苯-甲苯精馏分离板式塔设计

1、 巢 湖 学 院化工原理课程设计 设计题目： 专业班级： 学生姓名： 学 号： 指导教师： 起止日期： 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

2、得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（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。 课程设计题目苯甲苯 精馏分离板式塔设计一、设计题目 苯甲苯 精馏分离板式塔二、设计任务及操作条件1、 设计任务：生产

3、能力（进料量） 30000吨年实际生产天数   330天（一年中有一个月检修）进料组成 40% （质量分率，下同）进料温度 30塔顶产品组成   97塔底产品组成   1%  设备型式：筛板（浮阀）塔冷却水温度：30饱和水蒸气压力：2.5kgf/cm单板压降：0.7kpa2、 操作条件操作压力     101.3 kPa进料热状态     泡点进料 3、设备

4、型式  筛板塔4、厂址 巢湖市 三、 设计和计算内容：1、 设计方案的选择及流程说明2、 工艺和设备计算1） 物料衡算2） 平衡数据和物性数据的计算或查阅;) N, n" H7 j# f1 |% W! s/ - l3） 回流比的选择;4） + J- _* w3 w! j2   Y/ F理论板数和实际板数的计算;5） , T7 J; d, * r) 5 a, i) C塔内汽液负荷的计算;' O2 c; i) g- u- 8 y( M1 J6） 塔径和塔高的计算;7） * e, * z- T- h0 2 H) E塔板的设计和计算;- J&q

5、uot; x4 w0 |! i! n/ C! A8 _8） 流体力学校核;9） 7 Q. C6 c, E8 u. r8 F/ 塔板负荷性能计算;9 Y9 s, F& d) J. 10) 塔接管尺寸的计算;9 Y9 s,b11) 塔顶冷凝器和塔底再沸器热负荷计算;四、图纸要求; L2 g, g( o7 x% ) h0 S Z* % H9 f9 p6 Q- T6 1) 精馏塔的工艺尺寸图（A3图纸）;五、' F2 ) p' I: 0 U2 hw7五五 其他要求0 O4 b& O' y  l9 Z; S1) 设计前有说明

6、或前言;4 + c# d+ T" 2) 目录页;$ C  W# _8 W- 8 m6 a9 r8 T8 G8 R3) 符号一览表;1 S) u( I* t( W6 u2 _6   d: H4) 参考文献;5) 设计评述;六、参考资料1）常用化工单元设备的设计 .陈英南主编 . 华东理工大学出版社; U,，20052) 塔的工艺计算. 石油化学工业规划设计院. 北京：石油化学工业出版社，19973）化工设备全书-塔设备设计. 化工设备技术全书编辑委员会. 上海：上海科学技术出版社，19884）化学工程手册 

7、 汽液传质设备分册 . 时钧，汪家鼎等. 北京：化学工业出版社，19865) 化工工艺设计手册(上、下). 上海医药设计院. 北京：化学工业出版社，19866) 化工原理(上、下册)(第二版). .陈敏恒，丛德兹等. 北京：化学工业出版社，20007) 化工原理课程设计. 柴诚敬，刘国维，李阿娜. 天津：天津科学技术出版社，19958) 化工原理课程设计. 大连理工大学化工原理教研室. 大连：大连理工大学出版社，19949) 化工过程设备及设计.华东理工大学化工原理教研室编.广州：华南理工大学出版社，1996.02 目 录一 概述 7 11精馏塔的简介 712苯-甲苯物系简

8、介 7 13设计依据 8二、设计方案的选择 82.1操作压力 82.2进料状态 8 2.3加热方式 9 三、计算过程 93.1、精馏塔的物料衡算 9 3.2、塔板数的确定 103.2.1求最小回流比及操作回流比 11 3.2.2求操作线方程 113.2.3逐板法求理论板 113.2.4全塔效率的计算 133.2.5实际塔板数的计算 1333精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 133.3.1 操作压力计算 133.3.2操作温度计算 133.3.3平均摩尔质量计算 143.3.4平均密度计算 153.3.5 液体平均表面张力计算 163.3.6 液体平均粘度计算 173.3.7塔内汽液负荷的计

9、算 173.4 塔板主要工艺尺寸的计算 173.4.1塔径的计算 173.4.2溢流装置计算 193.4.3塔板布置 2035 筛板的流体力学验算 223.6 塔板负荷性能图 243.7各接管尺寸的确定 293.7.1 进料管 303.7.2 釜残液出料管 303.7.3 回流液管 303.7.4 塔顶上升蒸汽管 303.7.5再沸气产生的蒸汽进口管 31四、主要符号说明 32五个人总结 32六参考书目 33一、概述1. 精馏塔的简介:精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式

