苯氯苯混合物筛板塔设计方案

1 苯氯苯混合物筛板塔设计方案 第一章 概 述 塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作筛板塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。 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。 （ 2）操作稳定，弹性大，即当塔设备的气 (汽 )、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 （ 3）流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 （ 4）结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 （ 5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 （ 6）塔内的滞留量要小。 实际上，任何塔设备 都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。 2 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，填料塔的设计将在其他分册中作详细介绍，在此只介绍板式塔。 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、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。 板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔 (1813 年 )、筛板塔 (1832 年 )，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如 S 型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，因此，本章只讨论筛板塔的设计。 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。 （ 2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 10 15。 （ 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。 第二章 设计方案的确定 本设计任务为苯 氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用 30 进料，将原料液通过预热器加热后送入精馏塔内。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 3 回流比的 2 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 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等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。 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。 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。 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 )，便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对 4 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。但对有些物系 (如酒精与水的二元混合液 )，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。 值得提及的是，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。对于本实验溶液，压）。 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。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过 50，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。 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。 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。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表 (如温度计、压强计，流量计等 )及其装置的位置，以便能通过这 些仪表来观测生产过程是否正常，从 5 而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。 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。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。 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。 以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。 第三章 塔的工艺尺寸的计算 馏塔的物料衡算 (1)原料液及塔顶塔底的摩尔分数 苯的摩尔质量： 7 8 . 1 1 /AM k g k m o l氯苯摩尔质量： 1 1 2 . 5 6 /BM k g k m o l原料液： 0 . 4 0 / 7 8 . 1 1 0 . 4 9 0 00 . 4 0 / 7 8 . 1 1 0 . 6 0 / 1 1 2 . 5 6塔顶 ： 0 . 9 7 / 7 8 . 1 1 0 . 9 7 9 00 . 9 7 / 7 8 . 1 1 0 . 0 3 / 1 1 2 . 5 6塔底产品 ： 0 . 0 0 3 / 7 8 . 1 1 0 . 0 0 4 30 . 0 0 3 / 7 8 . 1 1 0 . 9 9 7 / 1 1 2 . 5 6 (2)平均摩尔质量 6 原料液： 0 . 4 9 0 0 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 4 9 0 0 ) 1 1 2 . 5 6 9 5 . 6 8 0 /FM k g k m o l 塔顶： 0 . 9 7 9 0 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 7 9 0 ) 1 1 2 . 5 6 7 8 . 8 3 3 /DM k g k m o l 塔底产品： 0 0 0 4 3 7 8 . 1 1 1 0 0 0 4 3 1 1 2 . 5 6 1 1 2 . 4 1 2 /WM k g k m o l (3)料液及塔顶产品的摩尔流率 进料流量 ： 435 1 0 1 0 7 2 . 5 8 0 /3 0 0 2 4 9 5 . 6 8 0F k m o l h全塔物料衡算 ： F 轻组分 ： F D 联立 解得： 馏出液流量 ： 3 6 . 1 6 7 /D k m o l h 釜液流量 ： 3 6 . 4 1 3 /W k m o l h 苯 的回收率 ： 1 0 0 % 9 9 . 5 5 % 氯苯 的回收率 ： (1 ) 1 0 0 % 9 7 . 9 5 %(1 ) 式中 ： F 原料液流量， /h D 流出液流量， /h W 釜残液流量， /h 原料液中易挥发组分的摩尔分数 流出液中易挥发组分的摩尔分数 釜残液中易挥发组分的摩尔分数 7 板数的确定 论板层数 N 的求取 小回流比及操作回流比计算 5 90 95 100 105 110 115 120 125 130 135泡点线露点线时，由 y)相图，可查得溶液的泡点温度为 T 泡 = 在此温度下用直线内插法求苯和氯苯的汽化潜热： 1 2 9 . 8 7 3 0 . 8 73 0 . 2 1 ( 3 7 1 . 3 5 3 6 5 . 7 ) 2 9 . 8 83 7 1 . 6 3 6 5 . 7r /2 3 7 . 1 3 8 . 2 63 8 . 2 6 ( 3 7 1 . 3 5 3 6 9 . 0 ) 3 8 . 0 53 8 2 . 0 3 6 9 . 0r /12 ( 1 ) 2 9 . 8 8 0 . 4 9 0 0 3 8 . 0 5 ( 1 0 . 4 9 0 0 ) 3 4 . 0 4 6 7 /m F Fr r x r x K J K m o l 平均温度： 9 8 . 2 3 0 6 4 . 12 1 1 4 5 . 9 1 4 3 . 81 4 3 . 8 ( 3 3 7 . 2 5 3 3 0 ) 1 4 5 . 3 2 3 / ( / )3 4 0 3 3 0 m o l K 20 . 5 51 . 4 7 1 . 4 72 7 . 2 54 2 . 6 = 1 5 8 . 4 7 1 J / ( m o l K )T 1 4 0 3 3 7 . 2 5 1 4 0 氯 苯 用 公 式 来 计 算 ： 8 12 ( 1 ) 1 5 2 . 0 2 8 / ( / ) F P x C x J m o l K t= 9 8 3 0 = 6 8 1 . 3 0 4 6t q 线方程为 11， 既 4 . 2 8 3 0 1 . 6 0 8 7根据进料线方程确定最小回流比如下图所示： 平衡线对角线q 线与平衡线的切点坐标为（ 故m i 9 7 9 0 - 0 . 8 6 0 . 4 1 80 . 8 6 - 0 5 7 5 取m i 0 . 4 1 8 0 . 