苯甲苯混合液筛板精馏塔的设计1

1、盐 城 师 范 学 院 化化工工原原理理课课程程设设计计 2010 2011 学年度 化学化工学院 学院 应用化学 专业 班级 * 学号 * 题目名称 苯-甲苯混合液筛板精馏塔的设计 学生姓名 * * * 指导教师 % 设计时间：2010 年 12 月 6 日2010 年 12 月 19 日 盐城师范学院 化化工工原原理理课课程程设设计计任任务务书书 化学化工化学化工学院学院 应用化学应用化学 专业专业班级班级 姓名姓名 学号学号 设计题目：苯设计题目：苯甲苯馏塔设计甲苯馏塔设计 课程设计的目的与意义：课程设计的目的与意义： （1）初步掌握化工单元操作设计的基本方法和程序； （2）训练我们的基

2、本技能，如计算、绘图、运用设计资料（手册、标准和规范） 、使用 经验数据，进行经验估算和处理数据等； （3）提高运用工程语言（简洁的文字、清晰的图表、正确的计算）表达设计思想的能力。 （4）培养我们理论联系实际的正确设计思想，训练综合运用已学过的理论和实际知识去 分析和解决工程问题的能力。 课程设计的内容：课程设计的内容： 设计一个常压塔板精馏塔，分离含苯 0.60（以下皆为质量分率）的苯甲苯混合 液，进料温度为 35 摄氏度，要求获得 0.98 的塔顶产品和 0.02 的塔釜产品,年生产量为 45000 吨，再沸器用 2atm 的水蒸汽作为加热介质,塔顶全凝器采用冷水为冷凝介质.通过 翻阅大

3、量的资料进行工艺计算、物性数据处理、塔体塔板尺寸计算、流体力学计算、画 负荷性能图等对筛板塔展开了全方面的设计。 工艺操作条件：工艺操作条件： 精馏塔的塔顶压力 4kpa 进料状态 泡点进料 回流比 r=1.5rmin 加热蒸汽压力 100kpa（表压） 单板压降 不大于 0.70kpa（表压） 设备型式 筛板塔 课题设计任务：课题设计任务： （1） 完成主题设备的工艺设计与计算； （2） 有关附属设备的设计和选型； （3） 绘制带控制点的工艺流程简图和主体设备的工艺条件图； （4） 编写设计说明书。 主要参考书：主要参考书： 1申迎华,郝晓刚主编 化工原理课程设计化学工业出版社 2jb473

4、2-95钢制压力容器分析设计标准 3黄载生主编.化工机械设计.北京：化学工业出版社，1990 4王志文主编.化工容器设计.北京：化学工业出版社，1990 5陈敏恒等编.化工原理.北京：化学工业出版社；1999 6王嘉麟主编.球形储罐建造技术.北京：中国建筑工业出版社 7黄炎.局部应力及其应用.北京：机械工业出版社 8刘鸿文主编.板壳理论.杭州：浙江大学出版社，1987 9美国压缩气体学会主编.压缩气体手册.肖家立等译.北京：冶金工艺出版社，1991 10gb150-1998钢制压力容器 11 贾绍义，柴城敬主编化工原理课程设计 （化工传递与单元操作课程设计）天津大 学出版社 2002 12王英

5、琛等译.流体混合技术.北京：化学工业出版社，1991 13姚玉英 编 化工原理 （上） 天津大学出版社 出版 1999 年 14聂清德 编 化工设备设计 化学工业出版社 出版 1991 年 指导教师指导教师 2010 年年 12 月月 20 日日 目 录 摘摘 要要 .6 1.引引 言言 .7 1.1 塔设备的分类.7 1.2 塔设备在化工生产中的作用和地位.7 1.3 设计条件.7 1.4 问题研究.7 2 精馏塔的工艺设计精馏塔的工艺设计 2.1 全塔工艺设计计算.7 2.1.1 产品浓度的计算和进料组成确定.8 2.1.2 塔板数的确定.8 2.1.3 求最小回流比及操作回流比.9 2.

6、1.4 操作方程.9 2.1.5 平均相对挥发度的计算.10 2.1.6 全塔效率.11 2.1.7 实际塔板数及实际加料位置.11 3 板式塔主要工艺尺寸的设计计算板式塔主要工艺尺寸的设计计算 3.13.1 塔的工艺条件及物性数据计算塔的工艺条件及物性数据计算 3.1.1 操作压强 p.12 3.1.2 操作温度 t.12 3.1.3 塔内各段气、液两相组分的平均分子量.12 3.1.4 精馏段和提馏段各组分的密度 .13 3.1.5 液体表面张力的计算.14 3.1.6 液体粘度m.15 3.1.7 气液负荷计算.15 精馏段气液负荷计算.15 提馏段气液负荷计算.15 3.23.2 塔和

