化工原理课程设计苯甲苯精馏塔的设计

1、设计题目 学生姓名 指导老师 学 院 专业班级 完成时间大庆师范学院化工原理课程设计说明书苯-甲苯精馏塔的设计 化学化工学院化工2班2010年7月6日大庆师范学院本科学生化工原理课程设计任务书设计题目 苯-甲苯精馏塔的设计系（院）、专业、年级 化学化工学院 化学工程与工艺 07化工二班学生姓名 学号 200701030639指导教师姓名 下发日期2010年6月21日任务起止日期：2010年6月21日 至 2010年 7月 2 日设计条件：1、处理量：25000 （吨/年）2、料液浓度（wt%）： 453、产品浓度（wt%）： 964、 易挥发组分回收率：985、 每年实际生产时间（小时 /年）

2、:72006、回流比：2.0操作条件：1、塔顶压强：6Kpa （表压）2、进料热状况：泡点进料、饱和蒸汽进料3、单板压降不大于0.7Kpa4、厂址：大庆地区设计任务：完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制塔板负荷性能图、精馏塔系 统工艺流程图，编写设计说明书。任务下达人（签字）教研室主任：年月日任务接受人（签字）化工原理课程设计成绩评定表评定基元评审要素评审内涵满分指导教师实评分评阅教师实评分设计说明书40%格式规范设计说明书是否符 合规定的格式要求5内容完整设计说明书是否包 含所有规定的内容5设计方案方案是否合理及符 合选定题目的要求10工艺计算 过 程工艺计算过程是否 正确、

3、完整和规范20设计图纸40%图纸规范图纸是否符合规范5标注清晰标注是否清晰明了5与设计吻合图纸是否与设计计 算的结果完全一致10图纸质量设计图纸的整体质 量的全面评价20平时成绩10%上课出勤上课出勤考核5制图出勤制图出勤考核5答辩成绩10%内容表述答辩表述是否清楚5回答问题回答冋题是否正确5合计100综合成绩成绩等级指导教师评阅教师答辩小组负责人(签名)(签名)(签名)年 月曰年 月曰年 月曰说明:评定成绩分为优秀(90-100),良好(80-89),中等(70-79),及格(60-69)和不及格(<60)。目录第一节 设计概述 11.1 精馏操作对塔设备的要求 11.2 板式塔类型

4、11.2.1 筛板塔 11.2.2 浮阀塔 11.3 精馏塔的设计步骤 2第二节 设计方案的确定 32.1 操作条件的确定 32.1.1 操作压力 32.1.2 进料状态 32.1.3加热方式 32.1.4 冷却剂与出口温度 32.1.5热能的利用 32.2 确定设计方案的原则 42.2.1 满足工艺和操作的要求 42.2.2 满足经济上的要求 42.2.3 保证安全生产 4第三节 精馏塔的物料衡算 53.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 53.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 53.3 物料衡算 5第四节 塔板数的确定 74.1 理论版层数 NT 的求取 74.2 实际板层数的求

5、取 8第五节 塔的工艺条件及物性数据计算 95.1 操作压力的计算 95.2 操作温度计算 95.3 平均摩尔质量计算 105.4 平均密度计算 115.4.1 精馏段气、液相平均密度计算 115.4.2 提馏段气、液相平均密度计算 125.5 液体平均表面张力计算 125.6 液体平均粘度计算 13第六节 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 166.1 塔径的计算 166.2 精馏塔有效高度的计算 17第七节 塔板主要工艺尺寸的计算 197.1 溢流装置计算 197.1.1 堰长 lW 197.1.2 溢流堰高度 hW 197.1.3 弓形降液管宽度 Wd 和截面积 A f 207.1.4 降液管底隙

6、高度 h0 207.2 塔板布置 217.2.1 塔板的分块 217.2.2 边缘区宽度确定 217.2.3 开孔区面积计算 217.2.4 筛孔计算及其排列 22第八节 筛板流体力学验算 238.1 塔板压降 248.1.1干板阻力hc计算248.1.2气体通过液层的阻力hl计算248.1.3液体表面张力的阻力h计算258.2 液面落差 258.3 液沫夹带 258.4 漏液 268.5 液泛 27第九节 塔板负荷性能图 289.1 漏液线 289.2 液沫夹带线 299.3 液相负荷下限线 319.4 液相负荷上限线 319.5 液泛线 32设计结果一览表 36参考文献 38设计评述及后记

