苯甲苯精馏塔课程设计

1、化工原理课程设计任务书1. 设计题目苯-甲苯二元筛板精馏塔设计2. 设计条件在常压下连续筛板精馏塔中精馏分离苯-甲苯混合液。要求进料组成XD=0.42，塔顶组成XF=0.985，塔底组成XW=0.015.已知参数：苯-甲苯混合液处理量80kmol/h,进料热状况q=0.97.塔顶压强 1atm（绝压）。回流比R=（1.12.0Rmin）。单板压降小于0.7KPa.3. 设计任务：（1） 完成该精馏塔的工艺设计，包括辅助设备及进出口管路的计算和选型；（2） 画出带控制点工艺流程图、x-y相平衡图、塔板负荷性能图、塔板布置图、精馏塔工艺条件图；（3） 写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设

2、计评价。指导教师：庄志军设计时间：2012年11月22日-2010年12月16日专业：化学工程与工艺班级：化工1003班姓名：任云霞学号：10110307吉林化工学院 化工原理 课程设计题目筛板精馏塔分离苯-甲苯工艺设计教学院化工与材料工程学院专业班级化工1003班学生姓名学生学号10110307指导教师庄志军2012年12月06日目录摘要- 1 -第1章绪论- 2 -第2章精馏流程确定- 3 -第3章精馏塔的设计计算- 4 -3.1物料衡算- 4 -3.2塔板数的确定- 5 -相对挥发度的求解- 5 -确定最小回流比Rmin和回流比- 6 -精馏段、q线、提馏段方程求解- 6 -逐板计算法求

3、解NT- 7 -全塔效率ET- 8 -实际塔板数- 9 -3.3工艺条件的计算- 9 -操作压强Pm- 9 -温度tm- 10 -3.4物性数据计算- 10 -平均相对分子质量Mm- 10 -平均密度m- 11 -液体表面张力m- 13 -液体粘度Lm- 15 -3.5塔的气液负荷计算- 16 -3.6塔和塔板主要工艺尺寸计算- 16 -塔径D- 16 -溢流装置- 18 -塔板布置- 19 -筛孔数n与开孔率- 20 -塔的有效高度Z- 21 -3.7筛板的流体力学验算- 21 -塔板压降验算- 21 -雾沫夹带量ev的验算- 22 -漏液的验算- 22 -液泛验算- 23 -3.8塔板负荷

4、性能图- 24 -雾沫夹带线（1）- 24 -液泛线- 26 -液相负荷性能图- 28 -液相负荷下限线- 29 -操作弹性- 30 -第4章塔的热量衡算- 32 -4.1加热介质的选择- 32 -4.2冷却剂的选择- 32 -4.3比热容及汽化潜热的计算- 32 -塔顶温度tD下的比热容- 32 -进料温度tF下的比热容- 32 -塔底温度tW下的比热容- 33 -塔顶温度tD下的汽化潜热- 33 -4.4热量衡算- 34 -时塔顶上升的热量QV的求解- 34 -回流热的热量QR- 34 -塔顶馏出液的热量QD- 34 -进料的热量QF- 34 -塔底残液的热量QW- 35 -冷凝器消耗的热

5、量QC- 35 -再沸器提供的热量QB- 35 -第5章塔总体高度计算- 36 -5.1塔顶封头- 36 -5.2塔顶空间- 36 -5.3塔底空间- 36 -5.4人孔- 36 -5.5进料处板间距- 36 -5.6裙座- 37 -第6章塔的附属设备计算- 38 -6.1塔的接管- 38 -进料管- 38 -回流管- 38 -塔底出料管- 38 -塔顶蒸汽出料管- 39 -塔底蒸汽出气管- 39 -6.2换热器的选择- 39 -冷凝器的选择- 39 -再沸器的选择- 40 -6.3进料泵的选择- 41 -第7章结果汇总表- 43 -主要符号说明- 45 -参考文献- 48 -结束语- 49

