化工原理课程设计 分离苯 甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计

1、分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 化工原理课程设计 课题名称：分离苯-甲苯二元混合物板式精馏塔的设计 学生姓名： 学号： 班级： 指导教师姓名： 指导教师职称： 设计时间： 2015 年12 月 30 日 2016 年1月 10 日 成绩 指导教师评语 1 山东理工大学化工原理课程设计 分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 摘要： 目前用于气液分离的传质设备主要采用板式塔，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比较优越。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平进入塔板上液层进行两

2、相接触，浮阀可根据气体流量的大小上下浮动，自行调节。其中精馏塔的工艺设计计算包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。 关键词：气液传质分离 精馏 舌形塔板 1 页36 共 页 第分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 目录 第一章 前言3 .1.1 精馏及精馏流程. 3 1.2 精馏的分类. 3 1.3 精馏操作的特点. 4 1.4 塔板的类型与选择. 4 1.5 相关符号说明. 5 . 6相关物性参数1.6 第二章 设计任务书 . 7 第三章 设计内容 . .8 3.1 设计方案的确定及工艺流程的说明. 8 3.2 全塔的物料衡

3、算. 8 3.2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率. 8 3.2.2 平均摩尔质量. 8 3.2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率. .9 3.3 塔板数的确定. 9 3.3.1 平衡曲线的绘制. .9 3.3.2 操作回流比的确.10 3.3.3 理论塔板数的确定.11 3.4 塔的精馏段操作工艺条件及计算.13 3.4.1 平均压强P.13 m. 3.4.2 平均温度P.13 m. 3.4.3 平均分子量M.13 m 3.4.4 液体的平均粘度.14 L,m 3.4.5 液体的平均密度.15 3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算.16 3.5.1 塔径的计算.16 3.5.2精馏塔有效高度的计

4、算.17 3.6 塔板工艺结构尺寸的设计与计算.17 3.6.1溢流装置计算.17 3.6.2塔板布置.18 3.7 浮阀的布置.19 3.7.1 阀孔速度.19 3.7.2 开孔率.19 3.7.3 阀孔总面积.20 3.7.4 浮阀总数.20 3.7.5 塔板上布置浮阀的有效操作面积.20 2 页36 共 页 第分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 3.7.6 浮阀的排列.20 3.8 筛板的流体力学验算.21 3.8.1塔板压降.21 3.8.2 液面落差和液沫夹带.22 3.8.3漏液.22 3.8.4液泛.22 3.9塔板负荷性能图.23 3.9.1 漏液线.23 3.9.2

5、液沫夹带线.23 3.9.3 液相负荷下限线.24 3.9.4液相负荷上限线.24 3.9.5 液泛线.24 第四章 附属设备的选型及计算 .27 4.1塔体总高度.27 4.2塔顶空间H.27 D 4.3人孔数目.27 4.4 塔底空间H.27 B 4.5 裙座的选型.29 3 页36 共 页 第分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 第一章 前言 1.1 精馏及精馏流程 精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。因此可是混合物得到几乎完全的分离。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。 精馏操作广泛用于分离纯化各种混合物，是化工、医药、食品等工业中尤为常见的单元操作。化工成产

6、中，精馏主要用于以下几种目的: 1)获得馏出液塔顶的产品； 2)将溶液多级分离后，收集馏出液，用于获得甲苯，氯苯等； 3)脱出杂质获得纯净的溶剂或半成品，如酒精提纯，进行精馏操作的设备叫做精馏塔。 精馏过程中采用连续精馏流程，原料液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔顶上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送

7、出作为塔顶产品。 根据精馏原理可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，必须同时拥有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还有配原料液，预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。 1.2 精馏的分类 按操作方式可分为:间歇式和连续式，工业上大多数精馏过程都是采用连续稳定的操作过程。 化工中的精馏操作大多数是分离多组分溶液。多组分精馏的特点： 1)能保证产品质量，满足工艺要求，生产能力大； 页36 共页1 第分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 2)流程短，设备投资费用少； 3)耗能量低，收率高，操作费用低； 4) 操作管理方便。 1.3 精馏操作的特点 从上述对精馏过程的简单介绍可知，常见的精馏塔的