7、 39第一节 设计概述1.1 精馏操作对塔设备的要求精馏所进行的是气 （汽 ）、液两相之间的传质，而作为气 （汽）、液两相传质所 用的塔设备，首先必须要能使气 （汽）、液两相得到充分的接触，以达到较高的传 质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：（1）气（汽）、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或 液泛等破坏操作的现象1.2 板式塔类型气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式 塔，也可采用填料塔。板式塔为逐级接触型气液传质设备， 其种类繁多， 根据塔板上气液接触 元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、

8、舌形塔、浮动舌 形塔和浮动喷射塔等多种。1.2.1 筛板塔筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：（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。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015%。（3）塔板效率高，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。筛板塔的缺点是：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）。3）小孔筛板容易堵塞。1.2.2 浮阀塔浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的， 它主要的改进是取消了升气管和泡 罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行

9、调节， 使气缝速度稳定在某一数值。浮阀塔之所以这样广泛地被采用， 是因为它具有下列特点： 浮阀塔板的优点 是结构简单、造价低，生产能力大，操作弹性大，塔板效率较高。其缺点是处理 易结焦、高粘度的物料时， 阀片易与塔板粘结； 在操作过程中有时会发生阀片脱 落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。1.3 精馏塔的设计步骤本设计按以下几个阶段进行：(1) 设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、 主要设备型式及其材质的选取等进行论述。(2) 蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。(3) 塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺 寸、泵等，并画出塔的操作性能图

10、。(4) 管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。(5) 抄写说明书。(6) 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。第二节 设计方案的确定2.1 操作条件的确定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、 余热利用方案以及安全、 调节机构和测量控制仪表的设置等。 下 面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1 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。2.1.2 进料

11、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。2.1.3 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。 有时也可采用直接 蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大（如酒精与水的混合液 ）2.1.4 冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。 如果塔顶蒸汽温度低， 可选用冷冻盐水 或深井水作冷却剂。如果能用常温

12、水作冷却剂，是最经济的。2.1.5 热能的利用精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程， 耗能较多，如何节约和合理地 利用精馏过程本身的热能是十分重要的。2.2 确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成 就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、 低消耗的原则。2.2.1 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备， 首先必须保证产品达到任务规定的要求， 而且质 量要稳定， 这就要求各流体流量和压头稳定， 入塔料液的温度和状态稳定， 从而 需要采取相应的措施。2.2.2 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗， 减少设备及基建

13、费用。 如前所述在蒸馏过程中如 能适当地利用塔顶、 塔底的废热， 就能节约很多生蒸汽和冷却水， 也能减少电能 消耗。2.2.3 保证安全生产例如酒精属易燃物料， 不能让其蒸汽弥漫车间， 也不能使用容易发生火花的 设备。又如， 塔是指定在常压下操作的， 塔内压力过大或塔骤冷而产生真空， 都 会使塔受到破坏，因而需要安全装置。第三节精馏塔的物料衡算3.1原料液及塔顶、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M B=92.13kg/kmol(3-1)0-45 78-11 =0.4910.45 78.110.55 92.13XD =0.97 78.110.97 78.

14、110.03 92.13=0.974根据物料衡算F=D+WFxf=Dxd+WxwD XdFXf100%(3-3)与(3-4)两方程两边各除以F得D W1 =F FDWXF=XdXwF F(3-2)(3-3)(3-4)(3-5)(3-6)(3-7)解得 Xw =0.0193.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mf=0.491 78.11+(1-0.491)92.13=85.25 kg/kmolMd=0.967 78.11+(1-0.967)92.13=78.47kg/kmolMw=0.019 78.11+(1-0.019) 92.13=91.86 kg/kmol3.3物料衡算原料处理量F=3

