化工原理设计-苯-甲苯分离过程板式精馏塔设计

2008级化工原理课程设计

化工原理课程设计

--分离苯一甲苯连续精馈筛板塔

专业:化学工程与工艺

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指导老师

第I页

厅s

课程设计是“化工原理”的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程

及有关先修课程的基本知识来解决某一设计任务的一次训练，在整个教学计

划中它起着培养学生独立工作能力的重要作用。

精馈是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，精储

过程在能量剂驱动下，使气液两相多次直接接触和分高，利用液相混合物中

各组分的挥发度的不同，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

储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储或萃取精

镭等特殊方法进行分离。木设计的题目是苯-甲苯连续精饵筛板塔的设计，即

需设计一个精循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。

目录

一、化工原理课程设计任务书............................................1

二、设计计算..........................................................3

1.设计方案的选定标准3

2.操作条件的确定3

3.设计方案的选定及基础数据的搜集................................4

4.精储塔的物料衡算...............................................8

5.塔板数的确定....................................................9

6.精福塔的工艺条件及有关物性数据的计算..........................11

7.气液负荷计算...................................................15

8.精储塔的塔体工艺尺寸计算......................................15

9.塔板主要工艺尺寸的计算........................................17

10.筛板的流体力学验算...........................................20

11.塔板负荷性能图................................................23

_12.各接管尺寸的确定...............................................27

三、个人心得体会及改进意见..........................................30

四、参考文献.........................................................31

附录（符号说明）.....................................................32

2（X）8级化工原理课程设计

一、化工原理课程设计任务书

板式精馆塔设计任务书

（一）设计题目：

设计分离苯一甲苯连续精馄筛板塔

（二）设计任务及操作条件

1.设计任务：

物料处理量：50240吨/年

进料组成：22.6%落，基-甲苯常温混合溶液（质量分率，下同）

分离要求•

塔顶产品组成苯297%

塔底产品组成苯<1%

2.操作条件

平均操作压力：101.3kPa

平均操作温度：94℃

回流比：自选

单板压降：<=0.7kPa

工时：年开工时数7200小时

（三）设计方法和步骤：

L设计方案简介

根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比,

选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对选定的工艺流程，主要

设备的形式进行简要的论述。

2.主要设备工艺尺寸设计计算

（1）收集基础数据

（2）工艺流程的选择

（3）做全塔的物料衡算

（4）确定操作条件

（5）确定回流比

（6）理论板数与实际板数

（7）确定冷凝器与再沸器的热负荷

（8）初估冷凝器与再沸器的传热面积

（9）塔径计算及板间距确定

（10）堰及降液管的设计

（11）塔板布置及筛板塔的主要结构参数

第1页

（12）塔的水力学计算

（13）塔板的负荷性能图

（14）塔盘结构

（15）塔高

（16）精镭塔接管尺寸计算

3.典型辅助设备选型与计算（略）

包括典型辅助设备（换热器及流体输送机械）的主要工艺尺寸计算和设备型

号规格的选定。

4.设计结果汇总

5.工艺流程图及精储塔工艺条件图

6.设计评述

四、参考资料

《化工原理课程设计》天津大学化工原理教研室，柴诚敬刘国维李阿娜编；

《化工原理》（第三版）化学工业出版社，谭天恩窦梅周明华等编；

《化工容器及设备简明设计手册》化学工业出版社，贺匡国编；

《化学工程手册》上卷化学工业出版社，化工部第六设计院编；

《常用化工单元设备的设计》华东理工出版社。

二、设计计算

（一）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

所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要

稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要

采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在

一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装

置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考

虑到生产上的可能波动C再其次，要考虑必需装置的仪表（如温度计、压强计，流

量计等）及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而

帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。

2.满足经济上的要求

要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸锵过程中如能适

当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。

又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传

热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和

设备费也有很大影响。

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。又如，塔是指定在常压下操作的,

塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。

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。

（二）操作条件的确定

确定设计方案是指确定整个精饰装置的流程、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、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。

1.操作压力

蒸僧操作通常可在常压、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。例如，采用减压

操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径

增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则

应在加压下进行蒸储。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但

在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加

压蒸储的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用

较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸储的能量消耗。

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响。此外，在泡点进

料时，精储段与提储段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。

3.加热方式

蒸偏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。

（三）.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，应采用连续精馈流程。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人精福塔内。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。其中由于蒸储过程

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馆，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般

为3〜8mm,筛孔在塔板上作正三角形排列。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

塔的80%左右。

(2)处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10〜15%。

(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2~3)。

(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。

下图是板式塔的简

Vn-1冷凝器Vn

—＞塔顶产品

（或冷凝为谓出液）

略图

表1苯和甲苯的物理性质

项分子沸点临界温临界压强

分子式

目量M(℃)度t《C）Pc(kPa)

苯

A

CA78.1180.1288.56833.4

甲

c6H5—CIh92.13110.6318.574107.7

苯

B

表2苯和甲苯的饱和蒸汽压

温度10110

80.1859095100

°C5.6

匕°，101.11613515517920

240

kPa33.9.5.7.24.

