年产xx万吨苯-甲苯二元物系筛板式精馏塔的设计--原料苯和甲苯的混合物.docx

此文档收集于网络，如有侵权，请联系网站删除 苯-甲苯二元物系筛板式精馏塔的设计 _原料苯和甲苯的混合物摘要：精馏是利用混合液中组分挥发度的差异，实现组分高纯度分离的多级蒸馏操作。工业上的精馏过程是在精馏塔内将部分汽化和部分冷凝过程有机契合而进行操作的过程。本次设计的目标是生产甲苯精馏塔的设计，原料是苯和甲苯的混合物，为了达到此次设计的目的，首先要求确定原料液的组成,进料热状况参数以及分离后溜出液和釜残液组成要求，在选择适当的操作压力和料液初温的条件下，确定塔板类型。通过各种物料衡算确定操作线方程等一系列运算。关键词：苯，甲苯，精馏Twobenzenetoluenemixturesystemdesignofsieveplatedistillationtower- Raw material is a mixture of benzene and toluene Abstract:distillationisthedifferencesintheuseofmixedliquidcomponentvolatilization,multi-stagedistillationoperationtoachievehighpurityoftheisolatedcomponents.Theindustryisintheprocessofdistillationdistillationcolumnprocesspartialvaporizationandcondensationprocessoforganicconjunctionoperation.Thisdesigngoalistodesignoftoluenedistillation tower production.therawmaterialisamixtureofbenzeneandtoluene,inordertoachievethepurposeofdesign,firstdeterminethecompositionofrawmaterial,feedthermalconditionsandparametersafterseparationslippedoutofliquidandresiduecomposition,tochoose appropriateoperatingpressurefeedandinitialtemperatureconditions,determinetheplatetype.Throughavarietyofmaterialstodeterminetheoperationlineequationandaseriesofoperations.Keywords:benzene,toluene,rectification 此文档仅供学习与交流引言 本次设计的目标是生产甲苯精馏塔的设计，原料是苯和甲苯的混合物。下面介绍一下苯和甲苯的物理和化学性质。 苯的分子式为C6H6，碳氢比例为1：1，相应地符合通式CnH2n-6,比重一般在0.860.88之间，容易燃烧，冒黑烟。但性质相对稳定，在常温下是一种无色、有甜味的透明液体，密度小于水且难溶于水，易溶于乙醚，四氯化碳，石油醚等有机溶剂中，有很强烈的芳香气味，是一种比较好的有机溶剂，在一定条件下可以发生取代、卤代、加成、硝化、磺化等化学反应。 甲苯的分子式为C7H8，碳氢比例为7：8，可以看作苯环上的氢被烃基取代而成的化合物，无色透明液体，有类似苯的芳香气味，易燃，不溶于水，溶于苯、乙醇、乙醚和丙酮等有机溶剂。化学性质活泼，与苯相像，可进行氧化、磺化、硝化和岐化反应，以及侧链氯化反应等。 以连续操作的板式精馏塔为例，下面分析了精馏原理。原料液苯和甲苯混合物自塔中部的适当位置加入塔内，塔顶冷凝器将上升的苯蒸气冷凝成液滴，其中一部分作为塔顶产品(馏出液)采出，另一部分引入塔顶作为“回流液”，在塔板上建立液层。塔的底部装有再沸器（塔釜），加热苯液体产生蒸汽回到塔底，再沿塔上升。加料口将精馏塔分成两段，上段为精馏段，加料口以下为提馏段。在精馏段的各层塔板上，气相和液相密切接触，在温度差和组成差的存在下（传热，传质推动力），气相进行部分冷凝，将其中部分难挥发组分转入液相；同时，气相冷凝时释放的潜热使液相部分汽化，部分易挥发组分苯转入气相中。经过每层塔板后，净的结果是气相中易挥发组分苯的含量增高，液相中难挥发组分甲苯增浓。只要精馏段有足够的塔板层数，在塔顶即可获得指定纯度的易挥发组分苯产品。同理，只要提馏段有足够的塔板层数，在塔底可得到高纯度的难挥发组分甲苯产品。 塔内的每层塔板为一个气液接触单元，若离开某层塔板的气相和液相在组成上达到平衡，则将这种塔板称为理论塔板。