15、15 10=57.02kmol/h7200 85.25根据(3-3)(3-4)式有 57.02=D+W57.02 0.491=D 0.97+W 0.01(3-8)(3-9)3-8）（3-9）联立解得 D=28.17kmol/hW=28.85kmol/h第四节塔板数的确定4.1理论版层数山的求取苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。1）由手册查的苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出Xy图表4-1苯-甲苯物系的气液平衡数据X8.820.030.039.748.959.270.080.390.395.0100y21.237.050.061.871.078.985.391.495.797.9100

16、2）求最小回流比及操作回流比采用解析法求最小回流比。由于是泡点进料，所以q=1,根据本-甲苯的温度-饱和蒸汽压数据求的平均相对挥发度xF =0.491xD =0.971故最小回流比为XDRmin =yqXq = 0.966 xq 0.7010.7010.491=1.262取操作回流比为R=2Rmin=2 1.262=2.5243) 求精馏塔的气、液相负荷L=RD=2.524 20.289=51.206kmol/hV=(R+1)D=(2.524+1) 20.289 =71.5kmol/hL'=L+F=51.206+40.732=91.938 kmol/hV '=V =71.5km

17、ol/h4）求操作线方程精馏段操作线方程为Xd = 2.524R 12.524 12.524 1=0.716x+0.28'L'y = xV'W91.938Xw=xV' 71.5提馏段操作线方程为20430.02=1.286x'0.00671.55）图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图4-1所示。求解结果为总理论板层数 Nt=11（包括再沸塔）进料板位置Nf=64.2实际板层数的求取精馏段实际板层数N精=5/0.52 =9.8 10提馏段实际板层数N提=7/0.52=11.53 12第五节塔的工艺条件及物性数据计算5.1操作压力的计算塔顶操作压力

18、PD =101.3+6=107.3 kPa每层塔板压降P=0.7 kPa进料板压力FF =107.3+0.7 10=114.3 kPa精馏段平均压力Pm =(107.3+114.3)/2=110.8 kPa塔底操作压力Pw =114.3+0.7 12=124.1 kPa 122.7提馏段平均压力Pm =(114.3+122.7)/2=118.5 kPa全塔平均压力Pm=( 107.3+114.3+122.7)/3=114.767kPa5.2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 和蒸汽压由安托因方程计算。ln PA：=A 旦=6.9419T+C2769

19、.4282.67273.15 53.26即 P =109.548 kPaln PB、= A'BT+C=7.05803076.6582.67273.15 54.65即 PB： =42.525 kPaXa =P - PB'Pc-Pb；当 P = Pd =107.3 kPa 时,Xa =107.3 42.525109.54845.525=0.966= xD假设温度成立表5-1苯、甲苯的安托因常数物质常数温度范围/KABCTminTmax苯6.94192769.42-53.26300400甲苯7.05803076.65-54.65330430假设 tD=82.67C即塔顶温度tD=82

20、.67°C同理假设进料板温度tF=96.55°Cb2769 42“In Pc =A =6.9419 : 即 Pa =163.67 kPaT+C96.55 273.15 53.26B3076.65ln FB = A =7.0580 即 PB=66.697 kPaT+C96.55273.1554.65当 P =片=114.3 kPa时，xA= 114.3 66.697 =0.49仁 xF假设温度成立163.6766.697即进料板温度tF =96.55C精馏段平均温度tm =(82.67+96.55)/2=89.61 C塔底温度tw=112.9C提馏段平均温度 tm'=

21、 (96.55+112.9) /2=104.725C全塔平均温度 tm =(82.67+96.55+112.9 /3=97.373C5.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由XD=y1=0.966查平衡曲线得X1=0.916MVDm =0.966 78.11+(1 0.966)92.13=78.586 kg/kmolMLDm =0.916 78.11+(1 0.916)92.13=79.288kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板，得yF =0.628查平衡曲线，得Xf =0.41M VFm =0.628 78.11+(1 0.628)92.13=83.325kg/kmolM LF