8 3 6 故精馏段操作线方程 ： 0 . 4 5 5 3 + 0 . 5 3 311 x y 式中 R 回流比 提馏段操作线方程： 1L L y 故提馏段操作线方程：1 1 . 4 1 1 0 . 4 1 1 4x 9 图解法求理论塔板数： 图解法求理论塔板数： 11 （含再沸器） 1 1 - 1 = 1 0 （ 不 含 再 沸 器 ） 精馏段 3 块，提馏段 7 块，第 4 块加料板位置。 塔效率 ET 0 . 1 7 - 0 . 6 1 6 l g 塔顶与塔底平均温度 12 8 6 . 1 1 7 1 3 1 . 4 0 3 1 0 8 . 7 6 直线内插法求苯和氯苯在此温度下黏度： 苯：1- 6 - 6- 6 - 42 3 9 1 0 - 2 6 1 1 02 6 1 1 0 ( 3 8 1 . 9 1 - 3 7 3 . 2 ) 2 . 4 1 8 1 03 8 3 . 2 - 3 7 3 . 2L P a s 氯苯：2- 6 - 6- 6 - 43 4 5 1 0 - 2 6 1 3 7 0 1 03 7 0 1 0 ( 3 8 1 . 9 1 - 3 7 3 . 2 ) 3 . 4 8 2 1 03 8 1 . 9 2 - 3 7 3 . 2L P a s L 1 L 24 1 X ) 2 . 4 1 8 1 0 0 . 4 9 0 0 3 . 4 8 2 1 0 ( 1 0 . 4 9 0 0 )42 . 9 6 0 6 1 0 0 . 2 9 6 0 6P a s m P a s 0 . 1 7 - 0 . 6 1 6 l g = 0 . 1 7 - 0 . 6 1 6 l g 0 . 2 9 6 0 6 = 0 . 4 9 5 6 10 际板层数求解 精馏段：1 3= = 6 . 0 50 . 4 9 5 6N ,取 1=6N 提馏段：2 7 1 4 . 1 20 . 4 9 5 6N ，取 2 14N 实际总板数： 20 块 馏塔有关物性数据的计算 物性数据数据的查取和估算对于工艺设计计 算非常重要，精馏塔设计中主要的物性数据包括：密度、粘度、比热、汽化热和表面张力。 作压力计算（影响气相密度，进而影响 D、塔板结构参数） 取塔顶表压为 0 塔顶操作压力 ：层塔板压降 ：，一般 阀塔板的压降为 板的小于浮阀塔板，泡罩的大于浮阀塔板。 进料板压力 ： 1 0 1 . 3 2 5 0 . 7 6 1 0 5 . 5 2 5 P a 塔底操作压力 ： 1 0 5 . 5 2 5 0 . 7 1 4 1 1 5 . 3 2 5 P a 精馏段平均压力 ： ( 1 0 1 . 3 2 5 1 0 5 . 5 2 5 ) / 2 1 0 3 . 4 2 5 P a 提馏段平均压力 ： (1 0 5 . 5 2 5 1 1 5 . 3 2 5 ) / 2 1 1 0 . 3 2 5 P a 作温度计算 由 直线内插法 可求得 t： 9 0 1 0 01 0 0 ( 0 . 4 9 0 0 0 . 4 4 7 ) 9 8 . 2 30 . 0 9 0 . 4 4 7 11 塔顶 8 0 . 0 2 - 9 09 0 ( 0 . 9 7 9 0 0 . 6 9 ) 8 6 . 1 1 71 - 0 . 6 9 塔釜 W 1 3 0 - 1 3 1 . 81 3 1 . 8 ( 0 . 0 0 4 3 0 ) 1 3 1 . 4 0 3 0 1 9 5 - 0t 精馏段平均温度 ： 1 9 2 . 1 7 3 52 提馏段平均温度 ： 2 1 1 4 . 8 1 6 52 均摩尔质量计算 馏段的平均摩尔质量 精馏段平均温度 1 = 9 2 3 5 液相组成 1x：1 0 . 6 9 - 0 . 4 4 70 . 4 4 7 ( 9 2 . 1 7 3 5 - 1 0 0 ) 0 . 6 3 7 29 0 - 1 0 0x 气相组成 1y：1 0 . 9 1 6 - 0 . 7 8 50 . 7 8 5 ( 9 2 . 1 7 3 5 - 1 0 0 ) 0 . 8 8 7 59 0 - 1 0 0y 所以 1 7 8 . 1 1 0 . 6 3 7 2 1 1 2 . 5 6 ( 1 0 . 6 3 7 2 ) 9 0 . 6 0 8 5 /kg 1 7 8 . 1 1 0 . 8 8 7 5 1 1 2 . 5 6 ( 1 0 . 8 8 7 5 ) 8 1 . 9 8 5 6 /kg 馏段平均摩尔质量 提馏段平均温度 2 =1 1 4 6 5 液相组成 2x：2 0 . 2 6 7 - 0 . 1 2 90 . 1 2 9 ( 1 1 4 . 8 1 6 5 - 1 2 0 ) 0 . 2 0 0 51 1 0 - 1 2 0x 气相组成 2y：2 0 . 6 1 - 0 . 3 7 80 . 3 7 8 ( 1 1 4 . 8 1 6 5 1 2 0 ) 0 . 4 9 8 31 1 0 - 1 2 0y 所以 2 7 8 . 1 1 0 . 2 0 0 5 1 1 2 . 5 6 ( 1 0 . 2 0 0 5 ) 1 0 5 . 6 5 2 8 /kg 2 7 8 . 1 1 0 . 4 9 8 3 1 1 2 . 