6、-摘要根据化工原理课程设计任务书的要求对苯-甲苯二元筛板精馏塔的主要工艺流程进行设计，并画出了精馏塔的工艺流程图和设备条件图，此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。本设计首先确定设计方案， 再进行主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容，然后通过筛板的流体力学验算检验本设计的合理性。本次设计选取回流比为2Rmin， Drickamer 和bradford的精馏塔全塔效率关联图得到全塔效率为52%，设定每块板压降P为，板间距0.4m， 确定

7、了塔的主要工艺尺寸。通过本次设计使自己掌握化工设计的基本步骤和方法，并且知道化工设计的格式，在设计过程中掌握了图表表达设计，论文排版，excel表格计算，电脑制图等能力。关键词：苯甲苯、筛板精馏、物料衡算、热量衡算、流体力学验算，实际板数，塔高。第1章绪论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。它通过气，液两相多次直接接触和分离，利用各组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相传递，难挥发组分由气相向液相传递，是汽液相之间的传质传热的过程。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续或间歇的;有些特殊的物系，还可以采用恒沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。

8、精馏过程其核心为精馏塔，板式塔类型：气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使

9、用尤为广泛。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。本设计采用筛板精馏塔，进行苯-甲苯二元物系的分离，精馏塔，原料预热器，蒸馏釜，再沸器及泵等附属设备。筛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3

10、0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。第2章精馏流程确定一、加料方式加料分两种方式，泵的加料和高位槽加料。高位槽加料时通过控制液位高度，可以得到稳定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用。并且塔内压力大于大气压力，进料有困难；泵加料属于强制进料方式，泵加料易受温度影响，流量不稳定。本实验加料用泵加料，泵和自动调节装置配合控制进料。二、进料状态进料方式一般有冷液进料、泡点进料、气液混合进料、露点进料、加热蒸汽进料等。本设计采用气液混合进料且q=0.97。该进料方式对设备的要求高，设计起来难度相对稍大。

11、三、冷凝方式塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，且本次分离苯和甲苯，制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。四、回流方式本设计采用泵进行泡点回流。五、加热方式采用间接加热，因为对同一种进料组成，热状况及回流比得到相同的馏出液组成及回收率时，间接加热所需理论板数比直接加热要少一些，所需成本也低。本次分离苯和甲苯混合液，所以采用间接加热。六、加热器选用浮头式换热器。只用在工艺物料的特性或工艺条件特殊时才考虑其他型式。第3章精馏塔的设计计算本设计任务为分离苯甲苯二元物系。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中，将原料通过预热器加热至

12、一定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，其余部分经铲平冷却后送至储罐。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。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，热量衡算，工艺计算，结构设计和校核。3.1物料衡算（1）进料参数塔顶中含苯的摩尔分数xD=0.985;料液中含苯的摩尔分数xF=0.42;塔底中含苯的摩尔分数xW=0.015;（2）平均相对分子质量MF=0.42×78.11+1-0.42×92.13=86.24kg/kmol MD=0.985×78.11+1-0.985×92.13=78

13、.32kg/kmolMW=0.015×78.11+1-0.015×92.13=91.92kg/kmol（3）物料衡算总物料衡算：D+W=F;易挥发组分物料衡算： FXF=DXD+WXW;80=D+WD=33.40kmol/h80×0.42=D×0.985+W×0.015W=46.60kmol/h3.2塔板数的确定3.2.1相对挥发度的求解将苯蒸气看作理想气体，甲苯看作理想溶液。苯和甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程求算，即： lgP0=A-Bt+C=PA0/PB0其中PA 代表苯的饱和蒸汽压；PB代表甲苯的饱和蒸汽压表3.2苯-甲苯的Ant

14、oine常熟ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58查苯-甲苯的t-x-y图，t的温度范围为（80110），所以在Antoine方程中的t的取值范围为80110。在80110范围内任意取十个温度值，如82、86、88、90、93、95、97、100、102、105因为logPA0=6.023-1206.35/(t+220.24） logPB0=6.078-1343.94/(t+219.58）将上述温度代入上式中，将结果汇总如下表温度82868890939597100102105107.556121.272128.626136.320148.52515