7、塔板的主要工艺尺寸的计算塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 3.2.1 最大空塔气速和空塔气速 .15 3.2.2 塔径 d.17 3.2.3 精馏塔有效高度的计算.17 3.2.4 塔高度的计算.18 3.2.5 溢流装置的计算.18 3.2.6 塔板的分块.20 3.2.7 边缘区宽度的确定.20 3.2.8 开孔区面积计算.20 3.2.9 筛孔计算及其排列.21 3.33.3 筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算 3.3.1 塔板压降.21 3.3.2 液面落差.23 3.3.3 液沫夹带.23 3.3.4 漏液.24 3.3.5 液泛.25 3.43.4 塔板的塔板的 负荷性能图负荷性能图

8、 3.4.1 漏液线 .26 3.4.2 液沫夹带线.27 3.4.3 液相负荷下限线.27 3.4.4 液相负荷上限线.29 3.4.5 液泛线.30 3.4.6 负荷性能图.32 5 设计结果汇总设计结果汇总 .34 结束语结束语.35 参考文献参考文献 .35 主要符号说明主要符号说明 .37 塔图塔图.38 流程图流程图.39 摘摘 要要 化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用 液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的 方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气 液相平衡关系，

9、熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是 非常重要的。 塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生产中 主要的气液传质设备。此设计苯-甲苯物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图 等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。 精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、 工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图， 主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的 工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，换热器和泵及各种接管

10、尺寸是合理的，以 保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。 关键词：苯、甲苯 精馏段、提馏段。 。 。 。 。 。 。 引引 言言 1.11.1 塔设备的分类塔设备的分类 塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工 业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。 板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射的方式穿过板上的液层，进行 传质于传热。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化， 属于逐级接触逆流操作过程。 填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上(有 时也采用并流向下)流动，气体两相密切接触进行传热

11、与传质。在正常操作过程中，气 相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属于微分接触逆流操作过程。 1.21.2 塔设备在化工生产中的作用和地位塔设备在化工生产中的作用和地位 精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各 组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分 转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化 工企业的经济效益。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、 生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。 1.31.3 设计条件设计条件 进料量每小时

12、 160 千摩尔，原料中含苯 55%（摩尔分率） ，以沸点状态送入塔内。 要求塔顶馏出物含苯 98%（摩尔分率） ，塔釜残液中含苯不大于 4%，操作回流比取最小 回流比的 1.5 倍。 1.41.4 问题研究问题研究 本设计是针对苯甲苯的分离而专门设计的塔设备。根据设计条件以及给出的数 据描述出塔温度的分布，求得最小回流比以及塔顶的相对挥发度、塔釜的相对挥发度、 全塔平均相对挥发度，又根据物料平衡公式分别计算出精馏段和提馏段的汽、液两相 的流量。之后，计算塔板数、塔径等。根据这些计算结果进行了塔板结构的设计等。 计算和设计这些之后进行了有关的力学性能计算和一系列的校核。 hkmolqwn/63

13、.31, wndnqq,049.51 精馏塔的工艺设计精馏塔的工艺设计 2.1 全塔工艺设计计算 2.1.1 产品浓度的计算和进料组成确定产品浓度的计算和进料组成确定 1. 料液及塔顶塔底产品含苯摩尔分率： ma = 78kg/kmol mb = 92kg/kmol 2. 平均分子量及产率： 678.9192977 . 0 78023 . 0 wm 由条件可知，因为要求设计的生产能力是 330 t/天，所以 原料处理量： 总物料衡算： 苯物料衡算： 联立得： 2.1.2 塔板数的确定塔板数的确定 苯-甲苯属于理想体系,图解法求理论塔板数。 由苯-甲苯物系的气液平衡数据绘出 x-yt 图，见附表

14、 3-1 表一 苯和甲苯的汽液平衡数据 温度x/%苯y/%苯 110.400 108613.8 10610.823.2 10415.831.9 1022139.9 10026.447.3 9832.254.3 9638.360.8 238.7892017 . 0 78983. 0dm 568.8692612 . 0 78388 . 0 fm hkmolqfn/049.51 568.8633024 100035000 , wndnqq,0235 . 0 983 . 0 388 . 0 049.51 hkmolqdn/41.19, 284. 0711 . 0 11 x r x x r r y d

15、9444.666.8 9251.372.5 9058.477.8 886682.9 8673.887.6 8482.492.1 8291.596.4 8196.398.5 80.2100100 附图 1 气液平衡曲线 1.图解法求理论塔板数 采用图解法求理论塔板层数，如附表 1 表示。求解结果为： 总理论板层数 nt = 15,其中 np,精 = 7，nt,提 = 7（不包括再沸器） ，进料板位置 nf=8。 2.1.3 求最小回流比及操作回流比求最小回流比及操作回流比。 用图解法求最小回流比。在附表 1 中对角线上，自 e(0.388,0.388)，作垂线即为 q 线， 该线与平衡线的焦点坐