22、m =0.4178.11+(1 0.41)92.13=86.382kg/kmol精馏段平均摩尔质量MVm= (78.71+84.73) /2=81.72 kg /kmolM Lm = (78.85+87.74) /2=83.80 kg / kmol塔底平均摩尔质量计算查平衡曲线，得X12 =0.02 y12=0.059M VFm =0.059 78.11+(1 0.059) 92.13=91.30永g/kmolM LWm =0.02 78.11+(1 0.02) 92.13=91.85kg / kmol提馏段平均摩尔质量M Vm =(83.325+91.302)/2=87.314 kg / k

23、molM Lm =(86.382+91.85)/2=89.116 kg / kmol物质的特性80 C90 C100C110C120 C苯的密度（kg/m3）814805791778763甲苯的密度（kg/m3）809801791780768苯的粘度（mPa s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯的粘度（mPa s）0.3110.2860.2640.2540.228苯的表面张力（mN/m ）21.220.018.817.516.2甲苯的表面张力（mN/m ）21.720.619.518.417.3表5-2苯、甲苯的物性数据5.4平均密度计算5.4.1精馏段气、液相平均密度计

24、算1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即VmPmM VmRTm1108 80.9563= 8.314 (8961 27315>=2.974kg/m2）液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1/ Lm = a" i 塔顶液相平均密度的计算 由tD =82.67C,查手册得a =812.764 kg/m3B=807.292kg/m3(5-1)LDm1= 0.96 812.7640.04 807.2923=812.348kg/m3进料板液相平均密度的计算由tF =96.55C,查手册得3a =812.649kg/m3B =793.49 kg/m3进料板液相的质量分率=0.

25、3710.41 78.110.41 78.11 0.59 92.13LFm=1= 0.371 812.6490.629 793.49=800.512 kg/m3精馏段液相平均密度为Lm= (812.384+800.512) /2=806.448kg/m35.4.2提馏段气、液相平均密度计算1)气相平均密度计算VmPm M VmRTm118.5 91.3028.314 (104.725273.15)=3.22 kg/m32)液相平均密度计算 塔底液相平均密度计算由 tw=112.9C,查得a =773.65 kg/m3b =776.52 kg/m3塔底液相的质量分率0.02 78.11A =0.

26、02 78.110.98 92.130.017LWm10.017 773.65 0.983 776.523776.398 kg/m3提馏段液相平均密度为Lm =(776.398+800.512)/2=788.455 kg/m?5.5液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即Lm = xi i塔顶液相平均表面张力的计算由tD =82.67C,查手册得A=20.912mN/mB =21.412mN/m(5-2)LDm =0.966 20.912+(1 0.966)21.412=20.928mN/m进料板液相平均表面张力的计算由tF 96.55C,查手册得A =19.219mN/mB=19

27、. 884 mN/mLFm 0.41 19.219+(1-0.41) 19.884=19.611 mN/m 精馏段液相平均表面张力为Lm=(20.928+19.611)/2=20.27 mN/m 塔底液相平均表面张力的计算由tw112.9C查得A =17.123 mN/mB =18.081 mN/mLMw 0.02 17.123+0.98 18.081=18.062 mN/m 提馏段液相平均表面张力为Lm =(19.611+18.062)/2=18.837 mN/m5.6 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即lg Lmxi lg i(5-3) 塔顶液相平均粘度的计算由tD =82.67C

28、,查手册得A =0.300mPa s B =0.304mPa slg LDm =0.966lg(0.300) +0.034lg(0.304)解出 LDm =0.300mPa s 进料板液相平均粘度的计算由tF =96.55C,查手册得A =0.263mPa s B=0.272mPa slg LFm =0.4lg (0.263) +(10.41)lg(0.272)解出 LFm =0.268mPa s精馏段液相平均表面张力为Lm =(0.300+0.268)/2=0.284mPa s 塔底液相平均粘度的计算由 tw=112.9C,查得a =0.228mPa sb =0.246mPa sIg Lwm

29、 =0.02lg (0.228)+0.98lg (0.246) 解出 LWm =0.246 mPa s提馏段液相平均粘度为Lm =(0.246+0.268)/2=0.257mPa s表5-3不同塔板的操作参数和物性数据参数 塔板 位置压力(kPa)操作温度(C)平均摩尔质量(kg/kmol)平均密度(kg/m 3)液体 表面张力(mN/m)液体平均粘度(mPa - s)组成气相液相气相液相液相液相塔顶107.382.8578.7179.61811.2120.880.3000.957进料板114.398.1083.7086.63793.219.440.2650.440塔底124.8117.009

