板式精馏塔设计任务书

1 板式精馏塔设计任务书 1、概述 馏单元操作的简介 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，精馏过程在能量剂驱动下，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 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。 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。 馏塔简介 精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。 简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力 自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。 化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质 . 芳香族化合物是化工生产中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，可用来制备染料，树脂，农药，合成药物，合成橡胶，合成纤维和洗涤剂等等；甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯，甲酚等化工产品， 同时也可以用来制造三硝基甲苯，苯甲酸，对苯二甲酸，防腐剂，染料，泡沫塑料，合成纤维等。 计依据 本设计依据化工原理课程设计的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。 2 术来源 目前，精馏塔的设计方法以严格的计算为主，也有一些简化的模型，但是严格的计算对于连续精馏塔时最常采用的。 计任务和要求 原料：苯甲苯溶液，年产量时 6万吨， 苯含量： 48%（质量分数），原料液的温度：泡点温度 设计要求：塔顶产品组成 98%（质量分数），塔底产品组成 3%（质量分数） 2、设计计算 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。为此，必须具体考虑如下几点： 3保证安全生产（例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间）。 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。 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。 由于苯甲苯物系对温度的依赖性不强，常压下是液态，为降低塔的操作费用，操 3 作压力选为常压。 其中塔顶的压力为 塔底的压力为 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。 热方式的选择 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。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。 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 38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 10 15。 ( ) 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： ( ) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 ( ) 操作弹性较小 (约 2 3)。 ( ) 小孔筛板容易堵塞。