化工原理课程设计二硫化碳.doc

吉吉林林化化工工学学院院 化化 工工 原原 理理 课课 程程 设设 计计 题目题目 二硫化碳二硫化碳四氯化碳二元物系筛板精馏塔设计四氯化碳二元物系筛板精馏塔设计（.t/.t/年）年） 教教 学学 院院 化工与材料工程学院化工与材料工程学院 专业班级专业班级 化工化工 090.090. 学生姓名学生姓名 学生学号学生学号 指导教师指导教师 栾国颜栾国颜 20112011 年年 1111 月月 1919 日日 / 46 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 一一 设计题目设计题目 二硫化碳-四氯化碳分离板式塔设计82080 吨/年 二二 工艺条件工艺条件 生产能力：11.4 吨/小时（料液） 年工作日：每年按 300 天生产日计算 原料组成：34%的二硫化碳和 66%的四氯化碳（摩尔分率，下同） 产品组成：馏出液 97.6%的二硫化碳，釜液 3.4%的二硫化碳 操作压力：塔顶压强为常压 进料温度：58 进料状况：q=0.95 冷凝方式: 塔顶采用全凝器，泡点回流 加热方式：塔釜为饱和蒸汽再沸器加热 回 流 比：自选 塔 型：板式塔 三三 设计内容设计内容 1 1 确定精馏装置流程确定精馏装置流程 2 2 工艺参数的确定工艺参数的确定 基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率， 实 际塔板数等。 3 3 精馏塔设备设计计算精馏塔设备设计计算 如：板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。 4 4 流体力学计算流体力学计算 流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。 5 5 主要附属设备设计计算及选型主要附属设备设计计算及选型 (泵、冷凝器或再沸器设备设计计算和选型) 6 6 手绘绘制精馏塔设备结构图和带控制点的工艺流程图手绘绘制精馏塔设备结构图和带控制点的工艺流程图 7 7 撰写设计说明书撰写设计说明书 I / 46 目 录 化工原理课程设计任务书. 目目 录录. 摘 要.1 前 言.2 第一章 设计思路.3 第二章 板式精馏塔的工艺设计.4 2.1 全塔工艺设计计算 .4 2.1.1 物料衡算.4 2.1.2 q 线方程.4 2.1.3 最小回流比和实际回流比的选取.5 2.1.4 操作线方程与理论板数的确定.5 2.1.5 相对挥发度的计算.5 2.1.6 全塔效率及实际板数计算.7 2.1.7 气，液相负荷计算.7 2.2 物性数据计算 .8 2.2.1 操作压强 P 的计算.8 2.2.2 操作温度 T .8 2.2.3 平均分子量的计算.8 2.2.4 精馏段和提馏段各组分的密度.9 2.2.5 液体表面张力的计算.10 2.2.6 液体黏度的计算.11 2.3 塔的定性尺寸 .12 2.3.1 塔径的计算.12 2.3.2 精馏塔有效高度的计算.13 2.3.3 溢流装置等尺寸的确定.14 2.3.4 塔板布置.15 2.3.5 筛孔数 n 及开孔率 .16 2.4 筛板塔的流体力学校核 .17 II / 46 2.4.1 板压降的校核.17 2.4.2 液沫夹带量 eV的校核 .18 2.4.3 漏液点的校核.19 2.4.4 溢流液泛条件的校核.19 2.5 塔板负荷性能图 .20 2.5.1 液沫夹带线.20 2.5.2 液泛线.22 2.5.3 液相负荷上限线.23 2.5.4 漏液线.24 2.5.5 液相负荷下限线.25 2.5.6 筛板塔的操作弹性.25 第三章 辅助设备及选型.26 3.1 热量衡算 .26 3.2 塔顶冷凝器的设计计算 .27 3.2.1 确定流体空间.28 3.2.2 计算平均传热温差.28 3.2.3 冷凝器型号的选择 .29 3.3 进料泵的设计计算 .29 3.4 主要接管尺寸的选取 .30 3.4.1 进料管.30 3.4.2 回流管.30 3.4.3 釜液出口管.30 3.4.4 塔顶蒸汽管.31 3.4.5 加热蒸汽管.31 3.5 塔体计算 .31 3.5.1 塔高.31 3.5.2 塔板结构.32 3.5.3 裙座计算.32 3.5.4 再沸器的选择.32 3.5.5 再沸器型号的选择.33 致 谢.34 参考文献.35 附录.36 一、结论数据汇总 .36 III / 46 二、主要符号说明 .37 三、负荷性能图 .39 四、考核评语 .40 五、化工原理课程设计教师评分标准 .41 - 0 - / 46 摘摘 要要 本设计通过物料衡算计算得 F=89.43kmol/h D=28.74kmol/h W=60.69kmol/h，回流比 R=2.45，精馏段板效率为 39.84%，提馏段板效率为 39.84%，实际板数为 33 块，第 17 块板进 料，其中精馏段 16 块板，提馏段 17 块板。精馏段与提馏段板间距均为 0.40m，塔径均为 1.2m。经过流体力学性能校核得出精馏段操作弹性为 2.8，提馏段操作弹性为 3.47。 