16、标为 3 , 613 . 0 qy388 . 0 qx 故最小回流比为 取操作回流比为466.2644.15.1min5.1rr 2.1.4 操作方程操作方程 精馏段操作方程为 因为是泡点进料所以提留段线经过（0.388,0.560）,(0.0235,0.0235) 644. 1 388. 0613 . 0 613 . 0 983 . 0 min qq qd xy yx r 107.1471.1xy提馏段操作线方程为 2.1.5 平均相对挥发度的计算平均相对挥发度的计算 1汽相 2液相 附图 2 苯-甲苯的等压曲线（数据见表一） 根据附表 3 可确定它定、塔釜和进料温度分别为： 由于沸点进料（

17、q=1）ctctct fw d 000 8 . 95, 5 . 109, 1 . 80 饱和蒸汽压可由 antoine 方程计算：p ct b ap lg 所以塔顶苯的饱和蒸汽压为： 012 . 2 58.80790.220 033.1211 03 . 6 lg* tc b apa 83.102ap 60 . 1 58.80482.219 8 . 1344 07954 . 6 lg* tc b apb 61.39bp 60 . 2 61.39 83.102 b a d p p 36 . 2 47.109790.220 033.1211 03 . 6 lg* tc b apa 09.229ap

18、99. 1 47.109482.219 8 . 1344 07954 . 6 lg* tc b apb 72.97bp 34 . 2 72.97 09.229 b a w p p 47 . 2 34 . 2 6 . 2dw平均 2.1.6 全塔效率全塔效率 采用“奥康奈尔的精馏塔效率关联图”来估算全塔效率。 图四中的曲线可以近似表示为： 式中 te 全塔总效率 塔顶，塔底平均温度下的相对挥发度 附 图 3 精馏塔全塔效率关联 图 l 液体的平均黏度，smpa 28 . 0 612 . 0 *28. 0388. 0*27. 0iilx 其中，温度以塔顶，塔底平均温度计算；组成以进料组成计算。其值

19、从手册中查的。 2.1.7 实际塔板数及实际加料位置实际塔板数及实际加料位置 精馏段实际板层数 提留段实际板层数 1397.1254.0/7,提pn 总实际板层数 261313,提精pppnnn 3 板式塔主要工艺尺寸的设计计算板式塔主要工艺尺寸的设计计算 3.13.1 塔的工艺条件及物性数据计算塔的工艺条件及物性数据计算 3.1.1 操作压强操作压强 p )( 4 .1054 4 . 101kpapppd表当地 245.0 )(49.0 lte 54.0)28.047.2(49.0)(49.0 245.0245.0 lte 1397.1254.0/7,精pn 塔顶操作压力 每层塔板压降 进料

20、板压降 精馏段平均压降 塔底压降 kpapw 8 . 103136 . 096 提留段平均压降 3.1.2 操作温度操作温度 t 由表三，苯-甲苯的等压曲线可以读出： 塔顶温度 ctd 0 1 . 80 塔底温度 进料板温度 精馏段平均温度 提馏段平均温度： cmt 0 65.1022/ ) 8 . 95 5 . 109( 3.1.3 塔内各段气、液两相组分的平均分子量塔内各段气、液两相组分的平均分子量 塔顶气，液混合物平均摩尔质量：由查平衡曲线（见附图 1） ，得983 . 0 1 yxd 960 . 0 1x )/(24.7892017 . 0 78983. 0kmolkgmvdm )/(

21、56.7892040 . 0 78960 . 0 kmolkgmdml 进料板气，液混合物平均摩尔质量；由图解理论板（见附图 1）得；查平衡曲线560 . 0 fy 得（见附表 1） ，得。337 . 0 xf )/(16.849244 . 0 7856 . 0 kmolkgmvfm )/(282.8792663 . 0 78337 . 0 kmolkgmlfm 精馏段气，液混合平均摩尔质量： )/(2 .812/ )16.8424.78(kmolkgmvm )/(92.822/ )282.8756.78(kmolkgmlm 塔底气，液混合物平均摩尔质量：由查平衡曲线（见附图 1） ，得023

22、5 . 0 wx67. 5 w y ctf 0 8 .95 ctm 0 85.872/ ) 8 . 95 1 . 80( kpap6.0 )( 8 . 103136 . 096kpapf )( 9 . 992/ ) 8 . 10396(kpapm )( 9 . 992/ ) 8 . 10396(kpamp ctw 0 5 . 109 )/(2 .91929433 . 0 780567. 0kmolkgmvwm )/(671.91929765 . 0 780235 . 0 kmolkgmwml 提馏段气，液混合平均摩尔质量： )/(68.872/ )16.84 2 . 91(kmolkgmvm

