化工原理苯和甲苯的分离项目设计方案

1 化工原理苯和甲苯的分离 项目设计方案 第 1 章 绪 论 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发 (低沸点 )组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发 (高沸点 )组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其 余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。 述 高径比很大的设备称为塔器 。 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 ,更是成为 化工、炼油生产中最重要的设备之一 。 常见的可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等 。 而 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。 2 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。 它 们都 可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧 密接触，达到相际传质及传热的目的 。 而 板式塔 又大致可分为两类： （ 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、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。 根据设计任 务书，此设计的塔型为筛板塔 。 筛板塔是很早出现的一种板式塔 。五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法 。 与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大20塔板效率高 10压力降低 30而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装、维修都较容易 。 从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用 。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达 20导向筛板等多种形式 。 筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分 。 工业塔常用的筛孔孔径为 3正三角形排列 。 近年来有大孔径（ 10板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，便 。 只是漏液点低，操作弹性小。筛板塔的特点如下：（ 1）结构简单、制造维修方便 （ 2）生 产能力大，比浮阀塔还高。 （ 3）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏 。 （ 4）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低 。 （ 5） 合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔 。 （ 6） 小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液 。 计依据 1 设计题目：分离苯 2 设计任务及操作条件 （ 1）设计任务 生产能力（进料量）： 20000 吨 /年 操作周期： 300*24=7200 小时 /年 3 进料组成 ： 45%（质量分率，下同） 塔顶产品组成： 98% 塔底产品组成： 2% （ 2） 操作条件 操作压力：常压 进料热状态：泡点进料 冷却水： 20 加热蒸汽： 顶为全凝器，中间泡点进料，连续精馏。 设备型式：筛板式 3 设计原则 本设计任务为分离苯 于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用气液混合物进料，将原料液通过预 热器加热至温度后送入精馏塔内。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，其余部分作为塔顶产品冷却后送至储罐。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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐 。 厂址选择 齐齐哈尔市富拉尔基区 第 2 章 设计方案的选择与论证 设计方案 的确定 是指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 的 确定。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。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。 苯和甲苯混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，经冷却器冷却后送至贮槽。 计流程 板式塔工艺尺寸设计计算的主要内容包括：板间距、塔径、塔板型式、溢流装置、塔板布置、流体力学性能校核、负荷性能图以及塔高等。其设计计算方法可查阅有关资料。