对冷凝器计算采用塔釜液预热，选用 252.5 的碳钢管，取管长为 6m，壳程数为 1， 管程数为 2，传热总管数为 226 根。通过热量核算和流体阻力核算，可知换热器的选择满足要 求。塔顶间距为 1.5m，裙座取 2.5m。共有 4 个人孔。 关键词：关键词：二硫化碳四氯化碳、精馏段、提馏段、精馏塔、筛板塔。 - 1 - / 46 前 言 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。 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广 泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物 中各相分挥发度的不同，使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 现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处 理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物板式精馏塔。 板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20 世纪 50 年代起对板式精馏塔进行了大量工业 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，板式 精馏塔具有下列优点：生产能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且结构简单，塔 盘造价减少 40%左右，安装，维修都较容易。 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步 掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性 质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过 程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。设计是一项政策 性很强的工作，它涉及经济、技术、环保等诸多方面，而且还涉及多专业、多学科的交叉、 综合和相互协调，是集体性的劳动。 在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定 的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷 却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此 设计是否合理的利用热能 R 等直接关系到生产过程的经济问题。 本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。通过板塔的设 计，我们能初步熟悉课程设计的步骤、方法及设计原理。使我们了解课程设计也是一个让我 们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，成为我们 今后工作中一块坚实的基石。 - 2 - / 46 第一章第一章 设计思路设计思路 塔的选型 全塔物料衡算 求理论塔板数 气液相负荷计算 塔的物性数据计算 筛板塔设计 流体力学性能校核 画出负荷性能图 热量衡算 塔顶冷凝器（塔底再沸器）的设计计算 主要接管尺寸的选取 进料泵的设计计算 - 3 - / 46 第二章 精馏塔的工艺设计 2.02.0 塔的选型塔的选型 筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下： 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. 塔板效率较高. 改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔. 2.12.1全塔工艺设计计算全塔工艺设计计算 2.1.12.1.1 物料衡算物料衡算 已知： Xf=34% XD=96.7% Xw=4.3% 每小时处理摩尔量F= 43.89 48.127 11400 hkmol/ 总物料衡算 DWF 物料衡算 FDW Fx =Dx +Wx 联立以上三式可得： F=89.43hkmol/ D=28.74hkmol/ W=60.69 hkmol/ 平均分子量： =0.3476.1392 + (1-0.34）153.82=127.48 kg/kmol F M =0.96776+ (1-0.967) 154=78.57 kg/kmol D M - 4 - / 46 =0.04376+ (1-0.043) 154=150.65 kg/kmol W M 2.1.22.1.2 求操作线方程求操作线方程 根据二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据作出 y-x 图,如图所示 已知进料热状况参数 q=0.95，则 q 线方程为： 6.8x1934 . 0 195 . 