[13]。2．在精餾段的操作方程截距為=XDR+13．按以下方法計算q原料液的汽化熱為r查得XF=0.44時溶液的泡點溫度為136℃，平均溫度t溫度78℃下，查得的乙苯苯乙烯的比熱容為1.87kJ/（kg·℃），混合液的平均比熱容計算如下：Cq=q=過e點做斜率為2.81的直線，得到q線。q線和精餾段操作線交叉得到d點。1．連接cd，得到提餾段的操作線。y=1.2231x?0.00522．從a點開始在操作線和平衡線之間繪制梯級。繪制的理論塔板數(shù)的圖如圖10所示：圖SEQ圖表\*ARABIC10圖解法求理論塔板數(shù)由圖10解得到理論板層數(shù)（包括再沸器）為27，加料板為由上至下第13層。1.3.2工藝尺寸及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算以精餾段為例計算：1.操作壓力計算塔頂操作壓力：P每層塔板壓降：?P=0.7kpa加料板壓力：P精餾段平均壓力：P2.操作溫度計算乙苯-苯乙烯的飽和蒸氣由lgp計算得：塔頂溫度tD加料板溫度tF精餾段平均溫度t3.平均摩爾質(zhì)量計算（1）塔頂平均摩爾質(zhì)量計算：xD=y1M（2）加料板平均摩爾質(zhì)量計算：xF=y2MM（3）精餾段的平均摩爾質(zhì)量MM4.平均密度的計算（1）氣相平均密度計算由理想氣態(tài)方程計算，即ρ（2）液態(tài)平均密度計算液相平均密度依下式計算，即1tD=135.5℃時，由手冊查得：ρ塔頂液相平均密度ρtF=143.8℃加料板液相的質(zhì)量分率?=加料板的平均密度ρ精餾段液相平均密度ρ1.液相平均表面張力計算液相平均表面張力的計算公式如下：σLmtD=135.5℃時，由手冊查得：σ塔頂液相表面張力σLDmtF=143.8℃加料板液相表面張力σ精餾段液相平均表面張力σ6.液體平均粘度計算液相平均粘度的計算公式如下：μtD=135.5℃塔頂液相平均粘度μtF=135.5℃加料板液相平均粘度μ精餾段液相平均粘度μ1.3.3精餾塔塔體工藝尺寸的計算1.塔徑的計算L=RD=3.5×1.38=4.83kmol/?V=精餾段的氣、液相體積流率：VL最大允許速度umax式中的C可以由下面計算得到，其中C20由下圖11查取，橫坐標(biāo)為L?取板間距HT=0.4m，板上液高度?L=0.1mC=u取安全系數(shù)為0.7，空塔系數(shù)u=塔徑D=4塔截面積A實際空塔氣速u=《史密斯關(guān)聯(lián)圖》如圖11所示：圖SEQ圖表\*ARABIC11史密斯關(guān)聯(lián)圖2.塔高的計算塔板間距HT=400mm=0.4m進(jìn)料板上方開一人孔，高度是0.8m操作條件如下：單板壓降：≤0.7kpa；操作壓力：4kpa；總板效率：ET=52%。實際板層數(shù)NP=NT塔的有效段高度Z=塔高H=Z+取H塔高H=20.4+0.8+0.8+0.8+0.5=23.3m1.3.4塔板主要工藝尺寸的計算1.溢流裝置的計算（1）堰長l取堰長l（2）堰高??選用平直堰：?OW=?取板上液層高度??（3）弓形降液管的寬度Wd和截面積l查圖12弓形降液管的參考圖得AAW降液管內(nèi)液體的停留時間θ=降液管設(shè)計合理。弓形降液管參考圖如圖12所示：圖SEQ圖表\*ARABIC12弓形降液管的寬度與截面積（4）降液管底隙高度??選用凹形受液盤2．塔板布置（1）塔板的分塊D=1.2m>0.8m，塔板采用分塊式，分為3塊。（2）邊緣區(qū)的寬度確定取W（3）鼓泡區(qū)面積Aax=R=A（4）篩孔計算及其排列考慮到物料有腐蝕性，可選用δ=3mm，d篩孔按正三角形排列，取孔中心距t=75mm。篩孔的數(shù)目n=開孔率?=開孔面積A氣體通過閥孔的氣速u1.1.5篩板的流體學(xué)驗算1.塔板壓降（1）干板阻力?d查圖13《干篩孔的流量系數(shù)圖》得C?《干篩孔的流量系數(shù)圖》如圖13所示：圖SEQ圖表\*ARABIC13干篩孔的流量系數(shù)圖（2）氣體通過液層的阻力?uF查圖14充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得β=0.9?充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖如圖14所示：圖SEQ圖表\*ARABIC14充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖（3）液體表面張力所產(chǎn)生的阻力???氣體通過每層塔板壓降△P=2.液面落差塔徑和流量不大，液面落差小，可以忽略。3.液沫夾帶?液沫夾帶量e本設(shè)計中液沫夾帶量eV4.漏液對篩板塔漏液點氣速u穩(wěn)定系數(shù)K=該設(shè)計負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量漏液。1.液泛防止發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高H乙苯-苯乙烯為一般物系，取φ=0.5H?H本設(shè)計不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。