化工原理课程设计苯甲苯的分离讲解

1、 化工原理课程设计 题 目： 姓 名： 班 级： 学 号： 指导老师： 设计时间： 序言 化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（ 物理 化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践 教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。 通过课程设计， 要求更加熟悉工程设计的基本内容， 掌握化工单元操作设计的 主要程序及方法， 锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力， 问题分析 能力，思考问题能力，计算能力等。 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作， 在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。 精馏过程在能量剂

2、驱动下 （有 时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的 挥发度的不同， 使易挥发组分由液相向气相转移， 难挥发组分由气相向液相转 移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以 是连续的或间歇的， 有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法 进行分离。本设计的题目是苯 - 甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精 馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯， 采用连续操作方式， 需设计一板 式塔将其分离。 目录 一、化工原理课程设计任书 3 二、设计计算 3 1. 设计方案的确定 3 2. 精馏塔的物料衡算 3 3. 塔板数的确定 4 4.

3、 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 8 5. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 10 6. 塔板主要工艺尺寸的计算 11 7. 筛板的流体力学验算 13 8. 塔板负荷性能图 15 9. 接管尺寸确定 30 二 、个人总结 32 三、参考书目 33 （一）化工原理课程设计任务书 板式精馏塔设计任务书 设计题目： 设计分离苯甲苯连续精馏筛板塔 二、设计任务及操作条件 1、设计任务： 物料处理量： 7 万吨年 进料组成 ： 37 苯，苯- 甲苯常温混合溶液 （质量分率，下同） 分离要求： 塔顶产品组成苯 95 塔底产品组成苯 6% 2、操作条件 平均操作压力 ： 101.3 kPa 平均操作温度： 9

4、4 回流比： 自 选 单板压降： =0.9 kPa 工时： 年开工时数 7200 小时 化工原理课程设计 三、设计方法和步骤： 1、设计方案简介 根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选 定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对选定的工艺流程， 主要设 备的形式进行简要的论述。 2、主要设备工艺尺寸设计计算 （1）收集基础数据 （2）工艺流程的选择 （3）做全塔的物料衡算 （4）确定操作条件 （5）确定回流比 （6）理论板数与实际板数 （7）确定冷凝器与再沸器的热负荷 （8）初估冷凝器与再沸器的传热面积 （9）塔径计算及板间距确定 10）堰及降液管的设计 （11）

5、塔板布置及筛板塔的主要结构参数 （12）塔的水力学计算 （13）塔板的负荷性能图 （14）塔盘结构 （15）塔高 （16）精馏塔接管尺寸计算 3、典型辅助设备选型与计算（略） 包括典型辅助设备（换热器及流体输送机械）的主要工艺尺寸计算和设备型 号规格的选定。 4、设计结果汇总 5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 6、设计评述 四、参考资料 化工原理课程设计天津大学化工原理教研室，柴诚敬 刘国维 李阿娜 编； 化工原理（第三版）化学工业出版社，谭天恩 窦梅 周明华 等编； 化工容器及设备简明设计手册化学工业出版社，贺匡国编； 化学工程手册上卷 化学工业出版社，化工部第六设计院编； 常用化工单元设备

6、的设计 华东理工出版社。 、设计计算 1. 设计方案的选定及基础数据的搜集 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常 压下操作。对于二元混合物的分离， 应采用连续精馏流程。 设计中采用泡点进料， 将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷 凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内， 其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。 该物系属易分离物系，最小回流比较小， 故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔 底设置再沸器采用间接蒸汽加热， 塔底产品经冷却后送至储罐。 其中由于蒸馏过 程的原理是多次进行部分汽化和冷凝， 热效率比较低， 但塔顶冷凝器放出的热量 很

7、多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源， 在本次设计中设计把其热 量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。 塔板的类型为筛板塔精馏， 筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔， 孔径一 般为 38mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。 筛板塔也是传质过程常用的塔设备， 它的主要优点有： （ ） 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。 （ ） 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015。 （ ） 塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。 （ ） 压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30左右。 筛板塔的缺点是： （ ） 塔板安装的水平度要求较高，否

8、则气液接触不匀。 （ ） 操作弹性较小 （约 2 3）。 （ ） 小孔筛板容易堵塞。 下图是板式塔的简略图 项目 分子式 分子量 M 沸点（） 临界温度 t （C ） （kPa） 苯A C6H6 78.11 80.1 288.5 6833.4 甲苯 B C6H5CH3 92.13 110.6 318.57 4107.7 苯和甲苯的物理性质 表1 PC 温度 0C 80.1 85 90 95 100 105 110.6 0 PA0 ,kPa 101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 0 240.0 0 PB0，kPa 40.0 46.0 54.0 63.3 74.