0 1 x 195 . 0 95 . 0 1 1 1 F x q x q q y 图解法求理论板数 1 b a e-d进料线 c d 0.0000 0.1000 0.2000 0.3000 0.4000 0.5000 0.6000 0.7000 0.8000 0.9000 1.0000 0.000 0 0.100 0 0.200 0 0.300 0 0.400 0 0.500 0 0.600 0 0.700 0 0.800 0 0.900 0 1.000 0 x y 二硫化碳、四氯化碳的二硫化碳、四氯化碳的 y-xy-x 图及图解理论板图及图解理论板 2.1.32.1.3 最小回流比和实际回流比的选取最小回流比和实际回流比的选取 依公式63. 1 328 . 0 571 . 0 571 . 0 967 . 0 min qe qD xy yx R 取操作回流比45 . 2 5 . 1 min RR 2.1.42.1.4 操作线方程与理论板数的确定操作线方程与理论板数的确定 精馏段操作线方程3947 . 0 710 . 0 11 1 Xn R Xn R RD n x y 按常规 M,T，在上图上作图解得：理论板数（不包括塔釜） ，其中精馏段为 6层) 1 5 . 12(TN 层，提馏段为 6.5（不包括塔釜） ，第 7 层为进料板。 2.1.52.1.5 相对挥发度的计算相对挥发度的计算 由插值法计算温度Ftttw、D - 5 - / 46 塔顶温度：ct t o D D 82.46 04.86 7 . 96 5 . 48 10004.86 3 . 46 5 . 48 进料温度：=58Ftc o 塔底温度：ct t o W F 14.74 96 . 2 3 . 4 9 . 74 15 . 6 96 . 2 1 . 73 9 . 74 精馏段平均温度：c tt t o DF 41.52 2 82.4658 2 1 提留段平均温度：c tt t o WF 07.66 2 14.7458 2 2 气相组成 由插值法计算 wyy、FDy 塔顶温度：ct o D82.46 ：Dy%39.98 0 . 100100 3 . 4682.46 0 . 100 2 . 93 3 . 46 5 . 48 D D y y 进料温度：=58Ftc o :Fy%07.67 10040.63 58 3 . 59 70.7440.63 3 . 55 3 . 59 F F y y 塔底温度：ct o W14.74 :Wy%32.11 10023 . 8 14.74 9 . 74 55.1523 . 8 1 . 73 9 . 74 W W y y 相对挥发度 =34%、 Fx%07.67Fy9537 . 3 34 . 0 1 6707 . 0 1 34 . 0 6707 . 0 F =96.7%、 Dx%39.98Dy0855 . 2 967 . 0 1 9839 . 0 1 967 . 0 9839 . 0 D - 6 - / 46 =4.3%、 Wx%32.11Wy8410 . 2 043 . 0 1 1132 . 0 1 043 . 0 1132 . 0 w 84 . 4 8410 . 2 0855 . 2 9537 . 3 WFD = Luiuxi T B T A Lulog CS2:A=274.08 B=200.220 CCl4: A=540.15 B=290.840 ( CS2)=0.2846 ( CCl4)=0.5819LuLu 4808 . 0 5819 . 0 66 . 0 2846 . 0 34 . 0 Lu 2.1.62.1.6 全塔效率及实际板数计算全塔效率及实际板数计算 全塔效率： 根据： 245 . 0 )(49 . 0 LTuE %84.39)4808 . 0 84 . 4 (49 . 0 245 . 0 TE 实际板数计算： 精馏段: 圆整后为 1606.15 3984 . 0 6 1N 提馏段: 圆整后为 1732.16 3984 . 0 5 . 6 2N 2.1.72.1.7 气，液相负荷计算气，液相负荷计算 精馏段：hkmolDRV/15.9974.28) 145 . 2 () 1( sm MV V MV VM S /6820 . 0 6129 . 3 3600 47.8915.99 3600 3 1 1 41.7074.2845 . 2 RDLhkmol/ sm ML L M LM S /0015 . 0 67.13433600 03.10341.70 3600 3 1 1 Lh=3600 0.0015=5.4 3 m /h 提馏段：；15.99 VVhkmol/ ；sm MV V VM VM S /6593 . 0 1551 . 5 3600 42.12315.99 3600 3 2 2 - 7 - / 46 ；84.15943.8941.70 FLLhkmol/ ；sm ML L LM LM S /0042 . 