板式精馏塔设计书.doc

1、板式精储塔设计任务书4-3、设计题目：苯一甲苯精储分离板式塔设计、设计任务及操作条件1、设计任务:生产能力(进料量)6万吨/年操作周期7200_小时/年进料组成48.0%_ (质量分率，下同)塔顶产品组成98.0%塔底产品组成3.0%2、操作条件操作压力常压进料热状态泡点进料冷却水20C加热蒸汽0.19MPa3、设备型式4、厂 址三、设计内容：1、概述2、设计方案的选择及流程说明3、塔板数白计算(板式塔)(1 )物料衡算；(2 )平衡数据和物料数据的计算或查阅(3 )回流比的选择；(4 )理论板数和实际板数的计算；4、主要设备工艺尺寸设计(1 )塔内气液负荷的计算；(2 )塔径的计算；(3 )

2、塔板结构图设计和计算；(4 )流体力学校核；(5 )塔板负荷性能计算；(6 )塔接管尺寸计算；(7)总塔高、总压降及接管尺寸的确定。5、辅助设备选型与计算6、设计结果汇总7、工艺流程图及精储塔装配图8、设计评述目录1、概述 31.1 精馏单元操作的简介 31.2 精馏塔简介 31.3 苯 - 甲苯混合物简介 31.4 设计依据 31.5 技术来源 31.6 设计任务和要求 42、设计计算 42.1 确定设计方案的原则 42.2 操作条件的确定 42.2.1 操作压力 42.2.2 进料状态 52.2.3 加热方式的选择 52.3 设计方案的选定及基础数据的搜集 52.4 板式精馏塔的简图 62

3、.5 常用数据表： 63、计算过 83.1 相关工艺的计算 93.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 93.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 93.1.3 物料衡算 93.1.4 最小回流比及操作回流比的确定 93.1.5 精馏塔的气、液相负荷和操作线方 103.1.6 逐板法求理论塔板数 103.1.7 精馏塔效率的估算 123.1.8 实际板数的求取 123.2 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 123.2.1 操作压力计算 123.2.2 操作温度计算 133.2.3 平均摩尔质量计算 133.2.4 平均密度计算 143.2.5 液体平均表面张力计算 153.2.

4、6 液体平均粘度计算 163.3 精馏塔的主要工艺尺寸的计算 173.3.1 塔内气液负荷的计算 173.3.2 塔径的计算 173.3.3 精馏塔有效高度的计算 193.4 塔板结构尺寸的计算 193.4.1 溢流装置计算- 193.4.2 塔板布置 213.5 筛板的流体力学验算 233.5.1 塔板压降相当的液柱高度计算 233.5.2 液面落差 243.5.3 雾沫夹带 243.5.4 漏液 243.5.5 液泛 253.6 塔板负荷性能图 253.6.1 雾沫夹带线 253.6.2 液泛线 273.6.3 液相负荷上限线 293.6.4 液相负荷下限线 293.6.5 漏液线 293

5、.7 各接管尺寸的确定 313.7.1 进料板 313.7.2 釜残液出料管 323.7.3 回流液管 323.7.4 塔顶上升蒸汽管 323.8 精馏塔结构设计 323.8.1 设计条件 333.8.2 壳体厚度计算 333.8.3 风载荷与风弯矩计算 343.8.4 地震弯矩的计算 373.9 筛板塔的工艺设计计算结果汇总表 384、总结和设计评述 394.1 设计评述 394.2 总结 40参考文献 401、概述1.1 精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

6、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- 甲苯连续精馏筛板塔的设计，即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。1.2 精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

7、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。1.3 苯 - 甲苯混合物简介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

8、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。1.4 设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。1.5 技术来源目前，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。1.6 设计任务和要求原料：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2

9、.1 确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：1. 满足工艺和操作的要求；2. 满足经济上的要求；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。2.2 操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、

10、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。2.2.1 操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 作压力选为常压。其中塔顶的压力为101.33kpa。塔底的压力为101.33+NX0.7kpa2.2.2 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

11、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。2.2.3 加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。2.3 设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

12、，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38mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛

