分离苯甲苯混合物的浮阀塔设计

1、化工原理课程设计说明书设计工程：分离苯甲苯混合物的浮阀塔设计学院名称：环境科学与工程学院专业班级：再生资源科学与技术10 级姓名：张胜学号： 201010703110指导老师：陈樑黄兵化工原理课程设计任务书一、设计题目分离苯和甲苯混合物的浮阀塔设计二、设计任务及操作条件现受一化工厂所托，设计一分离苯与甲苯的浮阀塔，其设计操作条件如下：1、混合物流量 F5kg / s ，其中易挥发组分含量为35%（质量比）；2、要求塔顶馏出液中含苯98%，塔釜残液中含苯不大于1.7%；3、塔内为常压操作；4、进料热状况为泡点，饱和液体进料；5、塔顶为全凝器，泡点回流，冷却水进出冷凝器的温度分别为20和 30；6

2、、再沸器用绝压为200KPa的饱和蒸汽加热，在泡点下排出；7、总板效率为 50%；8、采用 F1 型浮阀塔三、设计内容1、设计方案的选择及流程的确定；2、塔的物料衡算、热量衡算；3123452617 2 4 12121818192125293335364042第 1章前言1.1 塔设备的设计背景塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。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。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

3、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。为了加强工业技术的竞争力，长期以来，各国都在加大塔的研究力度。如今在我国常用的板式塔中主要为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔和舌型塔等。填料种类出拉西、环鲍尔环外，阶梯环以及波纹填料、金属丝网填料等规整填料也常采用。更加强了对筛板塔的研究，提出了斜空塔和浮动喷射塔等新塔型。同时我国还进口一些新型塔设备，这些设备的引进也带动了我国自己的塔设备的科研、设计工作，加速了我国塔技术的开发。国外关于塔的研究如今已经放慢了脚步，是因为已经研究出了塔盘的效率并不取决与

4、塔盘的结构，而是主要取决与物系的性质，如：挥发度、黏度、混合物的组分等。国外已经转向研究“在提高处理能力和简化结构的前提下，保持适当的操作弹性和压力降，并尽量提高塔盘的效率。”在新型填料方面则在努力的研究发展有利于气液分布均匀、高效和制造方便的填料。1.2 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

5、算和一系列校核。1.3 相关物性参数 1（ 1）苯和甲苯的物理参数分子式相对分子质量沸点临界温度临界压力 MPa苯（ A）C6H 678.11g/mol80.1288.954,898甲苯（ B）C6H 5CH 392.11g/mol110.6318.574.109(2) 饱和蒸汽压苯甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine 方程计算ln PoABtCABC苯6.94192769.42-53.26甲苯7.05803076.65-54.65(3) 苯甲苯的相对密度温度8090100110120苯815803.9792.5780.8768.9甲苯810800.2790.3780.3770.0(4) 液体表

6、面张力mN / mA8090100110120苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.31(5) 苯甲苯液体粘度MPa8090100110120苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.2281.4 苯和甲苯的分离分离原理（一）分离原理已知苯的沸点为80.1 ，甲苯的沸点为111，它们的沸点不同，根据这一性质，可采用蒸馏原理实现两者的分离。蒸馏操作是分离液体均相混合物的典型单元操作，液体混合物部份汽化，利用各组份沸点的不同，（即在相同温度下各自的饱和蒸汽压的不同）以实现分离的

7、目的。 即在蒸馏操作时，混合物中的低沸点的组份先汽化，由液相向气相传质。物质从一相转移到另一相的传质过程称为“物质传递过程”。通常把低沸点的组份称为“易挥发组份”，把高沸点的组份称这“难挥发组份”。蒸馏是一种利用液体混合物中各组分挥发性差异，以热能为媒介使其部分汽化从而在汽相富集轻组分 , 液相富集重组分而分离的方法。工业生产中的蒸馏操作一般在塔设备内进行。如苯和甲苯混合溶液由塔中部加入，液体在塔内外于沸腾状态，产生的蒸汽沿塔上升，从塔顶引出进入冷凝器冷凝，冷凝液一部分作为塔顶产物（又称馏出液），一部分回流至塔内作为液相回流，液相沿塔下降至塔底引出，一部分作为塔底产物（称残液），一部分进入再沸