15、7.121166.096180.294190.266206.012PA041.84847.86351.12154.55460.04763.94868.04874.58879.21886.586PB02.5702.5342.5162.4992.4732.4572.4412.4172.4022.379则全塔的平均相对挥发度为=1+2+3+4+5+6+7+8+9+10/10=2.570+2.534+2.516+2.499+2.473+2.457+2.441+2.417+2.402+2.37910 =2.4692.47所以苯甲苯的相平衡方程为x=y2.47-1.47y3.2.2确定最小回流比Rmin和

16、回流比根据1.013×105Pa下苯-甲苯的气液平衡组成图可绘制出平衡曲线（y-x曲线）。选择进料热状况q=0.97已知q线方程y=qq-1x-xFq-1 把q=0.97代入式，得y=-32.33x+14作图得xq=0.44 yq=0.630由Rmin=xD-yqyq-xq=0.985-0.6300.630-0.414=1.644选R=2Rmin=2×1.644=3.293.2.3精馏段、q线、提馏段方程求解精馏段操作方程：yn+1=RR+1xn+xDR+1 R=3.29yn+1=0.767xn+0.230q线方程:y=-32.33x+14精馏段方程与q线方程的交点的求解：

17、yn+1=0.767x+0.230=-32.33x+14解得x=0.4160y=0.5491所以提馏段方程过（0.015,0.015），（0.4160,0.5491）利用两点式求得提馏段的方程0.015=0.015a+b0.5491=0.4160a+b解得a=1.332b=-4.98×10-3所以提馏段方程为：yn+1=1.332xn-4.98×10-33.2.4逐板计算法求解NT因为塔顶采用全凝器，可知y1=xD=0.985相平衡方程x=y2.47-1.47y精馏段方程 yn+1=0.767xn+0.230把从第一块板上升的气体组成y1=0.985代入相平衡方程得第一块板

18、下降的液体组成x1=0.964把x1代入精馏段方程得第二块板上升的气体组成y2=0.969把y2代入相平衡方程得第二块板下降液体组成x2=0.927如此反复计算得y3=0.941 x3=0.866y4=0.894 x4=0.774y5=0.824 x5=0.654y6=0.732 x6=0.525y7=0.633 x7=0.411因为x7=0.411<xF=0.42故可知第七块理论板为进料板，精馏段共有7-1=6块理论板以下计算进入提馏段相平衡方程 x=y2.47-1.47y提馏段方程 yn+1=1.332xn-4.98×10-3y8=0.543 x8=0.324y9=0.42

19、7 x9=0.232y10=0.304 x10=0.150y11=0.195 x11=0.089y12=0.114 x12=0.050y13=0.061 x13=0.026y14=0.076 x14=0.032y15=0.038 x15=0.016y16=0.016 x16=0.007因为x16=0.007<xW=0.015所以总板数为16块（包括塔底再沸器）因为精馏段的理论板为6块，所以提馏段为16-6=10块（包括再沸器）全塔效率ET依式 ET=0.17-0.616lgm根据塔顶、塔底液相组成查苯-甲苯的t-x-y图，求得塔平均温度为94.84，该温度下进料液相平均黏度为m=0.42

20、A+（1-0.42）B 由下表查取苯-甲苯的黏度，利用数值插值法求解94.84温度下苯和甲苯的黏度A 和 B温度t/8090100110120A/mpasB/mpas0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228故A=0.279-0.255100-90×94.84-90+0.255=0.267B=0.286-0.264100-90×94.84-90+0.264=0.274把A=0.267B=0.274代人中得m=0.42×0.267+1-0.42× 0.274=0.271mpas故ET=0.17-0.

