苯-甲苯的分离过程连续板式精馏塔设计书

1 苯 续 板式精馏塔设计书 第一章 绪 论 馏塔设计任务 常压操作的连续板式精馏塔内分离苯 接蒸汽加热，生产时间为 300/年，每天 24 小时，生产能力为 18 万吨 /年，原料组成为 顶组成为 底组成为 1。 作条件 塔顶压力：常压 冷却水入塔温度： 25 冷却水出塔温度： 45 回流比： 板压降： 蒸汽加 热温度： 120 160 设备形式：筛板浮阀塔 厂址：武汉地区 馏与筛板塔简介 在工业生产中，广泛应用精馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。 蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。此外，按操作是否连续分为连续蒸馏和间歇蒸馏。工业生产 中的蒸馏多为多组分精馏，本设计着重讨论常压下的双组分精馏，即苯 在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精馏，萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液两相通过紧密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者代表是板式塔，后者代表则为填料塔。 筛板塔在十九世纪初已应用于工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产 实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板（孔径为 3大孔径筛板（孔径为 10类。工业应用以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离粘度大、易结焦的物系）。筛板的优点足结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率 2 较高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降，故过去 工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用 2。 系介绍 苯，沸点为 ；甲苯，沸点为 ，是非常重要的化工原料，都为无色、无毒，有一定致癌性的最常见的有机溶剂，因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。苯 物体系。 3 第二章 设计原理 塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用气液传质设备。根据塔内汽液接触构件的结构形式可分为板式塔和填料塔两大类。 蒸馏是一种重要的化工单元操作，是工业上分离液相混合物的常用方法。 蒸馏操作可以采用板式塔也可以采用填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气相以鼓泡或者喷射的形式穿过板上的液层，进行传质与传热。在正常的操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程 3。 作为汽 液两相传质用的塔设备，首先必须使汽液两相充分接触，以获得较高的传质效率，此外，为了满足工业生产生产的需要，塔设备还得考虑下列各项基本要求： 1. 汽液处理量大。即在较大的汽液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。 2. 操作稳定、弹性大。即当塔设备的汽液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作，并且塔设备应保证能长期连续操作。 3. 流体流动的阻力小。即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还 使系统无法维持必要的真空度。 4. 结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。 5. 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 6. 塔内滞留量小。 4 第三章 设计方案的确定 设计原则 总的原则是尽可能多的采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。 （ 1）满足工艺和操作的要求 （ 2）满足经济上的要求 （ 3）保证生产安全 （ 4）技术先进 置流程的确定 精馏装置包括精 馏塔，原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔底输入，物料在塔内径多次部分被汽化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器中冷却介质将余热带走。工业生产中多应用连续蒸馏，连续精馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，塔顶冷凝装置采用全凝器以便准确的控制回流比。在设计过程中还应考虑余热的利用。 型的选择 本设计是通过对筛板塔和浮阀塔的生产能力、塔板效率、操作效率、操作弹性、压力降的计算以及操作可行性和造价等多方面的比较选择了筛板塔。 筛板塔的主要优点有： （ 1）结构比浮阀塔更简单，易于 加工，造价约为泡罩塔的 60%，为浮阀塔的 80%左右。 （ 2）气液分散均匀，传质效率高，处理能力大，比同塔径的泡罩塔大 10 15%。 （ 3）塔板效率与浮阀塔大体相当，但比泡罩塔高 15%左右。 （ 4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30%左右。 （ 5）板上液面落差较小。 但筛板塔也存在着一些不足： （ 1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 （ 2）操作弹性较小（约 2 3），若设计合理，也能具有足够的操作弹性。 （ 3）小孔筛板容易堵塞。 作压力的选择 精馏操作有常压，加压和减压三种方式。本设计采用 常压操作，原因在于： （ 1）苯和甲苯在常压下呈液态，不必采用加压装置。 （ 2）能用水将馏出物冷却，在常压下实现苯和甲苯的分离。 5 （ 3）苯和甲苯不属于热敏性物料，混合液沸点不高，不必采用减压蒸馏 4。 料状态的选择 物料的进料状态有五种，可用进料状态参数 q 值来表示。进料为过冷液体： 1q ；饱和液体（泡点）： 1q ；气、液混合物： 01q；饱和蒸汽（露点）： 0q ；过热蒸汽： 0q 。本设计采用饱和液体（泡点）进料，原因在于： （ 1）使精馏段和提馏段保持相同的塔径，便于制造。 （ 2）保持塔的操作稳定。 （ 3）避免季节的影响。 却方式的选择 苯设计选择用冷却水冷却，并采用全凝器。 热方式的选择 塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。本设计物系是苯 和甲苯，宜采用间接蒸汽加热，设置再沸器。 流比的选择 实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。为了使塔设备和操作费用实现最优化组合，一般经验值 1 . 1 2()5。 6 第四章 精馏塔的工艺设计 馏塔的工艺计算 料衡算与操作线方程 （ 1）设计的条件 原料：苯的质量分数： 顶组成苯的质量分数： 釜组成苯的质量分数： 加料流率 D 气 相产物流率 W 液相产物流率 处理能力： 18 万吨 /年 生产时间： 300 天 /年 24h/d 质量分数转化为摩尔分数： 苯的分子量 A： 7 8 . 1 1 /AM k g k m o l 甲苯的分子量 B： 9 2 . 1 3 /BM k g k m o l0 . 4 67 8 . 1 1 0 . 5 0 1 10 . 4 6 1 0 . 4 67 8 . 1 1 9 2 . 1 30 . 9 87 8 . 1 1 0 . 9 8 3 00 . 9 8 0 . 0 27 8 . 1 1 9 2 . 1 30 . 0 27 8 . 1 1 0 . 0 2 3 5 00 . 0 2 0 . 9 87 8 . 1 1 9 2 . 1 3 苯 （摩尔分数） 产品要求： （摩尔分数） 0 3 5 0（摩尔分数） （ 2）平均分子量 苯的分子量 A： 7 8 . 1 1 /AM k g k m o l 甲苯的分子量 B： 9 2 . 1 3 /BM k g k m o l平均分子量： , 0 . 5 7 8 . 1 1 0 . 5 9 2 . 1 3 8 5 . 1 2 /k g k m o l 7 , 0 . 9 8 7 8 . 1 1 (1 0 . 9 8 ) 9 2 . 1 3 7 8 . 3 9 /k g k m o l , 0 . 0 2 7 8 . 1 1 (1 0 . 0 2 ) 9 2 . 