13、板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：(1)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。(2)处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015%。(3)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：1 ）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。2 ）操作弹性较小（约23）。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2.4 板式精储塔的简图冷槽器回流雄城料板式精濯塔T塔顶产品 1或冷凝为谖出液）冷凝水今塔底产品r1或残液）冷凝水再沸器加热水蒸汽2.5 常用数据表:1苯和甲苯的物理

14、性质项目分子式分子量M沸点（C）(C)(kPa)苯ACH78.1180.1288.56833.4甲苯BGH CH92.13110.6318.574107.7表2苯和甲苯的饱和蒸汽压温度0c80.1859095100105110.6临界温度临界压强Pct cPA0,kPa101.33116.946.0135.5155.7179.2204.20PB ， kPa40.0240.054.063.374.386.0表 3 常温下苯甲苯气液平衡数据(2:r例1 1附表2)温度 0C 液相中苯的摩尔分80.1859095100105率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩尔

15、分率表1.00040.9000.777纯组分的表面张力(1 ：0.6300.4560.262:P378附录图7)温度8090100110120苯， mN/m21.22018.817.516.2甲苯，Mn/m21.7表520.619.5组分的液相密度(1 ：18.417.3P382附录图8)温度 ( )8090100110120苯 ,kg/ m3814805791778763甲苯 ,kg/ m3809801791表6液体粘度及(1780768： P365 )温度()8090100110120苯(mPa .s )0.3080.2790.2550.2330.215甲苯 ( mPa .s )0.311

16、0.2860.2640.2540.228110.600表 7 常压下苯甲苯的气液平衡数据温度tC液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4

17、475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.03、计算过程3.1 相关工艺的计算3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量M A = 78 kg/kmol甲苯的摩尔质量M b = 92kg/kmol0.48/78Xf =0.48/78 0.52/920.98/78Xd =0.98/78 0.02/920.03/78Xw =0.03/78 0.97/92=0.5212=0.9830=0.03523.1.2原料液及塔顶、塔底产品

18、的平均摩尔质量MF =0.5212 78+ (1-0.5212 )92=84.7kg/kmolMD =0.983 78+(1-0.983)92=78.24kg/kmolM W =0.0352 78+(1-0.0352)92=91.51kg/kmol3.1.3 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= 6 10 /7200 =98.39 kmol/h 84.70总物料衡算：98.39=D+W苯的物料衡算：98.39 0.5215=D 0.983+W 0.0352联立解得：D=50.45 kmol/hW=47.94 kmol/h3.1.4 最小回流比及操作回流比的确定

19、(1)相对挥发度a苯的沸点为80.4 C,甲苯的沸点为110.6 C,根据安托尼方程5lg PA6.0321206.35220.24 t(5 , 90页安托尼方程)lg Pb6.07851343.94219.58 t/曰1206.35得： 1g pA6.032 220.24 80.1Pa103.6061kpa1343.941g pB 6.078 219.58 110.6Pb39.2118kpa1 Pa0 / PB0 2.6422同理得 t 110.60C 时，Pa243.0387kpaPb101.7829kpa2 2.3878 ,1. 22.6422 2.3878 2.5118(2)最小回流比

20、计算:Rmin1 Xd(1 Xd)1 XF1 XF(5,112 页式 9-46)R 1.1 2 Rmin,取 R 2Rmin,Rmin故 R 1.21 2 2.4210.983 1.5118 (1 0.983)1.51180.52121 52121.213.1.5 精储塔的气、液相负荷和操作线方程L=RD=2.42 50.45=122.089kmol/hV =(R+1)D=3.42 50.45=172.539kmol/hV =V =172.539 kmol/hL =V +W=172.539+47.94=220.479 kmol/h精储段操作线方程为y=-R-x+ xd5 = 2.42 x+0.