9、3 86.0 表3 常温下苯甲苯气液平衡数据 ( 2 ： P8 例 1 1 附表 2 ） 温度 0 C 80.1 85 90 95 100 105 液相中苯的摩尔分率 1.000 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 汽相中苯的摩尔分率 1.000 0.900 0.777 0.630 0.456 0.262 表 4 纯组分的表面张力 (1 ： P378 附录图 7) 温度 80 90 100 110 120 苯， mN/m 21.2 20 18.8 17.5 16.2 苯和甲苯的饱和蒸汽压 表2 110.6 0 0 甲苯， Mn/m 21.7 20.6 19.5 18.4

10、 17.3 表5 组分的液相密度 （1 ： P382 附录图 8） 温度() 80 90 100 110 120 苯 ,kg/ m 3 814 805 791 778 763 甲苯 ,kg/ m3 809 801 791 780 768 表 6 液体粘度 L （1 ： P365 ） 温度 （ ） 80 90 100 110 120 苯（ mPa .s ） 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 甲苯( mPa .s ) 0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 表 7 常压下苯甲苯的气液平衡数据 温度 t 液相中苯的摩尔分率 x 气相中苯的摩尔分率 y 1

11、10.56 0.00 0.00 109.91 1.00 2.50 108.79 3.00 7.11 107.61 5.00 11.2 105.05 10.0 20.8 102.79 15.0 29.4 100.75 20.0 37.2 98.84 25.0 44.2 97.13 30.0 50.7 95.58 35.0 56.6 94.09 40.0 61.9 92.69 45.0 66.7 91.40 50.0 71.3 90.11 55.0 75.5 80.80 60.0 79.1 87.63 65.0 82.5 86.52 70.0 85.7 85.44 75.0 88.5 84.40

12、80.0 91.2 83.33 85.0 93.6 82.25 90.0 95.9 81.11 95.0 98.0 80.66 97.0 98.8 80.21 99.0 99.61 80.01 100.0 100.0 2 精馏塔的物料衡算 （1） 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 xF 0.37/ 78.11 0.37/ 78.11 0.63 / 92.13 0.409 0.97 78.11 0.957 0.95 78.11 0.05 92.13 xW 0.06 78.11 0.06 78.11 0.94 92.13 0.007 2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩

13、尔质量 M F 0.409 78.11 0.591 92.13 86.39 kg kmol M D 0.957 78.11 0.043 92.13 78.71 kg kmol M W 0.070 78.11 0.930 92.13 91.96 kg kmol （3）物料衡算 原料处理量 F 70000000 121.54kmol h 86.39*7200 总物料衡算 121.54=D W 苯物料衡算 121.54 0.4090.957D0.070 W 联立解得 D 42.99 kmol h W=69.55 kmolh 式中 F 原料液流量 D 塔顶产品量 W 塔底产品量 3 塔板数的确定 （1

14、）理论板层数 NT 的求取 苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数 由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出 y 图，见下图 求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，自点 ef 即为进料线 (q 线) ，该线与平衡线的交点坐标为 e(0.409,0.409 )作垂线 yq 0.567 ,xq 0.346 故最小回流比为 Rmin xD yq 0.957 0.567 1.46 min yxq0.567 0.346 取操作回流比为 R 2Rmin 2.92 求精馏塔的气、液相负荷 L R D 2.92 42.99 125.53 kmol h V (R 1)D