8、两端分别为汽化成分的 冷凝和液体的沸腾的传热过程，精馏塔也就是一种换热器。但和一般的传热过程相比，精馏操作又有如下特点： 1)沸点升高 精馏的溶液中含有沸点不同的溶剂，在相同的压力下溶液的蒸汽压较同温度下纯溶剂的汽化压低，使溶液的沸点高于醇溶液的沸点，这种现象称为沸点的升高。在加热汽化温度一定的情况下，汽化溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。 2)物料的工艺特性 精馏溶液本身具有某些特性，如某些物料在加入到溶液中时可与溶液中的某一组分或几组分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工艺要求，选择适宜的精流流程和设备是精馏操作彼此需要知道和必须考虑的问题。

9、 3)节约能源 精馏汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸汽。如何充分利用热量提高加热蒸汽的利用率是精馏操作需要考虑的另一个问题。 1.4 塔板的类型与选择 塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类 ，工业应用以错流式 塔板为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板、筛孔塔板和浮阀塔板。我们应用的是浮阀塔板，因为它是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。它具有结构简单，制造方便，造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大，因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。 页36 共页2 第分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精

10、馏塔工艺设计 1.5 相关符号说明 3 英文字母 /h；液体体积流量L,mh 32 /s ；L液体体积流量,mA塔板开孔区面积,m；a s 32 /(ms)；L润湿速率,m降液管截面积A,m； f w 2 ,； 无因次；m相平衡系数A筛孔总面积,m 0 2 n筛孔数目；塔截面积A,m； T c流量系数,无因次； N理论板层数；T0 ,Pa；计算Cu时的负荷系数,m/s； P操作压力 max ,Pa；C气相负荷因子,m/s； P压力降S ,Pa；填料直径d,m； P气体通过每层筛板的降压P ；t筛孔直径d,m； 筛孔的中心距,m0 ；u空塔气速,mD塔径； ,m/s ；u泛点气速,kg液体夹带量

11、e（液）/kg（气）； ,m/s v F ； 液流收缩系数E,无因次；u气体通过筛孔的速度,m/s 0 ,无因次； ；,漏液点气速,m/su总板效率E min T01/21/2 ；液体通过降液管底隙的速度；/(s,kgm） ,m/su气相动能因子F0 31/21/2 F；,m/hVm/(s筛孔气相动能因子，kg) ； 气体体积流量0 h32 ,9.81m/ sg重力加速度； ；,m/sV气体体积流量s ,kg/s；液体质量流量 ,m填料层分段高度h；wL 进口堰与降液管间的水平距离h,m；,kg/s；w气体质量流量1 V h,m；W ,m与干板压降相当的液柱高度液柱；边缘无效区宽度cc ,m

12、与液体流过降液管的压降相当的液柱h；W弓形降液管宽度d d ,m；W ,m塔板上鼓泡层高度h；泡沫区宽度 sf ；与板上液层阻力相当的液柱高度h,m 液相摩尔分数；x 1 h液相摩尔比；,m X板上清液层高度 L 气相摩尔分数；y；降液管的底隙高度,mh 0 ,m堰上液层高度h；气相摩尔分比；YOW 出口堰高度；h板式塔的有效高度,m ,m；ZW , ,m进口堰高度h；。 填料层高度,mW 下标与阻力表面张力的压降相当的液柱高h 液柱；度,m最大的；max min最小的；板式塔高度,mH ,m降液管内清液层高度；HL液相的； d液体在降液管内停留时HV；,m塔顶空间高度 气相的 D ；间 ；,