21、983=0.708x+0.287(5 , 106 M)R 1 R 1 D 2.42 13.42提储段操作线方程为：LW 5 220.47947.94y =一 x - -xW =x 0.0352=1.278 x -0.010 (5 , 106 页)VV 172.539172.5393.1.6 逐板法求理论塔板数(1)交替使用相平衡方程和精微段操作线方程计算如下:相平衡方程变形为x =2.5118-1.5118y精微段操作线方程y=0.708x+0.287y1Xd = 0.983丫20.708x10.287 0.9655y30.708x20.287 0.9367y，0.8923y50.8303相平

22、衡方程X1y12.51181.5118y1相平衡方程X2y22.51181.5118y2相平衡方程X3y32.51181.5118y3相平衡方程X40.7674相平衡方程X50.66080.95840.91760.8549相平衡方程y60.7548X60.55070.6769相平衡方程X70.4548 xf因为x7 < xf精储段理论板n=6 ,第7块为进料板(2)交替使用相平衡方程和提储段操作线方程计算如下:相平衡方程变形为2.5118-1.5118y,提储段操作线方程y=1.278x-0.01提储段操作线方程X1X7 0.4548y2 1.278x1 0.01 0.5712X2y22

23、.5118 1.5118y20.3465提微段操作线方程y3 1.278x2 0.01 0.4328X3 0.2330提微段操作线方程V4 0.2878提微段操作线方程lgPalgpB6.0781343.94219.58 95.4得pB=64.7520KPax4 0.1386y5 0.1671 ° 0740提微段操作线方程,° 0846 ° 0355提微段操作线方程, ° 0354X 0.0144 Xw所以提留段理论板n=63.1.7 精储塔效率的估算相对挥发度计算如下:(80.1 110.6)/20C 95.40C 时,1206.35 /曰6.0305

24、5 得：pA=162.2119KPa220.24 95.4PA0/PB0 2.51在95.4 C时查得苯和甲苯的粘度为苯=0268，甲苯=0.295,贝上0.295=0.2809l =0.5212 0.268 (1 0.5212)l =0.2809 2.51=0.7051全塔效率 ET0.49( a L) 0.2455c c1C 0.49 0-247 0.53380.70513.1.8 实际板数的求取精储段实际板层数N（精）=6/0.533812,提储段实际板层数N（提）=6/0.5338 =12,进料板在第13块板3.2 精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.2.3 操作压力计算塔顶操作压

25、力PD = 101.3 kPa塔底操作压力 Pw =101.3+24 X0.7=118.1kPa每层塔板压降 P= 0.7 kPa进料板压力 PF = 101.3+0.7 X 12= 109.7kPa精微段平均压力 P m = (101.3 + 109.7) /2= 105.5 kPa提储段平均压力 P m = (109.7+118.1 ) /2 =113.9 kPa3.2.4 操作温度计算利用上表数据用试差法计算结果如下：塔顶温度：由 989tD 80.21 得 tD=80.4100 9980.01-80.21进料板温度：由52.12 50tF 94得1尸=90.955 5090.11-91

26、.40塔底温度：由 0.0352 0tw 110.56 得tw =110.51 0109.91 110.56精储段平均温度 tm = ( 80.4 + 90.9 ) /2 =85.65 C提储段平均温度 tm= (90.9+110.5 ) /2 =100.7 C3.2.5 平均摩尔质量计算(1)塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.983代入相平衡方程得x1=0.9584M L,Dm 0.9584 78+ (1-0.9548 ) 92=78.58 Kg/K molM v,Dm 0.983 78+ (1-0.983 ) 92=78.24 Kg/K mol(2)进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的

27、算法，得 y7 0.6769x7 0.4548 xf ,故M v,Fm 0.6769 78+ ( 1-0.6769 ) 92=82.52 Kg/K molM L,Fm0.4548 78+ ( 1-0.4548 ) 92=85.63 Kg/K mol(3)塔底平均摩尔质量计算由理论板计算得y7 0.0354, x7 0.0144 XwV,Wm0.0354 78+ (1-0.0354 ) 92=91.50 Kg/K molM L,Wm0.0144 78+ (1-0.0144 ) 92=91.80 Kg/K mol(4)精储段平均摩尔质量M v,mMl,m78.24 82.52278.58 85.6

28、3280.38 Kg/K mol82.11 Kg/K mol(5)提储段平均摩尔质量M v,mMl,m91.50 82.52291.80 85.63287.01 Kg/K mol88.72 Kg/K mol3.2.4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，精储段的平均气相密度即PmMv,m105.5 80.38v,mRTm8.314 (273.15 85.65)2.84 kg m3提储段的平均气相密度PmM v,m113.9 87.01v,mRTm8.314 (273.15 100.7)3.19 kg m3(2)液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即a.塔顶液相平均密度的