着重应注意的是：塔板设计的任务是以流经塔内气液的物流量、 4 操作条件和系统物性为依据，确定具有良 好性能（压降小、弹性大、效率高）的塔板结构与尺寸。塔板设计的基本思路是：以通过某一块板的气液处理量和板上气液组成，温度、压力等条件为依据，首先参考设计手册上推荐数据初步确定有关的独立变量，然后进行流体力学计算，校核其是否符合所规定的范围，如不符合要求就必须修改结构参数，重复上述设计步骤直到满意为止。最后给制出负荷性能图，以确定适宜操作区和操作弹性。塔高的确定还与塔顶空间、塔底空间、进料段高度以及开人孔数目的取值有关，可查资料 2。 表 2数选取 项目 方 式 压力 加料状态 加热方式 回 流 比 冷凝器 冷却介质 板式塔 选 取 连续精馏 常压 气液混合 间接蒸汽 R=(凝器 自来水 筛板塔 择原则 通过老师确定选题，小组成员通过文献检索、讨论等方式进行计算、设计，最终确定设计流程图。主要遵循满足选题要求、经济、安全、环保、节能等原则。 计流程图 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。 5 图 1 工艺流程图 计要求 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，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。 满足经济上的需求 同时 要 尽可能的 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 6 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。 保证安全生产 条件可以的话，保证安全生产也是必要的。对于 有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。如， 苯是易挥发的毒性液体。 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。 计思路 在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏 只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是筛板式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用 泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。回流 比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比 。设计过程中主要通过文献检索与小组讨论确定设计方案及流程图。 献检索 通过查找两物质的性质以及文献检索等确定设计方案。 苯的沸点为 ，熔点为 ，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 其分子质量比水重。苯难溶于水 ， 1 L 水中最多溶解 ；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 ，沸点为 111 。甲苯带有一种特殊的芳香味 7 （与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0 866g 光有很强的折射作用（折射率： 甲苯几乎不溶于水(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 就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为 kJ/ 点为 4 ，燃点为 535 。 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。 本设计选用筛板式精馏塔。 组讨论 小组成员共同研究确定设计计算过程以及解决设计流程中遇到的问题。 关符号说明 表 2相关符号说明 符号 意义 组分的量 组分的量 组分的量 塔顶产品流率 s 总板效率 X 液相组分中摩尔分率 y 气相组分中摩尔分率 相对挥发度 粘度 8 F 原料进量或流率 s L 下降液体流率 s N 理论塔板数 P 系统的总压 Pa q 进料中液相所占分率 r 汽化潜热 t 温度 K V 上升蒸气流率 s W 蒸馏釜的液体量 干板压强降相当的液柱高度 m 体流出降液管的压头损失 m 上液层高度 m Z 塔的有效段高度 m 液体 在降液管内停留时间 s L 液体密度 Kg/V 气体密度 Kg/上 ： V 气体密度 Kg/ 液体表面张力 d 降液管宽度 m 密度 Kg/a 基板鼓泡区面积 f 总降压管截面积 T 基截面积 气相负荷参数 体表面张力为 的气相负荷参数 D 塔径 m g 重力加速度 液管底隙高度 m 单板压降相当的液层高度 m 口堰高 m 间距 m 长 m 9 内液体流量 m3/h 内液体流量 m3/s N 一层塔板上的筛孔总数 U 空塔气速 m/s 板气速 m/s 内气体流量 m3/h 内气体流量 m3/s 第 3 章 塔的工艺计算 基础的物性据 苯和甲苯的物理性质 表 3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 910 甲苯 050 苯和甲苯的饱和蒸汽压 和甲苯的饱和蒸汽压可用 程求算，即 式中 T 物系温度 ， 饱和蒸汽压， 10 A、 B、 C 数，其值见下表 。 