由以上分析可以知道，为了达到原料液苯和甲苯的高纯度分离，除了精馏塔具有足够层数塔板以外，还必须从塔顶引入“回流液”和从塔底产生上升蒸汽流，以建立气液两相体系。因此，塔顶液体回流和塔底上升蒸气流是精馏过程连续进行的必要条件。另外精馏操作流程包括精馏塔主体、塔顶冷凝器、塔底再沸器、回流泵以及其他辅助设备安装组合。具体工艺流程图如下：2设计任务2.1设计任务和操作条件2.1.1工艺任务生产能力（甲苯）：万吨/年原料液的流量qn,f：180kmol/h进料组成中易挥发组分苯的摩尔分数Xf:0.44塔顶馏出液易挥发组分苯含量Xd：0.975塔底釜残液易挥发组分苯含量Xw：0.015年开工时间：300*24塔顶操作压力：常压（101.325kpa）进料方式（进料热状况参数）q：0.94单板压降：0.65kpa回流比R=(1.1-2.0)Rmin塔板类型：筛板塔2.2设计方案的确定根据此次设计方案的目的，年产XX万吨甲苯精馏塔的设计，原料为苯和甲苯的混合液。结合化工原理这本书所学内容，通过各种物料衡算确定操作线方程，在塔板设计完成后，再作塔板的负荷性能图。最后在进行塔板尺寸等相关设备和附件的设计计算。3. 物料衡算和操作线方程 3.1通过全塔的物料衡算，可求得精馏塔各流股（包括原料液、溜出液及釜残液）之间的流量、组成的定量关系。 以连续精馏装置作物料衡算，并以单位时间为基准，可得总物料衡算 qn,F=qn,D+qn,W易挥发组分物料衡算 qn,F*XF=qn,DXD+qn,wXW式中qn,f、qn,w、qn,w分别为原料液、溜出液、釜残液流量kmol/s或kmol/h;XF,XD,XW分别为原料液，溜出液，釜残液中易挥发组分苯的摩尔分数。代入数据联立解得：qn,D=79.6875Kmol/h qn,W=100.3125kmol/h3.2相对挥发度的计算查资料知苯的沸点为80.1，甲苯的沸点为110.6苯和甲苯的饱和蒸气压与温度的关系用安托尼方程表达即为：LgPA*=6.032-1206.35/(t+220.24)LgPB*=6.078-1343.94/(t+219.58) 式中P*的单位为kpa,温度的单位为表1 不同温度下苯（A)和甲苯(B)的饱和蒸汽压和相对挥发度Table 1 The saturated vapor pressure and relative volatility of benzene and toluene at different temperatures温度苯PA*甲苯PB*XAYA80 103.2939.080.96940.98822.5982109.81 41.850.87510.94842.6284116.65 44.770.78680.90582.6186123.81 47.860.70370.86002.5988131.32 51.120.62600.81132.5790 139.17 54.550.55280.75932.5592147.39 58.170.48370.68342.5394155.98 61.970.41860.64442.5296164.94 65.970.35720.58152.5098174.30 70.450.29730.51142.47100184.07 74.590.24420.44362.47102194.25 79.220.19220.36852.45104 204.86 84.070.14290.28892.44106 215.90 89.160.095980.20452.42108227.40 94.490.051430.11542.41110239.36 100.060.0090810.021452.39112 251.79 105.89-0.03129-2.38相对挥发度可取表中各温度的几何平均值：=2.53.3回流比的确定3.3.1最小回流比的确定进料方程（q线方程）为：y= y=qq-1x-xFq-1 代入数据得y=-15.67x+7.33气液平衡方程为： y=x1+(-1)x 代入数据得y=2.5x1+1.5x联立解得：Xq=0.4263 Yq=0.6501又因为 Rmin=xD-yqyq-xq代入以上数据可得最小回流比Rmin=1.4523.3.2操作回流比的确定一般来说，适宜的操作回流比的范围R=(1.12.0)Rmin在这里我们选取1.8故R=2.613.4操作线方程的确定3.4.1精馏段操作线方程的确定对精馏段的第n+1层塔板以上塔段及冷凝器作物料衡算，以单位时间为基准，可得：总物料衡算 qn,V=qn,L+qn,D易挥发组分苯的物料衡算 qn,V*yn+1=qn,L*Xn+qn,D*XD 式中Xn是精馏段中第n层板下降液相中易挥发组分苯的摩尔分数； Yn+1是精馏段中第n+1层板上升气相中易挥发组分苯的摩尔分数。