•Vn

40.046.54.63.74.2

kPa003386

P：，.0

kPa

表3纯组分的表面张力

温度8090100110120

苯，

mN/m

甲苯，21.22018.817.516.2

Mn/m21.720.619.518.417.3

甲苯,

Mn/m

表4组分的液相密度

温度（℃）8090100110120

苯,kg/加

814805791778763

甲

809801791780768

苯，kg/m3

表5液体粘度四心

温度（C）8090100110120

苯(mPa.s)0.3080.2790.2550.2330.215

甲苯0.3110.2860.2640.2540.228

(mP〃.s)

表6常压下苯——甲苯的气液平衡数据

温度t液相中苯的摩尔分率气相中苯的摩尔分率

℃Xy

110.560.00().0()

109.911.002.50

108.793.007.11

107.615.0011.2

105.0510.020.8

102.7915.029.4

100.7520.037.2

98.8425.044.2

97.1330.050.7

95.5835.()56.6

94.0940.061.9

92.6945.066.7

91.4050.071.3

90.1155.()75.5

80.8060.079.1

87.6365.082.5

86.5270.085.7

85.4475.088.5

84.4080.091.2

83.3385.093.6

82.2590.095.9

81.1195.098.0

80.6697.098.8

80.2199.099.61

80.01100.0100.0

(四)精储塔的物料衡算

(1)原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

茉的摩尔质量=7811依/加H

甲苯的摩尔质量肛=9213馆

0.226/78.11

=0.256

0.226/78.11+0.774/92.13

0.97/78.11

=0.974

0.97/78.11+0.03/92.13

x,0.01/78.11,0()12

H0.01/78.11+0.99/92.13,

(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF=0.256x78.11+0.744x92.13=88.54kg/kmol

Mp=0.974x78.11+0.026x92.13=78.47kg/kmol

Mw=0.012x78.11+0.988x92.13=91.96kg/kniol

(3)物料衡算

50240000

原料处理量F==78.8

84.54*7200

总物料衡算78.8=D+W

苯物料衡算78.8X0.256=0.974D+0.012W

联立解得D=58.8kmol/h

W=20.0kmol/h

式中F------原料液流量

D----------塔顶产品量

W----------塔底产品量

(五)塔板数的确定

(1)理论板层数AT的求取

苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x〜y图，见下图

1.2

1

0.8

0.6

0.4

0.2

0

图1苯一甲苯平衡曲线图

②求最小回流比及操作回流比.

采用作图法求最小回流比，在上图中对角线上，自点。(0.256

,0.256)作垂线of即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为

y(i=0.45,乙=0.256

^210.974-0.450

故最小回流比为人“in===2,70|

y-x0.450-0.256

取操作回流比为R=1.2R“2=3.241

③求精馀塔的气、液相负荷

L=/?x£)=3.241x20.0=64.82kmol/h

V=(R+\)D=4.241x20.0=84.82kmol/h

V=(R+\)D-[\-q)F=(4.241x20.0)x20.0-(1-1)78.8=84.82%〃?。//〃

L=RD+qF=3.24lx20.0+lx78.8=14362km3/h

④求操作线方程

精储段操作线方程为

），.二——X,+—=0.7642%+0.2297

）向R+\nR+\"

提储段操作线方程为

jW

h/一h/=1693/-0.0083

（2）实际板层数的求取

又根据/?niin=，百_a（D]可解得

a-1xF1-xf

a=2.378

y.=xn=0.974x.=---------==0.9403

y+a（「y）

Rx.

yA,

2~~R+\+~R+\X2=----&----=0,8852

=0.7642x„+0.2297=0.9483%+a0-%）

»=0.7642A;+0.2297=0.9062x,=----------=0.8025

为+aQf）

同理可求y4=0.8430x4=0.6931

为=0.7594x5=0.5703

y6=0.6655——x6=0.4555

%=0.5778——x7=0.3653

0.5089——JV8=0.3035

y9=0.4616——玉=0.2650

加=0.4322——%。=0.2425

因为内0〈,n=9

%=%=0.2425%=1.693x,-0.0083=0.4023

X

=0.2206

X+2.378(1-X)