1 3 9 1 . 8 5 /k g k m o l （ 3）全塔物料恒算 对全塔做物料恒算： F D W ( ) 4 3 31 8 1 0 1 0 1 0 8 1 . 5 8 /8 5 . 1 1 3 0 0 2 4 3 6 0 0m o l 对轻组分全塔做物料恒算：F D D X W X（） 联立 ( )（）两式可得： 8 1 . 5 8 0 . 5 0 1 1 0 . 0 2 3 5 4 0 . 6 1 /0 . 9 8 3 0 0 . 0 2 3 5 XD m o l 8 1 . 5 8 4 0 . 6 1 4 0 . 9 7 /W F D m o l s 故 4 0 /D m ol s 4 0 /W m ol s 图 4 甲苯相平衡图 8 （ 4）相对挥发度 的计算 由图 4到对应的分离任务： ，塔顶温度 0 3 5 0，塔底温度 ，进料温度 则精馏段平均温度) ( 8 0 . 5 3 9 1 . 7 4 ) 8 6 . 1 422t t 提馏段平均温度 11 ( ) ( 1 0 9 . 3 9 1 . 7 4 ) 1 0 0 . 522m W Ft t t 全塔平均温度 ( ) ( 8 0 . 5 3 1 0 9 . 3 ) 9 4 . 9 022mt t t 1211l o g 6 . 0 3 1 2 2 0 . 8AP t ； 1345l o g 6 . 0 8 0 2 1 9 . 5BP t ;A A B P x P P 可得： 1 0 2 P a 3 9 P a 00 2 9 0 3 5 0 2 3 1 P a 9 7 P a 00 2 6 1 4 3 P a 5 7 P a 相对平均挥发度： 33 2 . 5 9 9 2 . 3 7 6 2 . 4 9 8 2 . 4 8 9F D W 则相平衡方程为： 2 . 4 8 91 ( 1 ) 1 1 . 4 8 9 论板数先用图解法找出最佳回流比 泡点进料， 1 , 0 . 5 0 1 1 X 2 . 4 8 9 0 . 5 0 1 1 0 . 7 1 4 31 ( 1 ) 1 1 . 4 8 9 0 . 5 0 1 1ee x 9 最小回流比m i 9 8 3 0 0 . 7 1 4 3 1 . 2 6 00 . 7 1 4 3 0 . 5 0 1 1 设回流比m i n 1 . 8 1 . 2 6 0 2 . 2 6 8 (1)进料板位置的确定（由逐板计算） 由逐板计算法计算： 精馏段操作线方程为：1 0 . 6 9 4 0 0 . 3 0 0 811 Dn n x 提馏段操作线方程为：1 1 . 3 0 9 0 . 0 0 7 2 5 5( R 1 ) D ( R 1 ) Dn n w F F Dy x x x 结合相平衡方程： 2 91 1 9 nn x 泡点进料， 1 , 0 . 5 0 1 1 X 1 0 . 9 8 3 0第一块板上升的气相组成为： 1110 . 9 8 3 0 0 . 9 5 8 7( 1 ) y 2 . 4 8 9 1 . 4 8 9 0 . 9 8 3 0 由此法计算结果由表 4示： 表 4板计算结果表 x1 x2 x3 x4 x5 x6 x7 y1 y2 y3 y4 y5 y6 y7 x9 y9 计算得加料板位置在第 7 块板，理论板数 14（含塔釜） （ 2）板效率 10 由进料平均温度 查黏度得： 则进料液体的黏度 (1 )L A F B 0 . 2 6 7 0 . 5 0 1 0 . 2 7 5 0 . 4 9 8 9 0 . 2 7 1 0 m p a S 故 00 . 2 4. 5245 ( 2 . 4 8 9 0 . 2 7 10 . 4 9 ( ) 0 . ) 0 . 59 34 96T 其中 1 . 1 0 1 3 ( 0 . 1 , 7 . 5 ) L （ 3）实际板数 实际板数 4 1 2 4 . 0 9 2 50 . 5 3 9 6 块 加料板位置为： 2 5 7 1 3 413 块 图 4压下苯 11 料基本物性数据的计算 均分子量的计算 ,F,D, F(1 X ) 7 8 . 1 1 0 . 5 0 1 1 9 2 . 1 3 0 . 4 9 8 9 8 4 . 9 9 /(1 X ) 7 8 . 1 1 0 . 9 8 3 0 9 2 . 1 3 0 . 0 1 7 0 7 8 . 2 4 /(1 X ) 7 8 . 1 1 0 . 0 2 3 5 9 2 . 1 3 0 . 9 7 6 5 9 1 . 6 7 /(1 ) 7 8 . 1 1 0 . 