不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液 式精馏塔的简图 用数据表： 表 1 苯和甲苯的物理性质 项目 分子式 分子量 M 沸点（） 临界温度 ） 临界压强 苯 A 甲苯 B 65 表 2 苯和甲苯的饱和蒸汽压 温度 5 90 95 100 105 3 常温下苯 甲苯气液平衡数据（ 2：8 1附表 2） 温度 5 90 95 100 105 相中苯的摩尔分率 汽相中苯的摩尔分率 0 表 4 纯组分的表面张力 (1：378) 温度 80 90 100 110 120 苯， mN/m 甲苯， Mn/m 0 5 组分的液相密度 (1：382) 温度 ( ) 80 90 100 110 120 苯 ,3m 甲苯 ,3m 814 809 805 801 791 791 778 780 763 768 表 6 液体粘度 L （ 1： 365P ） 温度 ( ) 80 90 100 110 120 苯（ s） 甲苯（ s） 6 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 7 3、计算 过程 关工艺的计算 料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 78 kg/苯的摩尔质量 92kg/x =92/8/= 92/8/=2/8/= 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 78+（ 92= 78+( 92=M=78+( 92= 物料衡算 以年工作 7200小时，年产 6万吨计，进料为： 原物料处理量： F=200/1067 =h 总物料衡算： +W 苯的物料衡算： 立解得： D=h W=h 小回流比及操作回流比的确定 （ 1） 相对挥发度 苯的沸点为 甲苯的沸点为 根据安托尼方程 5 5 1 2 0 6 . 3 5l g 6 . 0 3 22 2 0 . 2 4Ap t 8 （ 5， 90页 安托尼方程 ） 5 1 3 4 3 . 9 4l g 6 . 0 7 82 1 9 . 5 8Bp t 得： 1 2 0 6 . 3 5l g 6 . 0 3 22 2 0 . 2 4 8 0 . 1 1 0 3 6 1AP kp a 1 3 4 3 . 9 4l g 6 . 0 7 8 2 1 9 . 5 8 1 1 0 . 6 3 9 1 8BP 001 / 2 . 6 4 2 2 同理得 时， 2 4 3 8 7AP kp a 1 0 1 2 9BP kp a 2 2 7 8 ， 1 . 2 2 . 6 4 2 2 2 . 3 8 7 8 2 . 5 1 1 8 （ 2） 最小回流比计算： 5 m i n (1 x )1 11 （ 5,112 页式 9 m i n m i n m i n 1 0 . 9 8 3 1 . 5 1 1 8 ( 1 0 . 9 8 3 )1 . 1 2 , 2 , 1 . 2 11 . 5 1 1 8 0 . 5 2 1 2 1 5 2 1 21 . 2 1 2 2 . 4 2R R R R 馏塔的气、液相负荷和操作线方程 L =h V =(R+1)D=h V =V =h L =V +W=h 精馏段操作线方程为 y=11R 5+ （ 5， 106页） 提馏段操作线方程为 : y =x - 5 0 . 4 7 9 x=5， 106页） 9 板法求理论塔板数 （ 1） 交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下： 相平衡方程变形为 x = 馏段操作线方程 y=1 相 平 衡 方 程 1110 . 9 5 8 42 . 5 1 1 8 1 . 5 1 1 8yx y 210 . 7 0 8 0 . 2 8 7 0 . 9 6 5 5 相 平 衡 方 程 2220 . 9 1 7 62 . 5 1 1 8 1 . 5 1 1 8yx y 320 . 7 0 8 0 . 2 8 7 0 . 9 3 6 7 相 平 衡 方 程 3330 . 8 5 4 92 . 5 1 1 8 1 . 5 1 1 8yx y 4 相 平 衡 方 程 4 5 相 平 衡 方 程 5 6 相 平 衡 方 程 6 7 相 平 衡 方 程 7 0 4 8 因为7xn=6，第 7块为进料板 （ 2）交替使用相平衡方程和提馏段操作线方程计算如下： 相平衡方程变形为 x = 馏段操作线方程 y=170 4 8 提 馏 段 操 作 线 方 程 211 . 2 7 8 0 . 0 1 0 . 5 7 1 2 10 222 0 . 3 4 6 52 . 5 1 1 8 1 . 5 1 1 8 提 馏 段 操 作 线 方 程 321 . 2 7 8 0 . 0 1 0 . 4 3 2 8 3 提 馏 段 操 作 线 方 程 4 4 提 馏 段 操 作 线 方 程 5 5 提 馏 段 操 作 线 方 程 6 6 提 馏 段 操 作 线 方 程 7 7 0 4 4 所以提留段理论板 n=6 馏塔效率的估算 00t ( 8 0 . 1 1 1 0 . 6 ) / 2 9 5 . 4 时，相对挥发度计算如下： 1 2 0 6 . 3 5l g 6 . 