21、616lg0.271=0.5190.52=52%实际塔板数精馏段：N1=60.52=11.54 取12块提馏段：N1=100.52=19.23 取20块3.3工艺条件的计算3.3.1操作压强Pm塔顶压强PD=101.325KPa（绝压），取每层塔板压降P=0.7 KPa,则进料板压强PF=101.325+11×0.7=109.025KPa塔底压强PW=101.325+31×0.7=123.025 KPa则精馏段平均操作压强Pm1=101.325+109.0252=105.175KPa提馏段平均操作压强Pm2=109.025+123.025=116.025 KPa温度tm根据

22、操作压强，依式计算操作温度：P=PA0XA+PB0XB在该计算过程中，运用Excel中的单变量求解法进行求解苯-甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程求算，即：苯 PA0=106.023-1206.35t+220.24甲苯 PB0=106.078-1343.94t+219.58例 假定温度t，k1=PA0/P总k2=PB0/P总y=k1x1+k21-x1当y=1时，则假定温度满足要求用单变量求解得塔顶温度tD=80.35;进料温度tF=97.15;塔底温度tW=116.91.则精馏段平均温度tm1=tD+tF2=80.35+97.152=88.75tm2=tF+tW2=97.15+116.91

23、2=107.033.4物性数据计算平均相对分子质量Mm塔顶xD=y1=0.985 x1=0.964 则MVDM=0.985×78.11+1-0.985×92.13=78.32kg/kmolMLDM=0.964×78.11+1-0.964×92.13=78.61 kg/kmol进料板xF=0.411 yF=0.633 则MVFM=0.633×78.11+1-0.633×92.13=83.26kg/kmolMLFM=0.411×78.11+1-0.411×92.13=86.37kg/kmol塔底xW=0.007 yW=

24、0.016 则MVWM=0.016×78.11+1-0.016×92.13=91.91kg/kmolMLWM=0.007×78.11+1-0.007×92.13=92.03kg/kmol则精馏段平均相对分子质量为：MVM(1)=78.32+83.262=80.79kg/kmolMLM(1)=78.61+86.372=82.50kg/kmol则提馏段的平均相对分子质量为：MVM(2)=83.26+91.912=87.59kg/kmolMLM(2)=86.37+92.032=89.20kg/kmol平均密度m一、液相密度Lm依下式1Lm=ALA+BLB (为

25、质量分数)（1） 塔顶：xD=A78.11A78.11+1-A92.13=0.985 解得A=98.24%B=1-A=1.76%已知塔顶温度为80.35，根据不同温度与密度的关系图利用数值插值法求解在该温度下苯-甲苯的液相密度LA=815-803.990-80×90-80.35+803.9=814.61kg/m3LB=810-800.290-80×90-80.35+800.2=809.66 kg/m31LMD=0.9824814.61+1-0.9824807.9 解得LMD=814.49 kg/m3(2)进料板由进料板液相组成xA=0.411A=0.411×78.

26、110.411×78.11+1-0.411×92.13=0.372已知进料温度为97.15，同理用数值插值法求解该温度下苯和甲苯的液相密度。LA=803.9-792.5100-90×100-97.15+792.5=792.75kg/m3LB=800.2-790.3100-90×100-97.15+790.3=793.12 kg/m31LMF=0.372795.75+1-0.372793.12 解得LMF=794.10 kg/m3(3)塔底由塔底液相组成xW=0.007A=0.007×78.110.007×78.11+1-0.007&#

27、215;92.13=0.00594已知塔底温度为116.91，利用数值插值法求解该温度下苯和甲苯的液相密度LA=780.3-768.9120-110×120-116.91+768.9=772.42kg/m3LB=780.3-770.0120-110×120-116.91+770.0=773.18kg/m31LMW=0.00594772.42+1-0.00594773.18 解得LMW=773.175 kg/m3故精馏段平均液相密度LM(1)=(814.49+794.10)/2=804.30 kg/m3提馏段的平均液相密度LM(2)=(794.10+773.175)/2=78