29、计算由tD =80.47 C,查手册得A 815.48 kg , 'm3, B 809.99 kg ； m3塔顶液相的质量分率A 0.98 ,则:1/ L,Dm0.98/815.48 0.02/809.99, L,Dm 815.37 kg/kmolb.进料板液相平均密度的计算A 801.94 kg. m3, B 799.17 kg/m3进料板液相的质量分率0.4548 78A 0.410.4548 78 (1 0.4548) 92 1/ L,Fm 0.41/801.94 0.59/799.17, L,Fm 800.30 kg/kmolc.塔底液相平均密度的计算由tw= 110.5 C,

30、查手册得A 776.66 kg , m3, B 778.99 kg . m3塔底液相的质量分率0.0144 78A 0.01220.0144 78 (1 0.0144) 92778.96 kg/kmol1/ L,wm 0.0122/776.66 (1 0.0122)/778.99, L,wmd.精储段液相平均密度为815.37 800.30L,m2807.84 kg/kmole.提储段液相平均密度为800.30 778.96L,m2789.63 kg /kmol3.2.5 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即nXi ii 1(1)塔顶液相平均表面张力的计算由tD = 80.4 C

31、代入方程得：a =21.19mN/m b =21.66 mN/mL,m 0.983 21.19(1 0.983)21.6621.20 mN/m(2)进料板液相平均表面张力的计算由tF 90.9 C代入方程得：A =19.88 mN/m B =20.50 mN/mL,m0.4548 19.88 (1 0.4548)20.5020.22 mN/m(3)塔底液相平均粘度的计算(3)塔底液相平均表面张力的计算由tw110.5 C代入方程得：A =17.43 mN/m , B =18.35mN/mL,m0.0144 17.43 (1 0.0144)18.3518.34 mN/m(4)精储段液相平均表面张

32、力为L ,m21.20 20.22 20.71 mN/m2(5)提储段液相平均表面张力为L ,m18.34 20.22 19.28 mN/m23.2.6液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即1gLml ,mXilg i(1)塔顶液相平均粘度的计算由tD 80.4 C代入方程得：A =0.31mPa s, B =0.31 mPa - slg L,m 0.983 lg 0.31(1 0.983) lg 0.31 解出 L,m=0.31mPa- s(2)进料板液相平均粘度的计算由tF90.9 C代入方程得：A =0.28mPa- s, B =0.28 mPa - slg L,m 0.4548 l

33、g 0.28 (1 0.4548) lg 0.28 解出 L,m=0.28 mPa - s由tw110.5 1C代入方程得a =0.24mPa s, b =0.25 mPa - s1g L,m 0.4548 1g 0.28 (1 0.4548) 1g 0.28 解出 L,m =0.25 mPa s(4)精储段液相平均粘度为：L,m=(0.31+0.28)/2=0.295mPa - s(5)提储段液相平均粘度为：L,m =(0.28+0.25 ) /2=0.265 mPa - s3.3 精储塔的主要工艺尺寸的计算3.3.1 塔内气液负荷的计算3.3.1.1精微段:MVm3600 vm(2.42

34、1) 50.45 172.54Kmol/h172.54 80.3831.36m /s3600 2.84LsLh3.3.1.2提储段:LsLhRD 2.42LM Lm3600 Lm50.45 122.09Kmol/h122.09 82.113600 807.843 .0.0034 m / s30.0034 3600 12.24m / hV (q 1)F172.54Kmol / hMVm3600L qFLM Lm3600 Lm0.0069 3600vm172.54 87.013600 3.19_31.31m3/s122.09 1 98.39220.48Kmol /h220.48 88.723 ,0

35、.0069m / s3600 789.63324.84m /h3.3.2 塔径的计算塔板间距HT的选定很重要，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板间距与塔径关系（5 ,148页）塔径Dr, m 板间距Hr,mm0.3 0.52003000.5 0.82503500.8 1.63004501.6 2.43506002.4 4.04006003.3.2.1 对精储段:初选板间距Ht 0.45m ,取板上液层高度hL 0.08m ,故 Ht hL 0.45 0.08 0.37m；12Lmvm0.00341.361807.84 22