13、m进料板处塔板间距H,sF ；mPas ；人孔处塔板间距,mH粘度,P ,m塔板间距；H开孔率或孔流系数，无因次；T 无因次；,稳定系数 K,N/m；表面张力 3 L；,m堰长；密度,kg/mW；筛板厚度,m 希腊字母 页36 共页3 第4 分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 1.6 相关物性参数 （1）苯和甲苯的物理参数 分子式 相对分子质量沸点 临界温度MPa 临界压力 苯（A）HC 6678.11g/mol 80.1 288.95 4,898 甲苯（B） CH8792.14g/mol 110.6 318.57 4.109 (2)饱和蒸汽压 Antoine方程计算：苯、甲苯的饱和蒸

14、汽压可用 C B A -53.26 2769.42 苯 6.9419 -54.65 3076.65 7.0580 甲苯 ）苯、甲苯的相对密度（3 温度（）80 90 100 110 120 苯 815 803.9 792.5 780.3 768.9 甲苯810 800.2 790.3 780.3 770.3 4）液体表面张力（ 温度（）80 90 100 110 120 苯 21.27 20.06 18.85 17.66 16.49 甲苯 21.69 20.59 19.94 18.41 17.31 (5)苯甲苯液体粘度 120 110 80 mPa 90 100 0.255 0.233 0.2

15、15 苯0.279 0.308 甲苯0.228 0.311 0.286 0.264 0.254 5 分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 第二章 设计任务书 1.设计题目： 分离苯-甲苯混合液的舌形塔板式精馏塔工艺设计 2.工艺条件： 生产能力：苯-甲苯混合液处理量90000t/a，年开工300天 原料组成：苯含量为18%（质量百分率，下同） 进料状况：泡点进料，q=1 分离要求：塔顶苯含量不低于99.5%，塔底甲苯含量不低于99.9% 3.塔板类型：板式精馏塔 4.设计内容： 1）精馏塔的物料衡算； 2）塔板数的确定； 3)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4)精馏塔的塔体工艺尺

16、寸计算； 5)塔板主要工艺尺寸的计算； 6)塔板的流体力学验算； 7)塔板负荷性能图； 8)精馏塔接管尺寸计算； 9)绘制生产工艺流程图； 10)绘制精馏塔设计条件图； 11)绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）； 12)对设计过程的评述和有关问题的讨论。 第三章 设计内容 6 分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 3.1 设计方案的确定及工艺流程的说明 本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于该二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。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入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。

17、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。 3.2 全塔的物料衡算 3.2.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 苯和甲苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol和92.14kg/kmol，原料含苯的质量百分率为18%，塔顶苯含量不低于99.5%，塔底甲苯含量不低于99.9%，即塔底苯含量不大于0.1%，则： 0.18/78.11?0.x?2057 F 原料液含苯的摩尔分率：14./92?0.820.18/78.110.995/78.11 塔顶含苯的摩尔分率：x?0.996 D1492.11?0.005/0.9957

18、811./0.00178塔底含苯的摩尔分率：0012.x?0 W1499/92.9010.0/78.11?0. 3.2.2原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量 由3.1.1知产品中甲苯的摩尔分率，故可计算出产品的平均摩尔质量： 原料液的平均摩尔质量： M78.110.2057(10.2057)92.1489.254kg/kmol F 塔顶液的平均摩尔质量： M78.110.996(10.996)92.1478.166kg/kmol D 塔底液的平均摩尔质量： M78.110.0012(10.0012)92.1492.123kg/kmol W 7 分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 3.2.