30、1.7491.92771.5417.610.2360.024精馏段平均110.890.4881.2183.122.98802.120.160.283提馏段平均119.55107.587.7289.283.47783.218.530.251第六节精馏塔的塔体工艺尺寸计算6.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为VM VM .81.9780.643600 VM36002.93LM LM= 53.8082.533600 LM3600806.2气、液相体积流率为V'M'vm= 81.987.623600 'vm=36003.3L'M'lm110.82 88.91

31、3600 ' lm一 3600784.80.00153 m3/s0.602 m3/sVsLS0.627 m3/s30.00349 m3/s因是泡点进料，提馏段的液相体积流率大于气相体积流率，所以用提馏段计算。精馏段：由Umax(6-1)0.2式中由C C20 2L计算，其中的C20由图查得，图的横坐标为/2 12Lh L 0.00153 3600 806.2L =0.04Vh V 0.627 36002.93取板间距HT=0.35m,板上液层高度hL=0.06m,则HT - hL =0.35 0.06=0.29m查图 C20 =0.062C20L0.2=0.07221.340.2=0.

32、063Umax =0.063806.2 2.932.931.04 m/s取安全系数为0.6,则空塔气速为DI 4 0.627V 0.0.624u=0.6 um ax =0.6 1.04=0.624 m/s1.131 m按标准塔径圆整后为D=1.2塔截面积A -D22 21.21.131m44实际空塔气速u0.6270 554m/s1.131"6.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 精N 精 1 Ht 12 1 0.35 3.85提馏段有效高度为Z 提N 提 1 Ht 13 1 0.35 4.2在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为Z= Z 精 + Z 提+0

33、.8=3.6+4.4+0.8=8.8 m 提馏段：max=C0.2式中由C C20计算,其中的C20由图查得，图的横坐标为200.5Lh L0.00153 784.8 门“0.89VhV0.6023.3取板间距HT=0.35m，板上液层高度hL=0.06m,则Ht - hL =0.35 0.06=0.29m查图 C20 =0.0280.219 72C C20L 0.0580.05820 20max784.8 3.33.30.89取安全系数为0.6,则空塔气速为u=0.6umax=0.6 0.89=0.0.534 m/sD2VsV u4 0.6020.5341.198m按标准塔径圆整后为D=1.

34、2m塔截面积AtD21.22 1.131m244实际空塔气速u 四2 0.0.532m/s1.131第七节塔板主要工艺尺寸的计算7.1溢流装置计算7.1.1 堰长 lw精馏段：因塔径D=1.2m，可选用单溢流弓形降液管。各项计算如下:取 lW 0.73D0.73 1.20.876m提馏段：因塔径D=1.2m，可选用单溢流弓形降液管。各项计算如下:取 lW 0.73D0.73 1.20.876m7.1.2溢流堰高度hw精馏段：(7-1)(7-2)由 hw hL how选用平直堰，堰上液层高度how 2.84 e 51000 lw近似取E=1，则h 2.84 _ LhhOW_1000lw230.0

35、015310000.8763600 0.01m取板上清液层高度hL =0.06m故 hw =0.06 0.01=0.0 m提馏段:hW = hL hcW选用平直堰,堰上液层高度"誥_L轨Lhlw(7-3)(7-4)近似取E=1，则hOW2.84 _ 51000 Iw型10.003490.8760.017m取板上清液层高度hL =0.06m故 hw =0.06 0.017=0.043m7.1.3弓形降液管宽度 视和截面积A f精馏段：由 lw =0.73DA查图得 =0.0722AWdD=0.124故 Af =0.0722at =0.07220.785=0.115用Wd =0.124D