15、3.92 42.99 168.52 kmol h V (R 1)D (1 q)F (2.92 1) 42.99 168.52kmol / h (泡点进料： q=1) L RD qF 2.92 42.99 1 121.53 238.06kmol /h 求操作线方程 精馏段操作线方程为 R yn 1 R 1xn xD 0.749xn 0.2442 R 1 n 提馏段操作线方程为 LW ym 1 V xm V xw 1.412xm 0.092 2）逐板法求理论板 又根据 Rmin 1 xD(1 xd ) xF 1 xf 可解得 =2.475 相平衡方程 2.475x 1 ( 1)x 1 1.475

16、x y1 xD = 0.957 x1 y1 y2R x1xd 2 R 1 1 R 1 x1 0.745x1 0.2442 0.915 y3 y4 y5 y6 y1 =0.901 y1 (1 y1) y1 2.475(1 y1) x2 y2 y2 (1 y2) 0.813 0.745 x2 0.2442 0.850 0.745x3 0.2442 0.763 0.745 x4 0.745x5 因为 x6 xf 0.2442 0.665 0.2442 0.557 y3 x30.696 y3(1 y3) y4 x4 4 y4(1 y4) 0.565 y5 x5 5 y5(1 y5) 0.420 x6

17、y6 y6 (1 y6) 0.337 精馏段理论板 n=5 x1 x6 0.337 y2 1.412 x 1 0.029 0.447 x2 2 0.246 y3 1.412 x 2 0.029 0.318 2 y2 (1 y2 ) x3 y3 0.159 y4 1.4334x3 0.033 0.195 y3 (1 y3 ) x4 y4 0.089 y5 1.412x4 0.029 0.097 x5 y5 y5(1 y5 ) 0.042 xw 所以提留段理论板 n=4 y4(1 y4 ) 全塔效率的计算(查表得各组分黏度1=0.269， 2 =0.277) m xF 1 (1 xF ) 2 0.

18、409 0.269 (1 0.409) 0.277 0.274 ET 0.17 0.616lg m 0.17 0.616lg0.274 52% 捷算法求理论板数 Nmin 1/ ln mln( xD 1 xW xW D )( W ) 1 9.898 1 8.898 1 xD 由公式 Y 0.545827 0.591422X 0.002743/ X R Rmin R1 2.92 1.46 3.92 0.374 代入 Y=0.488 NN 由 NN N2min 0.3165,N 10 Nmin,1 1/ ln 1ln( xD )(1 xF ) 1 4.925 5 1 xDxF 1.14ln( 10

19、.09.97744)( 1 0.24 0.24 ) 1 4.44 5 精馏段实际板层数5/0.52=9.6 10, 提馏段实际板层数4/0.52=7.69 8 进料板在第 11 块板 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 （1）操作压力计算 塔顶操作压力 PD 93.2 kPa 塔底操作压力 Pw =109.4 kPa 每层塔板压降 P0.9 kPa 进料板压力 PF 93.20.9 10102.2kPa 精馏段平均压力 P m （93.2102.2）297.7 kPa 提馏段平均压力 P m =（109.4+102.2 ）/2 =105.8 kPa 甲苯的饱和蒸 （2）操作温度计算 依据

20、操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、 气压由 安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下： 塔顶温度 tw 82.7 进料板温度 tF 94.2 塔底温度 tw =105.1 精馏段平均温度 tm=（ 82.7 94.2 ）/2 = 88.5 提馏段平均温度 tm=（94.2+105.1）/2 =99.7 （3）平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由 xD=y1=0.957, 代入相平衡方程得 x1=0.901 M L,Dm 0.901 78.11 (1 0.901) 92.13 79.50 kg kmol M V,Dm 0.957 78.11 (1 0.957) 92.1

21、3 78.71 kg kmol 进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得 yF 0.622 ， xF 0.399 M V,F,m 0.632 78.11 (1 0.368) 92.13 83.27 kg kmol M L,Fm 0.409 78.11 (1 0.409) 92.13 90.08 kg kmol 塔底平均摩尔质量计算 由 xw=0.070, 由相平衡方程，得 yw=0.157 M V,Wm 0.157 78.11 (1 0.157) 92.13 86.60 kg kmol M L,wm 0.070 78.11 (1 0.070) 92.13 90.59 kg kmol 精馏