整理可以得到: Yn+1=qn,L/(qn,L+qn,D)*Xn+qn,D/(qn,L+qn,D)*XD令(回流比)R=qn,L/qn,D代入上式可以得到: Yn+1=R/(R+1)*Xn+XD/(R+1)最后代入数据可以得到精馏段操作线方程为： Yn+1=0.723Xn+0.273.4.2提馏段操作线方程的确定对提馏段第m层板以下塔段及再沸器进行物料衡算，以单位时间为基准，可得： qn,L=qn,V+qn,W易挥发组分苯物料衡算 qn,L*Xm=qn,V*ym+1+qn,W*Xw 式中Xm是提馏段第m层塔板下降液相中易挥发组分苯的摩尔分数； Ym+1是提馏段第m+1层塔板上升气相中易挥发组分苯的摩尔分数。整理可以得到： Ym+1=qn,L/(qn,L-qn,W)*Xm-qn,W/(qn,L-qn,W)*Xw又因为 qn,L= qn,L+q*qn,F R=qn,L/qn,D可得qn,L=207.98kmol/h qn,L=377.18kmol/h qn,v =287.6675kmol/h qn,V=276.8675kmol/h最后代入数据可以得到提馏段操作线方程为： Ym+1=1.3623Xm-0.36233.5塔板数的求取3.5.1 理论板层数的计算 理论板层数的计算是精馏塔设计型计算的主要内容，通过塔板效率便可确定塔的有效高度。计算理论板层数的基本步骤是：规定分离要求，确定操作条件，利用平衡关系和操作关系计算所需理论板层数。工程上，确定理论板层数可采用逐板计算法、图解法和简捷法。在这里我采用逐板计算法： 逐板计算法是求解理论板层数的基本方法，概念清晰，结果明确，可同时确定各层塔板上的平衡温度与气液相组成。 以上述连续操作的板式精馏塔为例，逐板计算法的步骤如下：由于塔顶为全凝器，从塔顶最上一层板塔（序号为1）上升的蒸气全部冷凝成饱和温度下的液体，故溜出液和回流液的组成均为离开第一层理论板的气相组成y1,即 y1 =xD=0.975根据理论板的概念，自第一层塔板下降的液相组成x1与y1互成平衡，则将y1代入等式得到x1=0.939759 从第二层理论板上升的气相组成y2与x1符合精馏段操作关系，由x1即可求得y2。即由等式可以得到y2=0.949446同理，y2与x2为平衡关系，由y2通过平衡方程即等式求得x2=0.882523再利用精馏段操作线方程由x2求得y3=0.908064 如此交替地利用平衡方程及精馏段操作线方程进行逐板计算，可以相应的得到：X3=0.798015Y4=0.846965X4=0.688839Y5=0.768031X5=0.569775Y6=0.681948X6=0.461687Y7=0.603800X7=0.378724xq=0.4263 从以上计算可知，第7层理论板为进料板，按惯例，进料板算提馏段。因此，精馏段所需理论板层数即为6. 从进料板开始，改用提馏段操作线方程即等式由x1(即精馏段求得的x7)求y2=0.153628，再根据平衡方程即等式由y2求x2=0.067691，y3=-0.270097xw=0.015 对于间接蒸汽加热，再沸器内气液两相可视为平衡，再沸器相当于一层理论版，故提馏段所需理论板层数为2. 在计算过程中，每使用一次平衡关系，即对应一层理论版。故此次设计所需要的理论板层数为8。3.5.2最小理论板层数N min 全回流时的理论板层数即为最小理论板层数，上升至塔顶的气相冷凝后全部回到塔内的操作方式称为全回流。此时操作线与平衡线的距离最远，传质推动力最大，达到指定分离程度所需的理论板层数最少，即为最小理论板层数，用N min加以表示。根据芬斯克方程，Nmin=1lnmlnxD1-xD1-xWxw-1 代入数据得到N min=7.56513.5.3实际塔板数的求取 实际塔板的气液两相传质的情况是由塔板效率来反映的。由公式ET=NT/NP（其中ET为全塔效率，%;NT为理论板层数；NP为实际板层数。）可以看出，如果已知在某种操作条件下的全塔效率，就可以通过上式求得实际板层数。 值得提出来的是影响塔板效率的因素很多，概括起来有物系性质（黏度，密度，表面张力，扩散系数及相对挥发度等等），塔板结构（塔板类型，塔径，板间距，堰高及开孔率等等）以及操作条件（温度，压力，气体上升速度及气体流量比等等）三个方面。通过目前被认为是最较好的简易方法奥康内尔方法，将总板效率对液相粘度与相对挥发度的乘积进行关联。得到的表达式如下： ET=0.49(L)-0.245式中为塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度，对于多组分系统，应取关键组分间的相对挥发度；l为塔顶与塔底平均温度下的液相黏度，mpa*s。 