0 3 0 5 5 = 1 6 2 . 2 1 1 92 2 0 . 2 4 9 5 . 4p K P a 得 ：1 3 4 3 . 9 4l g 6 . 0 7 8 = 6 4 . 7 5 2 02 1 9 . 5 8 9 5 . 4p K P a 得 0 0/ 2 在 查得苯和甲苯的粘度为 = . = 0 . 2 9 5苯 甲 苯0 2 6 8 ， ，则： = 0 . 5 2 1 2 . ( 1 0 . 5 2 1 2 ) 0 . 2 9 5 = 0 . 2 8 0 9L 0 2 6 8 = 0 . 2 8 0 9 2 . 5 1 = 0 . 7 0 5 1L 全塔效率 0 . 2 4 5 5 0 . 2 4 510 . 4 9 ( ) 0 . 4 9 0 . 5 3 3 80 . 7 0 5 1 际板数的求取 精馏段实际板层数 N(精 )=6/12, 提馏段实际板层数 N(提 )=6/12， 进料板在第 13块板 11 馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 作压力计算 塔顶操作压力101.3 底操作压力w=4 层塔板压降 P 0.7 料板压力F 12 馏段平均压力 P m （ 2 105.5 馏段平均压力 P m =（ ： 塔顶温度：由 8 0 . 2 19 8 . 3 9 91 0 0 9 9 8 0 . 0 1 - 8 0 . 2 1 得料板温度 :由 9 1 . 45 2 . 1 2 5 05 5 5 0 9 0 . 1 1 - 9 1 . 4 0 得底温度 :由 1 1 0 . 5 60 . 0 3 5 2 01 0 1 0 9 . 9 1 1 1 0 . 5 6 得馏段平均温度 提馏段平均温度 均摩尔质量计算 （ 1）塔顶平均摩尔质量计算 由 xD= 0 . 9 5 8 4 7 8 + （ 1 0 . 9 5 4 8 ） 92= v, 0 . 9 8 3 7 8 + （ 1 0 . 9 8 3 ） 92= 2)进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法， 得7 7 0 4 8 ，故 v , F 0 . 6 7 6 9 7 8 + （ 1 0 . 6 7 6 9 ） 92= , F 0 . 4 5 4 8 7 8 + （ 1 0 . 4 5 4 8 ） 92= 12 (3)塔底平均摩尔质量计算 由理论板计算得 7 ， 7 0 4 4 v , W 0 . 0 3 5 4 7 8 + （ 1 0 . 0 3 5 4 ） 92= , W 0 . 0 1 4 4 7 8 + （ 1 0 . 0 1 4 4 ） 92= 4)精馏段平均摩尔质量 v , m 7 8 . 2 4 8 2 . 5 2 8 0 . 3 82M l , m 7 8 . 5 8 8 5 . 6 3 8 2 . 1 12M 5）提馏段平均摩尔质量 v , m 9 1 . 5 0 8 2 . 5 2 8 7 . 0 12M l , m 9 1 . 8 0 8 5 . 6 3 8 8 . 7 22M 平均密度计算 （ 1）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 , 3, 1 0 5 . 5 8 0 . 3 8 2 . 8 48 . 3 1 4 ( 2 7 3 . 1 5 8 5 . 6 5 )m v k g 提馏段的平均气相密度 ,3, 1 1 3 . 9 8 7 . 0 1 3 . 1 98 . 3 1 4 ( 2 7 3 . 1 5 1 0 0 . 7 )m v k g （ 2）液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 由查手册得 338 1 5 . 4 8 , 8 0 9 . 9 9g m k g m 13 塔顶液相的质量分率 ，则：,1 0 . 9 8 8 1 5 . 4 8 0 . 0 2 8 0 9 . 9 9 , 8 1 5 . 3 7L D m L D m k g k m o l 由 查手册得 338 0 1 . 9 4 , 7 9 9 . 1 7g m k g m 进料板液相的质量分率 0 . 4 5 4 8 7 8 0 . 4 10 . 4 5 4 8 7 8 ( 1 0 . 4 5 4 8 ) 9 2A ,1 0 . 4 1 8 0 1 . 9 4 0 . 5 9 / 7 9 9 . 1 7 , 8 0 0 . 3 0L F m L F m k g k m o l 由 查手册 得 337 7 6 . 