22、段平均摩尔质量 78.71 83.27 M V,mkg kmol 80.99 kg kmol M L,m 79.50 90.08 kg kmol 84.79 kg kmol 提馏段平均摩尔质量 M V,m 86.06 83.23 2 kg kmol 84.92 kg kmol M L,m 90.59 86.39 2 kg kmol 88.49kg kmol （4）平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即 v,m PmM v,m97.7 80.97 2.63kg m3 v,mRTm8.314 (273.15 88.45) 提馏段的平均气相密度 2.90 kg

23、 m3 PmM v,m105.8 84.92 v,mRTm8.314 (273.15 99.65) 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由 t D82.7 ，查手册得 塔顶液相的质量分率 0.957 78.11 A 812.7 kg m3 , B 806.7 kg m3 A 0.957 78.11 92.13 0.043 0.885 813.01 kg kmol 1 L ,Dm 0.885 812.7 0.115 807.6, L,Dm 进料板液相平均密度的计算 由 tF 94.2 ，查手册得 A 799.1kg m3 , B 796.0 kg m3 进料板液

24、相的质量分率 0.409 78.11 A 0.409 78.11 92.13 0.591 0.37 1 L,Fm 0.37 799.1 0.63/ 769.0, L,Fm 781.25 kg kmol 塔底液相平均密度的计算 由 t w105.1 ，查手册得 A 786.13 kg m3, B 785.2 kg m3 塔底液相的质量分率 0.06 0.07 78.11 0.07 78.11 92.13 0.93 1 L,wm 0.06 / 786.13 0.94 / 785.2, L,wm 783.4 kg kmol 精馏段液相平均密度为 2 提馏段液相平均密度为 L,m 781.25 785

25、.54 783.4kg kmol L,m 813.01 781.25 797.13kg kmol 2 (5) 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD 82.7 ，查手册得 A=20.94mN/m B=21.39 mN/m LDm=0.957 20.94+(1-0.957) 21.39=20.98 mN/m 进料板液相平均表面张力的计算 由 t F94.2 ，查手册得 A=19.36 m N/m B=20.21 m N/m LFm=0.409 19.36+0.591 20.21=19.86 mN/m 塔底液相平均表面张力的计算 由 tD 105

26、.1 ，查手册得 A=19.10 mN/m B=19.48 mN/m Lwm=0.0719.10+(1-0.07) 19.48=19.45mN/m 精馏段液相平均表面张力为 Lm=(20.98+19.86 )/2=20.42 mN/m 提馏段液相平均表面张力为 Lm=(19.86+19.48 ) /2=19.85 mN/m (6) 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 lg Lm=xi lg i 塔顶液相平均粘度的计算 由 tD82.7 ，查手册得 A=0.300 mPas B=0.304 mPas lg LDm=0.957lg(0.300)+ (1-0.95)lg(0.304) 解出

27、LDm=0.300 mPas 进料板液相平均粘度的计算 由 tF 94.2 ，查手册得 A=0.269 mPas B=0.277 mPas lg LFm=0.409lg(0.269)+ (1-0.409) lg(0.277) 解出LFm=0.274 mPas 塔底液相平均粘度的计算 由 tw105.1 ，查手册得 A=0.244 mPas B=0.213 mPas lg Lwm=0.07lg(0.244)+ (1-0.07) lg(0.213) 解出Lwm=0.215 mPas 精馏段液相平均粘度为 Lm=(0.300+0.27)/2=0.287 mPa s 提馏段液相平均粘度为 Lm=(0.

28、300+0.215)/2=0.258 mPa s ( 7) 气液负荷计算 精馏段： V R 1 D (2.92 1) 42.99 168.52Kmol /h VS S 3600 vm V MVm 168.52 80.97 1.606m3 / s 3600 2.36 L RD 2.92 42.99 125.53Kmol / h Ls LM Lm 3600 Lm 125.53 834.79 0.0037m3 /s 3600 797.13 Lh 0.0037 3600 13.353m3 /h 提馏段： V V (q 1)F 168.52Kmol / h S 3600 vm V MVm 168.92