表 3数 组分 A B C 苯 苯 苯和甲苯的液相密度 L 表 3苯和甲苯的液相密度 温度 80 90 100 110 120 苯 kg/苯 kg/ 液体表面张力 表 3液体表面张力 温度 t, 60 80 100 120 140 苯 mN/m 苯 mN/m 液体粘度 L 表 3液体表面张力 温度 t, 60 80 100 120 140 苯 苯 11 塔的工艺计算 作压力的计算 塔顶操作压力 层塔板的压降 P=料操作压力 13=底操作压 力 7=馏段平均压力 =馏段平均压力 = 操作温度的计算 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 C+B/lo g P 计算。 计算结果如下 表 ： 表 3安 托尼常数 温度 t, A B C 苯 (A) 苯 (B) 顶温度 进料板温度 塔底温度 精馏段平均温度 （ 12 提 馏段平均温度 （ 塔平均温度 （ 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 ： 苯的摩尔质量 苯的摩尔质量 X = =X = =X= 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M = w= 物料衡算 原料处理量 F=h 总物料衡算 W 苯物料衡算 立解得 D h W=h 式中 h h h 13 理论板数的计算 相对挥发度的求取 苯 （ A） 与甲苯 （ B） 的饱和蒸汽压与温度的关系可用安托尼方程表达 苯： 的正常沸点为 ，苯的沸点 为 所以， 当 t= ， 00 t=时 ， 00为苯 = 00 = 2 =以 = =以，相平衡方程为： y= x 操作回流比 的求取 采用作图法求最小回流比。 液体为泡点进料，所以 q=1。 在 上 图中对角线上，自点作垂线 （ ， 即为进料线 (q 线 )，该线与平衡线的交点坐标为 最小回流比为xy 49 操作回流比为 5 3 9 9 m 精馏塔的气、液相负荷 h/k m o ( 14 k m o （由于泡点进料） hk m o 操作线 的求取 精馏段操作线方程为 111 y 7 8 x 提 馏段操作线方程为 Wm y 1m 理论 板层数 苯一甲苯属理想物系，可采用 逐板法 求 理论板层数。 前面求得 = 相平衡方程 y= x x = 泡点进料， q=1 所以有 一块板上升蒸汽组成 9 第一块板下降液体组成由 y= x 得： 第二块板下降液体组成由 x 可得： 同理可得： 15 因为 以 精馏段理论板 N 精 =7， 进料板位置在第 8 块 塔板 。 第八块板的上升蒸汽组成由提馏段操作线方程 y=行计算： 1 1 1 1 1 1 3 因为 以提留段理论板 N 提 =6 则全塔总理论板层数 3（不包括再沸器） 实际 板层数 N 的求取 全塔效率的计算 : 塔平均温度 查表得各组分黏度 ， )1(m 16 % 26%3p N 精馏段实际板层数 为 精 提3块板 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 以逐板法所计算所得的板数为例： 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, 9 7 . 7 8 1 . 1 4 2 . 6 48 . 3 1 4 ( 2 7 3 . 1 5 8 7 . 6 5 )m v k g 提馏段的平均气相密度 ,3, 1 0 5 . 8 8 6 . 7 6 2 . 9 58 . 3 1 4 ( 2 7 3 . 1 5 1 0 5 . 8 )m v k g 液相平均密度依下式计算，即 17 / /L A L A B L B 塔顶液相平均密度的计算 ， 由 ，查手册 得338 1 3 . 7 3 , 8 0 8 . 7 6g m k g m 塔顶 液相的质量分率 0 . 9 5 7 7 8 . 1 1 0 . 9 50 . 9 5 7 7 8 . 1 1 9 2 . 1 3 0 . 0 4 3A ,1 0 . 9 5 / 8 1 3 . 7 3 0 . 0 5 8 0 8 . 7 6L D m 3,m = 8 1 3 . 4 8 /LD k g m进料板液相平均密度的计算 ， 由 95 ，查手册得 337 9 8 . 3 3 7 , 7 9 6 . 4 0 5g m k g m 进料板液相的质量分率 0 . 3 8 8 7 8 . 1 1 0 . 3 50 . 3 8 8 7 8 . 1 1 9 2 . 1 3 ( 1 0 . 3 8 8 )A ,1 0 . 3 5 7 9 8 . 3 3 7 0 . 6 5 / 7 9 6 . 4 0 5 , 7 9 7 . 0 8L F m L F m k g k m o l 塔底 液相平均密度的计算 ， 由 =，查手册 得337 8 1 . 7 7 , 7 8 3 . 1 9g m k g m 塔底 液相的质量分率 0 . 0 7 7 8 . 1 1 0 . 0 60 . 0 7 7 8 . 1 1 9 2 . 1 3 0 . 9 3A ,1 0 . 0 6 / 7 8 1 . 7 7 0 . 9 4 / 7 8 3 . 1 9 , 7 8 3 . 1 0L w m L w m k g k m o l 精馏段液相平均密度为 18 , 8 1 3 . 4 8 7 9 7 . 0 8 8 0 5 . 2 82Lm k g k m o l 提 馏段液相平均密度为 , 7 9 7 . 0 8 7 8 3 . 1 0 7 9 0 . 0 92Lm k g k m o l 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 L i ii x塔顶液相平均表面张力的计算 ， 由 ，查手册得 2 1 .2 m N / 2 1 .7 m N / 0 . 