8、器，被加热沸腾汽化作为塔内的上升蒸汽流，汽、液两相在塔内直接接触，实现热和质的传递。（二）特点1、通过蒸馏操作，可以直接获得所需要的产品，不像吸收、萃取等分离方法，还需要外加吸收剂或萃取剂，因而蒸馏操作流程通常较为简单。2、蒸馏分离适用的范围广，它不仅可以分离液体混合物，还可以通过改变操作压力使常温常压下呈气态或固态的混合物在液化后得以分离。3、蒸馏是通过对混合物加热建立两相体系的，因此需要消耗大量的能量。分离工艺流程苯冷凝器塔顶产品冷却器的储原罐原原料料精 馏 塔储预料罐热器再沸器塔底产品冷却器甲苯的储罐流程的说明：首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原

9、料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与氯苯的分离。

10、1.5 设计方案的选择精馏所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：一、生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二、效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。三、流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。四、有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。五、结构简单，造价低，安装检修方便。六、能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏

11、性，起泡性等。此处苯和甲苯的分离采用的是板式塔。板式塔的塔内沿塔高装有若干层塔板，相邻两板有一定的间隔距离，塔内气液两相在塔板上互相接触，进行传热和传质。板式塔的类型 2板式塔有溢流塔板和穿流塔板。溢流塔板板间有专供液体流通的“降液管”，又称“溢流管”。适当地安排降液管的位置及堰的高度，可以控制板上液体的流经与液层厚度，从而获得较高的效率。但是，由于降液管要占去塔板面积的 20%，从而影响了塔的生产能力。而且，液体横过塔板时要克服各种阴力，因而使板上液层出现位差，称为“液面落差”。液面落差大，能引起板上液体分布不均匀，降低分离效率。穿流塔板板间不设降液管，气液两相同时由板上孔道穿流而过，象这种

12、塔板结构简单、板上无液面落差、气体分布均匀、板面利用率充分、可增大处理量及减少压力降。但需要较高的气速才能维持板上液层。且，其操作弹性差，效率低。几种典型的溢流塔板（一）泡罩塔泡罩塔是最常的工业蒸馏操作所采用的塔板，每层塔板上装有若干个短管作为上升蒸汽通道。称为“升气管”。由于升气管高出液面，故板上液体不会从中漏下。升气管上复以泡罩，泡罩周边开有许多齿缝，操作条件下，齿缝浸没于板上液体中，形成液封。上升气体通过齿缝被分散成细小的气泡进入液层。板上的鼓泡液层或充分的鼓泡沫体，为气液两相提供了大量的传质界面，液体通过降液管流下，并依靠溢流堰以保证塔板上存有一层厚度的液层。其优点：不易发生漏液现象；

13、有较好的操作弹性；当气液负荷有较大波动时，仍能维持几乎恒定的板效率；不易堵塞；对各种物料的适应性强。其缺点：结构复杂；金属消耗量大；造价高；压降大；雾沫夹带现象比较严重；限制了气速的提高，生产能力不大。（二）筛板塔筛板塔是结构最简单的塔板，是在塔板上升有许多均匀分布的筛孔。上升气速通过筛孔分散成细小的流股，在板上液层中鼓泡而出与液体密切接触。筛孔在塔板上作正三角形排列。其直径一般为38mm。孔心距与孔径之比常在2.5 4 范围之内。塔板上设置溢流堰，以使板上维持一定厚度的液层。在正常操作范围内，通过筛孔上升的气流，应能阻止液体经筛孔泄漏，液体通过降液管逐板流下。筛板塔也是一种很早的塔型，但过去

14、一直未获得普遍的采用，直到本世纪才日渐广泛。优点：结构简单；金属耗量少；造价低廉；气体压降小，板上液面落差也较小；其生产能力及板效率较泡罩塔为高。缺点：操作弹性范围较窄，小孔筛板容易堵塞。（三）浮阀塔五十年代才在工业上广泛应用，是在带有降液管的塔板上升有若干大孔（标准孔径为39mm），每孔装有一个可以上、下浮动的阀片，由孔上升的气流经过阀片与塔板的间隙，而与板上横流的液体接触，目前常用的型号有：F1型、 V-4 型、 T 型。以 F1 型浮阀为例，阀片本身有三条腿，插入阀孔后将各腿底脚扳转90 0角，用以限制操作时阀片在板上上升的最大高度（8.5mm）, 阀片周边又冲出三块略向下弯的定距片，使

