mm 最大開度 閥徑 48mm （ 2）浮閥的排列 浮閥的排列方式多采用三角形排列，又分為順排和叉排。 F1 浮閥有輕重之分，輕閥采用厚 的薄板充成，質(zhì)量約 25g；重閥用厚 2mm 的薄板沖壓而成，質(zhì)量約 33g。它具有結構簡單、安裝制造方便、節(jié)省材料等優(yōu)點。 對于凹形受液盤，一般底隙高度等于盤深，故取 50bh mm? 。本塔塔徑大于 1400mm，應開兩個 Φ 10 的淚孔，且都開在受液盤的中心線上。凹形受液盤的深度一般取為 50mm。 （ 4）受液盤 塔板上用于接收降液管流下液體的那部分區(qū)域稱為受液盤，有凹行和平行兩種。本塔選用平口堰。 （ 2）溢流堰 溢流堰又稱出口堰或外堰，其作用是維持塔板上有一定的液層厚度并使液體能較均勻地橫過塔板流動，它的主要尺寸是堰高 hw和堰長 lw。結合塔徑及液相負荷，可根據(jù)經(jīng)驗進行板上液流型式的選擇。在設計中應使降液管面積及溢流周邊具有一定的彈性，否則在改變處理量或調(diào)節(jié)回流比時，很可能發(fā)生降液管液泛，特別是加壓操作的場合。 對 不 易 起 泡 體 系 ， 可 取 max( )uu?? ， 不 防 取m a x0 .8 0 .8 1 .4 6 9 1 .1 7 5 /u u m s? ? ? ?，可得精餾段的塔徑 1 6 8 7 4 .4 7 / 3 6 0 0 / 3 .1 4 / 1 .4 1/ 4 1 .4 475D V u m?? ? ? ? b、提餾段 由 _ 1 / 2 1 / 2_1 9 8 .7 6 1 .9 1 9 3 .2 2 3 .4 2( ) ( ) 0 .0 9 4 5(1 . 7 8 1 .1 39 1 1 ) 9 3 .2 2VLLV?? ??????，結合 h m?? ，查史密斯圖得 0 ? ，表面張力校正系數(shù) 0 .2 0 .21 8 .4 8( ) ( ) 0 .9 8 4 32 0 2 0m?? ? ? ?，故0 0 .0 9 4 5 0 .9 8 4 3 0 .0 7 9 7CC ?? ? ? ?，可得 m a x 7 8 1 .1 3 3 .4 20 .0 7 9 7 1 .2 0 2 /3 .4 2LVVu C m s???? ?? ? ? 取 m a /u u m s? ? ? ?，可算得塔徑 2 6 2 2 2 .4 9 / 3 6 0 0 / 3 .1 4 /4 / 4 1 .2 0 2 1 .5 1D V u m?? ? ? ? ② 波津法 a、精餾段 對浮閥塔，由前蘇聯(lián)學者波津推薦的公式 m a x0 .0 5 512T LVVs LsVgHuLV???????? 代入數(shù)據(jù)，可得m a x8 0 4 . 4 2 91 7 . 3 7 8 00 . 0 5 5 9 . 8 1 0 . 4 5 3 . 1 0 1 . 7 1 5 /3 . 1 0123 . 14 . 4 2 96 8 7 4 . 4 7 0u m s????? 查化工原理課程設計表 24，得系統(tǒng)因數(shù) ? ，取安全系數(shù) ? ，可得適宜的流 通截面上的氣速 m a x 1. 0 0. 82 1. 71 5 1. 40 9 /nau K K u m s? ? ? ? ? ? ?，適宜的空塔氣速0 .9 0 .9 1 .4 0 9 1 .2 6 8 /n msuu? ? ? ?。 （ 2）最大允許氣速 ① Smith 法 a、精餾段 由 _ 1 / 2 1 / 2_1 .9 1 9 3 .2 2 3 .1 0( ) ( ) 0 .0 4 2 0(1 .9 1 1 ) 9 3 .2 2 8 0 4 .4 3VLLV?? ?????，結合 h m?? ，讀史密斯圖 [9]，可得 0 ? 。 