28、3.64 kg/m3二、气相密度MV精馏段平均气相密度MV（1）已知精馏段平均相对分子质量为80.79kg/kmol精馏段平均温度为88.75，精馏段的平均操作压强105.175 Kpa则MV（1）=PMm，1RT=105.175×80.798.314×88.75+273=2.833kg/m3提馏段平均气相密度MV（2）已知提馏段的平均相对分子质量为87.59 kg/kmol提馏段的平均温度为107.03，提馏段的平均操作压强为116.025 KPa则MV（2）=PMm，2RT=116.025×87.598.314×107.03+273=3.234kg/

29、m3液体表面张力mm=i=1nxii利用数值插值法根据温度与苯和甲苯的表面张力的关系计算特定温度下的表面张力。（1） 塔顶塔顶温度为80.35A=21.27-20.0690-80×90-80.35+20.06=21.23(mN/m)B=21.69-20.5990-80×90-80.35+20.59=21.65(mN/m)mD=0.985×21.23+1-0.985×21.65=21.24(mN/m)(2)进料进料温度为97.15A=20.06-18.85100-90×100-97.15+18.85=19.19(mN/m)B=20.59-19.9

30、4100-90×100-97.15+19.94=20.13(mN/m)mF=0.411×19.19+1-0.411×20.13=19.74(mN/m)(3)塔底塔底温度为116.91A=17.66-16.49120-110×120-116.91+164.49=16.85(mN/m)B=18.41-17.31120-110×120-116.91+117.31=17.65(mN/m)mW=0.007×16.85+1-0.007×17.65=17.644(mN/m)则精馏段的平均表面张力为：m（1）=21.24+19.742=20

31、.49(mN/m)提馏段的平均表面张力为：m（2）=19.74+17.6442=18.69(mN/m)液体粘度LmLm=i=1nxii利用数值插值法根据温度与苯和甲苯的黏度的关系计算特定温度下的液体粘度。（1） 塔顶塔顶温度为80.35LA=0.308-0.27990-80×90-80.35+0.279=0.307mpasLB=0.311-0.28690-80×90-80.35+0.286=0.310mpasLD=0.985×0.307+(1-0.985)×0.310=0.307mpas(2)进料进料温度问97.15LA=0.279-0.255100-9

32、0×100-97.15+0.255=0.262mpasLB=0.286-0.264100-90×100-97.15+0.264=0.270mpasLF=0.411×0.262+(1-0.411)×0.270=0.267mpas（2） 塔底塔底温度为116.91LA=0.233-0.215120-110×120-116.91+0.215=0.221mpasLB=0.254-0.228120-110×120-116.91+0.228=0.236mpasLW=0.007×0.221+(1-0.007)×0.236=0.2

33、359mpas则精馏段的平均液相黏度为Lm（1）=0.307+0.2672=0.287 mpas提馏段的平均液相黏度为Lm（2）=0.267+0.2362=0.252 mpas3.5塔的气液负荷计算（1）精馏段的气液负荷计算V=R+1D=3.29+1×33.40=143.29kmol/hVs=VMVM13600×VM1=143.29×80.793600×2.833=1.135m3/sL=RD=3.29×33.40=109.89 kmol/hLS=LMLM13600×LM1=109.89×82.503600×804.

34、30=3.13×10-3m3/sLh=3.13×10-3×3600=11.27m3/h（2）提馏段的气液负荷计算L'=L+qF=109.89+0.97×80=187.49 kmol/hLS'=L'MVM23600LM2=187.49×89.23600×783.64=5.93×10-3m3/sV'=V+q-1F=143.29+0.97-1×80=140.89 kmol/hVS'=VMVM23600VM2=140.89×87.593600×3.234=1.06

35、0m3/s3.6塔和塔板主要工艺尺寸计算3.6.1塔径D（1）精馏段塔径初板间距HT=0.4m，取板上的液层高度hL=0.06m故HT-hL=0.40-0.06=0.34m(LS1/VS1)(L1/V1)12=(3.13×10-3/1.135)804.302.83312=0.0465查史密斯关联图得C20=0.071,依下式校正到物质表面张力为20.49Mn/m时的C,即：C=C20(/20)0.2=0.071×(20.49/20)0.2=0.0713max=C( L -V )/V =0.0713×804.3-2.8332.833 =1.199m/s取安全系数为0