5 6 ( 1 0 . 4 9 8 3 ) 9 5 . 3 9 3 6 /kg 均密度计算 = 9 1 2 . 1 3 - 1 . 1 8 6 6 t 苯 = 1 1 2 4 . 4 - 1 . 0 6 5 7 t 氯 苯 12 精馏段平均温度 1 = 9 2 3 5 A=，液相密度 1L： 10 . 6 3 7 2 7 8 . 1 1 0 . 5 5 4 10 . 6 3 7 2 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 6 3 7 2 ) 1 1 2 . 5 61 1 = 0 . 4 4 5 9 31 8 8 8 . 9 4 2 3 /L k g m 气相密度 1V： 1V= 1 0 3 . 4 2 5 8 1 . 9 8 5 6 2 . 7 9 28 . 3 1 4 ( 9 2 . 1 2 7 3 5 2 7 3 . 1 5 )提馏段平均温度 2 =1 1 4 6 5 A=m，B=32 9 6 0 . 4 9 6 /L k g m 气相密度2V： 2v33 3 /k g m 体平均表面张力计算 苯和氯苯在 不同温度下的表面张力 ： 温度 / C 80 85 110 115 120 131 苯的表面张 / /mN m 苯的表面张力 / /mN m 13 馏段液体平均表面张力 精馏段平均温度 1 = 9 2 3 5 苯的表面张力：1 1 7 . 3 - 2 0 . 62 0 . 6 ( 9 2 . 1 7 3 5 - 8 5 ) 1 9 . 6 5 3 0 /1 1 0 - 8 5 m N m 氯苯表面张力：2 2 2 . 7 - 2 5 . 72 5 . 7 ( 9 2 . 1 7 3 5 - 8 5 ) 2 4 . 8 3 9 2 /1 1 0 - 8 5 m N m 精馏段液体的平均表面张力： 1 1 1 21 2 1 . 5 3 4 6 m /m x x N m 馏段精馏段液体平均表面张力 提馏段平均温度 2 =1 1 4 6 5 苯的 表面张力： 1 1 6 . 8 - 1 7 . 31 7 . 3 + 1 1 4 . 8 1 6 5 - 1 1 5 = 1 7 . 3 1 8 m /1 1 5 - 1 1 0 氯苯的 表面张力： 2 2 2 . 2 - 2 2 . 72 2 . 7 + 1 1 4 . 8 1 6 5 - 1 1 5 = 2 2 . 7 1 8 m /1 1 5 - 1 1 0 提馏段液体平均表面张力： 2 1 2 21 1 2 1 . 6 3 5 2 m /m x x N m 体平均黏度计算 苯和氯苯的黏度： T/K (?)Pa s 6286 10 6261 10 2/(?)Pa s 6400 10 6370 10 6666A 2 6 1 1 0 2 8 6 1 02 8 6 1 0 ( 3 6 5 . 3 2 3 5 3 6 3 . 2 ) 2 8 0 . 6 9 1 1 03 7 3 . 2 3 6 3 . 2 P a s 66B 3 7 0 1 0 4 0 0 1 04 0 0 1 0 ( 3 6 5 . 3 2 3 5 3 6 3 . 2 ) 3 9 3 . 6 3 0 4 1 03 7 3 . 2 3 6 3 . 2 P a s 精馏段平均温度 1 = 9 2 3 5 ： 提馏段平均温度 2 =1 1 4 6 5 精馏段黏度： 111 1 （ ） 2 1 6 6 5 1 0 P a s 14 提馏段黏度： 6221 = 3 . 1 2 3 0 8 1 0 2 （ ） P a 馏塔的塔体工艺尺寸设计 径的计算 精馏段的气、液相体积流率为 11v 3( 1 ) 3 6 . 1 6 7 8 1 . 9 8 5 6 0 . 5 4 1 6 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 7 9 2S V m s 311110 . 8 3 6 3 6 . 1 6 7 9 0 . 6 0 8 5 0 . 0 0 0 8 5 6 /3 6 0 0 3 6 0 0 3 6 0 0 8 8 8 . 9 4 2 3 R D ML m s 式中 V 精馏段气相流量， /h L 精馏段液相流量， /h 分别为精馏段气、液相平均摩尔质量， /kg 1V、 1L 分别为精馏段气、液相平均密度， 3/kg m 由 极限空塔气速计算式： m 式中 V、 L 分别为气、液相平均密度， kg/ )20计算 式中 20C 物系表面张力为 20mN/m 的负荷系数 m 操作物系的液体平均表面张力， mN/m C 操作物系的负荷系数 其中的 20 由史密斯关联图 （姚玉英化工原理（下） 图 3密斯关联图） ， T= 1()h 15 取板间距 板上液层高度 则 0 . 3 5 0 . 0 5 0 . 3h m 精馏段： 查取图的横坐标为 1112213 . 0 8 1 9 8 8 8 . 9 4 2 3( ) ( ) 0 . 0 2 8 21 9 4 9 . 8 8 2 . 7 9 2h 20 0 . 2 0 . 220 2 1 . 5 3 4 6( ) 0 . 0 6 8 ( ) 0 . 0 6 92 2 0 m a 8 . 