表 3 全塔熱量衡算總表 焓 /（ /KJ Kmol ） 熱量流率 /（ 610 /KJ h? ） 進料 塔頂產(chǎn)品 塔底產(chǎn)品 全凝器 再沸器 散熱損失 1適宜塔板間距、最大允許氣速及塔徑 （ 1）適宜塔板間距 塔板間距小，則霧沫夾帶量大，塔板間距大則霧沫夾帶量可減少；對易起泡體系，塔板間距較大，非起泡體系，塔板間距可適當減小。 熱損失 10 /Q KJ h??損 。 （ 5）熱損失 熱損失一般為再沸器熱負荷的 5%10%，取為 7%。 （ 4）進料 進料溫度 93℃ 下，苯的焓值 /9AH K J K mol? ，甲苯 /7BH K J K m ol? ，進料焓值 1 5 6 7 1 . 4 9 2 8 8 9 6 . 5 70 . 4 7 1 0 . 5 2 9 2 2 6 6 9 . 6 6 /H KJ Km o l? ? ? ? ?進 。查得 [9]水在 30℃ 的定壓比熱容1 / ( . )opc K J K g C? ，水在 45℃的定壓比熱容 2 / ( . )opc K J K g C? ，故4 .1 7 4 / ( . )opmc K J K g C? ，可得冷卻劑的用量 6 58 .8 2 1 0 1 0 /4 .1 7 4 1 5 1 .4 1Cc pmQm K g hct ?? ? ? ??? （ 2）塔頂產(chǎn)品 59 3 .2 2 8 8 5 6 .6 5 8 .2 6 1 0 /LDQ D H K J h? ? ? ? ?頂 （ 3）塔底產(chǎn)品 塔底溫度 120℃ ，查焓圖可得， /AH K J K mol? ， /BH K J K m ol? ，可得 0 . 0 3 1 9 5 9 9 . 3 6 0 . 9 7 3 3 7 1 2 . 6 7 3 3 2 8 9 . 2 7 /LWH KJ Km o l? ? ? ? ?。 由此可得全凝器的冷負荷為 61= ( L + D ) ( ) = ( 1 5 1 . 2 1 + 9 3 . 2 2 ) ( 4 4 9 4 1 . 8 4 1 3 7 4 2 . 4 2 ) = 7 . 7 3 1 0 /DVQ H H K J h??凝 飽 冷卻器的熱負荷為 6 6 68 .8 2 1 0 7 .7 3 1 0 1 .1 9 1 0 /Q K J h? ? ? ? ? ?冷 。 冷回流量 4 4 9 4 1 .8 4 1 4 2 8 2 .2 81 .9 1 9 3 .2 2 1 5 1 .2 1 /4 4 9 4 1 .8 4 8 8 5 6 .6 5DL K m o l h?? ? ? ??； 冷回流比 / 1 5 1 .2 1 / 9 0 .4 2 1 .6 2CDR L D? ? ?； 塔頂?shù)睦湄摵? 61( 1 ) ( ) (1 . 6 2 1 ) 9 0 . 4 2 ( 4 4 9 4 1 . 8 4 8 8 5 6 . 6 5 ) 8 . 8 2 1 0 /C C V L DQ R D H H K J h? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ② 冷凝器的熱負荷 塔頂回流為過冷回流，塔頂蒸汽首先經(jīng)冷凝器冷卻為飽和液相，再由冷卻器冷卻至過冷。 冷回流量 211 1VLD V LDHHLL ?? ? 由于塔頂產(chǎn)品不純，氣相通過頂層板濃度及組成變化不大，近似認為 21VVHH? 。 精餾段液相平均表面張力 11 ( ) / 2 (2 0 .8 0 1 9 .9 8 ) / 2 2 0 .3 9 .m m N m? ? ? ?? ? ? ? ?頂 進 ； 提餾段液相平均表面張力 12 ( ) / 2 (1 6 .9 8 1 9 .9 8 ) / 2 1 8 .4 8 .m m N m? ? ? ?? ? ? ? ?進底 。 （ 3）液相表面張力 液相表面張力的計算公式為 m i ix???? 。 查找苯 甲苯的密度圖表 [7]，可得塔頂 84℃ 下， 3812 /A Kg m? ? ， 3804 /B Kg m? ? ，故塔頂液相的平均密度 31 8 1 1 .7 2 /0 .9 6 5 / 8 1 2 0 .0 3 5 / 8 0 4L K g m? ???