xi为液相中任意组分i的摩尔分数。查t-x-y表用差值法计算有：tF：104-1000.1429-0.2442=tF-100xF-0.2442将xF=0.44带入求得tF=92.27 tD：84-800.7868-0.9694=tD-80xD-0.9694将xD=0.975带入求得tD=79.88 tw：98-940.2973-0.4186=tw-94xw-0.4186将xw=0.015带入求得tW=107.31表2 苯甲苯的粘度表Table 2The viscosity of thebenzene and toluene温度t/8090100 110 120苯/mpas0.3080.2790.255 0.233 0.215甲苯/mpas0.3110.286 0.264 0.254 0.288差值法得苯在进料口、塔顶、塔底温度下的粘度 AF：120-1100.215-0.233=92.27-110AF-0.233解得 AF=0.2649mpas AD：110-1000.233-0.255=79.88-100AD-0.255解得 AD=0.2993mpas AW：100-900.255-0.279=107.31-90AW-0.279解得 AW=0.2375mpas同理得甲苯在进料口、塔顶、塔底温度下的粘度 BF：120-1100.288-0.254=92.27-110AF-0.254解得 BF=0.1937mpas BD：110-1000.254-0.264=79.88-100AD-0.264解得 BD=0.2841mpas BW：100-900.264-0.286=107.31-90AW-0.286解得 BW=0.2479mpas又因为对于多组分系统l可按下式计算，即为 =i=1nxii式中li为液相中任意组分i的黏度，mpa*s；代入数据得： F=AFxF+BF(1-xF)=0.26490.44+0.19371-0.44=0.2250mpas D=ADxD+BD(1-xD)=0.29930.975+0.28411-0.975=0.2989mpas W=AWxW+BW(1-xW)=0.23750.015+0.24791-0.015=0.2447mpas 则精馏段的平均粘度为： m(精)=F+D2=0.2250+0.29892=0.2620mpas 提馏段的平均粘度为： m(提)=F+W2=0.2250+0.24472=0.2349mpas 全塔液相平均粘度为： m=m(精)+m(提)2=0.2620+0.23492=0.2485 mpas 所以 ET=0.49()-0.245=0.49（2.50.2485）-0.245=0.5506 又因为ET=NTNP.，代入数据可以得到：实际塔板数为： NP=80.5506=14.5315 所以 NP（精）=10.9011 NP提=3.634 则实际进料板为第12层。4 工艺条件和物性参数的求取4.1 操作压强的计算塔顶压强为：pD=101.3kpa单板压降取p=0.65 kpa，则有进料板压强为：pF=(101.3+100.65) kpa=107.8kpa塔底压强为：pW= (101.3+150.65) kpa=111.05kpa所以 精馏段的平均压力为 pm(精)=pD+pF2=101.3+111.052kpa=106.2 kpa提馏段的平均压力为 pm(提)=pF+pW2=107.8+111.052kpa=109.4kpa4.2 操作温度的计算 由以上计算所得的进料板、塔板和塔底的温度可知tF=92.27 tD=79.88 tw=107.31则精馏段的平均温度为：tm(精)=tD+tF2=79.88+107.312=93.60提馏段的平均温度为: tm(提)=tF+tw2=92.27+107.312=99.794.3 平均摩尔质量的计算查阅资料可知苯的摩尔质量为78kg/kmol，甲苯的摩尔质量为92kg/kmol 塔顶平均摩尔质量为： 由上述计算可知，y1=xD=0.975，带入相平衡方程得 x1=0.9398 所以， ML,Dm=780.9398+92(10.9398)=78.84kg/kmol MV,Dm=780.975+92(10.975) kg/kmol =78.35kg/kmol 进料板的平均摩尔质量为： yF=y7=0.6038 xF=x7=0.3787 所以， ML,Fm=780.3787+92(10.3787)=86.70kg/kmol MV,Fm =780.6038+92（10.6038）=83.55 kg/kmol 塔底平均摩尔质量 