15、阀 片处于静 止位置时仍 与塔板 留有一定的缝隙（ 2.5mm）。这样当气量很小时，气体仍能通过缝隙均匀地鼓泡，而且由于阀片与塔板板面是点接触，可以防止阀片与塔板的粘着与腐蚀。V-4 型浮阀，阀孔被冲压成向下弯曲的文丘里形，用于减少气体通过塔板时的压力降。（适用于减压系统）T 型浮阀，结构复杂，借助于固定在塔板的支架以限制拱形阀片的运动范围。（适用于易腐蚀、含颗粒或易聚合的介质）优点：生产能力大，由于浮阀安排比较紧凑，塔板上的开孔面积大于泡罩塔板，其生产能力比泡罩塔板大2040%，而与筛板塔相似。操作弹性大：由于阀片可以自由地伸缩以适应气量的变化，故其维持正常操作所允许的负荷波动范围比泡罩塔和

16、筛板塔都宽。塔板效率高：由于上升蒸汽以水平方向吹入液层，故气、液接触时间较长，而雾沫夹带量较小，板效率较高。气体压降及液面落差较小：因气液流经塔板时所遇到的阻力较小，故气体的压力降及板上液面落差都比泡罩塔小。结构简单，安装方便，浮阀塔的造价约为具有同等生产能力的泡罩塔的6080%，而为筛板塔的120130%。浮阀对材料的抗腐蚀性要求很高，一般都采用不锈钢。方案选择由以上各种塔的分析，可见浮阀塔具有下列优点，根据这些优点，该设计优选浮阀塔。1生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大20%40%，与筛板塔接近。2操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量

17、的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。4气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。5塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%80%，但是比筛板塔高 20%30%。浮阀塔盘的操作原理和发展:浮阀塔的塔板上，按一定中心距开阀孔，阀孔里装有可以升降的阀片，阀孔的排列方式，应使绝大部分液体内有气泡透过，并使相邻两阀容易吹开，鼓泡均匀。为此常采用对液流方向成错排的三角形的排列方式。蒸汽自阀孔上升，顶开阀片，穿过环形缝隙，以水平

18、方向吹入液层，形成泡沫，浮阀能随着气速的增减在相当宽的气速范围内自由升降，以保持稳定的操作。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。但近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。新型的浮阀式精馏塔结合了泡罩塔和筛板塔的优点，具有结构简单，制造方便，造价低，生产能力大，设备维护维修方便等的优点。加上阀片的采用自动适应进气量，据有较大的操作弹性；上升气流水平进入液层，增加了气夜的接触时间，从而增加了塔的操作效率。故浮阀式精馏塔是现在化工蒸馏过程中广泛使用塔型之一

19、，显然本设计也不例外。另外，苯 - 甲苯的混合液的分离器即原料预热器拟选用 U 形管换热器。换热器是化工及其他许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。换热器可分为混合式、间壁式、蓄热式和中间载热体式四大类。实际上很难去进行混合式换热器的设计，而蓄热式和中间载体式都具有较高的操作成本。另一方面为便于废热利用，考虑到使用的普遍性，具有单位体积设备的传热面积同时传热效果等方面故本设计中采用间壁式换热器。具体的间壁式换热器分为 1) 带膨胀节的固定管板式换热器， 2) 浮头式换热器 ,3)U 形管式换热器。在本设计中鉴于U 形的优点：结构简单，造价低廉，壳程易清洗，热补偿范围宽，易于维修，便于加