頂； 進料 93℃ 下， 3800 /A Kg m? ? ， 3795 /B Kg m? ? ，可得進料液相平均密度 31 7 9 7 .1 4 /0 .4 3 / 8 0 0 0 .5 7 / 7 9 5L K g m? ???進 塔底 120℃ 下， 3770 /A Kg m? ? ， 3765 /B Kg m? ? ，可得塔底液相平均密度 31 7 6 5 .1 3 /0 .0 2 6 / 7 7 0 0 .9 7 4 / 7 6 5L K g m? ???底 精餾段液相平均密度 31 ( ) / 2 ( 8 1 1 .7 2 7 9 7 .1 4 ) / 2 8 0 4 .4 3 /L LL K g m? ? ?? ? ? ? ?頂 進； 提餾段液相平均密度 32 ( ) / 2 ( 7 6 5 .1 3 7 9 7 .1 4 ) / 2 7 8 1 .1 3 /L LL K g m? ? ?? ? ? ? ?進底 。 精餾段的平均溫度 01 (8 4 9 3) / 2 8 8 .5mTC? ? ?； 提餾段的平均溫度 02 (1 2 0 9 3) / 2 1 0 6 .5m ? ? ?。 可得精餾段氣相平均摩爾質(zhì)量 1 ( ) / 2 ( 78 .5 3 82 .4 7 ) / 2 80 .5 0 /V V D V FM M M Kg Km ol? ? ? ? ? 精餾段液相平均摩爾質(zhì)量 1 ( ) / 2 ( 78 .5 3 85 .5 3 ) / 2 82 .0 3 /L LD LFM M M K g K m ol? ? ? ? ? 提餾段氣相平均摩爾質(zhì)量 2 ( ) / 2 ( 9 1 .7 1 8 2 .4 7 ) / 2 8 7 .0 9 /V V W V FM M M Kg Km o l? ? ? ? ? 提餾段液相平均摩爾質(zhì)量 2 ( ) / 2 ( 9 1 .7 1 8 5 .5 3 ) / 2 8 8 .6 2 /L LW LFM M M Kg Km o l? ? ? ? ? （ 2）密度 氣相的密度為 mmV mpMZRT? ?，液相的密度為 1/ ( / )L i ia??? ? 苯、甲苯體系為二元理想體系，查找化工原理下冊壓縮因子圖可得， 1Z? 。 （ 3）實際板數(shù) 精餾段的實際板數(shù) 7 / % ??； 提餾段的實際板數(shù) / % ??； 全塔實際板數(shù) 13 .1 2 13 .9 8 27 .1 0 28RSN N N? ? ? ? ? ?，其中，由塔頂向下數(shù)，第 14塊板為進料板。 精餾段的平均相對揮發(fā)度 1 2 .5 0 2 .3 3 2 .4 1? ? ?? ? ? ? ?頂 進 ； 提餾段的平均相對揮發(fā)度 2 2 .2 9 2 .3 3 2 .3 1? ? ?? ? ? ? ?進底 。 （ 2）效率 由之前的計算得，塔頂?shù)南鄬]發(fā)度，可得 ? ?頂 ， ? ?底 。 塔底溫度為 120℃，查圖得 .A mPa s? ? ， .B mPa s? ? ，故 0 .0 3 0 .2 0 0 .9 7 0 .2 3 0 .2 3? ? ? ? ? ?底 。查 Txy 圖，可得進料板溫度為 93℃ 。進料為飽和液體進料，進入塔內(nèi)后，將達到氣液兩相平衡。 圖 6 McabeThiele 圖解理論板數(shù) 由圖 6，可得精餾段的板數(shù)為 7，提餾段的板數(shù)為 ，進料板為從塔頂往下數(shù)的第 8 塊塔板。 理論板數(shù) 由 yx 相圖做梯級，可得精餾段和提餾段的理論板數(shù)及進料板位置。 表 2 不同的 R/Rmin 與 N、（ R+1） N R/Rmin R (RRmin)/(R+1) (NNmin)/(N+1) N (R+1)N