【正文】 對(duì)于 F1 型重閥， 00 vuF ??=5 計(jì)算 則，0 5vu ??又知 2021s u d NV ?? 22 2 30 0 0 0m i n 5 5 3 . 1 4 0 . 0 3 9 2 0 9( ) 0 . 7 3 6 6 /4 4 4 2 . 8 7 2s vu d N u d NV m s??? ? ? ?? ? ? ?? 21 ⑤液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度 how= 作為液相負(fù)荷下限條件 23 1000swLEl = E=1,則323m in 100 0 ( ) 024 /3600sL m s? ??? 作出塔板負(fù)荷性能圖上的①②③④⑤共五條線，見附圖： 由圖知：氣相負(fù)荷上限 （ Vs） max= m3/s, 氣相負(fù)荷下限 （ Vs） min= m3/s 所以，操作彈性 = m axm in() 2 .3 5 3 .3( ) 0 .7 1ssVV ??3符合 ： ①霧沫夾帶線 按泛點(diǎn)率 =80﹪計(jì)算如下： 39。100vsLvFTVKC A???? ?﹪ 板上液體流徑長度 ZL=D2 dW =?= 板上液流面積 bA = TA 2 fA =?= 苯和甲苯為正常系統(tǒng)，取物性系數(shù) K= 查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) CF=,將以上數(shù)值代入上式 泛點(diǎn)率： 02 784 .8906 ? ? ?? ???﹪ 泛點(diǎn)率： 39。39。vs s LLvFbV L ZK C A??? ?? 及 泛點(diǎn)率 =39。39。 39。 ⑶霧沫夾帶 泛點(diǎn)率 =39。 39。dh 39。 39。wh = 則， 39。? =，又已選定 39。Lh = 則 39。 0 . 0 1 0 0 20 . 1 5 3 ( ) 0 . 1 5 3 ( ) 0 . 0 0 6 9 9 239。ph = m 液柱 ②液體通過降液管的壓頭損失因不設(shè)進(jìn)堰口 39。 39。 39。 39。dH ≤ 39。 7 35Lh h m?? ? ? ?液柱 ③液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，忽略不計(jì) 因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋? 39。ocu 0u 則 2VcLuh g???? 25 .3 4 3 .2 9 7 6 .0 0 0 .0 4 1 1 62 9 .8 1 7 8 4 .8 9 0 6 m?????? 液柱 ②板上充氣液層阻力 本設(shè)備分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù) ε =，則 1 39。 5 . 4 6 3 /39。 ⑶霧沫夾帶 泛點(diǎn)率 = 100vs s LLvFbV L ZK C A??? ?? ?﹪ 及泛點(diǎn)率 = vsLvFTVKC A???? ? ﹪ 板上液體流徑長度 ZL=D2 dW =?= 板上液流面積 bA = TA 2 fA =?= 苯和甲苯為正常系統(tǒng)，取物性系數(shù) K= 查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) CF=,將以上數(shù)值代入上式 泛點(diǎn)率 = 943 802 .1877 ? ? ?? ???﹪ 泛點(diǎn)率 =802 .1877 ? ?? ? ?﹪ 18 對(duì)于大塔，為避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過 80﹪，計(jì)算出的泛 點(diǎn)率都在 80﹪以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足 ev(液 )/kg(氣 )的要求。 1 2 .7 539。 塔板開孔率 039。 39。h = aAna? = 1 .1 3 7 0 .0 7 9 81 9 0 0 .0 7 5 m?? 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排方式作圖（見附圖），排得閥數(shù)為 209 個(gè)。4 4sVNdu? ? ?? ?? 估算排間距 39。 39。 6 .6 0 9 /39。 1 139。wh == ⑤弓形降液管寬度 Wd和面積 Af的確定 由 39。wh == ④降液管底隙高度 精餾段 h0=== 提餾段 039。4 u m su? ? ?? ③溢流裝置 采用單溢法弓形降液管 ⑴堰長 lw 取堰長 lw==*= ⑵出口堰高 hw=hLhow 選用平直堰，堰上液層高度 how由下式計(jì) 算 21000hwowLElh ? 