36、.7，则=0.7max=0.7×1.199=0.839 m/s故D=4VS =4×1.135×0.839 =1.31m按标准，塔径圆整为1.4m。塔横截面积AT=4D12=0.785×1.42=1.54m2则空塔气速1'=VS1AT=1.1351.54=0.74m/s(2)提馏段塔径初选塔板间距HT'=0.40m,取板上液层高度hL'=0.06m(LS2/VS2)(L2/V2)12=(5.93×10-3/1.060)783.643.23412=0.087因为C20=0.071，依下式校正到物系表面张力为18.69mN/m

37、C=C20(/20)0.2=0.071×(18.69/20)0.2=0.0700max=C( L' -V' )/V' =0.0700×(783.64-3.234)3.234 =1.087m/s=0.7max=0.7×1.087=0.761m/s故D=4VS' =4×1.060×0.761 =1.33m按标准，塔径圆整为1.4m。塔横截面积AT=4D22=0.785×1.42=1.54m2则空塔气速2'=VS2AT=1.0601.54=0.69m/s3.6.2溢流装置采用单溢流、弓形降液槽、平行受

38、液盘及平行溢流堰，不设进口堰，各项计算如下(1) 溢流堰长lw取堰长lw为0.645D，即 lw=0.645×1.4=0.903m(2) 出塔堰高hwhw=HL-how精馏段 how=2.84×10-3E（Lh/lw)23=2.84×10-3×1.03×(3.13×10-3×3600/0.903）23=0.0157m故hw=0.06-0.0157=0.0443m=0.044m提馏段 how=2.84×10-3E（Lh'/lw)23=2.84×10-3×1.035×(5.93&#

39、215;10-3×3600/0.903）23=0.024m故hw'=0.06-0.024=0.036m(3) 降液管的宽度Wd与降液管的面积Af由lwD=0.645查图得WdD=0.118AfAT=0.0663故Wd=0.118×1.4=0.1652mAf=0.0663×4D2=0.0663×0.785×1.42=0.1020m2由式=AfHTLS1>（35s）计算液体在降液管中停留的时间以检验降液管面积，即： 精馏段 =AfHTLS1=0.1020×0.403.13×10-3=13.04 s(>5s符合

40、要求)提馏段 =AfHTLS1=0.1020×0.405.93×10-3=6.88 s(>5s符合要求)(4)降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速u0'为0.15m/s,依式计算降液管底隙高度h0，即u0'=LS/(lwh0)得h0=LS/(lwu0')精馏段 h0=3.13×10-30.903×0.15=0.023m 取h0=0.02m提馏段 h0=5.93×10-30.903×0.15=0.023m 取h0=0.04m3.6.3塔板布置取边缘区宽度WC=0.04m，安定区宽度WS=0.070m

41、依式计算出开孔区面积Aa=2xr2-x2+180r2sin-1(xr)其中x=D2-Wd+WS=1.42-0.1652+0.070=0.465mr=D2-WC=1.42-0.040=0.660mAa=20.4650.662-0.4652+1800.662sin-1(0.4650.66)=1.116m3.6.4筛孔数n与开孔率取筛孔的孔径d0为5mm，正三角形排列，一般碳钢的板厚为3mm，取t/d0=3.0，故孔中心距t=3.0×5.0=15.0mm依式计算塔板上的开孔区的开孔数n，即n=1158×103t2Aa=1158×1031521.116=5744个依式计算