19、3料液及塔顶底产品的摩尔流率 一年以300天，一天以24小时计，得： ,90000t/（30024）h F12500kg/h， 全塔物料衡算： 进料液： F=12500（kg/h）/91.893（kg/kmol）=136.03kmol/h 总物料恒算： 136.03=D+W 苯物料恒算： 136.030.2057=D0.996+0.0012W 联立解得： W108.066kmol/h D27.964kmol/h 3.3 塔板数的确定 N的求取 理论塔板数T苯-甲苯物系属理想物系，可用梯级图解法（MT）,求取N，步骤如下： T 3.3.1平衡曲线的绘制 根据苯-甲苯的相平衡数据，利用泡点方程和露

20、点方程求取。 ?oooopxy?p/pp?p?p/?xtABBtA 2：依据 ， 将所得计算结果如列表 表2苯（x）-甲苯（y）的相平衡数据 温度，（） 80.1 84 【88 92 96 100 104 108 110.6 ?p） （kpai苯 101.3 101.3 101.3 101.3 101.3 101.3 101.3 101.3 101.3 甲苯39.0 39.0 【39.0 39.0 39.0 39.0 39.0 39.0 39.0 两相摩尔 分率X 1.000 0.816 0.651 0.504 0.373 0.256 0.152 0.057 0 Y 1.000 0.919 0

21、.825 0.717 0.594 0.455 0.300 0.125 0 本方案中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），因操作压力偏离常压很小，所以其对xy平衡关系的影响完全可以忽略。将上表中数据作图得xy曲线： 8 -甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计分离苯 1 图-x苯甲苯混合液的图y 3.3.2操作回流比的确定 x下的表3 苯-甲苯物系在某些温度ta值（附值） 110.6 104 108 100 80.1 t( ) 84 88 92 96 2.35 2.40 2.56 2.46 2.53 2.43 2.49 2.60 2.37 0 0.816 0.373 0.651 1 0.152 0

22、.257 0.504 0.057 x 可见随着温度的升高，变化不大，可对表中两端数据取平均值 ?4752./35）2?（2.6?2.x?x?0.20576600.y?x?0.996。故）上，因，查得，而y-x在图（图11q?FqeD由式（3-53a）得最小回流比： 也可根据课本中公式（10-45）得， ?（1?xx）1?R?】DDmin?1x1?xFF代入数据计算得： 10.9962.475（1?0.996）?】R?3.27min2.475?10.20571?0.2057两种计算方法结果相同。 考虑到精馏段操作线离平衡线较近，取实际操作的回流比为最小回流比的1.2倍，即： R=1.2R=1.2

23、*3.27=3.924 min精馏塔的汽、液相负荷： 精馏段：液相流量：L=RD=3.92427.964=109.731kmol/h 气相流量：V=(R+1)D=(3.924+1)27.964=137.69kmol/h 9 分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 提镏段：液相流量：L=L+F=109.731+136.03=245.761kmol/h 气相流量：V=V=137.69kmol/h 3.3.3理论塔板数的确定 B1.01.0 afg0.80.8e0.60.6by0.40.40.20.2c0.00.0xxx1.00.00.80.20.40.6DwFx 甲苯物系精馏分离理论塔板数的图

24、解2 苯- 图 xRxy+0.2023 =精馏段操作线为： =0.797D?xn1n? n1?1RR?x:平衡方程?y ?x1?（）?1 d决定。及精馏段操作线和q线的交点x提馏段操作线可由b(x，)WW 1 q=1 ）（泡点加料时FLRD?qFL? ）（ 2 D?)?1(q)F?RV?V(1 3）（对全塔物料横算 D+W=F xxx D+W）=F 4（WFDx?x0120?.02057D0.WF.2056?0? (5) 、(1)由式得(2) 0129960.xFx?.0?0WD 10 分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 DDR?1x?xxWDx?FFxLRD? DFFF?x?xy?x

25、wFD (6) DDmm1mm?D)(R?1VV(R?1)D)1)(R?(R?1 FF将(5)式值带入(6)中得 y?1.78x?0.0008 提留段操作线为 m?1m将x=0.5代入精馏段操作线，求得y=0.6008，即有d(0.5，0.6008)。 (1)精馏段 利用平衡方程和精馏段操作线方程计算精馏段的塔板数： x=0.978(用平衡关系) 2 y=0.982(用物料衡算，即操作线) 3 x=0.0.957(用平衡关系) 3 y=0.979(用操作线)； x=0.950(用平衡关系) 44 y=0.960 (用操作线)； x=0.907(用平衡关系) 55 y=0.925 (用操作线)；