10、塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属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（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、

11、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。2. 苯-甲苯物系简介：苯的沸点为80.1，熔点为5.5，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ，沸点为111 。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色

12、透明，清澈如水的液体，密度为0866克厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯几乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0,6 mPa s，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940 kJ/kg，闪点为4 ，燃点为535 。3. 设计依据：分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散

13、、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型二、设计方案的选择1. 塔型选择：根据生产任务，若按年工作日330天，每天工作24小时，产品流量是3787.88Kg/h,因为苯-甲苯物系的粘度较小，流

14、量较大，所以选用筛板塔，筛板塔的结构简单，造价低 ，气体压强低，生产能量大。2. 操作条件选择：确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸

15、馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。2.2进料状态 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。2.3加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采

16、用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于苯-甲苯溶液，一般采用1.12.0KPa（表压）。三、计算过程3.1精馏塔的物料衡算（常压）苯-甲苯气液相平衡数据温度t液相中苯的含量x（摩尔分数）气相中苯的含量y（摩尔分数）温度t液相中苯的含量x（摩尔分数）气相中苯的含量y（摩尔分数）110.60089.459.278.9106.18.821286.870.085.3102.2

17、20.237084.480.391.498.630.050082.390.395.795.239.761881.295.097.992.148.971880.2100.0100.01.原理液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量 MB=92.13kg/kmol XF=0.478.110.478.11+0.692.13=0.440 （式2-1） XD=0.9778.110.9778.11+0.0192.13=0.991 XW=0.0178.110.0178.11+0.9792.13=0.0122.原料夜及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.440

18、×78.11+（1-0.440） ×92.13=85.96kg/kmol （式2-2） MD=0.991×78.11+（1-0.991）×92.13=78.24kg/kmol MW=0.012×78.11+（1-0.012）×92.13=91.96kg/kmol3.物料衡算 原料处理量 F=30000000/(85.96× 330× 24)=44.07kmolh （式2-3-1） 总物料衡算 D+W=44.07 （式2-3-2） 苯物料衡算44.07×0.440 =0.991D+0.012W 联立解得：D

19、=19.27kmol/h W=24.80kmol/h以上计算结果见下表1：名称原料液馏出液釜残液X（摩尔分数）0.4400.9910.012摩尔质量Kg/kmol85.9678.2491.96物料量kmol/h44.0719.2724.803.2塔板数的确定.理论塔板层数NT的求取（1）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x y图，见下图3.2.1求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比。在附图中对角线上，自点e(0.409,0.409)作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 0.567 , 0

20、.346故最小回流比为 Rmin=XD-=0.991-0.5670.567-0.346=1.92 （式3-1）取操作回流比为 R=2Rmin=2×1.92=3.843.2.2求操作线方程 L=RD=3.84×19.27=74.00kmol/h V=(R+1)D=（3.84+1）×19.27=93.27 kmol/h L=L+F= 74.00+44.07 =118.07 kmol/h （泡点进料：q=1) V=V=93.27 kmol/h 精馏段操作线方程为 y=0.79+0.205（式3-2） 提馏段操作线方程为 y=1.27x+0.003（式3-3）3.2.3逐

21、板法求理论板又根据 可解得=2.151 相平衡方程y=x1+(-1)x=2.151x1+1.151x = 0.991 x1=y1y1+(1-y1)=0.98y2=+xdR+1=0.778x1+0.2048=0.982x2=y2y2+(1-y2)=0.962 y3=0.778x2+0.2048=0.953 x3=y3y3+2.151×(1-y3)=0.904y4=0.778x3+0.2048=0.908 x4=y4y4+2.151×(1-y4)=0.821y5=0.778x4+0.2048=0.844 x5=y5y5+2.151×(1-y5)=0.715y6=0.7

22、78x5+0.2048=0.761 x6=y6y6+2.151×(1-y6)=0.596y7=0.778x6+0.2048=0.668 x7=y7y7+2.151×(1-y7)=0.483y8=0.778x7+0.2048=0.580 x8=y8y8+2.151×(1-y8)=0.391因为x8 精馏段理论板 n=7x1'=x8=0.391 y2'=1.27x1'-0.003=0.466 x2'=y2'y2'+2.151(1-y2')=0.289 y3'=1.27x2'-0.003=0.364

