【正文】 沫夾帶線式中 代入數(shù)據(jù)得簡化得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：104依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線 ③ 液泛線 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：104 依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線 ④ 漏液線（氣相負(fù)荷下限線）漏液點氣速 ，整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：，m3/s104Vs了，min，m3/s依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線 ⑤ 操作彈性 操作氣液比 操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負(fù)荷與氣相允許最小負(fù)荷之比，即：操作彈性=將所得上述五個方程繪制成精餾段塔板負(fù)荷性能圖（如圖6）（二）、提餾段塔板負(fù)荷性能圖 液相負(fù)荷上限線 ① 液相負(fù)荷下限線取平堰堰上液層高度m。 通過流體力學(xué)驗算，可認(rèn)為精餾段和提餾段塔徑及塔板各工藝結(jié)構(gòu)尺寸合適，若要做出最合理的設(shè)計，還需重選及，進(jìn)行優(yōu)化設(shè)計，在此不再贅敘。 提餾段： 故Hd2=++= m液柱 。 (三)、 液沫夾帶 液沫夾帶量可用式計算： 精餾段液沫夾帶量 提餾段液沫夾帶量: （驗算結(jié)果表明產(chǎn)生的霧沫夾帶量在本設(shè)計范圍內(nèi)允許） (四) 、漏液 對篩板塔，漏液點氣速(下限氣速)uOM可由下式計算，即 精餾段： 實際孔速uo1＝ m/s＞uOM1 穩(wěn)定系數(shù)為K1=uo1/uOM1= 提餾段： 實際孔速uo2＝ m/s＞uOM2 穩(wěn)定系數(shù)為K2=uo2/uOM2= （故在本設(shè)計中無明顯漏液）。 故 ③、液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由計算 ④、氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 氣體通過每層塔板的壓降為 ： （滿足工藝要求）。 故 ③、液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由計算 ④、氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 氣體通過每層塔板的壓降為 ： （滿足工藝要求）。 ②、破沫區(qū)(安定區(qū))寬度、無效邊緣區(qū)確定 取破沫區(qū)寬度：=== m 取無效邊緣區(qū)：Wc2=Wc1= m ③、開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積Aa2=Aa1= m2 ④、篩孔計算及其排列 同樣選用δ＝3 mm碳鋼板，篩孔直徑 d02=d01＝5 mm，按正三角形排列，孔中心距t為 t2=t1＝3d01＝3 5＝15mm。 篩孔數(shù)目： 開孔率為：（開孔率一般在5～15%之間,滿足要求） 每層塔板開孔面積： 氣體通過篩孔的氣速： 提餾段塔板布置 ①、塔板的分塊 因D2≥800mm，故塔板采用分塊式。 表7 塔板分塊數(shù)與塔徑的關(guān)系塔徑D/mm800～12001400～16001800～20002200～2400塔板分塊數(shù) 3 4 5 6 ②、破沫區(qū)(安定區(qū))寬度、無效邊緣區(qū)確定 取破沫區(qū)寬度：== m ；取無效邊緣區(qū)：Wc1= m。 （二）、塔板布置 精餾段塔板布置 ①、塔板的分塊 因D1≥800mm，故塔板采用分塊式。 ④、降液管底隙高度ho2 取降液管底隙的流速則 (滿足要求） 故降液管底隙高度設(shè)計合理。 提餾段溢流裝置計算 因塔徑D＝1 m，可選用單溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盤。 ④、降液管底隙高度ho1 取降液管底隙的流速則 （～ m，滿足要求）hW1ho1== mm6 mm故降液管底隙高度設(shè)計合理。T， m 故精餾塔的有效高度Z =Z精＋Z提＋=7＋＋=15 m六、塔板主要工藝尺寸的計算 (一)、溢流裝置計算 精餾段溢流裝置計算 因塔徑D＝1 m，可選用單溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盤。塔截面積為 AT1==12= m2 提餾段塔徑的計算 取板間距HT=，取板上清液層高度 ＝。s四、精餾塔的氣、液相負(fù)荷計算（一）、精餾段氣、液相負(fù)荷計算 汽相摩爾流率：V=(R+1)D=(+1)= 汽相體積流量： 汽相體積流量： 液相回流摩爾流率：L=RD== kmol/h 液相體積流量： 液相體積流量：（二）、提餾段氣、液相負(fù)荷計算 汽相摩爾流率： 汽相體積流量 汽相體積流量 液相回流摩爾流率： 液相體積流量： 液相體積流量：五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算 （一）、塔徑的計算 精餾段塔徑的計算 取板間距HT=，取板上清液層高度 ＝。s 精餾段液相平均粘度 μLm1=(+)/2= mPas μWB=105－＋ μWB= mPas lgμFm=lg()＋()lg() 解出μFm= mPas 進(jìn)料板液相平均粘度的計算 由TF＝℃ 得 ： μFA=105－＋ μFA= mPas μDB=105－＋ μDB= mPas）甲苯乙苯 圖5 已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的粘度（如表5），將其以T為x軸σ為y軸分別繪制出甲苯、乙苯的溫度粘度曲線圖（如圖5）。故甲苯、乙苯純組分在本設(shè)計所涉及的溫度范圍內(nèi)的表面張力可用下式求得： 甲苯 σA=＋ 乙苯 σB=＋ 而液相平均表面張力用計算 表4甲苯、乙苯在某些溫度下的表面張力（σ）?溫度 T℃60708090100表面張力(mN/m)甲苯乙苯溫度 T℃110120130140150表面張力 (mN/m)甲苯乙苯 圖4 塔頂液相平均表面張力的計算 由 TD＝℃ 得： σDA=＋= mN/m σDB=＋= mN/m σDm=＋()= 進(jìn)料板液相平均表面張力的計算 由TF＝℃ 得： σFA=＋= mN/m σFB=＋= mN/m σFm=＋（1－）= mN/m 塔底液相平均表面張力的計算 由 TW＝℃ 得： σWA=＋= mN/m σWB=＋= mN/m σWm=＋()= mN/m 精餾段液相平均表面張力 σLm1=(σDm＋σFm)/2=（＋)/2= 提餾段液相平均表面張力 σLm2=(σFm＋σWm)/2=（＋)/2= mN/m（六）、液體平均粘度計算 表5甲苯、乙苯在某些溫度下的粘度（μ）④溫度 T/℃60708090100粘度（mPa故甲苯、乙苯純組分在本設(shè)計所涉及的溫度范圍內(nèi)的密度可用下式求得： 甲苯ρA=＋ ， 乙苯 ρB=＋ 而液相平均密度用計算（ 式中表示質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。（二）、實際塔板數(shù)Np的求取 精餾段：Np1=NT1/=15，取Np1=15塊； 提留段：NP2=NT2/=；取Np2=16塊； 總塔板數(shù)：NP=Np1+Np2=31塊。 圖解得總理論塔板數(shù)NT=－1=（不含再沸器）。 即：R=2Rm= 圖2 求操作線方程 精餾段操作線方程為： L=RD== kmol/h 提餾段操作線方程為 圖解法求理論板層數(shù) 精餾段操作線為經(jīng)過點a(,)、c(0,)的直線，與q線交與點d,而提留段操作線為經(jīng)過點d、b(,)兩點的直線。 圖 1 確定操作的回流比R 因q=xe=xf=～y圖上查得ye=。 根據(jù)（A、B、C為Antoine方程常數(shù)由手冊已查得如表1）求得一系列溫度下甲苯和乙苯的蒸氣壓、。 （四）、設(shè)