7 1 4 0 9 2 A F D B W B B X M g m o X M g m o X M g m o y M y V , 0 . 2 8 6 0 8 2 . 0 1 /(1 ) 7 8 . 1 1 0 . 9 9 3 0 9 2 . 1 3 0 . 0 0 7 7 8 . 2 1 /(1 ) 7 8 . 1 1 0 . 0 5 7 7 9 2 . 1 3 0 . 9 4 2 3 9 1 . 2 0 /A D B B Wg m o y M y g m o y M y g m o l 均密度的计算 对平均密度的计算需查苯 6。 表 4 温度（ ） 80 90 100 110 120 苯 3/kg m 814 805 791 778 763 甲苯 3/kg m 809 801 791 780 768 由内插法： 38 0 2 A kg m 38 0 2 B kg m 38 1 3 . 5 /A kg m 38 0 8 B kg m 37 7 9 . 0 /A k g m 37 8 0 . 8 /B kg m （ 1） 液相密度的计算 A 表示苯 B 表示甲苯 由液相密度计算公式 ：, , ,1L m 即 ,1 0 . 4 6 0 . 5 48 0 2 . 6 8 0 2 . 7计算可得： 3, 8 0 2 LF kg m 同理得： 3, 8 1 3 LD kg m ， 3, 7 8 /LW kg m 则精馏段和提馏段的平均密度分别为： 12 , 3, 8 0 8 . 0 /2L F L k g m ,3, 7 9 1 . 8 /2L W L k g m （ 2）气相密度的计算 由 ,3V , F 1 0 1 . 3 2 5 8 2 . 0 1 2 . 7 3 9 /8 . 3 1 4 ( 2 7 3 . 1 5 9 1 . 7 4 )k g 同理得： ,3, 1 0 1 . 3 2 5 7 8 . 2 1 2 . 6 9 1 /8 . 3 1 4 ( 2 7 3 . 1 5 8 0 . 5 3 )M k g , 3, 1 0 1 . 3 2 5 9 1 . 2 0 2 . 9 0 6 /8 . 3 1 4 ( 2 7 3 . 1 5 1 0 9 . 2 7 )M k g 则精馏段和提馏段的平均密度分别为： , 3, 2 . 6 9 1 2 . 7 3 9 2 . 7 1 5 /22V D V k g m ,3, 2 . 9 0 6 2 . 7 3 9 2 . 8 2 2 /22V W V k g m 馏段物性数据 （ 1）液体回流量 , , D 3,11( ) 2 . 2 6 8 4 0 . 6 1 ( 8 4 . 9 9 7 8 . 2 4 )22 0 . 0 0 9 3 0 5 /1 0 0 0 1 0 0 0 8 0 8 . 0L F M ML m s （ 2）气体回流量 V, 311( ) 3 . 2 6 8 4 0 . 6 1 ( 8 2 . 0 1 7 8 . 2 1 )22 3 . 9 1 4 /1 0 0 0 1 0 0 0 2 . 7 1 5 MV m s 馏段物性数据 （ 1）液体回流量 ,2,8 1 . 5 8 8 4 . 9 90 . 0 0 9 3 0 5 0 . 0 1 7 9 4 /1 0 0 0 1 0 0 0 8 0 2 . 7 S F L m s （ 2）气体回流量 33 . 9 1 4 / m s 13 体平均表面张力的计算 表 4 温度 80 90 100 110 120 苯， mN/m 甲苯， mN/m 0 体平均表面张力的计算，依下式：,L M i 塔顶液体的平均表面张力计算： 由 查常用物料物性数据得： 苯的表面张力 2 1 . 1 1 /A m N m ； 甲苯的表面张力 2 1 . 6 2 /B m N m 则, F M 0 . 9 8 3 0 2 1 . 1 1 0 . 0 2 3 5 0 2 1 . 6 2 2 1 . 2 6 /L D A W m N m 进料板液相平均表面张力的计算： 由 查常用物料物性数据得： 苯的表面张力 1 9 . 8 0 /A m N m ； 甲苯的表面张力 2 0 . 4 1 /B m N m 则, F M (1 ) 0 . 5 0 1 1 1 9 . 8 0 (1 0 . 5 0 1 1 ) 2 0 . 4 1 2 0 . 1 0 /L A F B m N m 精馏段液相平均表面张力的计算： , M , ,11( ) ( 2 1 . 2 6 2 0 . 1 0 ) 2 0 . 