9 5 7 2 1 . 2 ( 1 0 . 9 5 7 ) 2 1 . 7 2 1 . 2 m N / m 进料板液相平均表面张力的计算 ， 由 95 ，查手册得 1 9 .4 m N / 2 0 . 0 5 m N / 0 . 3 8 8 1 9 . 4 ( 1 0 . 3 8 8 ) 2 0 . 0 5 1 9 . 8 m N / m 塔底 液相平均表面张力的计算 ， 由 =，查手册得 1 7 . 8 7 7 m N / 1 8 . 7 1 9 m N / 0 . 0 7 0 1 7 . 8 7 7 ( 1 0 . 0 7 0 ) 1 8 . 7 1 9 1 9 . 9 m N / m 精馏段液相平均表面张力为 ( 2 1 . 2 1 9 . 8 ) / 2 2 0 . 5 1 m N / 提 馏段液相平均表面张力为 (1 9 . 9 1 9 . 8 ) / 2 1 9 . 8 5 m N / 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 lg m i 塔顶液相平均粘度的 计算 ， 由 ，查手册得 19 0 . 3 0 8A m P a s 0 . 3 1 1B m P a s L D ml g 0 . 9 5 7 l g 0 . 3 0 8 1 0 . 9 5 7 l g 0 . 3 1 1 解出L D m 0 . 3 0 8 m P a s 进料板液相平均粘度的计算 ， 由 95 ，查手册得 0 . 2 6 7A m P a s 0 . 2 7 5B m P a s g 0 . 3 8 8 l g 0 . 2 6 7 1 0 . 3 8 8 l g 0 . 2 7 5 解出L F m 0 . 2 7 2 m P a s 塔底 液相平均粘度的计算 ， 由 =，查手册得 0 . 2 5 2 8A m P a s 0 . 2 6 5B m P a s L W ml g 0 . 0 7 0 l g 0 . 2 5 2 8 1 0 . 0 7 0 l g 0 . 2 6 5 解出L W m 0 . 2 6 4 m P a s 精馏段液相平均粘度为 0 . 3 0 8 0 . 2 7 2 ) / 2 0 . 2 9 0 m P a s 提 馏段液相平均粘度为 0 . 2 7 2 0 . 2 6 4 ) / 2 0 . 2 6 8 m P a s 气液负荷计算 精馏段： , 1 ( 3 . 1 4 1 1 ) 3 1 . 0 5 1 2 8 . 5 8 /n V n q k m o l h ,3,1 2 8 . 5 8 8 1 . 1 4 1 . 0 9 7 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 6 4n V V s m s , 3 . 1 4 1 3 1 . 0 5 9 7 . 5 4 /n L n q k m o l h ,3,9 7 . 5 4 8 3 . 0 9 0 . 0 0 3 /3 6 0 0 3 6 0 0 8 0 5 . 2 8n L L s m s 20 30 . 0 0 3 3 6 0 0 1 0 . 7 7 0 /hL m h 提馏段： , ( 1 ) 1 2 8 . 5 8 /n V n q q q k m o l h , ,3,1 2 8 . 5 8 8 6 . 7 6 1 . 0 5 0 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 9 5n V V mS m s , 9 7 . 5 4 1 8 6 . 5 2 1 8 4 . 0 6 /n L n q q q k m o l h , ,3,1 8 4 . 0 6 8 8 . 9 2 0 . 0 0 5 8 /3 6 0 0 3 6 0 0 7 9 0 . 0 9n L L s m s 0 . 0 0 5 8 3 6 0 0 2 0 . 7 1 /hL m h 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 塔径的计算 塔板间距 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选取。 表 3板间距与塔径关系 塔径 m 间距 HT，00 300 250 350 300 450 350 600 400 600 对精馏段： 初选板间距 取板上液层高度 ， 故 0 . 4 5 0 . 0 6 0 . 3 9h m ； 1 12 20 . 0 0 3 8 0 5 . 2 8 0 . 0 4 7 61 . 0 9 7 2 . 6 4S L mS v 查得20C 依式 0 校正物系表面张力为 mN m 时 21 0 . 2 0 . 2202 0 . 5 10 . 0 7 2 0 . 0 8 5 42 0 2 0 m a 5 . 2 8 2 . 6 40 . 0 8 5 4 1 . 4 8 9 /2 . 6 4m s 可取安全系数为 则 安全系数 （ ， m a 7 0 . 7 1 . 4 8 9 1 . 0 4 2 / 故 4 4 1 . 0 9 7 1 . 23 . 1 4 2 1 . 0 4 2 按标准 ,塔径圆整为 则空塔气速 s 。 对提馏段 ： 初选板间距 取板上液层高度 ， 故 0 . 4 5 0 . 0 6 0 . 3 9h m 1 1 2 20 . 0 0 5 8 7 9 0 . 0 9 0 . 0 8 9 61 . 0 5 0 2 . 9 5S L mS v 查得20 ； 依式 0 校正物系表面张力为 mN m 时 0 . 2 0 . 2201 9 . 8 50 . 0 7 9 0 . 