0 63.14633600 06.13984.159 3600 3 2 2 =3600 0.0042=15.12hL 3 m /h 2.22.2 物性数据计算物性数据计算 2.2.12.2.1 操作压强操作压强 P P 的计算的计算 塔顶压强 PD=101.3 kPa 取每层塔板压降P=1.0kPa 则： 进料板压强：PF=101.3+16 1.0=117.3kPa 塔釜压强：Pw=101.3+17 1.0=118.3kPa 精馏段平均操作压强：Pm=(PD+PF)/2=109.3 kPa 提馏段平均操作压强：Pm =(PF+Pw)/2=117.8kPa. 2.2.22.2.2 操作温度操作温度 T T 由插值法计算温度Ftttw、D 塔顶温度：ct t o D D 82.46 04.86 7 . 96 5 . 48 10004.86 3 . 46 5 . 48 进料温度：=58Ftc o 塔底温度：ct t o W F 14.74 96 . 2 3 . 4 9 . 74 15 . 6 96 . 2 1 . 73 9 . 74 精馏段平均温度：c tt t o DF 41.52 2 82.4658 2 1 提留段平均温度：c tt t o WF 07.66 2 14.7458 2 2 2.2.32.2.3 平均分子量的计算平均分子量的计算 由=34%、 ；=96.7%、；=4.3%、Fx%07.67FyDx%39.98DyWx%32.11Wy 精馏段： X1=(+)/2=65.35%DxFx - 8 - / 46 Y1=（+）/ 2=82.73%FyDy 气相平均摩尔质量： 1VM MBAMMyy)111 ( 47.891541727 . 0 768273 . 0 kmolkg / 液相平均摩尔质量： 1LM MBAMMxx)111 ( 03.1031543465 . 0 766535 . 0 kmolkg / 提留段： X2=(+)/2=19.15%wxFx Y2=（+）/ 2=39.20%Fywy 气相平均摩尔质量： 2VM MBAMMyy)221 ( 42.1231546080 . 0 763920 . 0 kmolkg / 液相平均摩尔质量： 2LM MBAMMxx)221 ( 06.1391548085 . 0 761915 . 0 kmolkg / 2.2.42.2.4 精馏段和提馏段各组分的密度精馏段和提馏段各组分的密度 液相密度： Lm 塔顶部分 依下式： （为质量分率） ； 1 AB Lm LALB 质量分数： 935 . 0 154033 . 0 76967 . 0 76967 . 0 DA 065 . 0 1 DADB =1225 =1543 ct o D82.46 2CS 3 /mkg 4ccl 3 /mkg 带入 DADB lD12 1 =+ 63.1241 LD 3 /mkg - 9 - / 46 203 . 0 15466 . 0 7634 . 0 7634 . 0 FA 797 . 0 1 FAFB =58 =1208 =1522 Ftc o 2CS 3 /mkg 4ccl 3 /mkg 带入 LF 1A1A AB 71.1445 LF 3 /mkg 022 . 0 154957 . 0 76043 . 0 76043 . 0 WA 978 . 0 1 WAWB =1183 =1490 ct o W14.74 2CS 3 /mkg 4ccl 3 /mkg 带入 wAwB lwLALB 1 =+ 54.1481 LW 3 /mkg 则:精馏段的平均液相密度: 67.1343 2 71.144563.1241 2 1 LFLD LM 3 /mkg 则:提馏段的平均液相密度： 63.1463 2 54.148171.1445 2 2 LFLW LM 3 /mkg 气相密度： Vm 精馏段的平均气相密度 6129 . 3 )41.5215.273(314 . 8 47.89 3 . 109 1 11 1 M VMM VM TR MP 3 /mkg 提馏段的平均气相密度 1551 . 5 )07.6615.273(314 . 8 42.123 8 . 117 2 22 2 M VMM VM TR MP 3 /mkg 2.2.52.2.5 液体表面张力的计算液体表面张力的计算 - 10 - / 46 液相平均表面张力依下式计算，及 ii n =x m i=1 对于塔顶： ，ct o D82.46mmN A /34.28mmN B /64.23 则塔顶的平均表面张力： mmN D /18.2864.23)967 . 0 1 (34.28967 . 0 对于进料板：=58 ， F tmmN A /76.26mmN B /29.22 则进料的平均表面张力： mmN F /81.2329.22)34 . 0 1 (76.2634 . 0 对于塔底： ，ct o W14.74mmN A /44.24mmN B /36.20 则塔底的平均表面张力: mmN W /54.2036.20)043 . 0 1 (44.24043 . 0 精馏段液相平均表面张力为： mmN FD M /00.26 2 81.2318.28 2 1 提馏段液相平均表面张力为： mmN FW M /18.22 2 54.2081.23 2 2 2.2.62.2.6 液体黏度的计算液体黏度的计算 液相平均粘度依下式计算，即m=； ii 1 x n Lm i 对于塔顶： ， ct o D82.46sPa LA .1007672 . 