6 8 /22L L F M L D M m N m 塔釜液体的平局表面张力计算： , 1 7 /A m N m , 1 8 /B m N m ,M 0 . 0 2 3 5 0 1 7 . 5 6 1 0 . 0 2 3 5 0 1 8 . 4 5 1 8 /. 4 3L m N m 提馏段液相平均表面张力的计算： ,M 1 ( 1 8 . 4 3 2 0 . 4 2 ) 1 9 . 2 /42L m N m 14 表 4馏塔内基本物性数据计算结果 项目 精馏段 提馏段 液相平均密度 3, ,/LM kg m相平均密度 3, ,/m相回流量 3,/SL m 相回流量 3,/SV m 相平均表面张力, , /LM mN m的主要尺寸的计算 径 D 的计算 精馏段： 1 1 12 2 2, 3600 0 . 0 0 9 3 0 5 3 6 0 0 8 0 8 . 0( ) ( ) ( ) 0 . 0 4 1 0 13 6 0 0 3 . 9 1 4 3 6 0 0 2 . 7 1 5 S 取板间距为 板上层液高度为 则 0 . 6 0 . 0 6 0 . 5 4 0 0 m ；查图 4 4密斯关联图 15 得：20 0 . 2 0 . 220 2 0 . 6 8( ) 0 . 0 9 8 ( ) 0 . 0 9 8 6 82 0 2 0 液泛速度可由下式计算： 则 8 0 8 . 0 2 . 7 1 50 . 0 9 8 6 8 1 . 6 9 9 /2 . 7 1 5fu m s 取安全系数（泛点百分率）为 于不易发泡物系，泛点百分率可取 则空塔气速为： 0 . 8 2 0 . 8 2 1 . 6 9 9 1 . 3 9 3 /u m s 则所需气体流通面积为：2s 3 . 9 1 4 0 2 . 8 1 01 . 3 9 3 查图 4选择单流型塔板，并取堰长 溢流管面积和塔板面积之比为： 0 . 0 5 2f 22 . 8 1 0 2 . 9 6 41 0 . 0 5 2 1 0 . 0 5 2 4 4 2 . 9 6 4 1 . 9 4 33 . 1 4 1 5 将 D 圆整，得 22 23 . 1 4 1 5 2 . 0 3 . 1 4 244T 20 . 0 5 2 0 . 0 5 2 3 . 1 4 2 0 . 1 6 3 4 m ； 23 . 1 4 2 0 . 1 6 3 4 2 . 9 7 9n T A m ； 气体在塔中实际流速： 3 . 9 1 4 1 . 3 1 4 /2 . 9 7 9Sn m 则实际泛点百分率为： 1 . 3 1 4 0 . 7 7 3 41 . 6 9 9 5 提馏段： 1 1 12 2 2, 3600 0 . 0 1 7 9 4 3 6 0 0 7 9 1 . 8( ) ( ) ( ) 0 . 0 7 6 7 83 . 9 1 4 3 6 0 0 2 . 8 2 23600 S 取板间距为 0.6 ，板上层液高度为 ； 16 则 0 . 6 0 . 0 6 0 . 5 4 m ； 查图 4：20 ， 0 . 2 0 . 2201 9 . 4 2( ) 0 . 0 9 8 ( ) 0 . 0 9 7 4 22 0 2 0 液泛速度可由下式计算： ， 则 7 9 1 . 8 2 . 8 2 20 . 0 9 7 4 2 1 . 6 2 9 /2 . 8 2 2fu m s 取安全系数（ 泛点百分率）为 于不易发泡物系，泛点百分率可取 则空塔气速为： 0 . 8 2 0 . 8 2 1 . 6 2 9 1 . 3 3 6 /u m s 则所需气体流通面积为： 2s 3 . 9 1 4 2 . 9 3 01 . 3 3 6n 查图 4选择单流型塔板，并取堰长 图 4形降液管的宽度与面积 得溢流管面积和塔板面积之比为： 0 . 0 5 2f 22 . 9 3 0 3 . 0 9 11 0 . 0 5 2 1 0 . 0 5 2 17 4 4 3 . 0 9 1 1 . 9 8 43 . 1 4 1 5 将 D 圆整，得 22 23 . 1 4 1 5 2 . 0 3 . 1 4 244T 20 . 0 5 2 0 . 0 5 2 3 . 1 4 2 0 . 1 6 3 4 m ； 23 . 1 4 2 0 . 1 6 3 4 2 . 9 7 9n T A m ； 气体在塔内实际流速： 3 . 9 1 4 1 . 3 1 4 /2 . 9 7 9m 则实际泛点百分率为： 1 . 3 1 4 0 . 8 0 6 61 . 6 2 9 馏塔有效高度的计算 精馏段有效 高度 1 1 1 1 4 1 0 . 6 7 . 