9 4 2 3 - 2 . 7 9 20 . 0 6 9 1 . 2 2 /2 . 7 9 2u m s 选取泛点率 ： 一般液体， ma ，易起泡液体， ma 。 取安全系数 空塔气速为 m a 7 0 . 8 5 4 /u u m s4 4 0 . 5 4 1 6 0 . 8 9 90 . 8 5 4 按标准塔径圆整后为 1 塔截面积为2 2 21 m 实际空塔气速为 0 . 7 4 6 9 0 . 9 5 1 5 /0 . 7 8 5m 16 同理，提馏段的气、液相体积流率为 30 8 8 /SV m s ， 30 . 0 0 3 8 1 7 /SL m s 1 222( ) 0 . 0 8 9 3h 查图得 20 m a x 1 3 /u m s 0 2 /u m s 实际空塔气速为 0 . 7 1 8 8 0 . 9 1 5 7 /0 . 7 8 5m 式中 别为塔内气、液两相的体积流量， 3/、 分别为 提 馏段气、液相平均密度， 3/kg m D 塔径， m U 空塔气速，即按空塔截面积计算的气体线速度， / 精馏塔有效高度的计算 板间距选择： 塔板间距与塔径的关系 塔 径 /D， m 间距 /00300 250 350 300 450 350 600 400 600 化工生产中常用板间距为： 200， 250， 300， 350， 400， 450， 500， 600， 700，800决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于 600 精馏段有效高度为 11( 1 ) 5 0 . 3 5 1 . 7 5 H m 17 提馏段有效高度为 22 ( 1 ) 1 3 0 . 3 5 4 . 5 5 H m 在进料板上方开一人孔，其高度为 故精馏塔的有效高度为 21 0 . 6 1 . 7 5 4 . 5 5 0 . 6 6 . 9 Z 板主要工艺尺寸的计算 流 装置计算 溢流装置包括溢流堰和降液管。 降液管形式和底隙 降液管： 弓形 、圆形。小塔用圆形，一般采用弓形降液管。 塔板溢流形式有： U 型流、单溢流、双溢流和阶梯流。 表 溢流形式选择 塔 径 小塔、液体流量小 塔径小于 径大于 2m 塔径很大、液体流量很大 溢流形式 U 型流 单溢流 双溢流 阶梯流 因塔径 D=可选用单溢流弓形降液管。各项计算如下： 长 堰长 由液相负荷和溢流形式决定。对单溢流，一般取wl=双溢流，一般取 D。 取 0 . 7 0 . 7 1 0 . 7 m 同理，提馏段的为 0 . 7 0 . 7 1 0 . 7 m 18 流堰高度 由 w L h h式中 堰高， m 板上液层高度， m 堰上液层高度， m 溢流堰 板的形状由 平直堰 ； 齿形堰 选用平直堰，堰上液层高度： )1000 近似取 E=1（一般情况取 1， 可借用博尔斯对泡罩塔提出的液 流收缩系数计算图求取。 ） 式中 堰长， m 塔内液体流量， 3/ 液流收缩系数， 若 用齿形堰，)l；当溢流层超过齿顶时5/2 5/ ( ) w ow ow h h 用试差法。 则 232 . 8 4 3 . 0 8 1 91 ( ) 0 . 0 0 7 6 41 0 0 0 0 . 7 同理，提馏段的 为 0 0 6 7取板上清液层高度 50Lh 0 . 0 5 0 . 0 0 7 6 4 0 . 0 4 2 3 6 同理，提馏段的为 0 9 3 3 19 形降液管宽度和截面积 降液管截面积：由 / 0 . 0 6 0 . 1 2确定； 由 由弓形降液管的参数图 （姚玉英化工原理（下） 图 3形降液管的宽度与面积 ） 查得 ， 故 20 . 0 9 0 . 7 8 5 0 . 0 7 0 6 5 0 . 1 7 0 . 1 7 1 0 . 1 7 m 为避免严重的气泡夹带，停留时间 35s，其中。 验算液体在降液管中停留时间为： 3600 0 . 0 7 0 6 5 0 . 3 5 2 8 . 8 9 50 . 0 0 0 8 5 6 同理，提馏段的为 20 0 6 5， 6 5 故降液管设计合理 。 式中 塔内液体流量， 3/T 板间距， m 弓形降液管截面积， 液管底隙高度 底隙 常在 30太低易于堵塞。 0 03600 取 0 u m s 20 式中 塔内液体流量， 3/mh 堰长， m 0u 液体通过降液管底隙时的流速， m/s。根据经验，一般取0u=m/s m/s 则0 0 . 0 0 0 8 5 6 0 . 0 3 0 60 . 7 0 . 0 40 0 . 0 4 2 3 6 0 . 0 3 0 6 0 . 0 1 1 7 6 0 . 0 0 6wh h m m 降液管 底隙 同理，提馏段的为 0 u m s0 0 . 0 2 1 8 1 /h m s 0 0 . 0 0 7 5 2 0 . 0 0 6wh h m m 故降液管底隙高度设计合理。 板布置 板的分块 塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般，塔径从小于 800采用整块式塔板；当塔径在 900上时，采用分块式塔板。 因 900D 故塔板采用 分 块式。 