14 當(dāng) D=1600mm 時(shí)，單溢流 Lh≦ 70m3/h 由液流收縮系數(shù)計(jì)算圖 D? 查得 ,精餾段 :E= 23 ??? 故， hw== 提餾段： E= 則，23 39。 44sVDmu? ? ?? ? 按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為 所以， 39。 39。 ( 0 .6 0 .8 ) 39。 1 . 3 4 5 /39。39。 0 .0 7 2 0 .0 8 7 3 82 0 2 0CC ?? ? ? ? m a x 39。 5 2 .6 639。39。 0 . 0 1 0 0 2 /39。 3 .2 9 7s VMVV m s?? ? ? 339。 4 .9 4 9 239。 C 內(nèi)插法得：б 1= б 2=Mf? = 0. 23 79 56 .2 ( 1 0. 23 79 ) 52 .8 53 .6 09 /m N m? ? ? ? ? 精餾段的平均液體張力 5 8 . 3 7 3 5 3 . 6 0 9 5 5 . 9 9 1 /22M D M fM m N m??? ? ?? ? ? 提餾段的平均液體張力 5 1 . 7 1 1 5 3 . 6 0 939。 C 由內(nèi)插法得：б 1= б 2=MD? =*+*=塔底溫度 tw=176。 C 3 31 1 7 0 0 5 8 8 . 8 7 1 039。 C 3 31 0 6 1 2 5 8 2 . 0 0 5 1 0 2 . 8 7 2 /8 . 3 1 4 3 6 4 . 4 6vvM MPM k g mRT????? ? ?? 提餾段的定性溫度： 1 0 1 . 8 6 1 1 0 . 4 539。 C ρ 1=31 779 .7790 / 825 175779 .2971 779 .7804Lw k g m? ??? 進(jìn)料的密度： tf=176。vMM = 8 5 .8 7 9 1 .8 8 8 8 .8 7 /2 g m o l? ? 塔頂壓強(qiáng)為常壓 P=101325pa 進(jìn)料段壓強(qiáng)： 1640 960 0eP N P pa? ? ? 精餾段壓強(qiáng)： 9 6 0 0 1 0 1 3 2 5 2 9 6 0 0 10612522PP pa? ? ? ??? 提餾段壓強(qiáng)： 6 4 0 9 6 0 0 1 0 1 3 2 5 2 6 4 0 4 9 11700522eP N P pa? ? ? ? ? ? ??? 液相密度 精餾段的密度 tD=176。 C 精餾段塔頂 xD= 12(1 )vD M D DM x M x M? ? ? ?= 78 ( 1 ) 92 /g m ol? ? ? ? ?1 1 1 2(1 )vfMM y M y M? ? ? ?= 78 ( 1 ) 92 /g m ol? ? ? ? ? 進(jìn)料板的平均分子量 LfMM = 78 ( 1 ) 92 /g m ol? ? ? ? ? 0. 43 81 78 ( 1 0. 43 81 ) 92 85 .8 66 6 /v fMM g m ol? ? ? ? ? ? 提餾段 塔釜 xw= LwMM 0. 00 33 3 78 ( 1 0. 00 33 3 ) 92 91 .9 53 6 /g m ol? ? ? ? ? ? vwMM 78 ( 1 ) 92 /g m ol? ? ? ? ? ? 10 則，精餾段的平均分子量 LMM = 8 8 .6 7 7 8 .3 4 8 3 .5 0 5 /2 g m o l? ? vMM = 8 5 .8 7 7 8 .1 4 8 2 .0 0 5 /2 g m o l? ? 提餾段的平均分子量 39。 C 塔頂 xD= 由內(nèi)插法得溫度 tD=176。 總的理論 板塊數(shù) =19+ 1919 20wxxxx?? =19+ 0 .0 0 4 3 5 8 0 .0 0 3 3 3 30 .0 0 4 3 5 8 0 .0 0 4 9 6 8?? = 塊 因蒸餾釜相當(dāng)于一塊理論板，故總的理論板數(shù)為 ，其中 塊為提餾段理論板。 已知 x9=,由上而下計(jì)算 ，直到 xi首次超越 xw= 時(shí)為止。wLWxxVV?= (c) 理論塔板數(shù)的計(jì)算 由上而下逐板 計(jì)算，自 x0= 開始到 xi首次越過 xq= 時(shí)止。39。L L qF?? =+=提餾段氣相質(zhì)量流量 : 39。 R==*=。 塔底產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù) xw= 根據(jù)衡摩爾流假設(shè) ，全塔流率一致，相對(duì)揮發(fā)度也一致： 由附錄一知： ?= 所以，平衡方程為：