20、工。通常化工厂的机械车间即能制造等优点，并且管程流体苯 - 甲苯不易结垢。鉴此，本设计过程中的原料预热器选用标准 U 形管式换热器。为确保设计的合理性，在本设计过程中，采用了最新化工工程标准及数据。以气液相负荷最大的近釜塔板为设计板面，并将设计结果通过流体力学验算、负荷性能校核加以分析并推广至全塔，从而对浮阀式精馏塔的塔结构进行精确定位。此外，在设计中赋予了一定的裕度，因此在一定程度上物料的进料流量及塔内的气液两相流量均具有一定的可调性，大大减少化工生产过程中事故发生的概率，减少由于事故发生所造成的损失。此外，设计在满足工艺要求的前提下力求降低生产成本，以确保系统的最优化，设计方案的可操作性强

21、。第 2 章塔的工艺计算2.1 塔板数的求解物料衡算：(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量：M A78kg/kmol ；甲苯的摩尔质量： M B92kg/kmol质量分数XF0.35； X D 0.98； XW0.017 . 将进料、塔顶和釜液的浓度以摩尔分数表示为：35%x F780.388435%65%789298%x D780.98398%2%78921.7%x w1.7%780.0298.3%7892（ 2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液的平均摩尔质量：M F78 0.3884 92(1 0.3884)86.56kg/kmolM D780.98392(10.

22、983)78.24kg/kmolM W780.0292(10.02)91.72kg/kmol（ 3）物料衡算原料处理量： F53600207.95kmol h 186.56总物料衡算： DW207.95苯的物料衡算 207.95 ×0. 38840.983D0.02W联立解得： D79.55kmolh 1 ； W128.4kmol h 1理论塔板数苯和甲苯的混合物是服从拉乌尔定律的理想溶液。在常压下它们的蒸汽压及汽液平衡数据，如下表所示：3表一苯和甲苯的蒸汽压及汽液平衡数据tP苯P甲苯x 苯y 苯（0 C）KPaKPa摩尔 分数摩尔 分数80.02101.339.01.0001.00

23、084.0114.144.50.8160.91988.0128.450.80.6510.82592.0144.157.80.5040.71796.0161.365.60.3730.594100.0180.074.20.2560.455104.0200.383.60.1520.300108.0222.494.00.0570.125110.6237.7101.300由表一数据作如图2-1 等压曲线（ t-x 图）1汽相 2 液相图 2-1 苯- 甲苯的等压曲线根据图2-1可确定塔顶，塔釜和进料温度分别为：tD 80.50 C ,tw 109.60 C ,t 95.80 C再根据表 1 数据画出苯甲

24、苯的汽液平衡曲线如图2-2 ：f =0.3884图 2-2 苯- 甲苯的 x-y 曲线由于沸点进料（ q=1）， Xq=Xf=0.3884,由图 2-2 的平衡曲线图可得Yq=0.612由 RminxDyqyqxq 可得xDyq0.9830.612RminxF0.6121.66yq0.3884取实际操作回流比 R 1.5Rmin1.5 1.66 2.49，则精馏段操作线方程为R12.490.983yR 1 x+ R 1 xD3.49 x3.94苯 - 甲苯二元物系在总压101.3KPa 下蒸汽压P A、P1B 由安托万 <Antoine> 方程计算：lg PA°= 6.0

25、2232 -1206.350t + 220.237lg PB°= 6.0786 -1343.943t + 219.377已知 tD80.2 0 C , tW1090 C , 根据安托万 <Antoine> 方程可得 80.2 时PA =101.72kpaPB =39.17kpa109时 PA =227.87kpaPB =96.67kpa因苯甲苯体系可近似为理想溶液，故相对挥发度可用下式计算：a=pp0A02Ba D = 101.72 / 39.17 = 2.60故有aW = 227.87/ 96.67= 2.36a = a D ?a W2.60 ? 2.362.48逐板计

26、算法：(1) 平衡线方程的求算汽液相平衡方程式： xyyy(1) y( 1)y 2.48 1.48 y（ 2）已知 F 207.95kmolh 1D79.55kmol h 1 W128.4kmol h 18、最小回流比R 1.5Rmin 1.5 1.66 2.499、精馏段操作线方程精馏段作线方程为R1xD 2.49 x0.983y1x+0.713x 0.282RR13.493.49精馏段液相摩尔流量： LRD198.08kmolh 1精馏段气相摩尔流量： V=VLD277.63 kmol h 1提馏段液相摩尔流程： LLqF198.08277.63406.03kmol h 1提段气相摩尔流程