42、塔板上开孔率，即0.907td02=A0Aa=0.9073.02=10.1%(在5%15%范围内)每层塔板上的开孔面积A0为A0=Aa=0.101×1.116=0.1127m2气体通过筛孔的气速：精馏段 u0=VSA0=1.1350.1127=10.07m/s提馏段 u0'=VS'A0=1.0600.1127=9.41 m/s3.6.5塔的有效高度Z精馏段 Z=12-1×0.4=4.4m提馏段 Z=20-1×0.4=7.6m3.7筛板的流体力学验算3.7.1塔板压降验算气体通过筛板压降相当的液柱高度hp=hc+hl+h(1) 单板压降相当的液柱高度

43、依d0/=5/3=1.67查干筛孔的流量系数图得C0=0.84 则精馏段hc=0.051（u0/C0）2VL=0.051（10.07/0.84）22.833804.3=0.0258m提馏段hc=0.051（u0'/C0）2V'L'=0.051（9.41/0.84）23.234783.64=0.0264m气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl精馏段ua=VSAT-Af=1.1351.54-0.1020=0.789m/sFa=uav=0.7892.833=1.3280=0.971-0.355Fa+0.075Fa2=0.633 依式hl=0hL=0.633×0.06

44、=0.0380m提馏段ua=VS'AT-Af=1.0601.54-0.1020=0.737m/sFa=uaV'=0.7373.234=1.3250=0.971-0.355Fa+0.075Fa2=0.634依式hl=0hL=0.634×0.06=0.0380m（3） 克服液体表面张力压降相当的液柱高度h精馏段 h=4Lgd0=4×20.49×10-3804.3×9.81×0.005=2.078×10-3提馏段 h=4Lgd0=4×18.69×10-3783.64×9.81×0.00

45、5=1.945×10-3故精馏段hp=0.0258+0.0380+0.002078=0.0659m提馏段hp=0.0264+0.0380+0.001945=0.0663m（4） 单板压降Pp精馏段 Pp=hpLg=0.0659×804.3×9.81=519.96Pa<0.7kPa（设计值允许）提馏段 Pp=hpLg=0.0663×783.64×9.81=509.68Pa<0.7kPa（设计值允许）雾沫夹带量ev的验算依式ev=5.7×10-6（uaHT-hf）3.2hf=2.5hL精馏段 ev=5.7×10-62

46、0.49×10-30.7890.4-2.5×0.063.2 =0.011kg液/kg气<0.1kg液/kg气故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带提馏段 ev=5.7×10-618.69×10-30.7370.4-2.5×0.063.2 =9.70×10-3kg液/kg气<0.1kg液/kg气故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带3.7.3漏液的验算由式uow=4.4C00.0056+0.13hL-hL/V精馏段 uow=4.4×0.840.0056+0.13×0.06-0.002078804.32.833

47、 =6.63m/s筛板的稳定系数K=u0uow=10.076.63=1.52 >1.5故在设计下不会发生过量漏液提馏段 uow=4.4×0.840.0056+0.13×0.06-0.001945783.643.234 =6.16m/s筛板的稳定系数K=u0uow=9.416.16=1.53 >1.5故在设计下不会发生过量漏液3.7.4液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 HdHT+hwHd=hp+hL+hd精馏段 hd=0.153LSlwh02=0.153×3.13×10-30.645×0.022=9.01

48、5;10-3mHd=0.0659+0.06+9.01×10-3=0.135m取=0.5则HT+hw=0.5×0.4+0.044=0.222m故HdHT+hw，在负荷设计下不会发生液泛。提馏段 hd=0.153LSlwh02=0.153×5.93×10-30.645×0.042=8.08×10-3mHd=0.0663+0.06+8.08×10-3=0.134m取=0.5则HT+hw=0.5×0.4+0.036=0.218m故HdHT+hw，在负荷设计下不会发生液泛。根据以上塔板的各项流体力学验算，可以认为精馏段塔径及

49、各项工艺尺寸、提馏段塔径及各项工艺尺寸是合适的。3.8塔板负荷性能图3.8.1雾沫夹带线（1）精馏段 ev=5.7×10-6（uaHT-hf）3.2 （3-1）式中ua=VSAT-Af=VS0.785×1.42-0.1020=0.696VSm/s（3-2）hf=2.5hw+how=2.5hw+2.84×10-3E(3600LS/lw)23取E=1.03 hw=0.044m lw=0.903m 故hf=2.5hw+how=2.5hw+2.84×10-3E(3600LS/lw)23 =2.50.044+2.84×10-3×1.03(360