将xw=0.015带入相平衡方程yw=0.03667 所以， ML,Wm=780.015+92(10.015)=91.79 kg/kmol MV,Wm=780.03667+92(1-0.03667)=91.49kg/kmol即可以得到： 精馏段的平均摩尔质量 MLm(精)=ML,Dm+ML,Fm2=78.84+86.702=82.77 kg/kmol MVm(精)=MV,Dm+ MV,Fm2=78.35+83.552=80.95kg/kmol 提馏段平均摩尔质量 MLm(提)=ML,Fm+ML,Wm2=86.70+91.792=89.25kg/kmol MVm(提)= MV,Fm+MV,Wm2=83.55+91.492=87.52 kg/kmol 全塔平均摩尔质量 MLm(全)=MLm(精)+MLm(提)2=82.77+89.252=86.01 kg/kmol MVm(全)=MVm(精)+MVm(提)2=80.95+87.522=84.24kg/kmol4.4 平均密度的计算 4.4.1气相密度的计算由理想气体状态方程可以得到如下计算: 精馏段气相密度: Vm(精)=pm(精)MVm(精)Rtm(精)=106.280.958.314(93.60+273.15)=2.8194kg/m3 提馏段气相密度： Vm(提)=pm(提)MVm(提)Rtm(提)=109.487.528.314（99.79+273.15）kg/m3=3.0880kg/m3 全塔气相密度：Vm=Vm(精)+Vm(提)2=2.8194+3.08802=2.957kg/m3 4.4.2液相密度的计算 查阅资料可知 液相密度计算公式如下： 1L=AA+BB表3 苯甲苯的液相密度Table 3The density of benzene and toluene different temperatures温度t/80 90 100 110 120苯/ kg/m3甲苯/kg/m3815.0 .810.0803.9800.2792.5 780.3 768.9 790.3 780.3 770.0塔顶液相平均密度 由差值法可得在塔顶温度下即tD=79.88下有 AD：100-80792.5-815.0=tD-80AD-815.0 解得AD=815.135 mpas BD：100-80790.3-810.0=tD-80BD-810.0 解得BD=810.1182 mpas A=0.975780.97578+0.02592=0.9706 B=1-0.9706=0.02396 则塔顶平均液相密度 1LDm=AAD+BBD=0.9706815.135+0.02396810.1182 解得LDm=819.47kg/m3 进料板液相平均密度 由差值法可得在进料板温度下在即=92.27下有 AF：120-100768.9-792.5=tF-100AF-792.5 解得AF=801.6214 mpas BF：120-100770.0-790.3=tF-100AF-790.3 解得BF=798.146mpas A=0.44780.4478+0.5692=0.3998 B=1-0.3998=0.6002则进料板平均液相密度 1LFm=AAF+BBF=0.3998801.6214+0.6002798.146 解得LFm=799.53 kg/m3塔底液相平均密度 同理在塔底温度下即tW=107.31下有 AW：110-90780.3-803.9=tW-90AW-803.9 解得AW=783.47mpas BW：110-90780.3-800.2=tW-90BW-800.2 解得BW=782.98mpas A=0.015780.01578+0.98592=0.01272 B=1-0.01272=0.98728 则塔底液相平均密度 1LWm=AAW+BBW=0.01272783.47+0.98728782.98解得LWm=782.99kg/m3 综上所述可以得到： 精馏段液相平均密度为： Lm(精)=LFm+LDm2=799.53+819.472=809.5 kg/m3 提馏段液相平均密度为： Lm(提)=LFm+LWm2=799.53+782.982=791.3kg/m3 全塔液相平均密度为： Lm(全)=Lm(精)+Lm(提)2=809.5+791.32=800.4kg/m34.5 液相平均表面张力的计算 液相平均表面张力可根据下式计算： m=i=1nxii表4 苯乙苯的表面张力Table 4 The surface tension of the Benzene and toluene温度t/8090100110120苯/ mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯/ mN/m21.6920.5919.9418.4117.31+4.6 气液相负荷的计算 在精馏段由上面的计算可知： 上升气体的摩尔流量 qn,v =287.6675kmol/h 则上升气体的体积流量 qv,v= qn,vMVm(精)3600Vm(精)=287.66780.9536002.8194=2.2943m3/s 下降液体的摩尔流量qn,L=207.98kmol/h 则下降液体的体积流量 ql,v=LMLm(精)3600Lm(精)=207.9882.773600809.5=0.00591m3/s 同理在提馏段: 上升气体的摩尔流量 qn,V=276.8675kmol/h 则上升气体的体积流量 qv,v=VMVm(提)3600Vm(提)=276.867587.5236003.0880=2.1797m3/s 下降液体的摩尔流量 qn,L=377.18kmol/h则下降液体的体积流量 ql,v=LMLm(提)3600Lm(提)=377.1889.253600791.3=0.0118m3/s5 塔及塔板的主要尺寸的设计 5.1塔径的计算 精馏塔的直径，可由 塔内上升蒸气的体积流量及其通过塔横截面的空塔气速求得,计算公式即 D=4qv,vu其中 D精馏塔的内径，m u空塔气速，m/s 又 umax=CL-VV, u=(0.60.8)umax 其中 C负荷因子，m/s L,V分别为液相和气相的密度，kg/m3 精馏段塔径 由以上计算可知 ql,v=0.00591m3/s qv,v=2.2943m3/s L=809.5kg/m3 V=2.8194kg/m3 所以 液气动能参数LvVv(LV)12=0.005912.2943(809.52.8194）12=0.04365选塔板间距HT=0.45m,板上液层高度hL=0.06m.则有HThL=0.39m图2史密斯关联图Figure 2. Smith associated figure 查史密斯关联图得C20=0.088 又因为表面张力L=20.86mN/m 根据 C=C20(L20)0.2 可以得到C=0.088(20.8620)0.2=0.08874m/s 则有 umax=CL-VV=0.08874809.52.81942.8194 =1.5010m/s 取安全系数为0.7，所以有空塔气速为 u=0.7umax =1.0507m/s 则有 D=42.29433.141.0507m=1.67m 塔径圆整为1.8m 此时实际空塔气速为 u=qv,v4D2=42.29431.823.14 =0.9021m/s提馏段塔径 由以上计算可知 ql,v=0.01188m3/s qv,v=2.1797m3/s L=791.3kg/m3 V=3.0880kg/m3 所以 液气动能参数LvVv(LV)12=0.011882.1797(791.33.0880）12=0.08725选塔板间距HT=0.45m,板上液层高度hL=0.06m.则有HThL=0.39m 查史密斯关联图得C20=0.0785 又表面张力L=19.56mN/m 根据C=C20(L20)0.2 可以得到 C=0.0785(19.5620)0.2=0.07815m/s 则有 umax=CL-VV=0.07815791.33.08803.0880 =1.2486m/s 取安全系数为0.7，所以有空塔气速为u=0.7umax =0.8740m/s 则有 D=42.17973.140.8740m=1.7824m 塔径圆整为1.8m 此时实际空塔气速为 u=qvv,4D2=42.17971.823.14 =0.8570m/s5.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段的有效高度为： Z精=N精-1HT=11-10.45=4.5m 提馏段的有效高度为： Z提=N提HT=40.45=1.8m则精馏塔的有效高度为： Z=Z精+Z提=4.5+1.8=6.3 m5.3 精馏塔实际高度的计算塔体高度(不含裙坐)的计算公式为：H=HD+(NP-2-S)HT+SHT+HF+HB可以知道：塔顶空间HD=2HT=0.90m 因为NP=15，因此人孔数目S=2 人孔处塔板间距HT可以取0.6m，直径可以取0.45m 塔底有1-2 m 的间距 取塔底空间HB=1.5 m 进料处高度HF=0.7 m 所以塔体高度为： H=HD+(NP-2-S)HT+SHT+HF+HB =0.9+(15-2-2)0.45+20.6+0.7+1.5 =9.25m5.4 溢流装置的计算 本设计采取单溢流，弓形降液管，平行受液盘和平行溢流堰。 