27、： VV(q1)F277.63kmol h 1V277.63R2.162W128.4提馏段操作线方程：R1xW1.46x 0.009 .yxRR由以上精馏段操作方程和提馏段操作线方程可得：两操作线交点的横坐标为xf0.3884(5) 理论塔板数的确定先交替使用相平衡方程 xy和精馏段操作线方程计算如下：2.48 1.48 yy1xD 0.983相平衡x10.9614 ；y20.9675x20.9277；y30.9435x30.8780；y40.9080x40.8097；y50.8593x50.7247；y60.7987x60.6310；y70.7319x70.5406；y80.6674x80.

28、4638；y90.6127x90.4054y100.5711x100.3647 xf0.3884以下交替使用提馏线操作线方程yy 1.46 x 0.009 和相平衡方程 x2.48 1.48 y得：y111.46 0.3647 0.009 0.5125相平衡；x11 0.3118y120.4462x120.2578 ；y130.3674x130.2002 ；y140.2833x140.1456 ；y150.2036x150.0993；y160.1360x160.0635 ；y170.0837x170.0379y180.0463x180.0205y190.0210x190.0092xW0.02

29、； .故理论板为 19 块（含塔釜），精馏段有9 块，第 10 块为进料板。2.1.3实际塔板数精馏段的实际板数为：N 精918 (层)0.5提馏段的实际板数为：N提918 （层）0.5实际是在第 19 块塔板进料的。2.2塔的有效高度Z(N p1)H T(361) 0.4616.1m2.3密度计算苯 - 甲苯的密度 1温度8090100110120苯 kg / m3815803.9792.5780.8768.9甲苯810800.2790.3780.3770.0kg / m31. 精馏段液相因为塔顶液相中主要为苯，所以塔顶液相密度近似为t D80.50C 时苯的密度，此时， LD 814.45

30、kg / m3液相体积流量LM 苯198.08 780.0053m3 / sLS3600 LD3600 814.45气相因为塔顶气相中也主要为苯，所以塔顶气相密度近似为tD80.5 0C 时气体苯的密度PM 苯101.3 782.69kg / m3VD8.314RT(80.5273.1)气相体积流量 VSVM 苯277.63 782.24m3 / s3600 VD36002.692. 提馏段塔釜的气液相密度相当于甲苯的气液相密度，即r LW =780.7kg / m3PM 甲苯101.3922.93kg / m3VwRT8.314 (109.6 273.1)液相体积流量 L'SL &#

31、39;M甲苯406.03 920.013m3 / s3600 LW3600780.7'V 'M甲苯277.63923气相体积流量 VS3600 VW36002.932.421 m / s2.4塔径1精馏段11LS( L)20.0053(814.45) 20.041VSV2.242.69取板间距 H T0.46m ，取板上液层高度hL0.06m ，则图中参数值为：H ThL0.40m根据以上数值，由史密斯关联图2 查得： C200.086m / s因物系表面张力：21.21mN / m11C()5C20( 21.21) 50.086 0.08702020umax CLV0.087

32、0814.45 2.691.51m / sV2.69取安全系数为 0.7 ，则有空塔气速 u0.7 1.511.057m / s4VS42.24D3.141.64mu1.057查浮阀塔板间距参考数值得，所选板间距H T0.46m 合理。2. 提馏段11LS '( LW)20.013( 780.7) 20.088VS 'VW2.422.93查图可得C200.082m / s18.50mN / m ，11C ( )5C20(18.50 ) 50.082 0.080072020umax CLV0.08007780.7 2.931.31m / sV2.93u0.7 1.310.917m

33、 / s4VS '42.42D3.141.83mu0.917查浮阀塔板间距参考数值2 得，所选板间距 H T0.46m 合理。根据计算，精馏段和提馏段塔径均圆整为D=2m,此时两段的实际空塔速度为：精馏段4Vs4 2.240.713m / su23.14 22D提馏段u '0.771m/ s相应的空塔动能因数为：FK0.7132.691.17FK'0.7712.931.32均属正常操作范围2.5 塔的尺寸计算根据塔径和液体的流量，选用弓形降液管，塔板采用单流和分块式组装。溢流装置设计堰长取堰长 lW0.7 D 2 ，即 lW0.721.4m出口堰高hw hW hL hO