1.4乙苯塔甲苯和乙苯的飽和蒸氣壓如表14所示：表SEQ表格\*ARABIC14甲苯和乙苯的飽和蒸氣壓溫度/℃110.8115120125130136.2甲苯P0A/kpa101.33124.20131.30163.20184.10200.10乙苯P0B/kpa40.1056.1064.2186.6098.70108.60用α=P0A求得公式y(tǒng)=其他計算結(jié)果如表15所示：表SEQ表格\*ARABIC15乙苯塔氣液平衡數(shù)據(jù)表溫度/℃110.8115120125130136.2α2.5272.2142.0451.8851.8651.843x1.000.8200.6420.5320.4230y1.000.9090.7970.7130.6160要求塔頂產(chǎn)品中甲苯%≥0.986，塔底產(chǎn)品中甲苯%≤0.0135，R=3.5。即XD=0.986、XF=0.51、XW=0.0135。操作條件下乙苯的汽化熱為370kJ/kg，甲苯的汽化熱為379.4kJ/kg。進(jìn)料溫度為20℃1．利用平衡數(shù)據(jù)，在直角坐標(biāo)圖上畫出平衡曲線和對角線，標(biāo)出點a（XD，XD）、點e（XF，XF）、點c（XW，XW）三點。2．精餾段操作線截距為=XDR+13．按一下方法計算q原料液的汽化熱為rm=0.51×379.4×92.14+0.49×370×106.16=37075.345kJ/kmol查得XF=0.51時溶液的泡點溫度為110℃，平均溫度t查得在65℃下的乙苯和甲苯的比熱容為1.86kJ/（kg·℃），因此原料液的平均比熱容計算如下：Cq=q=從e點做斜率為3.237的直線，即得q線。q線與精餾段操作線交于d點。1．連接cd，得到提餾段的操作線。y=1.1783x?0.00242．從a點開始在操作線和平衡線之間繪制梯級繪制的理論塔板數(shù)的圖如圖15所示：圖SEQ圖表\*ARABIC15圖解法求理論塔板數(shù)由圖15解得到理論板層數(shù)為15（包括再沸器），自塔頂往下數(shù)的第7層為加料板?？账馑賣=1m/s塔內(nèi)氣體流量V塔徑D=4塔截面積A因此塔板間距HT選擇400mm=0.4m在進(jìn)料板上方開一人孔，高度為0.8m總板效率：ET=52%。實際板層數(shù)NP=N塔的有效段高度Z=(塔高H=Z+取H塔高H=11.2+0.8+0.8+0.8+0.5=14.1m塔的有效段高度Z=(N塔高H=Z+取H塔高H=9.2+0.8+0.8+0.8+0.5=12.1m1.5苯/甲苯塔由上面表11可知，塔頂產(chǎn)品苯的流量D=0.2512kmol/h。塔頂易揮發(fā)組分的回收率為98%，塔頂產(chǎn)品中含苯≥0.975，釜殘液中含苯≤0.0235。進(jìn)料組成：X塔頂易揮發(fā)組分的回收率=DXF=DX每小時處理量少，先儲存在儲槽里，24小時后精餾。故D=6.0288kmol/h，F(xiàn)=18.168kmol/h1.1.1苯/甲苯塔的物料衡算1．原料液、塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量=78.11甲苯的摩爾質(zhì)量=92.14XF=0.326XD=0.975XW=0.02352．原料液、塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MMMW3．物料衡算F=18.168kmol/h總物料：F=D+W易揮發(fā)組分：F聯(lián)立兩式：18.168=D+W18.168×0.326=0.975D+0.0235W解得：D=1.776kmol/h；W=12.392kmol/h1.1.2塔板數(shù)的確定1．理論板層數(shù)NT的求取苯—甲苯屬于理想材料物系，可以用圖解法來求理論板數(shù)。苯和甲苯的飽和蒸氣如表16所示：表SEQ表格\*ARABIC16苯和甲苯的飽和蒸氣壓溫度/℃80.1859095100105110.6苯P0A/kpa101.33116.9131.5151.7179.2204.2240.0甲苯P0B/kpa40.0465463.374.386.0101.33用α=P0AP求得公式y(tǒng)=其他計算結(jié)果如表17所示：表SEQ表格\*ARABIC17苯/甲苯塔氣液平衡數(shù)據(jù)表溫度/℃80.1859095100105110.6α2.542.512.462.412.37x1.0000.7800.5810.4120.2580.1300y1.0000.8970.7730.6330.4610.26902．求最小回流比以及操作回流比采用作圖的方法來求得最小回流比。在圖中對角線上，點e（0.326，0.326）做垂線與平衡曲線交點為f，所得的ef線即為q線，點f（0.326,0.483）Rmin=XD?y取操作回流比R=1.13．求精餾塔的氣、液相負(fù)荷L=RD=3.443×V=L+D=LV＇4．求操作線方程精餾段：y=提餾段：y5．圖解法求理論板層數(shù)繪制的理論塔板數(shù)的圖如圖16