23、)/(48.892/ )282.87671.91(kmolkgmlm 3.1.4 精馏段精馏段和提馏段各组分的密度和提馏段各组分的密度 （1）.气体的平均密度 精馏段 由理想气体状态方程计算，即 )/(70 . 2 )15.27385.87(314 . 8 2 .819 .99 3 mkg rt mp m vmm vm 提馏段 由理想气体状态方程计算，即 )/(8 . 2 )15.27365.102(314 . 8 68.879 .99 3 mkg rt mp m vmm vm （2）液相平均密度 液相平均密度计算公式： ii m w / 1 塔顶液相平均密度：由，查手册得：。ctd 0 1

24、.80 33 /795,/800mkgmkgba )/(91.799 795/017 . 0 800/983 . 0 1 3 mkgldm 塔底液相平均密度：由，查手册得： ctw 0 5 .109 33 /755,/748mkgmkgba )/(83.754 755/9765 . 0 748/0235. 0 1 3 mkglwm 进料板平均密度：由，查手册得。ctf 0 8 . 95 33 /784,/784mkgmkgba 进料板液相质量分数为 350. 0 92612 . 0 78388. 0 78388. 0 a 3 /784 784/65 . 0 784/350 . 0 1 mkgl

25、fm 精馏段液相平均密度为 3 /96.7912/ )78491.799(mkglm .气体的平均密度 由理想气体状态方程计算，即 )/(70 . 2 )15.27385.87(314 . 8 2 .819 .99 3 mkg rt mp m vmm vm 提馏段相平均密度为 3 /415.7692/ )78483.754(mkg lm .气体的平均密度 由理想气体状态方程计算，即 )/(803 . 2 )15.27365.102(314 . 8 68.879 .99 3 mkg rt mp m vmm vm 3.1.5液体表面张力的计算液体表面张力的计算 液相平均表面张力计算公式： iilm

26、x 塔顶液相平均表面张力：由，查手册得：ctd 0 1 .80 塔底液相平均表面张力：由，查手册得：ctw 0 5 .109 mnmnba/10 4 . 23,/100 .19 33 )/10(30.23 4 . 239765. 0 0 . 190235 . 0 3 mnldm 进料板液相平均表面张力：由，查手册得ctf 0 8 .95 )/10(72.203 .21612. 0 8 . 19388 . 0 3 mnlfm 精馏段液相平均表面张力： )/10(02.212/ )72.2031.21( 3 mnlm 提馏段液相平均表面张力： )/10(01.222/ )72.2030.23( 3

27、 mnlm 3.1.6 液体粘度液体粘度 m 液相平均黏度计算公式： iilmxlglg mnmnba/10 3 . 21,/108 .19 33 )/10(31.219 .21017. 03 .21983 . 0 3 mnldm mnmnba/10 9 . 21,/10 3 . 21 33 275.6741.19488.3)1(,dnvnqrq 135.98049.5186.47,fnlnlnqqq 275.67,vqnvqn 塔顶液相平均黏度：由，查手册得：ctd 0 1 .80 计算得： 塔底液相平均黏度：由，查手册得：ctw 0 5 .109smpasmpaba245 . 0 ,220

28、 . 0 计算得： smpa lwm 244 . 0 245. 09765 . 0 220 . 0 0235 . 0 进料板液相平均黏度：由 ，查手册得 计算得： 精馏段液相平均黏度为)(158 . 0 2/ )273 . 0 315. 0(smpalm 提馏段液相平均黏度为)(517 . 0 2/ )273 . 0 244 . 0 (smpalm 3.1.7 气液负荷计算气液负荷计算 1)1) 精馏段气液负荷计算精馏段气液负荷计算 2)2) 提馏段气液负荷计算提馏段气液负荷计算 3.2 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 3.2.1 最大空塔气速和空塔气速最大空塔气速和

29、空塔气速 (1) 最大空塔气速计算公式： v vl cu max 精馏段的气，液相体积流率为 )/(562 . 0 70. 23600 2 .81275.67 3600 3 , ,sm mq q vm vmvn vv smpaldm315 . 0 33. 0017 . 0 315. 0983 . 0 ctf 0 8 .95 smpasmpaba281 . 0 ,260 . 0 smpasmpaba330 . 0 ,315 . 0 smpalfm273 . 0 281 . 0 612 . 0 26 . 0 388 . 0 86.4741.19466.2,dnlnrqq )/(00140 . 0

30、96.7913600 92.8286.47 3600 3 , ,sm mq q lm lmln lv c 可根据 2 . 0 20 02 . 0 cc 史密斯关联图可查出 c20，途中横坐标为: 取板间距，板上液层高度则mht45 . 0 mhl05 . 0 查手册得，076. 020 c 077 . 0 20 02.21 076 . 0 20 2 . 02 . 0 20 cc )/(316 . 1 7 . 2 7 . 296.791 077. 0maxsmcu v vl )/(7896 . 0 316 . 1 6 . 06 . 0maxsmuu 提馏段的气，液相体积流率为 )/(585 .