34、W采用平直堰，堰上液层高度hOW 可依式计算，即hOW2.84E ( Lh ) 3221000lW近似取，因 lW1.4m hL0.06m精馏段Lh0.0053360019.08m3 / hhOW2.841 (19.08) 320.016m10001.4hW0.060.016 0.044m提馏段Lh0.013360046.8m3 / hhOW2.841( 46.8) 23 0.029m10001.4hW0.060.0290.031m故上下两段堰高均选用40mm弓形降液管宽度 Wd 和面积 Af ，因为 lW0.7D2AfWd22由图 查得：0.094 ，0.158则 Af0.094TD20.2

35、95mA4WD0.15820.316m依式Af H T 验算液体在降液管中停留时间，即：Ls精馏段0.2950.4625.6s 5s0.0053提馏段0.2950.4610.4s 5s0.013停留时间 >5s，故降液管尺寸可用。降液管底隙高度 h0： h0Ls2lW u0'精馏段取降液管底隙处液体流速u00.1m / s ，则：0.0053h00.038m1.40.1提馏段取降液管底隙处液体流速u00.2m / s ，则0.013h00.046m1.40.2上下两段均选用 h00.050m塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因子F09 ，精馏段F09u05.5m / sV2.69

36、每层塔板上的浮阀数NVs2.243424d02u04(0.039)2 5.5取边缘区宽度 Wc0.07m 泡沫区宽度 Ws0.09mW2CD(Wd Ws)2x(0.316 0.09) 0.594m22鼓泡区面积 Aa2x R2x2R2 arcsin x 2.05m2180R浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距，A02.05则估算排间距 t '0.08m 80 mmNt342 0.075提馏段F09u05.26m / sV '2.93每层塔板上的浮阀数Vs2.42N386d02u0(0.039)2 5.2644取边缘区宽度 Wc0.07m泡沫区宽度 Ws0.09mR

37、DWC 1 0.07 0.93m2D(Wd Ws )2x(0.316 0.09) 0.594m22鼓泡区面积 Aa2 x R 2x2R 2 arcsin x 2.05m2180R浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t0.075m ，则估算排间距A02.05t '0.071m 71mmNt386 0.075考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜100mm，而应小于此值，故取t '80mm。按 t75mm,t '80mm ，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数为340 个。按 N340重新核算孔速及阀

38、孔动能因数：精馏段4Vs42.245.52m / su03.14 0.0392d0 2 N340F0 u0V 5.522.699.05阀孔动能因数 F0 变化不大，仍在 9 12 范围内。塔板开孔率 = u0.71312.9%u05.52若提馏段取的孔数与精馏段相同，则提馏段4Vs4 2.425.96m / su0 '2 N3.140.0392d0340F0 ' u0 'V ' 5.962.9310.2阀孔动能因数F0 仍在 9 12 范围内。u '0.771塔板开孔率 =12.9%由上所述，塔板开孔率均满足常压塔开孔率在10%14% 之间的要求，所以，

39、提馏段的阀孔数可以与精馏段相同。2.6 塔板流体力学验算气相通过浮阀塔板的压强降hphch1h 2（ 1）精馏段 干板阻力临界孔速73.11(73.116.107 u0 5.52m / su0c () 1.825)1.825V2.69因 u0uoc ，故按下式计算干板阻力，即：u00.17525.520.175hc 19.919.90.033 mL814.45 板上充气液层阻力本设备分离苯和甲苯混合液，即液相为碳氢化合可取充气系数，h10hL2 =0.5 hL0.50.060.03m液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，忽略不计 2 。因此，气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为：hphch10.0330.030.063m单板压降PphpL g0.063814.459.81503.4Pa0.7 KPa ( 设计允许值 )（ 2）提馏段1）干板阻力临界孔速73.11(73.1u0c () 1.825)V2.9311.8255.83 u05.96m / s因 u0u0 c ，故应在浮阀