36、.840.0420.0825807.84 2.84.2.841.389m/s0.220.71200.08250.2查“史密斯关联图”得Ht hL 0.37m, Q°=0.082 ;依式C C20 一200.2校正物系表面张力为20.71mN/m时C C20 一 0.072200.8 max 0.8 1.389 1.112m/s可取安全系数为0.8,则（安全系数0.60.8）,4VT4 1.36故 D S : 1.2482m3.142 1.112截留面积为：A D242 21.41.539(m )4实际空塔气速为:Vs1.36-0.8837m/sA 1.539按标准，塔径圆整为1.4m

37、,则空塔气速0.8837m/s。3.3.2.2 对提储段：初选板间距Ht 0.45m,取板上液层高度hL 0.08m ,11L2 0.0069789.63 2故 Ht hL 0.45 0.08 0.37m;- -Lm0.0829Vs vm 1.313.190.220查“史密斯关联图”得Ht hL 0.37m, Q0=0.072 ;依式c C20 一0.2校正物系表面张力为19.28mN/m时C C20 0.0722019.28 0.2200.07150.0715789.63 3.193.191.1226m/s0.8 max 0.8 1.1226 0.8981m/s可取安全系数为0.8,则（安全

38、系数0.60.8）,4VS4 1.31故 D S ,1.3627m,3.142 0.8981截留面积为：AT D2 1.42 1.539(m2)44实际空塔气速为：VS 131 0.8512m/sAt1.539按标准，塔径圆整为1.4m,则空塔气速0.8512m/so将精储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 1.4m。3.3.3精储塔有效高度的计算有效高度计算公式为Z （NT 1） HT （N实-1） HT ET精储段有效高度Z 精=（N精-1） HT= （12-1） X 0.45=4.95m提储段有效高度

39、为Z 提=（N提-1） HT= （12-1） X 0.45=4.95m在进料板处开一个人孔，其高度为 0.6m,故精储塔的有效高度为Z= （Z 精+Z 提）+0.6=4.95+4.95+0.6=10.5m精储塔的实际高度为（塔的两端空间：塔顶空间1.5m,塔底空间1.5m）Z ®=Z+1.5+1.5=13.5m3.4塔板结构尺寸的计算3.4.1 溢流装置计算-因塔径D= 1.6m,可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘3.4.1.1 堰长 IW页）单溢流 lw= (0.6+0.8 ) D2(2,39(1)对精储段：溢流堰长lW=0.65Xl.4=0.91m对提储段：溢流堰长lW=0.

40、65Xl.4=0.91m3.4.1.2 溢流堰高度 hw： hwhow15.495m,查4 % 图 317 “液(1)精储段：由 lw/D 0.65, Lh/J5 3600 020034 0.91 .流收缩系数E图"，知E=1.0,依式242.84Lh 3E -1000lw可得hOW22.84Lh WE 10001w2.8410001.0212.24 30.910.016m故 hw 、 hew 0.08 0.016 0.064m(2)提储段：由 1w/D 0.65, Lh / 1w2.5 3600 020069 31.445m,查4 P51 图 317 “液 0.91争流收缩系数E图

41、"，知E=1.02,依式how 玛 E %1000lw222.84Lh2.8424.84 百可得 hOWE 1.020.026m1000lW10000.91故 hw、 h0w0.08 0.026 0.054m3.4.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af :由lw/D0.65查2 ( P38图35”弓形降液管的宽度与面积”参数图)得：Wd/D 0.136,Af / AT 0.0733,故：(1)精储段计算Wd 0.136D 0.136 1.4 0.19m, Af0.0733 D2 0.0722 1.539 0.1128m24利用2 ( %式3-41)计算液体在降液管中停留时间以检验降