溢流堰堰长一般取为塔径的0.6-0.8倍，取堰长为0.65D，选用平直堰 则堰长 lw=0.651.8=1.17m 堰高 hW=hLhOW hOW=2.841000E(ql,vLw)23其中 how堰上液流高度，m Lw塔内平均液流量，m3/hE液流收缩系数 精馏段有： ql,vlw2.5= 36000.005911.172.5=14.3690 查液流收缩系数计算图可得E=1.02,则 how=2.8410001.02(36000.005911.17)23=0.02003m 故 hW=hLhOW=0.06-0.02003=0.03997m 提馏段有： 由lwD=0.65，ql,vlw2.5= 36000.01181.172.5=28.69 查液流收缩系数计算图可得E=1.07,则 how=2.8410001.07(36000.01181.17)23=0.03332m 故hW=0.06-0.03332=0.02668m5.5 降液管的宽度及面积的计算 已知lwD=0.65，查弓形降液管宽度与面积关系图得图3 弓形降液管宽度与面积关系图Figure 3.Arch downcomer width and area of the diagram 查图得 WdD=0.125 AfAT=0.065 Af=0.0653.1441.82=0.165 则 精=AfHTql,v=0.1650.450.00591=12.56s5s 提=AfHTql,v=0.1650.450.0118=6.29s5s因此符合要求5.6 降液管底隙高度的计算取降液管底隙处流体的流速为0.095m/s根据公式 h0=ql,vql,wu0，则有 h0(精)=ql,vlwu0=0.005911.170.095m=0.05317mh0(提)=ql,vlwu0=0.01181.170.095m=0.1062m5.7 塔板的布置开孔区面积的求取取边缘区宽度Wc=0.04m，安定区宽度Ws=0.065m，则 R=D2Wc=1.820.04=0.86m x=D2(WD-Ws)=1.82(0.1251.80.065)=0.74m根据公式Aa=2xR2-x2+180R2sin-1xR 代入数据得： Aa=2(0.740.862-0.742+0.862180sin-10.740.86) =0.68255.8 筛孔数和开孔率的计算取碳钢板的厚度为=3mm，筛孔直径d0=5mm，按正三角形排列，td0=4，则孔心距t=3.2d0=45mm=20mm 筛孔数n=1.155t2Aa=1.1552020.6825106=1971开孔率=0.907（td0）2=0.90742=5.67%所以 每层塔板上的开孔面积 A0=Aa=5.67%0.6825=0.0387m2 气体通过筛孔的气速 u0(精)=qv,vA0=2.29430.0387=59.29m/s u0(提)=qv,vA0=2.17970.0387=56.32m/s6 塔板流力学的检验 6.1 气体通过塔板的压力降 塔板压降可根据hp=hc+hl+h来计算 其中 hc干板阻力，mHg（下同） hl气体通过液层阻力 h液体表面张力的阻力 干板阻力 干板阻力计算公式hc=0.051(u0C0)2(VL) 已知d0=1.667,查干筛孔的流量系数图得c0=0.79 则有 hc(精)=0.051(59.290.79)22.8194809.5 =1.001m hc(提)=0.051(56.320.79)23.1360778.04 =1.045m气体通过液层的阻力 精馏段 ua(精)=qv,vATAf =2.29433.1441.820.165=0.9646m/s Fa(精)=ua(精)V=0.96462.8194=1.6197 查充气系数关联图得0=0.68 则hl=0hL=0.680.06=0.0408m 提馏段 ua(提)=qv,vATAf =2.17973.1441.820.165=0.9165m/s Fa(提)=ua(提)V=0.91653.0880=1.610 查充气系数关联图得0=0.65则hl=0hL=0.650.06=0.0390液体表面张力的阻力由h=4Lgd0可得 h(精)=420.8610-3809.59.81510-3=0.00210m h(提)=419.5610-3791.39.81510-3=0.00202m综上所述 hp(精)=1.001+0.0408+0.00210=1.0439m hp(提)=1.045+0.0390+0.00202=1.08602m所以有 p精=hp(精)Lg=1.0439809.59.81=828.00pa700pa p提=hp(提)Lg=1.08602791.39.81=598.01pa700pa所以单板压降符合要求6.2 雾沫夹带量检验 雾