26、 x=0.833(用平衡关系) 66 y=0.866(用操作线)； x=0.723(用平衡关系) 77 y=0.779(用操作线)； x=0.587(用平衡关系) 88 y=0.67 (用操作线)； x=0.451用平衡关系) 99 y=0.562 (用操作线)； x=0.341(用平衡关系) 1010 y=0.474(用操作线)； x=0.267(用平衡关系) 1111 y=0.451(用操作线)； x=0.223(用平衡关系) 1212 y=0.380(用操作线)； x=0.198(用平衡关系) 1313x?0.198?x?0.2057 d13所以进料位置在第13块板 (2)提馏段 利用相

27、平衡方程和提留段操作线方程计算提留段塔板数： Y=0.352.；x14=0.180 14 y=0.320；x=0.160 1515 y=0.284；x=0.138 1616 y=0.245；x=0.116 1717 y=0.206；x=0.095 1818 11 分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 y=0.168；x=0.075 1919 Y20=0.133(用操作线)； x20=0.058(用平衡关系) Y21=0.102 (用操作线)； x21=0.044(用平衡关系) Y22=0.078 (用操作线)； x22=0.033(用平衡关系) Y23=0.058(用操作线)； x23=

28、0.024(用平衡关系) Y24=0.042(用操作线)； x24=0.017(用平衡关系) Y25=0.029(用操作线)； x25=0.0119(用平衡关系) x25?0.0119?x?0.0012 w因此，理论板数为(25-1)=24层，进料位置为第13层板。 苯-甲苯在某些温度下的粘度： t 单流型 塔板液流型式 弓形 溢流管型式 溢L0.924 m 堰长w 流h0.05 m 堰高w 装W0.174 m 溢流堰宽度d 置h0.032 m 底隙高度 oh0.06 板上清液层高度m Ld5 mm 孔径 o15 mm 孔间距t37 浮阀总数n 个 2 0.0436 m 每层塔板开孔面积 A0

29、u16.26 m/s 筛孔气速 op?0.691 每层塔板压降 kPa p18.33 s 液体在降液管中的停留时间e0.032 雾沫夹带气液kg/kgVL 负荷上限雾沫夹带控制maxs,L 漏液控制负荷下限 min,s3V2.169 m 气相最大负荷/s max,s3V0.468 /s 气相最小负荷 mmin,sV/max,s4.634 操作弹性 V mins,80 塔段的有效高度90 100 TZ 110 m 120 8.8 A 0.308 塔径0.279 0.255 D 0.233 m 0.215 1.4 B 0.311 空塔气速0.286 0.264 u 0.254 1.041 m/s

30、0.228 =0.2057*0.284+0.56*0.291=0.2923(mPa.s) x=ii 表示以加料摩尔组成为准的液体的平均摩尔粘度。 可以简单的用以下近似公式计算塔的总效率：2=0.60315 ) E=0.563-0.276lg（）+0.0815lg(13 22（层）层) 取精馏段的实际板数为： (21.6?N? 精603150.11 （层） 提馏段的实际板数为：取19（层）18.2?N 提60315.0 块总实际塔板N=41实 塔的精馏段操作工艺条件及计算3.4 p平均压强 3.4.1m kPa.3?P1010.7KPa 取每层塔板的压降 塔顶压强： DkPa7.?1162201

31、01P?.3?.7?45.2kPa1?.?P?P4107 进料板： 塔底压强：FFW 12 分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 ?131.05kPa2145.2?/p116.7? 平均压强：m 3.4.2平均温度t m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、 甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下： 塔顶温度: t=81.1进料板温度: t=82.3 。 FD? t平均温度：81.72?82.3?/81.1mM平均分子量3.4.3 my?x?0.996，（查图2塔顶： ） 9500.x?11D?92.14?99678.166kg/km.0996?78.11?