36、 =0.124 1.0=0.19m液体在降液管中停留时间3600Af H t= 3600 0.56 0.4=0.0015 3600=14.933>5s故降液管设计合理。提馏段：由=0.66DA查图得 =0.0722AtWd =0.124故 Af =0.0722at =0.07220.785=m2Wd =0.124D =0.124 1.0=0.124m液体在降液管中停留时间3600AfH t 3600 0.056 0.40 .=7.821>5sLh0.0029 3600故降液管设计合理。7.1.4降液管底隙高度h0精馏段:Lh36001 wuo(7-5)取 U0 =0.08m/s则h

37、o =0.0015 36003600 0.66 0.08=0.028mhw ho =0.0480.028=0.02 m >0.006 m故降液管底隙高度设计合理。选凹形受液盘，深度hw =50mm提馏段：h0 =36OOIwU0取 U0 =0.08m/s0.0029 3600则 h0 =0.055m3600 0.66 0.08hw h0 =0.062 0.055=0.007 m >0.006 m故降液管底隙高度设计合理。选凹形受液盘，深度hw =50mm7.2塔板布置7.2.1塔板的分块精馏段：因D=800伽，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为3块提馏段：因D=800伽，故塔板采用

38、分块式。查表得，塔板分为3块7.2.2边缘区宽度确定精馏段：取WS=WS =0.065m，Wc=0.035m。提馏段：取WS=WS =0.065m，Wc=0.035m。7.2.3开孔区面积计算精馏段：开孔区面积Aa按式计算，即 2(7-6)Aa =2 X r2 x2r sin 必180 r其中D1.0x= (Wd Ws)=(0.124 0.065)=0.311mr D Wc = U 0.035=0.465 m2 2故 Aa=2 0.311 0.46520.311220.465. i 0.311sin -1800.465=0.532 m2提馏段：开孔区面积Aa按式计算，即222 r .1 xAa

39、 =2 x r xsin -180 r其中D1.0x=(Wd Ws)=(0.124 0.065)=0.311mr D Wc =1:0 0.035=0.465 m2 22故 Aa=2 0.311 0.4652 0.31120.465 sin 1 0311 =0.532 m21800.4657.2.4筛孔计算及其排列精馏段：由于所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径d°=5mm= 10.07 m/sUg筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为1.155Aa1.155 0.532_ _«一 2731个n=t20.0152开孔率为0.907 %220.9070.00510.

40、1%t0.015t 3do=3 5=15mm筛孔数目n为气体通过阀孔的气速为0.5410.101 0.532提馏段:由于所处理的物系无腐蚀性，可选用3 mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t 3do=3 5=15mm筛孔数目n为1.155Aa 1.155 0.532人n=22731个t20.015开孔率为2 2do0.0050.90700.90710.1%t0.015气体通过阀孔的气速为U00.5390.101 0.532=10.03 m/s第八节筛板流体力学验算8.1塔板压降8.1.1干板阻力hc计算精馏段：干板阻力he由公式计算2(8-1)0.032 m液

41、柱he 0.051 也 C0L由 d。/5/3 1.67 ,Co=O.7722故he 0.051 卫0729乞0.772806.448提馏段：干板阻力he由公式计算2U°vhe 0.0510C0L由 d0 /5/3 1.67 ,C°=0.772210.033.22故he 0.0510.0352 m 液柱0.772788.4558.1.2气体通过液层的阻力h1计算精馏段:气体通过液层的阻力h1 hL(8-2)UaVsAtAf05410.743m/s0.785 0.0567F。0.743 2.974 1.281 kg12/(s.m12)查表得0.613。故 h1(hL hew)

42、提馏段：0.613(0.0480.012)0.0368 m 液柱气体通过液层的阻力h1hLUaVsAtAf05390.74m/s0.785 0.0567F00.74.3.22 1.328 kg12/(s.m12)查表得 0.61。故 hi(hL hew)0.61(0.062 0.018) 0.049 m 液柱8.1.3液体表面张力的阻力h计算精馏段:液体表面张力的阻力h计算，即4 LLgd。4 20.27 10806.448 9.81 0.0050.002 m液柱(8-3)气体通过每层塔板的液柱高度hp=hc h1 hhp=0.032+0.0368+0.002=0.071m 液柱气体通过每层塔