31、0 8 . 23600 68.87275.67 3600 3 , ,sm mq q vm vmvn vv )/(00317 . 0 415.7693600 48.89135.98 3600 3 , ,sm mq q lm lmln lv c 可根据 2 . 0 20 02 . 0 cc 史密斯关联图可查出 c20，途中横坐标为: 0898. 0 803. 2 415.769 585 . 0 00317 . 0 2 1 2 1 , , v l vv lv q q 取板间距，板上液层高度则mht45. 0 mhl05. 0 查手册得，079. 020 c 0427. 0 70 . 2 96.791

32、 562. 0 00140. 0 2 1 2 1 , , v l vv lv q q 4 . 005. 045. 0llhh 4 . 005 . 0 45. 0llhh 077 . 0 20 01.22 076 . 0 20 2 . 02 . 0 20 cc )/(27 . 1 803 . 2 803 . 2 415.769 077 . 0 maxsmcu v vl )/(762. 027 . 1 6 . 06 . 0maxsmuu 3.2.13.2.1 塔径塔径 d d （1）精馏段 )(953 . 0 7896. 0 563. 044, m u q d vv 按标准塔径圆整后为 塔截面积为

33、 )(785 . 0 0 . 1 44 222 mdat 实际空塔气速为 )/(716. 0 785 . 0 562 . 0 , sm at vqv u （2）提馏段 )(989 . 0 762 . 0 585 . 0 4 4 , m u q d vv 按标准塔径圆整后为 塔截面积为 )(785. 00 . 1 4 4 222 mdat 实际空塔气速为 )/(745 . 0 785 . 0 585 . 0 , sm a q u t vv 3.2.23.2.2 . .精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度的计算 精馏塔有效高度为 提馏段有效高度为 在进料板处及提馏段各开 1 个人孔，其高度均为 0.

34、8m，故精馏塔的有效高度为 ）（提精mzzz5 .1128 . 05 . 44 . 528 . 0)( 3.2.33.2.3 . .塔高度的计算塔高度的计算 板式塔的高度的计算如下 dbfttp hhhshhsnh )2( md0 . 1 )(4.545.0)113(1-nmhzt）（精精 ）（）（）（ 提提 mhnz5 . 445 . 0 3-133t md0 . 1 21*0.045+3*0.55+0.5+1.5+7 12m 式中 h塔高， hd塔顶高度， hb塔底空间， ht塔板间距， ht开有人孔的塔板间距， hf进料板高度， 实际塔板数 人孔数 3.2.43.2.4 . .溢流装置的

35、计算溢流装置的计算 因塔径,可选用单溢流弓形浆液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： （1）堰长 取 （2）精馏段 溢流堰高度溢流堰高计算公式 选用平直堰，堰上液层高度 依下式计算，即wh0 3 2 , 0)( 1000 84. 2 wl q eh lv w 近似取 e = 1，则 011 . 0 66. 0 360000140 . 0 1 1000 84 . 2 1 1000 84. 2 3 2 3 2 , 0 wl q h lv w 取板上液层高度，故mhl05 . 0 )(039. 0011 . 0 05 . 0 0mhhhwlw 提馏段 溢流堰高度溢流堰高计算公式 wh wlwhhh0

36、选用平直堰，堰上液层高度 依下式计算，即wh0 3 2 , 0) ( 1000 84 . 2 wl q eh lv w 近似取 e = 1，则 019. 0 66. 0 360000317 . 0 1 1000 84 . 2 1 1000 84 . 2 3 2 3 2 , 0 wl q h lv w md0 . 1 wl )(66 . 0 0 . 166 . 0 66 . 0 mdlw wh wlwhhh0 取板上液层高度，故mhl07 . 0 )(051 . 0 019 . 0 07 . 0 0mhhhwlw （3）精馏段 弓形降液管宽度 wd及截面积 af 由，查表得：，故66 . 0 d