32、ol1?0.M? mVD,?92.14?78.812kg/km78.11?ol1?0.950950M?0.? m,LD加料板：，（查图2） 6267.?0y0.440x?FF?92.14?80.62673.347kg/km78?M0.6267?.11?ol1? mVF,?92.14?85.967kg/kmol.440?7811?4401?0.?M0 mLF,?/2?80.3347.757kg/kmol?M16678.?8 精馏段：mV,?/2?82.5.967390kg/kmol8812?78M.? mL, ? 液体的平均粘度3.4.4 L,m 13 分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计

33、 液相平均粘度依下式计算: lg=xlg iiLm塔顶液相平均粘度的计算： 查化工原理附录11，在81.1下有： =0.321mPas ，=0.414mPas BA lg=0.986lg(0.321)+0.014lg(0.414) LD,m解得： =0.398 mPas LDm 进料板液相平均粘度的计算: 在82.3下，查得： =0.298mPas ，=0.404mPas BAlg=0.685lg(0.298)+0.315lg(0.404) LF,m解得： =0.327mPas LFm精馏段液相平均表面张力为 ,=（0.398+0.327）/2=0.363 mPas Lm?0.321?0.98

34、6?0.414?xx?Pas?0.014?0.322m BBAm,LDADD 14 分离苯甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计-?0.298?0.702?0.?Pas404?0.298?0.329m加料板： mLF,?/2?0.326mPa?0.322?0.329s精馏段： mL,3.4.5 液体的平均密度 1.液相平均密度 ?1BA? ?BLB?3?812.78Kg.m 塔顶：LA?3015?0.3?m.?808.2Kg985?0.mKg.?812.56 BLLBA进料板： ?3?3?mKg.804?.2m799?.8Kg.?400.? LBLAA?3?m.?802.4Kg L 所以精馏段液相

35、平均密度： 、气相密度：2 3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 51 甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计分离苯- 塔径的计算 3.5.1 精馏段的气、液相体积流率为VM757.18.848?80mV,3/s?1.?604mV? s?5436003600?2.mV,LM36.74?83.88m,L3/sm0?.L?0024? s?9.3600?8533600mL,?由化工原理课程设计教材的负荷C式中的由C公式计算，其中/C?20VLVmax 系数图查取，图的横坐标为21/21/?L9.0.0024?3600853?h L0235?.?0? ?54.60423600?V1.?Vh h=0.06m，则

36、取板间距H=0.50m，板上液层高度LT=0.50-0.006=0.44m H-hLT=0.092 查负荷系数图得C20。2020?821.?L 095.092?0?CC0.? 202020? s/1.628m9?2.5454/2.?0.095(853.max 0.7，则空塔气速为取安全系数为?0.7?1.628?1.14m/s?0.7 max4?1.604?/1?.338m4D?Vs 3.14?1.14按标准塔径圆整后为：D=1.4m 3650.?s1.041m/?2 2: 实际空塔气速为D=1.54m=塔塔截面积为： A/4 T503.0 3.5.2精馏塔有效高度的计算0.4=4.4m （12-1）=-1=精馏段有效高度：Z（N）HT精精0.4=3.6m -1=Z（N）H10-1）=（提馏段有效高度：T提提 0.8m，故精馏塔的有效高度为：其高度为在进料板上方开一人孔,+0.8=4.4+3.6+0.8=8.8m Z=Z+Z提精 塔板工艺结构尺寸的设计与计算3.6 16 分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 3.6.1溢流装置计算 因塔径D=1.4m，可选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘。 （1）溢流堰长 取 m.9244?00.66?1.L?0.66D?w?33 hm1001309.351mm/?m?h/?/LL?3600?0.0024/00.924