液区和降液区） 般两区面积相等。 2 鼓泡区 气液传质有效区 0缘区：小塔 0塔 50 4有效传质面区： 单流型弓形降液管塔板： 2 2 2 1a 2 x r - x + r s i n r 双流型弓形降液管塔板： 21 2 2 2 1 2 2 2 1 1a 1 1 2 x r - x + r s i n - 2 x r - x + r s i 筛孔 ：有效传质区内，常按正三角形排列。 筛板开孔率： 002a1 4=1A t s i n 6 02 筛孔数的计算 :2 1 5 8.1 n 每平方米鼓泡区的筛孔数。 缘区宽度确定 取 0 m，孔区面积计算 开孔区面积：22 2 12 ( 180a x r s r 其中 1( ) ( 0 . 1 7 0 . 0 5 ) 0 . 3 822 W m 1 0. 3 m 式中 边缘区宽度 ,m 开孔区面积， 2m 弓形降液管宽度， m 破沫区宽度， m 故 22 2 10 . 4 7 0 . 3 82 ( 0 . 2 8 1 0 . 4 7 0 . 3 8 s i n )1 8 0 0 . 4 7 同理，提馏段的为 22 20 0 8 孔计算及其排列 本利所处理的物系无腐蚀性，可选用 3碳钢板， 取筛孔直径0 5d 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为 02 . 5 2 . 5 5 1 2 . 5t d m m 同理，取提馏段的为 筛孔数目 n 为 ：21 . 1 5 8 1 . 1 5 8 0 . 3 2 0 8 23780 . 0 1 2 5t 个 式中 开孔 区 面积， 2m t 孔间距， m 开孔率为 20 . 9 0 7 / ( 2 . 5 ) 0 . 1 4 5 气体通过 筛 孔的气速为0 00 . 5 4 1 6 1 1 . 6 4 /0 . 1 4 5 0 . 3 2 0 8SS m 同理，提馏段的为 2378 个 0 1 5 /u m s 板的流体力学验算 板压降 板阻力计算 干板阻力：20101h ) ( )式中 0u 气体通过 筛 孔的气速， /23 干筛孔的流量系数 1V、 1L 分别为精馏段气、液相平均密度， 3/kg m 由 0 / 5 / 3 1 . 6 7d ，查干筛孔的流量系数图得，0 干筛孔流量系数 图 故 21 1 . 6 4 2 . 7 9 2h 0 . 0 5 1 ( ) ( ) 0 . 0 3 3 90 . 8 8 8 8 . 9 4 2 3c m液柱 同理，提馏段的为 h m 液柱 体通过液层的阻力计算 气体通过液层的阻力： 1h 0 . 5 4 1 6 0 . 7 5 8 /0 . 7 8 5 0 . 0 7 0 6 5m 式 中 塔内气体流量， 3/T 塔截面积， 2m 弓形降液管截面积， 2m 24 0 0 0 . 7 8 2 . 7 9 2 1 . 0 2 6F 查充气系数关联图， 得 ， 故 1h ( ) 0 . 6 0 . 0 5 0 . 0 3L w o wh h h m 液柱 式中 板上液层高度， m 充气因数，无量纲。液相为水时， =油时， = 碳氢化合物时， =理，提馏段的为 1 6 2 /au m s ，0 ， 1h 0 8 5 m 体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力： 25 3104 4 2 1 . 5 3 4 6 1 0 0 . 0 0 1 9 7 5 58 8 8 . 9 4 2 3 9 . 8 1 0 . 0 0 5 液柱 式中 孔直径， m m 操作物系的液体平均表面张力， /mN m 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即 1h h h 0 5 8 8液柱 气体通过每层塔板的压降为 1 0 . 0 6 5 8 8 8 8 8 . 9 4 2 3 9 . 8 1 0 . 5 7 5 0 . 7P P Lh g k P a k P a （ 设计允许值） 同理，提馏段的为 0 1 8 3 7 液柱 0 1 30 . 6 7 2 0 . 7P k P a k P a （设计允许值） 面落差 液面落差 一般较小，可不计。当不可忽略时 ， 23( 4 )0 . 0 4 7 6( ) ( )f L Z 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。 沫夹带 雾沫夹带量：6 0 () 2 . 5 2 . 5 0 . 0 5 0 . 1 2 5h m 式中 板上液层高度， m 板间距， m m 操作物系的液体平均表面张力， /mN m 气体通过筛孔时的速度， /26 故 0 . 0 1 2 9 / 0 . 1 /ve k g k g k g k g同理，提馏段的为 0 . 0 3 1 8 / 0 . 1 /ve k g k g k g k g 故在本设计中液沫夹带量 液 对筛板塔，漏液点气速： 0, 1 /L L h h 4 . 4 0 . 6 7 ( 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3