37、 lw 0722 . 0 t f a a 124. 0 d wd )(0567. 0785 . 0 0722. 00722 . 0 2 maatf )(124 . 0 0 . 1124 . 0 124. 0mdwd )(0121 . 0 )2/124 . 0 (2/ 22 2 mwa dd 依式液体在降液管中停留时间，即 lv tf q ha , 3600 )(5)(23.18 36000014 . 0 45 . 0 0567 . 0 36003600 , ss q ha lv tf 故降液管设计合理。 提馏段 弓形降液管宽度 wd及截面积 af 由，查表得：，故66 . 0 d lw 072

38、2 . 0 t f a a 124 . 0 d wd )(0567. 0785 . 0 0722. 00722 . 0 2 maatf )(124 . 0 0 . 1124 . 0 124. 0mdwd )(0121 . 0 )2/124 . 0 (2/ 22 2 mwa dd 依式液体在降液管中停留时间，即 lv tf q ha , 3600 )(5)(05 . 8 360000317. 0 45 . 0 0567 . 0 3600 3600 , ss q ha lv tf 故降液管设计合理。 （4）精馏段 降液管底隙高度 计算公式h o w lv ul q h 3600 , 取，则smu/

39、08 . 0 )(027 . 0 08 . 0 66 . 0 3600 0014. 03600 3600 0 , m ul q h w lv )(006. 0)(012 . 0 027. 0039 . 0 0 mmhhw 故降液管底隙高度设计合理。 提馏段 降液管底隙高度计算公式 h o w lv ul q h 3600 , 取，则smu/11. 0 )(044 . 0 11 . 0 66 . 0 3600 00317 . 0 3600 3600 0 , m ul q h w lv o )(006 . 0 )(007 . 0 044 . 0 051 . 0 0 mmhh w 故降液管底隙高度设

40、计合理。 3.2.5 塔板的分块 因，故塔板采用分块式。查手册得，塔板分为 3 块。mmd800 3.2.6 边缘区宽度的确定 取。mwmww css 035. 0,065. 0 3.2.7 开孔区面积计算 开孔区面积 r xr xrxaa 1 2 22 sin 180 2 其中 )(311 . 0 )065. 0124 . 0 ( 2 0 . 1 )( 2 mww d x sd )(465 . 0 035. 0 2 0 . 1 2 mw d r c 故 )(532 . 0 465. 0 311. 0 sin 180 465 . 0 311 . 0 465 . 0 311 . 0 2 21 2

41、 22 maa 3.2.8 筛孔计算及其排列 所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。mm3mmd5 0 筛孔按正三角形排列，取孔中心距为 mmdt15533 0 筛孔数目 n 为 个2731 015 . 0 532 . 0 155 . 1 155 . 1 22 t a n a 开孔率为 % 1 . 10 015 . 0 05 . 0 907 . 0 907. 0 22 0 t d 精馏段 气体通过阀孔的气速为 sm a q u vv /46.10 532 . 0 101 . 0 562 . 0 0 , 0 提馏段 气体通过阀孔的气速为 sm a q u vv /89.10 532 .

42、 0 101 . 0 585. 0 0 , 0 3.3 筛板的流体力学验算 3.3.13.3.1 塔板压降塔板压降 （1） 精馏段 钢板阻力式 c h l v c c u h 2 0 0 051 . 0 由，查手册得，67 . 1 3/5 0 d 772 . 0 0 c 故 m 液柱0319. 0 96.791 70. 2 772. 0 46.10 051 . 0 2 c h 提馏段 钢板阻力式 c h l v c c u h 051 . 0 2 0 0 由，查手册得，67 . 1 3/5 0 d 772 . 0 0 c 故 m 液柱0370. 0 415.769 803. 2 772 . 0

43、 89.10 051 . 0 2 c h （2）精馏段 气体通过液层的阻力计算 1 h 气体通过液层的阻力由式计算，即 1 h )/(27 . 1 70 . 2 772 . 0 /772. 0 0567 . 0 785 . 0 562 . 0 2 1 2 1 0 , 1 mskguf sm aa p u hh va ft vv a l 查手册得。62. 0 故 m 液柱031. 0)011 . 0 039. 0(62 . 0 1 owwl hhhh 提馏段 气体通过液层的阻力计算 1 h 气体通过液层的阻力由式计算，即 1 h )/(29 . 1 803 . 2 772 . 0 /803 .