23、x3'=y3'y3'+2.151(1-y3')= y4'=1.27x3'-0.003=0.210x4'=y4'y4'+2.151(1-y4')=0.109 y5'=1.27x4'-0.003=0.135x5'=y5'y5'+2.151(1-y5')=0.067 y6'=1.27x5'-0.003=0.082x6'=y6'y6'+2.151(1-y6')=0.0398 y7'=1.27x6'-0.003=0

24、.047x7'=y7'y7'+2.151(1-y7')=0.0224 y8'=1.27x7'-0.003=0.025x8'=y8'y8'+2.151(1-y8')=0.0118 y9'=1.27x8'-0.003=0.012x8'=y8'y8'+2.151(1-y8')=0.0118< 所以提留段理论板 n=7精馏段塔板数N=8-1=7,提馏段塔板数N'=8-1=7所需总理论板数: 14块进料在第8块板3.2.4全塔效率的计算（查表得各组分黏度=0.26

25、9，=0.277）m=xF1+(1-XF)2=0.440×0.269+(1-0.440)×0.277=0.2743.2.5实际塔板数的计算精馏段实际板层数7/0.52=13.514提馏段实际板层数7/0.52=13.5143.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.3.1操作压力计算 塔顶操作压力 93.2 kPa塔底操作压力=109.4 kPa每层塔板压降p=0.7kPa进料板压力93.20.7×10100.2kPa精馏段平均压力 P m （93.2100.2）296.7 kPa提馏段平均压力P m =（109.4+100.2）/2 =104.8 kPa3.

26、3.2操作温度计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由 安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下： 塔顶温度82.7进料板温度94.2 塔底温度=105.1精馏段平均温度=（ 82.794.2）/2 = 88.5提馏段平均温度=（94.2+105.1）/2 =99.73.3.3平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由xd=y10.991,代入相平衡方程得x1=0.98 ML,Dm= 0.98×78.11+(1-0.98)×92.13=78.39kg/kmol MV,Dm =0.991×78.11+(1-0.991)

27、15;92.13=78.24kg/kmol进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得0.628， 0.44 MV,Fm =0.628*78.11+（1-0.628）*92.13=83.33kg/kmol ML,Fm =0.44*78.11+(1-0.44)*92.13=85.96kg/kmol塔底平均摩尔质量计算由Xw=0.012,由相平衡方程，得Yw=0.025 MV,Wm =0.025*78.11+(1-0.025)*92.13=91.78kg/kmol ML,Wm =0.012*78.11+(1-0.012)*92.13=91.96kg/kmol精馏段平均摩尔质量 MV,m =(78

28、.24+83.33)/2=80.79kg/kmol ML,m =（78.39+85.96）/2=82.18kg/kmol提馏段平均摩尔质量 MV,m =(91.78+83.33)/2=87.56kg/kmol ML,m =(91.96+85.96)/2=88.96kg/kmol3.3.4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 提馏段的平均气相密度液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由tD82.7，查手册得 塔顶液相的质量分率 A=0.991×78.11/(0.991×78.11+0.009×

29、92.13)=0.989 1L,Dm=0.989/812.7+0.011/807.6, L,Dm =813.01kg/kmol进料板液相平均密度的计算 由tF94.25.3，查手册得 进料板液相的质量分率 A =0.44×78.11/(0.44×78.11+0.56×92.13)=0.40 1L,Fm =0.4/799.1+0.6/769, L,Fm =781.25kg/kmol塔底液相平均密度的计算 由tw105.1，查手册得 塔底液相的质量分率 A =0.012×78.11/(0.012×78.11+0.988×92.13)=0.

30、01 1L,Wm =0.01/786.13+0.09/785.2, L,Wm =784.9kg/kmol精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为3.3.5 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 tD82.7，查手册得 A=20.94mN/m B=21.39 mN/mL,Dm=0.991×20.94+(1-0.991)×21.39= 20.94mN/m进料板液相平均表面张力的计算 由tF94.2，查手册得 A=19.36 m N/m B=20.21 m N/mL,Dm=0.44×19.36+0.56×20.

31、21=19.84 mN/m塔底液相平均表面张力的计算 由 tD105.1，查手册得 A=19.10 mN/m B=19.48 mN/mL,Dm=0.012×19.10+(1-0.012)×19.48=19.48mN/m精馏段液相平均表面张力为 Lm=（20.94+19.84）/2=20.39mN/m提馏段液相平均表面张力为 Lm=（19.84+19.48）/2=19.66 mN/m3.3.6 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 lgLm=xilgi塔顶液相平均粘度的计算 由tD82.7，查手册得 A=0.300 mPa·s B=0.304 mPa