3 4 sPa LB .1078753 . 6 4 sPa LD .1019918 . 3 1078753 . 6 )967 . 0 1 (1007672 . 3 967 . 0 444 对于进料板：=58 ， F tsPa LA .1087834 . 2 4 sPa LB .1095205 . 5 4 - 11 - / 46 sPa LF .1090699 . 4 1095205 . 5 )34 . 0 1 (1087834 . 2 34 . 0 444 对于塔底： ，ct o W14.74sPa LA .1063417 . 2 4 sPa LB .1099797 . 4 4 sPa LW .1089633 . 4 1099797 . 4 )043 . 0 1 (1063417 . 2 043 . 0 444 则精馏段平均液相黏度： sPa LFLD LM .1005309 . 4 10 2 90699. 419918 . 3 2 44 1 则提馏段平均液相黏度： sPa LFLW LM .1090166 . 4 10 2 89633 . 4 90699 . 4 2 44 2 2.32.3 塔的定性尺寸塔的定性尺寸 2.3.12.3.1 塔径的计算塔径的计算 塔径 D 初选板间距 HT=0.40m,取板上液层高度 HL=0.06m 故： HT-hL=0.40-0.06=0.34 m 精馏段： = 1LV F 2/1 1 1 1 1 )()( VM LM S S V L 0424 . 0 ) 6129 . 3 67.1343 )( 6820 . 0 0015 . 0 ( 5 . 0 查化工原理课程设计图 3-12 =0.068；依公式 20 C C=C20（ 2 . 0 ) 20 0717 . 0 ) 20 00.26 (068 . 0 2 . 0 umax =C1= 11 1 LmVm vm sm/3809 . 1 6129 . 3 6129 . 3 67.1343 0717 . 0 取安全系数为 0.7，则： U1=0.7=0.7 1.3809=0.9667m/s max u 故：；m u Vs D n 9466 . 0 9667 . 0 14 . 3 6820 . 0 44 1 1 - 12 - / 46 按标准，塔径圆整为 1.2 m, 精馏段实际塔板总面积： 22 2 1 1 1304 . 1 2 . 1785 . 0 4 14 . 3 m D AT 则空塔气速为 sm A V u T S /6033 . 0 1304 . 1 6820 . 0 1 提馏段： = 2LV F 2/1 2 2 2 2 )()( VM LM S S V L 1073 . 0 ) 1551 . 5 63.1463 )( 6593 . 0 0042. 0 ( 5 . 0 查化工原理课程设计图 3-12 =0.065；依公式 20 C C=C20（ 2 . 0 ) 20 0664 . 0 ) 20 18.22 (065 . 0 2 . 0 uf2=C2= 22 2 LmVm vm sm/1169 . 1 1551 . 5 1551 . 5 63.1463 0664. 0 取安全系数为 0.70， U2=0.7=0.7 1.1169=0.7818m/s max u m u V D n S 0365 . 1 7818 . 0 14 . 3 6593 . 0 4 4 2 2 故:D 取 1.2m 塔的横截面积: 22 2 2 2 1304 . 1 2 . 1785 . 0 4 14 . 3 m D AT 空塔气速为sm A V u T S /5832 . 0 1304 . 1 6593 . 0 2 板间距取 0.4m 合适 2.3.22.3.2 精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为: mHNZ T 0 . 64 . 015) 1( 1 提馏段有效高度为: - 13 - / 46 mHNZ T 4 . 64 . 016) 1( 2 在进料板上方开一人孔，其高为 0.8m，一般每 68 层塔板设一人孔（安装、检修用） ， 需经常清洗时每隔 34 层块塔板处设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于 600m。 根据此塔人孔设 4 个。 故：精馏塔有效高度 mZZZ 6 . 158 . 044 . 60 . 6 21 2.3.32.3.3 溢流装置等尺寸的确定溢流装置等尺寸的确定 单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。各计算如下： 精馏段： 溢流堰长 为 0.7D，即：= w l w lm84 . 0 2 . 10.7 出口堰高 hw hw=hL-how 由 lw/D=0.84/1.2=0.7, mlwLh35 . 8 84 . 0 /4 . 5/ 5 . 25 . 2 查化工原理课程设计图 3-17，知 E 为 1.02 m lw L h h ow 009819 . 0 ) 84 . 0 4 . 5 ( 1000 84 . 2 )( 1000 84 . 