44、0 0567 . 0 785 . 0 585 . 0 2 1 2 1 0 , 1 mskguf sm aa q u hh va ft vv a l 查手册得。61 . 0 故 m 液柱0427 . 0 )019 . 0 051 . 0 (61. 0 1 owwl hhhh （3）精馏段 液体表面张力的阻力由式计算，即 h m 液柱0022 . 0 005 . 0 81 . 9 96.791 1002.2144 3 0 gd h l l 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即 p h 液柱mh hhhh p cp 0651 . 0 0022 . 0 031 . 0 0319 . 0 1 气体

45、通过每层塔板的压降为 )(7 . 077.50581. 996.7910651 . 0 设计允许值kpapagp lp 提馏段 液体表面张力的阻力由式计算，即 h m 液柱0023 . 0 005. 081. 9415.769 1001.224 4 3 0 gd h l l 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即 p h 液柱mh hhhh p cp 082 . 0 0023 . 0 0427 . 0 0370. 0 1 气体通过每层塔板的压降为 )(7 . 093.61881 . 9 415.769082. 0设计允许值kpapagp lp 3.3.23.3.2 液面落差液面落差 对于筛

46、板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液 面落差的影响。 3.3.33.3.3 液沫夹带液沫夹带 精馏段精馏段 液沫夹带量由式计算 2 . 3 6 107 . 5 ft a l v hh u e mhh lf 125. 005 . 0 5 . 25 . 2 故气液气液kgkgkgkgev/1 . 0/043 . 0 125 . 0 45 . 0 772 . 0 1002.21 107 . 5 2 . 3 3 6 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。 v e 提馏段 液沫夹带量由式计算 2 . 3 6 107 . 5 ft a l v hh u e mhh lf 175. 00

47、7. 05 . 25 . 2 故气液气液kgkgkgkge v /1 . 0/0080 . 0 175. 045 . 0 803 . 0 1001.22 107 . 5 2 . 3 3 6 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。 v e 3.3.43.3.4 漏液漏液 对筛板塔，漏液点气速可由式计算得， min, 0 u sm hhc vll /788.5 7.2/96.791)0022.005.013.00056.0(772.04.4 /)13.00056.0(4.4 0 实际孔速 min, 00 /46.10usmu 稳定系数为 5 . 181 . 1 788 . 5 46.10 min,

48、0 0 u u k 故在本实验中无明显漏液现象。 对筛板塔，漏液点气速可由式计算得， min, 0 u sm hhc vll /27.6 803.2/415.769)0023.007.013.00056.0(772.04.4 /)13.00056.0(4.4 0 实际孔速 min, 00 /89.10usmu 稳定系数为 min, 0 u min, 0 u 5 . 174 . 1 27 . 6 89.10 min, 0 0 u u k 故在本实验中无明显漏液现象。 3.3.53.3.5 液泛液泛 （1） 精馏段 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式的关系，即 d h dlpd hhhh

49、 苯-甲苯物系属一般物系，取，则5 . 0 mhh wt 245 . 0 )039 . 0 45 . 0 (5 . 0)( 而 板上不设进口堰，可由下式求得 d h 故在本实验中不会发液泛现象。 （2） 提馏段 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式的关系，即 d h dlpd hhhh 苯-甲苯物系属一般物系，取，则5 . 0 mhh wt 2505. 0)051 . 0 45 . 0 (5 . 0)( 而 板上不设进口堰，可由下式求得 d h 故在本实验中不会发液泛现象。 dlpd hhhh )( 0971. 0001 . 0 031 . 0 0651 . 0 001. 008 .

50、0 153 . 0 )(153. 0 2 2 0 wtd d d hhh mh muh 液柱 液柱 )( 1432. 00185 . 0 0427 . 0 082 . 0 0185 . 0 11 . 0 153 . 0 )(153. 0 2 2 0 wtd d d hhh mh muh 液柱 液柱 3.4 塔板的塔板的 负荷性能图负荷性能图 3.4.1 漏液线漏液线 （1）精馏段）精馏段 由 3 2 0 0 min, min, 0 0min, 0 1000 84 . 2 /)13 . 0 0056. 0(4 . 4 w h w owwl s vll l l eh hhh a v u hhcu

51、得 70 . 2 /96.7910022 . 0 66 . 0 3600 1 1000 84 . 2 039 . 0 13 . 0 0056 . 0 532. 0101 . 0 772 . 0 4 . 4 / 1000 84. 2 13. 00056 . 0 4 . 4 3 2 3 2 00min, s vl w h ws l h l l ehacv 整理得 3/2 min, 56.33484. 2183. 0 ss lv 在操作范围内，任选几个值，计算结果列出下表 s l 表 3-2 ls,m3/s0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 vs,m3/s0.4983 0.535

52、0 0.5823 0.6220 由上表数据即可作出漏液线 1 （2）提馏段 由 3 2 0 0 min, min, 0 0min, 0 1000 84 . 2 /)13. 00056 . 0 (4 . 4 w h w owwl s vll l l eh hhh a v u hhcu 得 803. 2/415.7690023. 0 66 . 0 3600 1 1000 84. 2 051 . 0 13 . 0 0056 . 0 532. 0101 . 0 772 . 0 4 . 4 / 1000 84 . 2 13 . 0 0056 . 0 4 . 4 3 2 3 2 00min, s vl w