29、84.92 1.37m3 / s 3600 2.90 L qF 125.32 1 112.53 238.06Kmol /h Ls LM Lm 3600 Lm 238.06 88.49 0.0075m3/ s 3600 783.4 3 Lh 0.0075 3600 27.00m3 / h 5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (1) 塔径的计算 塔板间距 HT 的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性， 以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。 表 7 板间距与塔径关系 塔径 DT， m0.3 0.5 板间距 HT，mm 200 300 对精馏段： 0.5 0.8

30、0.8 1.6 1.6 2.4 2.4 4.0 250 350 300 450 350 600 400 600 初选板间距 HT 0.40m ，取板上液层高度 0.06m， 故 HT hL 0.40 0.06 0.34m ； LS 2 Lm VS vm hL 1 0.0037 1.606 1 797.13 2 0.0423 2.36 查教材 P131图 得 C20=0.071 ；依式 C C200.2 20 20 校正物系表面张力为 20.42mN / m时C C20 20 20 0.072 202.098 0.0713 max C L V 0.0713 804.09 2.63 1.239m/

31、 s V 2.63 可取安全系数为 0.8 ，则（安全系数 0.6 0.8 ），80. xam 80. 2391. 910. / ms 故D 4VS 4 1.606 1.44m 3.142 0.991 按标准 , 塔径圆整为 1.6m, 则空塔气速 0.820m/s 。 对提馏段： 初选板间距 HT 0.40m ，取板上液层高度 hL 0.06m ， 故 HT hL 0.40 0.06 0.34m ； LS 2 Lm VS vm 1 0.0075 1.37 783.4 2 2.90 0.090 查2 ： P165图38得C20=0.106 ；依式 C C20 0.2 20 校正物系表面张力为

32、19.58mN / m时 C C20 20 20 0.2 0.106 192.058 0.103 max C L V 0.103 783.4 2.90 1.69m/ s V 2.90 可取安全系数为 0.8 ，则（安全系数 0.6 0.8 ）， 80. xam 80. 691. 351. /m s 4 1.37 3.142 1.69 1.02m 按标准 , 塔径圆整为 1.2m, 则空塔气速 0.820m/s 。 根据塔径的选择规定， 对于相差不 1.6m 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致， 大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取 6 塔板主要工艺尺寸的计算 (1)

33、溢流装置计算 因塔径 D 1.6m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计 算如下： a) 溢流堰长 l w：单溢流去 l W=(0.6 0.8 ) D，取堰长 l w为 0.66D=0.66 1.6=1.056m b） 出口堰高 hW ： hW hL hOW 由 lW / D 0.66 ， Lh / lW2.5 3600 0.0037 13.353m 1.0562.5 可得 hOW 120.8040 E Lh lW 2.84 1.042 113.0.355630.017m 1000 lw 查2 ： P169图311，知 E=1.042,依式 how 120.8040E Lh

34、故 hw 0.06 0.017 0.043m c) 降液管的宽度 Wd 与降液管的面积 Af ： 由lw/D0.66查（ 2 ： P170图313）得Wd /D 0.124 ， Af /AT 0.0722 Wd 0.124D 0.124 1.6 0.198m 2 3.142 2 Af 0.0722 D2 0.07221.62 0.1452m2 f 4 4 利用 (2 ： P170 式 3 10)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， Af HT Ls 0.1452 0.40 0.0037 15.70s (大于 5s，符合要求) d)降液管底隙高度 ho ：取液体通过降液管底隙的流速o 0

35、.08m / s ( 0.07-0.25) 依（2 ： P171式311） ： ho lwLs o 1.006.00307.09 0.035m符合（ h0 hw 0.006） e) 受液盘 采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为 60mm 同理可以算出提溜段 a）溢流堰长 l w：单溢流去 l W=（0.6 0.8 ） D，取堰长 l w为 0.66D=0.8 1.6=1.056m b） 出口堰高 hW ： hW hL hOW 2.5 由 lW / D 0.8 Lh /lW 2.5 23.34m 2 2.84 L 3 查2 ： P169图 311，知 E=1.02, 依式 howE h 169