0 7 92 0 2 0 m a 0 . 0 9 2 . 9 50 . 0 7 9 1 . 2 8 8 /2 . 9 5m s 可取安全系数为 则安全系数（ ， m a 7 0 . 7 1 . 2 8 8 0 . 9 0 2 / 故 4 4 1 . 0 5 0 1 . 23 . 1 4 2 0 . 9 0 2 按标准 ,塔径圆整为 1m， 则空塔气速 在设计塔的时候塔径取 1m 22 塔板流体力学校核 溢流装置计算 因塔径 ，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)溢流堰长溢流去 ( 0 0 . 7 0 . 7 1 . 4 0 . 9 8 b)出口堰高wh：w L h h由 / 2 . 52 . 51 0 . 7 7/ 1 1 . 3 2 80 . 9 8l m 查 ：65知 ,依式 232 . 8 41000 可得 2 23 32 . 8 4 2 . 8 4 1 0 . 7 71 . 0 2 0 . 0 1 41 0 0 0 1 0 0 0 0 . 9 8 故 0 . 0 6 0 . 0 1 4 0 . 0 4 6 c)降液管的宽度 由 / （ ：65得 / 0 / 0 . 1 5 0 . 1 5 1 . 4 0 . 2 1 m 2 2 23 . 1 4 20 . 0 9 0 . 0 9 1 . 4 0 . 1 3 8 644 m 利用 ( ：66计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即 0 . 1 3 8 6 0 . 4 5= = 2 0 . 8 4 0 0 3 （大于 5s ，符合要求） d)降液管底隙高度 23 取液体通过降液管底隙的流速 0 /o （ 依 ( ：66：so l 0 . 0 0 3= = 0 . 0 20 . 9 8 0 . 2 0so l 符合（ 0 0 . 0 0 6 0 . 0 4 6 0 . 0 0 6 0 . 0 4 ） e)受液盘 采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为 60理可以算出提溜段 a)溢流堰长溢流去 ( 0 D， 取堰长 = 0 . 7 0 . 7 1 . 4 0 . 9 8 b)出口堰高wh：w L h h由 / 2 . 52 . 52 0 . 7 1/ 2 1 . 7 8 70 . 9 8l m 查 ：65知 ,依式 2 32 . 8 41000 可得 2 2 3 32 . 8 4 2 . 8 4 2 0 . 7 11 . 0 3 0 0 . 0 2 21 0 0 0 1 0 0 0 0 . 9 8 故 0 . 0 6 0 . 0 2 2 0 . 0 3 8 c)降液管的宽度 由 / （ ：65得 / 0 / 0 . 1 5 0 . 1 5 1 . 4 0 . 2 1 m ， 2 2 23 . 1 4 20 . 0 9 0 . 0 9 1 . 4 0 . 1 3 8 644 m 利用 ( ：66计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即 24 0 . 1 3 8 6 0 . 4 5 = 1 0 . 8 4 0 0 5 8 （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 /o （ 依 ( ：66: 0 . 0 0 5 8 = 0 . 0 30 . 9 8 0 . 2 0so 符合（0 0 . 0 0 6 0 . 0 3 8 0 . 0 0 6 0 . 0 3 2 ） 塔板布置 1 精馏段 塔板的分块 因 D 800故塔板采用分块式。查118，塔极分为 4块。 对精馏段： a)取边缘区宽度 . 0 4 m ( 3 0 5 0 m m ) , 安定区宽度 0 0（当 D， 0 7 5 m m ） b) a 1222 s 算开孔区面积 1 . 4 0 . 0 4 0 . 6 622 m ， 1 . 4 0 . 2 1 0 . 0 7 0 0 . 4 222 W 2 2 2 1 23 . 1 4 2 0 . 4 22 0 . 4 2 0 . 6 6 0 . 4 2 0 . 6 6 s i n 1 . 0 2 91 8 0 0 . 6 6 c)筛孔数 n 与开孔率 ：取筛孔的孔径0d为 正三角形排列，一般碳的板厚为 取 故孔中心距 筛孔数221 . 1 5 5 1 . 1 5 5 1 . 0 2 9 5 2 8 30 . 0 1 5 个， 25 则0 200 . 9 0 7% % 1 0 . 0 8 %( t / d ) （在 5围内） 则每层板上的开孔面积0 . 1 0 0 8 1 . 0 2 9 0 . 1 0 4 气体通过筛孔的气速为01 . 0 9 7 1 0 . 5 8 /0 . 1 0 4 2提馏段： a)取边缘区宽度 . 0 4 m ( 3 0 5 0 m m ) , 安定区宽度 0 0（当 D， 0 7 5 m m ） b) a 1222 s 算开孔区面积 1 . 4 0 . 0 4 0 . 6 622 m ， 1 . 4 0 . 2 1 0 . 0 7 0 0 . 4 222 W 2 2 2 1 23 . 1 4 2 0 . 4 22 0 . 4 2 0 . 6 6 0 . 4 2 0 . 6 6 s i n 1 . 0 2 91 8 0 0 . 6 6 c)筛孔数 n 与开孔率 ：取筛孔的孔径0d为 正三角形排列，一般碳的板厚为 取 故孔中心距 筛孔数221 . 1 5 5 1 . 1 5 5 1 . 0 2 9 5 2 8 30 . 0 1 5 个， 则0 200 . 9 0 7% %