42、液管面积，3600AfHT2qv,L3600 0.1128 0.453600 0.003414.93s (大于5s,符合要求)(2)提储段计算W'd 0.136D 0.136 1.4 0.1904m, A'f0.0733 D2 0.0722 1.539 0.1128m2f4利用2 ( %式3-41)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,A 一 23600Af Ht 3600 0.1128 0.45/工工厂公人由*、3600 0.0069 7.36s (大于5s,符合要求)3.4.1.4 降液管底隙高度h0:(1)精储段：取液体通过降液管底隙的流速o 0.1m/s (一般在

43、0.07-0.25m/s 范围内4.、L - 30 0034依(3 : %式 320): ho 一。 0.037m,故:lw o 0.91 0.1hw ho 0.064 0.037 0.027m 0.006m ,符合要求(2)提储段：取液体通过降液管底隙的流速o 0.2m/s (一般在0.07-0.25m/s 范围内43依(3 : %式 320): ho -J 0.038m,故:lwo 0.91 0.2hw ho 0.054 0.038 0.016m 0.006m,符合要求综上，降液管底隙高度设计合理。3.4.2塔板布置3.1 .2.1 塔板的分块：因D=1400mm 800mm故塔板采用分块

44、式。查“塔板分块与塔径”关系表1得，塔极分为4块。3.2 .2.2边缘区宽度确定 边缘区宽度 WC W=0.05m(3050mm),安定区宽度 WS Ws=0.09m (50100mm 13.3 .2.3开孔区面积计算 23b)依(3 : P69式 321): Aa 2 xJr2x2 sin 1-计算开空区面积180 R(1)精储段计算:R D WC 14 0.05 0.65m , 22WdW1.4-一 0.19 0.090.422A 2 0.42. 0.652 0.422 1800.652sin1 0.420.651.0104m2(2)提储段计算:DWc1.420.050.65mWdWs1.

45、420.190.090.4196 mAa2 0.4196.0.652 0.4196218021 0.41960.65 sin 0.6521.0096m3.4.2.4筛孔数n的计算与开孔率（3,P70 72 ）：取筛空的孔径d0为5mm（常用 4-6mm ,正三角形排列，一般碳的板厚为3- 4mm,取4mm,取 t /d03.0 ,故孔中心距t 3.0 5 15.0mm(1)精储段计算:筛孔数：n31158 10t23A 31158 10Aa2 1.010415.05200 个,开孔率 &Aa100% 吗（td ）2d00.907100%-100%910.08% (在5%15%范围内)则

46、每层板上的开孔面积Ao 为 Ao0.10081.01040.1018 m2气体通过筛孔的气速为VsAo1.360.101812.59m/s(2)提储段计算:筛孔数：n 11582 103 t1158 103A r-15.01.02 5250 个,开孔率：为100%Aa0.907100%007100% 10.08% （在 5% 15%范围内）则 9每层板上的开孔面积 A0为AoAa0.1008 1.0096 0.102 m2气体通过筛孔的气速为 o VST 1.31 12.83m/sA 0.1023.5 筛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

47、 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。3.5.1 塔板压降相当的液柱高度计算（1）精储段：a）干板压降相当的液柱高度hc :依d。/5/4 1.25 ,查“干筛孔的流量系数图”3(3, F73)得，C0=0.88 由式 hc 0.0510C00.051212.590.882.840.036m807.84b）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hi1.606aAT Af1.539 0.11280.95m/ s ,FauV0.95 . 2.841.6由。与Fa关联图查得板上液层充气系数 0 =0.61 ,依式hlohL 0.61 0.08 0.0488mc）克服液体表面张力

48、压降相当的液柱高度h :44 20.71依式 h 0.0021m,Lgd0807.84 9.81 5故 h 0.036 0.0488 0.002 0.0869m p则单板压强：FF hp Lg 0.0869 807.84 9.81 0.688kPa 0.7kPa（2）提储段:a）干板压降相当的液柱高度hC :依d。/5/4 1.25 ,查“干筛孔的流量系数图”3,2,(3,P73)得，C0=0.88由式hC0.051C0L0.051212.830.883.19789.630.04mb）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 hl':AtAf1.311.539 0.11280.92m/s, Faua'U 0.92319 1.64由。与Fa关联图查得板上液层充气系数 o =0.58 ,依式, ' ' _ _ _ _hiohL0.58 0.08 0.0464mc)克服液体表面张力压降相当的液柱高度h':'