43、板的压降为Pp hp Lg =0.071 806.448 9.81=561.7Pa<0.7 kPa设计允许值) 提馏段：液体表面张力的阻力h计算，即4 LLgd。4 18.837 10788.455 9.81 0.0050.0019m 液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp=hc h1 hhp =0.0352+0.049+0.0019=0.0861m 液柱气体通过每层塔板的压降为Pp hp Lg =0.0861788.455 9.8仁665.96Pa<0.7 kPa设计允许值)8.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计塔径和液流量均不大， 故可忽略液面 落差的影响。8.3液沫夹带

44、精馏段:液沫夹带量ev5.7 10Ht3.2Uahf(8-4)hf 2.5hL =2.50.06=0.15m故 e 5.7 10 ：20.27 10 3 0.4故在本设计中液体夹带量e在允许范围内。提馏段：液沫夹带量ev5.7 10 63.2UaHt hfhf 2.5hL=2.50.08=0.2m故 e 5.7 10 6 318.837 10 33.20.740.4 0.20.02 kg 液/kg 气<0.1kg 液/kg 气故在本设计中液体夹带量 耳在允许范围内。8.4漏液精馏段:对筛板塔，漏液点气速Uomin J4.4C0. (0.0056 0.13hL h ) L / v(8-5)

45、3.20.150.7430.0092 kg 液/kg 气<0.1kg 液/kg 气4.4 0.772 (0.0056 0.13 0.06 0.002)806.448/2.9745.972 m/s实际孔速 Uo =10.07 m/s >Uo,min 稳定系数为K旦 10071.69 >1.5u0, min5.972故在本设计中无明显漏液。提馏段：对筛板塔，漏液点气速 Uo,min4.4C/(0.0056 0.13hL h ) l/ v4.4 0.772 , (0.00560.13一0.080.0019)788.455/3.22 6.312 m/s实际孔速 U0 =10.03 m

46、/s >Uo,min稳定系数为K旦10坐1.6 >1.5u0, min6.312故在本设计中无明显漏液8.5 液泛精馏段： 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 Hd 应服从Hd(HT hw )(8-6)苯 甲苯物系属一般物系，取0.5 ，则(H T hw) 0.5(0.40 0.048) 0.224m而 Hd hp +hL hd(8-7)板上不设进口堰， hd 可由式计算，即22hd 0.153(u0 )2 0.153(0.08) 2 0.001m 液柱Hd =0.071+0.06+0.001=0.132 m 液柱Hd (HT hw ) 故在本设计中不会发生液泛现象。 提馏段： 为

47、防止塔内发生液泛，降液管内液层高 Hd 应服从Hd (HT hw )苯 甲苯物系属一般物系，取0.5 ，则(H T hw) 0.5(0.40 0.062) 0.231 m而 Hd hp +hL hd板上不设进口堰，hd可由式计算，即hd 0.153(u0 )2 0.153(0.08) 2 0.001m 液柱Hd =0.0861+0.08+0.00 仁0.1671 m 液柱Hd (HT hw )故在本设计中不会发生液泛现象。第九节塔板负荷性能图9.1漏液线精馏段:(9-1)(9-2)由 Uo,min4.4C。J(0.0056 0.13hLh ) l/ vVs,minU0,minAohL hW h

48、°W(9-3),23h°W= E 一(9-4)1000 lw2 32 84 l得Vs,min4.4C°A。. 0.0056 0.13 hw E hh l/ v1000 lw2 30.002 806.448/2.9744.4 0.772 0.101 0.5320.0056 0.13 0.048 2.84 13600Ls1000 0.66整理得Vs,min3.006<0.0116 0.114 Ls23在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表中表9-1精馏段漏液线数据Ls,m3 /s0.00060.00150.00300.0045VS, m3 / s0.3350.3440.3550.365由上表数据即可作出漏液线1提馏段:由 u0,minu0,min4.4C0 (0.0056VS minJA0.13hLh ) l/ vhLhowhow=E L1000 lw得Vs,min4.4C0A00.0056 0.13 h2 3營;：hl/ v2 30.0019 788.455/3.222.843600 Ls4.4 0.772 0.101 0.5320.00560.13 0.062 1i10000.66整理得 Vs,min2.8560.00