36、ow 1000 lw 2 可得 hOW 2.84 E Lh0.026m OW 1000lW 故 hw 0.06 0.026 0.034m c） 降液管的宽度 Wd 与降液管的面积 Af ： 由lw/D 0.8查（ 2 ： P170图 313）得Wd /D 0.124 ， Af / AT 0.0722 故 Wd 0.124D 0.20m ， 22 Af 0.0722 4 D2 0.145m2 利用 （2 ： P170 式 3 10）计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， Af HT 即 f T 11.6s （大于 5s ，符合要求） Ls d）降液管底隙高度 ho ：取液体通过降液管底隙的

37、流速o 0.08m / s （ 0.07-0.25） 依 （2 ： P171 式 3 11） ： Ls hos 0.032m符合（ h0 hw 0.006 ） o l 0 w wo （2）塔板布置 精馏段 塔板的分块 因 D800mm，故塔板采用分块式。查表 3-7 得，塔极分为 4 块。对精馏段： a）取边缘区宽度 Wc=0.05m（30 50mm）,安定区宽度 Ws 0.075m ，（当 D 1.5m 时， Ws =60 75mm 2 2 R 1 x b） 依（2 ： P173式 318） ： Aa 2 x R2 x2sin 1 计算开空区面积 173 a 180 R D 1.6 RWC0

38、.05 0.75m ， 2 C 2 x DWd Ws 1.6 0.185 0.075 0.54 2 2 2 1 0.54 2 Aa 2 0.54 0.752 0.542 180 0.752sin 1 00.7554 1.467m2 3mm, c) 筛孔数 n与开孔率 ：取筛空的孔径 d0为 5mm，正三角形排列， 一般碳的板厚为 取 t / d 0 3.0 ， 故孔中心距 t 3.0 5 15.0mm 33 1158 103 1158 103 孔 数 n 2Aa 21.467 7551 t 2 a15.02 则A0 % 0.907 % 10.08% （在 5 15 范围内） Aa（ t d0）

39、2（在 范围内） d0 则每层板上的开孔面积 A0 为 A0Aa 0.1008 1.467 0.148 气体通过筛孔的气速为 o VS 1.606 10.85m / s o A0 0.148 提馏段： a) 取边缘区宽度 Wc=0.05m(30 50mm),安定区宽度 Ws 0.075m ，（当 D1.5m 时， Ws =60 75mm b）依（2 ：P173式 318）： Aa 2 x R 22 x R2 sin 1 x 180 R 计算开空区面积 R D WC 0.75m ， Wd Ws0.525 Aa 1.113m2 3mm, c) 筛孔数 n与开孔率 ：取筛空的孔径 d0为 5mm ，

40、正三角形排列， 一般碳的板厚为 取 t / d 0 3.0， 故孔中心距 t 3.0 5 15.0mm 0Aa 5 7 2 9个 ， 11 5 8 31 筛 孔 数 n 11528 1 t2 A0 % Aa 0.907 % 10.08% 在 5 15 范围内) 则每层板上的开孔面积 A0为 A0Aa 0.1124 气体通过筛孔的气速为 o 0.735m / s ， 12.189m / s A0 7 筛板的流体力学验算 塔板的流体力学计算， 目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作， 以便决 定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。 (1) 气体通过筛板压强相当的液柱

41、高度计算 精馏段： a)干板压降相当的液柱高度 hc ：依 d0 /5/3 1.67 ，查干筛孔的流量系数图得， C0=0.78 由式 hc 0.051 0 C0 2 V VL 0.051 11.15 2 2.63 0.78 797.13 0.033 m b) 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl ： aATVS Af 1.606 0.86m/ s ， 2.01 0.145 Fa ua V 0.86 2.63 1.395 由 o 与 Fa 关 联 图 查 得 板 上 层充气系 数o =0.61 依式 hlohL 0.61 0.06 0.037m c) 克服液体表面张力压降相当的液柱高度 h

42、： 4 hL gd0 7 4 3 2 0 97 0 m. ，0 4 故0 则单板压强： hp 0 PP hp L g 0.073 797.13 9.81 571.5Pa 0.9kPa (2) 液面落差 对于筛板塔，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) 雾沫夹带 ev 5.7 10 S 6 3.2 a HT hf 5.7 10 3 0.86 0.022kg /kg 0.1kg /kg 20.46 10 3 0.40 2.5 0.06 在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 (4) 漏液 由式 ow 4.4C0 0.0056 0.13hL h L / V ow