8 H m 提馏段有效高度 22 1 1 1 1 0 . 6 6 H m 在进料板上方开一个人孔，高度为 实际塔板数： 1 4 1 250 . 5 3 9 6块 塔板有效高度为： ( 1 ) 0 . 6 ( 2 5 1 ) 0 . 6 0 . 6 1 5 H m 表 4馏塔主要尺寸计算结果 项目 精馏段 提馏段 塔径 , 塔气速 ,/nu m 际泛点百分率 长 ,流管面积 2,18 塔板面积 2,体流通面积 2,板工艺尺寸 的主要计算 流装置的计算 因塔径精馏段与提馏段塔径相同 ,选择弓形单溢流降液管，采用凹形受液盘，计算如下： （ 1）堰长 0 . 6 0 . 6 2 . 0 1 . 2 m 图 4流收缩系数图 （ 2）溢流堰高度计算 W L h h选用平直堰，堰上液层高度查图 4E 近似取 1 22332 . 8 4 2 . 8 4 0 . 0 9 3 0 5 3 6 0 0( ) 1 ( ) 0 . 0 2 6 1 31 0 0 0 1 0 0 0 1 . 2 取板上清液层高度为： 则 0 . 0 6 0 . 0 2 6 1 3 0 . 0 3 3 8 7 弓形单溢流降液管宽度 19 由： ： 0.6 查图 4： ，则 0 . 1 0 . 1 2 . 0 0 . 2 m （ 3） 弓形降液管宽度： 3600 3 6 0 0 0 . 1 6 3 4 0 . 6 1 0 . 5 4 50 . 0 0 9 3 0 5 3 6 0 0 （设计合理） 由 20 . 0 5 2 0 . 0 5 2 3 . 1 4 2 0 . 1 6 3 4 m （ 4）降液管底隙高度00 3600h 取液体通过底隙时的流速0 u m s 则0 00 . 0 0 9 3 0 5 3 6 0 0 0 . 0 3 1 0 1 ( 0 . 0 0 2 0 . 0 2 5 )3 6 0 0 3 6 0 0 1 . 2 0 . 2 5m 且 0 能保证液封，故设计合理。 选用凹形受液盘，取深度为 0 . 0 3 3 8 7h m 提馏段： 验算提馏段液体在降液管中的停留的时间 3600 3 6 0 0 0 . 1 6 3 4 0 . 6 5 . 4 6 5 50 . 0 1 7 9 4 3 6 0 0 （设计合理） 取液体通过底隙时的流速0 u m s 降液管底隙高度0 0 0 . 0 1 7 9 4 3 6 0 0 0 . 0 2 9 9 0 0 . 0 2 0 . 0 2 53 6 0 0 1 . 2 0 . 53600 m 且0 0 . 0 3 3 8 7wh h m 能保证液封，故设计合理。 选用凹形受液盘，取深度为 0 . 0 3 3 8 7h m 20 板布置 （ 1）塔板的分块 因 2 0 0 0 8 0 0D m m m m 故采用分块式，选精馏段与提馏段塔板布置相同，由下表4知： 表 4径与塔板分块数的关系 塔径 800 1200 400 1600 1800 2000 2200 2600 塔板分块数 3 4 5 6 故取塔板分块数为 5 块。 （ 2）边缘区宽度确定 取人口安定区宽度为s 0 m，边缘区宽度为 （ 3）开孔区面积的计算 开孔面积为 22 2 12 ( s i n )180a x r x r 其中 2 . 0( ) 0 . 2 0 . 0 8 0 . 7 222 W m c 2 . 0 0 . 0 5 0 . 9 522 m ； 故： 22 2 23 . 1 4 1 5 0 . 9 5 0 . 7 22 0 . 7 2 0 . 9 5 0 . 7 2 a r c s i n 2 . 4 4 51 8 0 0 . 9 5 （ 4）筛孔的计算及其排列 由于处理的物系没有腐蚀性，可选取的厚度为 3 的碳钢板；取筛孔直径为0 4d 筛 孔按正三角形排列。 取孔中心距 t 为： 03 3 4 1 2t d m m 筛孔数目 n 为： 42 3 21 . 1 5 5 1 . 1 5 5 2 . 4 4 5 1 . 9 6 1 1 0t ( 1 2 1 0 ) 个 开孔率为： 220 0 . 0 0 40 . 9 0 7 ( ) 0 . 9 0 7 ( ) 1 0 . 0 8 %0 . 0 1 2 气体通过筛孔的气速为： 精馏段 203 . 9 1 4 1 5 . 8 8 /3 . 1 4 1 51 9 6 1 1 ( 0 . 0 0 4 )44Vu m 21 提馏段 203 . 9 1 4 1 5 . 8 8 /3 . 1 4 1 51 9 6 1 1 ( 0 . 