50、0LS/0.903)23 =0.11+1.893LS2/3（3-3）取雾沫夹带极限值ev为0.1kg液/kg气，已知=20.49×10-3N/mHT=0.4m 并将（3-3），（3-2）代入（3-1）得0.1=5.7×10-620.49×10-3（0.696VS0.4-0.11-1.893LS2/3）3.2整理得 VS=2.62-16.62LS2/3 （3-4）提馏段 ev=5.7×10-6（uaHT-hf）3.2 （3-5）式中ua=VSAT-Af=VS0.785×1.42-0.1020=0.696VSm/s（3-6）hf=2.5hw+how

51、=2.5hw+2.84×10-3E(3600LS/lw)23取E=1.035 hw=0.036m lw=0.903m 故hf=2.5hw+how=2.5hw+2.84×10-3E(3600LS/lw)23 =2.50.036+2.84×10-3×1.035(3600LS/0.903)23 =0.09+1.848LS2/3（3-7）取雾沫夹带极限值ev为0.1kg液/kg气，已知=18.69×10-3N/mHT=0.4m 并将（3-7），（3-6）代入（3-5）得0.1=5.7×10-618.69×10-3（0.696VS0.

52、4-0.09-1.848LS2/3）3.2整理得 VS=2.72-16.23LS2/3 （3-8）在操作范围内，任取几个LS值，依上式算出相应的VS值例于下表中表3-1精馏段雾沫夹带线计算结果LS（m3/s）0.6×10-41.5×10-33.0×10-34.5×10-3VS（m3/s）2.5952.4022.2742.167表3-2提馏段雾沫夹带线计算结果LS（m3/s）0.6×10-41.5×10-33.0×10-34.5×10-3VS（m3/s）2.6952.5072.3822.2783.8.2液泛线由式 H

53、T+hw=hp+hL+hd=hp+how+hw+hd（3-9）精馏段取E=1.03 lw=0.903 则how=2.84×10-3E(3600LS/lw)23=2.84×10-3×1.03(3600LS/0.903)23故how=0.735LS2/3（3-10）由式hp=hc+hl+hhc=0.051(u0/C0)2VL=0.051(VS/0.1127×0.84)22.833804.3=0.0200VS2则 hl=0hL=0hw+how=0.633×（0.044+0.735LS23） =0.0279+0.47LS2/3故hp=0.0200VS2

54、+0.0279+0.47LS23+0.002078 =0.0300+0.0200VS2+0.47LS23 （3-11）由式hd=0.153（LS/lwh0）2=0.153（LS/0.903×0.023）2=354.70LS2（3-12）将HT=0.4m =0.5 及式（3-10），（3-11），（3-12）代入（3-9）式中得 0.5×0.044+0.4=0.0300+0.0200VS2+0.47LS23+0.044+0.735LS23+ 354.70LS2整理得VS2=11.8-60.25LS23-17735LS2 （3-13）提馏段：由式HT+hw=hp+hL+hd=h

55、p+how+hw+hd取E=1.035 lw=0.903 则how=2.84×10-3E(3600LS/lw)23=2.84×10-3×1.035(3600LS/0.903)23故how=0.739LS2/3（3-14）由式hp=hc+hl+hhc=0.051(u0/C0)2VL=0.051(VS/0.1127×0.84)23.234783.64=0.0235VS2则hl=0hL=0hw+how=0.634×（0.036+0.739LS23） =0.0228+0.469LS2/3故hp=0.0235VS2+0.0228+0.469LS23+0.001945 =0.0247+0.0235VS2+0.469LS23 （3-15）由式hd=0.153（LS/lwh0）2=0.153（LS/0.903×0.044）2=96.92LS2（3-16）将HT=0.4m =