43、4.4 0.78 0.0056 0.13 0.06 0.002 6.87m/ s 12.189 筛板的稳定性系数 K 0 1.777 1.5 ，故在设计负荷下不会产生过量 OW 6.38 漏液。 (5) 液泛 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度H dHT hw 依 式 H d hp hl hd hd 0.153 ( ls l w h0 2 )2 0.153 ( 0.0037 1.056 0.0415 2 )2 0.001 Hd =0.073+0.037+0.001=0.11m 取 0.5 ，则 HT hw 0.5 0.40 0.0433 0.223m 故 Hd H T hw 在设计

44、负荷下不会发生液泛。 根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。 提溜段： a)干板压降相当的液柱高度 hc：依 d0/5/3 1.67 ，查干筛孔的流量系数图得， C0=0.78 由式 hc 0.051 02 0 C0 0.046m b) 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl ： Fa uaV 1.252 由 o与 Fa 关联图查得板上液层充气系数o =0.65 ，依式 hlohL 0.039m c) 克服液体表面张力压降相当的液柱高度 h ： 依式 h 4 Lgd0 0.002m ， 故 hp 0.052m 则单板压强： PP hp L g 399.6Pa

45、0.9kPa (2) 液面落差 对于筛板塔，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) 液沫夹带 3.2 5.7 10 6 a HT hf 0.0092kg / kg 0.1kg / kg 故在设计负荷下不会发生过量 雾沫夹带。 (4) 漏液 由式 ow 4.4C0 0.0056 0.13hL h L / V 6.023m / s 筛板的稳定性系数 K 0 1.99 1.5 ，故在设计负荷下不会产生过量漏液。 OW (5) 液泛 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度H dHT hw l2 依式 Hd hp hl hd， 而 hd 0.153 ( s

46、)2 0.0075 lh lw h0 Hd =0.098m 取0.5 ，则 HT hw 0.217m 故 Hd H T hw 在设计负荷下不会发生液泛。 根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。 8 塔板负荷性能图 精馏段： (1) 漏液线 由， 2.84 0.0056 0.13 hwE w 1000 L 2/3 Lwhc 0.0021 L V 2/3 lw 得 4.4 0.78 0.0056 0.13 0.0433 0.672LS2/3 0.002) 797.13 Vo,min 0.416 6.467LS 2/3 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出

47、 Vs值，计算结果列于表 3-19。 表 3-19 Ls /(m 3/s) 0.001 0.002 0.03 0.004 Vs /(m 3/s) 0.69 0.72 0.74 0.76 由上表数据即可作出漏液线。 (2) 雾沫夹带线 ev 0.1kg 液 /kg 气为限，求 Vs-Ls 关系如下： hw 2.84 1 1000 316.0050L6s 2/3 1.653Ls2/3 hf 2.5 hw 2.84 10 3E 3600Ls 2/3 1.056 0.111 0.676Ls2/3 uaAtAf VsVs 2.01 0.145 0.536Vs联立以上几式，整理得 2/3 Vs 2.978

48、 6.963Ls2/3 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs值，计算结果列于表 3-20 表 3-20 Ls /(m 3/s) 0.001 0.002 0.003 0.004 3 Vs /(m 3/s) 13.11 11.84 9.45 8.88 由上表数据即可作出液沫夹带线 2。 (3) 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度 hOW0.006m 作为最小液体负荷标准。由式 3-21 得 2/3 2.843600Ls,min hwE 1000 lw Ls,min 1.035 10 3 m3 s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 (4) 液相负荷上限线 以4s

49、作为液体在降液管中停留时间的下限 3。 AfHT LS ,max 0.4 0.47 4 0.0146m3 s 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线 0.0474 (5) 液泛线 令 由 联立得 忽略 h，将 hOW与 Ls， hd 与 Ls， hc 与 Vs 的关系式代人上式，并整理得 式中： h ow 2.84 10 3 3600LS0.672LS2/3 ow 2.04 S 将有关的数据代入整理，得 VS2 11.414 6815.113Ls2 80.751Ls2/3 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs值，计算结果列于表 3-22 表 3-22 Ls /(m 3/s