6 6 , 7 7 8 . 9 9g m k g m塔底液相的质量分率 0 . 0 1 4 4 7 8 0 . 0 1 2 20 . 0 1 4 4 7 8 ( 1 0 . 0 1 4 4 ) 9 2A ,1 0 . 0 1 2 2 / 7 7 6 . 6 6 (1 0 . 0 1 2 2 ) / 7 7 8 . 9 9 , 7 7 8 . 9 6L w m L w m k g k m o l ,8 1 5 . 3 7 8 0 0 . 3 0 8 0 7 . 8 42Lm k g k m o l , 8 0 0 . 3 0 7 7 8 . 9 6 7 8 9 . 6 32Lm k g k m o l 体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 ,1nL m i 14 (1)塔顶液相平均表面张力 的计算 由 入方程得 ： A =m B =mN/m , 0 . 9 8 3 2 1 . 1 9 (1 0 . 9 8 3 ) 2 1 . 6 6 2 1 . 2 0 mN/m (2)进料板液相平均表面张力的计算 由 9 0 代入方程得 : A =mN/m B =mN/m , 0 . 4 5 4 8 1 9 . 8 8 (1 0 . 4 5 4 8 ) 2 0 . 5 0 2 0 . 2 2 mN/m (3)塔底液相平均表面张力的计算 由 1 1 0 代入方程得 ： A =mN/m , B =m , 0 . 0 1 4 4 1 7 . 4 3 (1 0 . 0 1 4 4 ) 1 8 . 3 5 1 8 . 3 4 mN/m （ 4）精馏段液相平均表面张力为 ,2 1 . 2 0 2 0 . 2 2 2 0 . 7 12mN/m （ 5）提馏段液相平均表面张力为 ,1 8 . 3 4 2 0 . 2 2 1 9 . 2 82mN/m 体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 ,l g l gL m i （ 1）塔顶液相平均粘度的计算 由 8 0 代入方程得 ： A =s, B =s ,l g 0 . 9 8 3 l g 0 . 3 1 (1 0 . 9 8 3 ) l g 0 . 3 1 解出,s （ 2）进料板液相平均粘度的计算 15 由 9 0 代入方程得 : A =s, B =s ,l g 0 . 4 5 4 8 l g 0 . 2 8 (1 0 . 4 5 4 8 ) l g 0 . 2 8 解出,s (3)塔底液相平均粘度的计算 由w 1 1 0 1代入方程得 ： A =s, B =s ,l g 0 . 4 5 4 8 l g 0 . 2 8 (1 0 . 4 5 4 8 ) l g 0 . 2 8 解出,s （ 4）精馏段液相平均粘度为： ,(2=s （ 5）提馏段液相平均粘度为： ,( s 馏塔的主要工艺尺寸的计算 内 气液负荷的计算 馏段： 1 ( 2 . 4 2 1 ) 5 0 . 4 5 1 7 2 . 5 4 /V R D K m o l h 31 7 2 . 5 4 8 0 . 3 8 1 . 3 6 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 8 4m s 2 . 4 2 5 0 . 4 5 1 2 2 . 0 9 /L R D K m o l h 31 2 2 . 0 9 8 2 . 1 1 0 . 0 0 3 4 /3 6 0 0 3 6 0 0 8 0 7 . 8 4s m s 30 . 0 0 3 4 3 6 0 0 1 2 . 2 4 /hL m h ( 1 ) 1 7 2 . 5 4 /V V q F K m o l h 31 7 2 . 5 4 8 7 . 0 1 1 . 3 1 /3 6 0 0 3 6 0 0 3 . 1 9m s 1 2 2 . 0 9 1 9 8 . 3 9 2 2 0 . 4 8 /L L q F K m o l h 16 32 2 0 . 4 8 8 8 . 7 2 0 . 0 0 6 9 /3 6 0 0 3 6 0 0 7 8 9 . 6 3s m s 0 . 0 0 6 9 3 6 0 0 2 4 . 8 4 /hL m h 径的计算 塔板间距 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。 板间距与塔径关系 (5 ,148 页 ) 塔径 m 间距 HT，00 300 250 350 300 450 350 600 400 600 精馏段： 初选板间距 取板上液层高度 故 0 . 