2 3 2 3 2 1 1 故： 0.050181m0.0098190.06hhhw ow1l11 降液管宽度与降液管面积 d W f A 有=0.7 查化工原理课程设计图 3-16， ,/ w lD18 . 0 /DWd14 . 0 / Tf AA 2 1583 . 0 1304 . 1 14 . 0 14 . 0 216 . 0 2 . 118 . 0 18 . 0 mAA mDWd T f ss L HA h T f 521.42 4 . 5 40 . 0 1583 . 0 36003600 1 降液管底隙高度 0 h 取液体通过降液管底隙的流速=0.1m/s 0 u 计算降液管底隙高度 即: 0 hm lw Ls h lwh Ls u uo0179 . 0 1 . 084 . 0 0015 . 0 00 0 提馏段： 溢流堰长为 0.7，即： =0.7=0.84m 2 lw D 2 lw 2 D - 14 - / 46 出口堰高 hw2 为 0.7，即：hw2=hL-how D 由 lw2/D=0.84/1.2=0.7, mlwLh38.2384 . 0 /12.15/ 5 . 25 . 2 查化工原理课程设计图 3-17，知 E 为 1.18 m lw Lh how019353 . 0 ) 84 . 0 12.15 ( 1000 84 . 2 )( 1000 84 . 2 3 2 3 2 2 2 故：mhhhw owl 040647.0019353.006.0 222 降液管宽度与降液管面积 d W f A 有=0.7 查化工原理课程设计图 3-16，,/ w lD 18 . 0 /DWd14 . 0 / Tf AA 2 1583 . 0 1304 . 1 14 . 0 14 . 0 216 . 0 2 . 118 . 0 18 . 0 mAA mDWd T f ss L HA h T f 508.15 12.15 4 . 01583 . 0 36003600 2 2 降液管底隙高度 0 h 取液体通过降液管底隙的流速=0.1m/s 0 u 计算降液管底隙高度， 即： 0 hm lw Ls h hlw Ls u u06 . 0 1 . 07 . 0 0042. 0 0 0 0 0 2.3.42.3.4 塔板布置塔板布置 取边缘区宽度=0.035m ,安定区宽度=0.065m c W s W 精馏段：依下式计算开孔区面积 = 1 A 2 221 2 (sin) 180 rx x rx r 其中 x= - 2 D )( S dWW m319 . 0 )065 . 0 216 . 0 ( 2 2 . 1 mW D R C 465 . 0 035. 0 2 2 . 1 2 - 15 - / 46 故: 21222 1 6804 . 0 ) 565 . 0 319 . 0 sin565 . 0 180 319 . 0 565 . 0 319 . 0 (2mA 提馏段：依下式计算开孔区面积 2221 2sin 180 x AxRxR R 其中 x= - 2 D )( S dWW m355 . 0 )065 . 0 18 . 0 ( 2 2 . 1 mW D R C 565 . 0 035 . 0 2 2 . 1 2 故： 21222 2 7455 . 0 ) 565 . 0 355 . 0 sin565 . 0 180 355. 0565 . 0 355 . 0 (2mA 2.3.52.3.5 筛孔数筛孔数 n n 及开孔率及开孔率 筛孔数的计算 取筛孔的孔径 d0为 5mm 正三角形排列，一般碳钢的板厚为 4mm, 取孔径与孔间距 t 之比： 0 d5 . 3/ 01 dt 故孔中心距 t=3.5 5.0=17.5mm 精馏段： 个25736804 . 0 5 . 17 101158101158 2 3 2 3 A t n 提馏段： 个28197455 . 0 5 . 17 101158101158 2 3 2 3 A t n 开孔率 的计算： = 2 1 )(907 . 0 t do %4 . 75 . 3/907 . 0 2 塔板上的筛孔总面积： AA 0 精馏段： AA 0 2 050350 . 0 4493 . 0 074 . 0 m 提馏段： AA 0 2 055167 . 0 7455 . 0 074 . 0 m 气孔通过筛孔的气速 - 16 - / 46 精馏段：sm A V u S /55.13 050350 . 0 6820 . 0 0 01 提馏段： sm A V u S /95.11 055167 . 0 6593 . 0 0 02 2.42.4 筛板塔的流体力学校核筛板塔的流体力学校核 2.4.12.4.1 板压降的校核板压降的校核 气体通过筛板压降相当的液柱高度 p h 1、根据 pcl hhhh 干板压降相当的液柱高度 c h 2、根据，查化工原理课程设计干筛孔的流量系数图 0/ 5/41.25d 0 0.89 c 2 0 0 h0.051() () v c L u c 精馏段由下式得m 液柱0318 . 0 ) 67.1343 6129 . 3 () 89 . 0 55.13 (051 . 0 )()(051 . 0 2 1 12