50、) 0.001 0.002 0.03 0.004 3 Vs /(m 3/s) 3.26 3.18 3.11 3.04 由上表数据即可作出液泛线 5。 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示 图 3-23 精馏段筛板负荷性能图 在负荷性能图上，作出操作点 P，连接 OP，即作出操作线。由图可看出，该筛板 的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得 33 Vs,max=1.064 m3/s Vs,min=0.324 m 3/s 故操作弹性为 Vs,max / V s,min=3.381 所设计筛板的主要结果汇总于表 3-23 。 提馏段 (1) 漏液线 得 Vo,min 0.1

51、067 2.209LS 2/3 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs值，计算结果列于表 3-19 表 3-19 3 Ls /(m 3/s) 0.001 0.002 0.003 0.004 3 Vs /(m 3/s) 0.36 0.38 0.39 0.40 由上表数据即可作出漏液线。 (2) 液沫夹带线 以 ev 0.1kg 液 /kg 气为限，求 Vs-Ls 关系如下： 由 2/3 Vs 1.956 18.593Ls2/3 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs值，计算结果列于表 3-20 表 3-20 Ls /(m 3/s) 0.001 0.002 0.003

52、0.004 3 Vs /(m 3/s) 1.77 166 1.57 1.49 由上表数据即可作出液沫夹带线 2。 (3) 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度 hOW0.006m 作为最小液体负荷标准。由式 3-21 得 2.84 E 1000 E 3600Ls,min lw 2/3 , Ls,min 9.0 10 4 m3 s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3 (4) 液相负荷上限线 以4s 作为液体在降液管中停留时间的下限 AfHT f T 4 LS LS,max 0.0145m3 s 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线 0.0474 (5) 液泛线 令 由

53、 联立得 忽略 h，将 hOW与 Ls， hd 与 Ls， hc 与 Vs 的关系式代人上式，并整理得 将有关的数据代入整理，得 VS2 6.36 5319.2Ls2 42.36Ls2/3 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs值，计算结果列于表 3-22 表 3-22 Ls /(m 3/s) 0.001 0.002 0.003 0.004 Vs /(m 3/s) 5.93 5.67 5.43 5.13 由上表数据即可作出液泛线 5 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示 所设计筛板的主要结果汇总于表。 设计结果一览表 项目 符号 单位 精馏段 提留段 各段平均压强

54、 Pm kPa 97.7 109.4 各段平均温度 tm 88.5 99.7 气相 VS m3/s 1.606 1.37 平均流量 3 液相 LS m3/s 0.0037 0.0075 实际塔板数 N 块 10 8 板间距 HT m 0.40 0.40 塔的有效高度 Z m 4.0 3.2 塔径 D m 1.6 1.6 空塔气速 u m/s 0.820 0.651 塔板液流形式 单流型 单流型 溢流管型式 弓形 弓形 堰长 lw m 1.056 1.056 堰高 hw m 0.043 0.034 溢流堰宽度 Wd m 0.124 0.243 管底与受业盘 ho m 0.0355 0.0292

55、距离 板上清液层高度 hL m 0.06 0.06 孔径 do mm 5.0 5.0 孔间距 t mm 15.0 15.0 孔数 n 个 7551 5729 开孔面积 2 m 1.467 1.113 筛孔气速 uo m/s 10.85 12.19 塔板压降 hP kPa 0.593 0.421 液体在降液管中停留时间 s 10.45 14.94 降液管内清液层高度 Hd m 0.246 0.124 雾沫夹带 eV kg 液 /kg 气 0.0005748 0.0074 负荷上限 雾沫夹带控制 雾沫夹带控制 负荷下限 漏液控制 漏液控制 气相最大负荷 VS max 3 m/s 气相最小负荷 VS min m3/s 操作弹性 9. 各接管尺寸的确定 1 进料管 FM 进料体积流量 VSf f 112.54 86.39 781.25 12.44m3 / h