4 5 0 . 0 8 0 . 3 7h m ； 1 12 20 . 0 0 3 4 8 0 7 . 8 4 0 . 0 4 21 . 3 6 2 . 8 4S L mS v 查“史密斯关联图 ”得 0 h m， 式 0 校正物系表面张力为 mN m 时 0 . 2 0 . 2202 0 . 7 10 . 0 7 2 0 . 0 8 2 52 0 2 0 m a 7 . 8 4 2 . 8 40 . 0 8 2 5 1 . 3 8 9 /2 . 8 4m s 可取安全系数为 （安全系数 故 4 4 1 . 3 6 1 . 2 4 8 23 . 1 4 2 1 . 1 1 2 截留面积为： 2 2 21 . 4 1 . 5 3 9 ( m )44 实际空塔气速为： 1 . 3 6 0 . 8 8 3 71 . 5 3 9 m/s 按标准 ,塔径圆整为 空塔气速 s。 17 初选板间距 取板上液层高度 故 0 . 4 5 0 . 0 8 0 . 3 7h m ； 1 12 20 . 0 0 6 9 7 8 9 . 6 3 0 . 0 8 2 91 . 3 1 3 . 1 9S L mS v 查“ 史密斯关联图 ”得 0 h m， 式 0 校正物系表面张力为 mN m 时 0 . 2 0 . 2201 9 . 2 80 . 0 7 2 0 . 0 7 1 52 0 2 0 m a x 7 8 9 . 6 3 3 . 1 90 . 0 7 1 5 1 . 1 2 2 6 /3 . 1 9m s 可取安全系数为 （安全系数 故 4 4 1 . 3 1 1 . 3 6 2 73 . 1 4 2 0 . 8 9 8 1 截留面积为： 2 2 21 . 4 1 . 5 3 9 ( m )44 实际空塔气速为： 1 . 3 1 0 . 8 5 1 21 . 5 3 9 m/s 按标准 ,塔径圆整为 空塔气速 s。 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 馏塔有效高度的计算 有效高度计算公式为 ( 1 ) ( N - 1 )T 实精馏段有效高度 （ 1） 12 馏段有效高度为 （ 1） 12 进料板处开一个人孔，其高度为 精馏塔的有效高度为 Z=（ +馏塔的实际高度为（塔的两端空间：塔顶空间 底空间 Z+18 板结构尺寸的计算 流装置计算 - 因塔径 D 选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。 D2 (2,39页 ) （ 1） 对精馏段：溢流堰长提馏段：溢流堰长（ 1）精馏段：由 / 2 . 52 . 53 6 0 0 0 . 0 0 3 4/ 1 5 . 4 9 50 . 9 1l m，查 4 51P 图 3 17“液流收缩系数 知 E=式 2 4 32 . 8 41000 可得 2 23 32 . 8 4 2 . 8 4 1 2 . 2 41 . 0 0 . 0 1 61 0 0 0 1 0 0 0 0 . 9 1 故0 0 . 0 8 0 . 0 1 6 0 . 0 6 4w L wh h h m （ 2） 提馏段：由 / 2 . 52 . 53 6 0 0 0 . 0 0 6 9/ 3 1 . 4 4 50 . 9 1l m，查 4 51P 图 3 17“液流收缩系数 知 E=式 2 4 32 . 8 41000 可得 2 23 32 . 8 4 2 . 8 4 2 4 . 8 41 . 0 2 0 . 0 2 61 0 0 0 1 0 0 0 0 . 9 1 故0 0 . 0 8 0 . 0 2 6 0 . 0 5 4w L wh h h m 形降液管宽度 由 / 2（38 5“弓形降液管的宽度与面积”参数图）得： / 0 6 ，故： （ 1）精馏段计算 19 0 . 1 3 6 0 . 1 3 6 1 . 4 0 . 1 9 m ， 220 . 0 7 3 3 0 . 0 7 2 2 1 . 5 3 9 0 . 1 1 2 84 m 利用 2（38 41)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即 2 ,3600 3 6 0 0 0 . 1 1 2 8 0 . 4 5 1 4 . 9 33 6 0 0 0 . 0 0 3 4 （大于 5s，符合要求） (2)提馏段计算 0 . 1 3 6 0 . 1 3 6 1 . 4 0 . 1 9 0 4 m ， 2 20 . 0 7 3 3 0 . 0 7 2 2 1 . 5 3 9 0 . 