32、3;slgLDm=0.991×lg(0.300)+ (1-0.991)×lg(0.304)解出LDm=0.300 mPa·s进料板液相平均粘度的计算 由tF94.2，查手册得 A=0.269 mPa·s B=0.277 mPa·slg LFm=0.44×lg(0.269)+ (1-0.409)×lg(0.277)解出LFm=0.274 mPa·s塔底液相平均粘度的计算 由tw105.1，查手册得 A=0.244 mPa·s B=0.213 mPa·slgLwm=0.012×lg(0.2

33、44)+ (1-0.07)×lg(0.213)解出Lwm=0.215 mPa·s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=(0.300+0.215)/2=0.258 mPa·s3.3.7塔内汽液负荷的计算 精馏段： V=(R+1)D=（3.84+1）×19.27=93.27 kmol/h = =93.27*80.79/(3600*2.36)=0.887（） L=RD=3.84× 19.27= 74kmol/h = m=74×834.79/3600×7

34、97.13=0.022() =0.022×3600=79.2() 提馏段： =V+(q-1)F=93.27kmol/h = =93.27×88.96/(3600×2.90)=0.795() =L+qF=74+44.07=118.07kmol/h = =118.07×88.96/(3600×783.4)=0.0037()=0.0037×3600=13.32()3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.4.1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

35、选取。表7 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600 对精馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查教材P131图 得C20=0.071；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.8，则（安全系数0.60.8），故按标准,塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.820m/s。对提馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查2：图38得C20=0.106；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.8，则（安全系数0.60.8），故按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.820m/s。

36、 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取1.6m3.4.2溢流装置计算 因塔径D1.6m，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：单溢流去lW=（0.60.8）D，取堰长为0.66D=0.66×1.6=1.056mb)出口堰高：由，查2：图311，知E=1.042,依式可得故c)降液管的宽度与降液管的面积：由查（2：图313）得，故，利用(2：式310)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底

37、隙的流速（0.07-0.25）依(2：式311)：符合（）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：单溢流去lW=（0.60.8）D，取堰长为0.66D=0.8×1.6=1.056mb)出口堰高：由查2：图311，知E=1.02,依式可得故c)降液管的宽度与降液管的面积：由查（2：图313）得，故， 利用(2：式310)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25）依(2：式311)：符合（）3.4.3 塔板布置 精馏段塔板的分块 因D800mm，

38、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(3050mm),安定区宽度，（当D1.5m时，Ws=6075mmb)依(2：式318)：计算开空区面积，c)筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，故孔中心距筛 孔数个， 则（在515范围内） 则每层板上的开孔面积为气体通过筛孔的气速为 提馏段：a)取边缘区宽度Wc=0.05m(3050mm),安定区宽度，（当D1.5m时，Ws=6075mmb)依(2：式318)：计算开空区面积， c)筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，故孔中心距筛孔数个， 则（在

39、515范围内） 则每层板上的开孔面积为气体通过筛孔的气速为3.5 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高度计算 精馏段：a)干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.78由式b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：， 由与关联图查得板上液层充气系数=0.61，依式c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：依式，故则单板压强：(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

40、) 雾沫夹带故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(4) 漏液由式筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。(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依式， 而H=0.073+0.037+0.001=0.11m取，则故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。提溜段：a)干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.78由式b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：， 由与关联图查得板上液层充气系数=0.65，依式c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：依式， 故则单板压强：(2) 液面落差 对于筛板塔

41、，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) 液沫夹带故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(4) 漏液由式筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。(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依式， 而H=0.098m取，则故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。3.6塔板负荷性能图 精馏段：(1) 漏液线 由 ，得 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3-19Ls /(m3/s) 0.0010.0020.030.004Vs /(m3/s)

42、0.690.720.740.76由上表数据即可作出漏液线。 (2) 雾沫夹带线 以 ev0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下： 由 联立以上几式，整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-20。 表3-20Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)13.1111.849.458.88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 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

43、液管中停留时间的下限 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：将有关的数据代入整理，得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-22。 表3-22Ls /(m3/s) 0.0010.0020.030.004Vs /(m3/s)3.263.183.113.04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

44、筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得 Vs,max=1.064 m3/s Vs,min=0.324 m3/s故操作弹性为 Vs,max / Vs,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 由 ，得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-19。 表3-19Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)0.360.380.390.40由上表数据即可作出漏液线。 (2) 液沫夹带线 以 ev0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下： 由 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计

45、算出Vs值，计算结果列于表3-20。 表3-20Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)1.771661.571.49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 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 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 将有关的数据代入整理，得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-22。 表3-22Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)5.935.675.435.13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。 3.7各接管尺寸的确定3.7.1 进料管进料体积流量取适宜的输送速度，故经圆