53、 h ws l h l l ehacv 整理得 3/2 min, 403.31753 . 2 183. 0 ss lv 在操作范围内，任选几个值，计算结果列出下表 s l ls,m3/ s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 vs,m3/ s 0.3157 0.3255 0.3377 0.3476 3.4.2 液沫夹带线液沫夹带线 精馏段精馏段 以关系如下：气为限，求液 ssv lvkgkge/1 . 0 由 故 3 2 3 2 0 2 . 3 6 88 . 0 66 . 0 3600 1 1000 84 . 2 039 . 0 )(5 . 25 . 2 373 . 1 0

54、567 . 0 785 . 0 107 . 5 s s ow w wwlf s s ft s a ft a l v l l h h hhhh v v aa v u hh u e 1 . 0 2 . 2353 . 0 373 . 1 1002.21 107 . 5 2 . 2353 . 0 2 . 20975 . 0 2 . 3 3 23 6 3 2 3 2 s s v sft sf l v e lhh lh 整理得 3 2 10.159-1.63 ss lv 在操作范围内，任取几个值，计算结果列出下 s l 表 3-3 ls,m3/s0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 vs

55、,m3/s1.6239 1.6148 1.5995 1.5843 由上表数据可作出泡沫夹带线 2 提馏段提馏段 以关系如下：气为限，求液 ssv lvkgkge/1 . 0 由 故 1 . 0 2 . 2323. 0 373 . 1 1001.22 107 . 5 2 . 2323 . 0 2 . 21275 . 0 2 . 3 3 23 6 3 2 3 2 s s v sft sf l v e lhh lh 3 2 3 2 0 2 . 3 6 88. 0 66 . 0 3600 1 1000 84. 2 051 . 0 )(5 . 25 . 2 373 . 1 0567 . 0 785. 0

56、 107 . 5 s s ow w wwlf s s ft s a ft a l v l l h h hhhh v v aa v u hh u e 整理得 在操作范围内，任取几个值，计算结果列出下 s l ls,m3/s0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 vs,m3/s1.4367 1.3750 1.2958 1.2293 3.4.3 液相负荷下限线液相负荷下限线 精馏段精馏段 对于平直堰，取堰上液层高度 取,则1e smls/00056 . 0 3600 66. 0 84 . 2 1000006 . 0 3 2 3 min, 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线，

57、3 提馏段提馏段 对于平直堰，取堰上液层高度 取,则1e sml s /00056 . 0 3600 66. 0 84 . 2 1000006 . 0 3 2 3 min, 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线，3 3.4.4 液相负荷上限线液相负荷上限线 精馏段精馏段 以4 s tf l ha 故 00638 . 0 4 45. 00567 . 0 4 max, tf s ha l 006. 0 66 . 0 3600 1000 84 . 2 3 2 0 s w l eh 3 2 10.30-1.51 ss lv 006 . 0 66 . 0 3600 1000 84 . 2 3 2

58、 0 s w l eh 提馏段提馏段 以4 s tf l ha 故 00638 . 0 4 45. 00567. 0 4 max, tf s ha l 3.4.5 液泛线液泛线 精馏段精馏段 令令 由 联立得 整理得的关系式代入上式，并与与与将忽略 scsdsow vhlhlh,h 3 2 22 sss ldlcbva 式中 3 2 3 2 0 2 00 3600 11084. 2 /153 . 0 1 )( 051. 0 w w wt l v l ed hlc hhb ca a 将有关数据代入，得 426 . 1 66 . 0 3600 62 . 0 111084 . 2 81.481 02

59、7 . 0 66 . 0 153 . 0 181 . 0 039 . 0 162 . 0 5 . 045 . 0 5 . 0 101 . 0 96.791 70 . 2 772. 0532. 0101 . 0 051. 0 3 2 3 2 2 d c b a 故 3 2 22 426 . 1 81.481181. 0101. 0 sss llv hhhhhh hhhhhhhhhhhhh hhh dcowwt wwllllcpdlpd wtd ) 1() 1( ; 0 即 3 2 22 14.1194770.396-1.792 sss llv 在操作范围内，任取几个 ls 值，依上式计算出 vs

60、 值，计算结果列于表 3-4 ls,m3/s0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 vs,m3/s1.300 1.263 1.206 1.145 提馏段提馏段 令令 由 联立得 整理得的关系式代入上式，并与与与将忽略 scsdsow vhlhlh,h 3 2 22 sss ldlcbva 式中 3 2 3 2 0 2 00 3600 11084. 2 /153 . 0 1 )( 051. 0 w w wt l v l ed hlc hhb ca a 将有关数据代入，得 417. 1 66 . 0 3600 61 . 0 111084. 2 425.181 044 . 0 66