0 0 4 )44Vu m 表 4馏塔塔板布置 项目 精馏段 提馏段 堰上液层高度 ,高 ,液管宽度 ,体在降液管停留时间 ,s 液管底隙高度0,定区宽度 ,缘区宽度 ,孔面积 2,孔直径0,d 孔中心距 ,12 12 筛孔数目 n 10 10 开孔率 ,% 体通过筛孔气速0,/u m 22 板相关参数的校核 板压降计算 （ 1）干板阻力由于 1 0 . 0 8 % 1 5 % ； 干板阻力00= 0 . 0 5 1 ( ) ( )c ，由0 4 ，查干板流系数图 4 4板流系数 图 4气系数 与得干筛孔的流量系数图可得：0 则 21 5 . 8 8 2 . 7 1 50 . 0 5 1 ( ) 0 . 0 4 7 8 80 . 9 5 8 0 8 . 0 4 液柱； （ 2）气体通过液层的阻力1 对单溢流极，气体能动因子 11223 . 9 1 4 2 . 7 1 5 2 . 1 6 5 ( )3 . 1 4 2 0 . 1 6 3 4k g s 查图 4气系数与能动因子关联图得： 则1 ( ) 0 . 5 8 0 . 0 6 0 . 0 3 4 8 0L w o wh h h h m 液柱； 由上式计算板压降为： = + 0 . 0 4 7 8 8 0 . 0 3 4 8 0 0 . 0 8 2 6 8f c lh h h m 液柱 （ 3）液面的表面张力的阻力 h的计算 液面的表面张力的阻力 h可由下式计算： 23 3,04 4 2 0 . 6 8 1 0 0 . 0 0 2 6 0 08 0 8 . 0 9 . 8 1 0 . 0 0 4 液柱 气体通过每层塔板的液面高度为： = + 0 . 0 8 2 6 8 0 . 0 0 2 6 0 0 0 . 8 5 2 8h h m 液柱 气体通过每层塔板的压降为： 0 . 0 8 5 2 8 8 0 8 . 0 9 . 8 1 0 . 6 7 6 0 0 . 7P P LP h g k p a k p a （设计合理） 提馏段 2200 1 5 . 8 8 2 . 8 2 2= 0 . 0 5 1 ( ) 0 . 0 5 1 ( ) 0 . 0 5 0 7 8 0 . 9 5 7 9 1 . 8 液柱 1122 3 . 9 1 4 2 . 8 2 2 2 . 2 0 73 . 1 4 2 0 . 1 6 3 4k g s 查充气系数与能动因子关联图 4： 7 1 0 . 5 7 0 . 0 6 0 . 0 3 4 2 0Lh h m 液柱 板压降为： 1= + 0 . 0 5 1 8 8 0 . 0 3 4 2 0 0 . 0 8 6 0 8h h m 液柱 3.4 1 9 . 4 2 1 0 0 . 0 0 2 5 0 0 7 9 1 . 8 9 . 8 1 0 . 0 0 4 液柱 = + 0 . 0 8 6 0 8 0 . 0 0 2 5 0 . 8 8 5 8h h m 每层塔板压降为： 0 . 0 8 8 5 8 7 9 1 . 8 9 . 8 1 0 . 6 8 8 0 0 . 7p p LP h g k p a k p a （设计合理） 面落差 在正常的流体流量范围，对于 1600D 的筛板，液面落差可以忽略，对于流体流量很大及 1600D 的筛板，需要考虑液面落差的影响。 对本塔的设计，塔径 2000D ，液体流量 8 1 /F m ol s 液面落差可以用下式计算： 2 253 34 ( 1 . 7 4 0 . 1 5 ) 0 . 2 7 1 0 . 0 0 9 3 0 5 1 . 60 . 0 4 7 6 0 . 0 4 7 6 8 . 3 5 1 0( 1 . 6 0 . 1 5 ) ( 8 0 8 . 0 2 . 7 1 5 )f L u L Z 液流平均宽度： 1 ( 2 . 0 1 . 2 ) 1 . 62 对于单溢流：流体长度 2 2 . 0 2 0 . 1 1 . 6 W m 24 则鼓泡层高度 2 . 5 0 2 . 5 0 0 . 0 6 0 . 1 5h m 2 53(1 . 7 4 0 . 1 5 ) 0 . 2 7 1 0 0 . 0 0 9 3 0 5 1 . 60 . 0 4 7 6 8 . 3 5 0 1 0(1 . 6 0 . 1 5 ) ( 8 0 8 . 0 2 . 7 1 5 ) m 提馏段 2 43(1 . 6 4 0 . 1 5 ) 0 . 2 7 1 0 0 . 0 1 7 9 4 1 . 60 . 0 4 7 6 1 . 5 8 5 1 0(1 . 6 0 . 1 5 ) ( 7 9 1 . 8 2 . 8 2 2 ) m 沫夹带