1 1 2 84 m 利用 2（38 41)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即 2 ,3600 3 6 0 0 0 . 1 1 2 8 0 . 4 5 7 . 3 63 6 0 0 0 . 0 0 6 9 （大于 5s，符合要求） （ 1）精馏段：取液体通过降液管底隙的流速 o （一般在 s 范围内4 ） 依 (3：69 20)： 3 0 . 0 0 3 4 0 . 0 3 70 . 9 1 0 . 1so ，故： 0 . 0 6 4 0 . 0 3 7 0 . 0 2 7 0 . 0 0 6h m m ，符合要求 （ 2）提馏段：取液体通过降液管底隙的流速 o （一般在 s 范围内4 ） 依 (3：69 20)： 3 0 . 0 0 6 9 0 . 0 3 80 . 9 1 0 . 2so ，故： 0 . 0 5 4 0 . 0 3 8 0 . 0 1 6 0 . 0 0 6h m m ，符合要求 综上，降液管底隙高度设计合理。 板布置 板的分块： 因 D=1400800塔板采用分块式。查“塔板分块与塔径”关系表 1 得，塔极分为 4 块。 缘区宽度确定 20 边缘区宽度 0 50 安定区宽度 50 1001 孔区面积计算 b)依 (3：69 21)： 3 22 2 12 s i x R 计算开空区面积 （ 1）精馏段计算： 1 . 4 0 . 0 5 0 . 6 522 m ， 1 . 4 0 . 1 9 0 . 0 9 0 . 4 222 W 2 2 2 1 20 . 4 22 0 . 4 2 0 . 6 5 0 . 4 2 0 . 6 5 s i n 1 . 0 1 0 41 8 0 0 . 6 5 （ 2）提馏段计算： 1 . 4 0 . 0 5 0 . 6 522 m 1 . 4 0 . 1 9 0 . 0 9 0 . 4 1 9 622 W m 2 2 2 1 2a 0 . 4 1 9 62 0 . 4 1 9 6 0 . 6 5 0 . 4 1 9 6 0 . 6 5 s i n 1 . 0 0 9 61 8 0 0 . 6 5 孔数 n 的计算与开孔率 （ 3,70 72P）： 取筛空的孔径0d为 常用 4正三 角形排列，一般碳的板厚 为 34取4 ，取 0 故孔中心距 （ 1）精馏段计算： 筛孔数： 33 3 221 1 5 8 1 0 1 1 5 8 1 0 1 . 0 1 0 4 5 2 0 01 5 . 0 个， 开孔率0200 . 9 0 7 0 . 9 0 71 0 0 % 1 0 0 % 1 0 0 % 1 0 . 0 8 %9()d （在 5 15范围内）则每层板上的开孔面积0 . 1 0 0 8 1 . 0 1 0 4 0 . 1 0 1 8 气体通过筛孔的气速为01 . 3 6 1 2 . 5 9 /0 . 1 0 1 8 21 （ 2）提馏段计算： 筛孔数： 33221 1 5 8 1 0 1 1 5 8 1 0 1 . 0 2 5 2 5 01 5 . 0 个， 开孔率： 0200 . 9 0 7 0 . 9 0 71 0 0 % 1 0 0 % 1 0 0 % 1 0 . 0 8 %9()d （在 5 15范围内）则每层板上的开孔面积00 0 . 1 0 0 8 1 . 0 0 9 6 0 . 1 0 2 气体通过筛孔的气速为 01 . 3 1 1 2 . 8 3 /0 . 1 0 2 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。 板压降相当的液柱高度计算 （ 1）精馏段： a)干板压降相当的液柱高度0 / 5 / 4 1 . 2 5d ，查“干筛孔的流量系数图” 3（ 3,73P）得， 式 2 2001 2 . 5 9 2 . 8 40 . 0 5 1 0 . 0 5 1 0 . 0 3 60 . 8 8 8 0 7 . 8 4 b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 1 . 6 0 6 0 . 9 5 /1 . 5 3 9 0 . 1 1 2 8fV ， 0 . 9 5 2 . 8 4 1 . 6a a 由o与 图 查 得 板 上 液 层 充 气 系 数o=依式0 . 6 1 0 . 0 8 0 . 0 4 8 8l o Lh h m c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度h： 依式04 4 2 0 . 7 1 0 . 0 0 2 18 0 7 . 8 4