=0.3617——x3=0.1924

y4=03174——七=0.1636

y5=0.2261——x5=0.1094

y6=0.1769——x6=0.0829

/=0.1320七=0260

=0.0933----X<xw

所以n=7

精饲段实际板层数"冷="0.52=17.3。18,

提储段实际板层数入7=7/0.52=13.5%14

进料板在第19块板

（六）精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算

（1）操作压力计算

塔顶操作压力PD=93,2kPa

塔底操作压力々-108.6kPa

每层塔板压降△P=0.7kPa

进料板压力PF=93.2+0.7X18=105.8kPa

精储段平均压力4m=（93.2+105.8）/2=99.5kPa

提储段平均压力Pm=（108.6+105.8）/2=107.2kPa

（2）操作温度计算

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、甲苯的饱和蒸气压由安托

尼方程计算，计算过程略，计算结果如下：

塔顶温度《=82.4℃

进料板温度，尸=95.3℃

塔底温度（=104.4C

精储段平均温度却=(82.4+95.3)/2=88.8℃

提储段平均温度幻=(95.3+104.4)/2=99.8℃

(3)平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由xD=yl=0.974,查平衡曲线(见图1),得xl=0.88

Dni=ISA!kg//anol

M=79.79kgJkmol

进料板平均摩尔质量计算

由上面理论板的算法，得_=0.45,_=().256

MVF„,=85.82Zg//anol

A7乙88.54依/如H

塔底平均摩尔质量计算

由xwy2=0.012,查平衡曲线(见图1),得X2R.01

MVWm=91.96kg/hnol

Mi=91.99Zg/hnol

精馄段平均摩尔质量

Mvm=7847；8552依"mol=81.15依/kmol

MLG=""kg/kmol=84.17依/kmol

提福段平均摩尔质量

MVm='I•'6；'5用-炊]kmol=88.89依/kmol

9199+8854

M]=—:——-——--kg/kmol=90.27kg/kmol

(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：精微段的平均气相密度即

%,”二/3=2.68依/加

提储段的平均气相密度

。一记=3.07伙.

②液相平均密度计算

液相平均密度依下式计算：即

塔顶液相平均密度的计算

由tD=82.4℃,查手册得

0=812.3kg/〃/,PB=807.6kg/m3

塔顶液相的质量分率

%=0.969

PLD”=812.15kg/kmol

同理进料板液相平均密度

4/力=795.75依/切切

塔底液相平均密度

夕/.=790.52依/公〃。/

精储段液相平均密度为

812.15+795.75

pL.m803.95依/%〃”

2

提锚段液相平均密度为

790.52+795.75

PL.m=793.14依"6。/

(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

■

%-zZw

塔顶液相平均表面张力的计算

由tD=82.4eC,查手册得

aA=20.98mN/moB=2L43mN/m

OLDBFZO.99mN/m

同理进料板液相平均表面张力

<7LFm=20.04mN/m

塔底液相平均表面张力

<7Lwm=19.94mN/m

精储段液相平均表面张力为

oLm=(20.99+20.04)/2=20.52mN/m

提循段液相平均表面张力为

o1加二(20.04+19.94)/2=l9.99mN/m

(6)液体平均粘度计算

液相平均粘度依下式计算：即

lg〃i

塔顶液相平均粘度的计算

由tD=82.4℃,查手册得

〃A=0.301mPa,spB=0.305mPa,s

lg〃LDm=0.974Xlg(0.301)+(1-0.974)Xlg(0.305)

解出z/LDm=0.301mPa•s

同理进料板液相平均粘度

pLFm=0.272mPa•s

塔底液相平均粘度

〃Lwm=0.264mPa•s

精储段液相平均粘度为

〃E=(0.301+0.272)/2=0.287mPa•s

提储段液相平均粘度为

〃lm-(0.264+0.272)/2-0.268mPa•s

(七)气液负荷计算

精播段：

V=(R+1)。=(3.24l+l)x20.0=84.82KW//?

VxM..84.82x88.15-3,

l匕z=------=---------------=0.77/«/s

s

3600pV7M3600x2.68

L=RD=3.241x20.00=64.S2Kmol/h

LM64.82x90.27八”3,

Lrs=------=lm----------------------=0.002024/$

3600/k3600x803.95

Lh=0.00202x3600=7.278"，/h

提储段:

V=V+(^-l)F=84.82K"加///?

pVx%"”=0.68〃z3/s

s3600。

L=L+qF=\43.62Kmol/h

Ls="=0.0045渥/§

3600"

Lh=0.0045x3600=16.2〃/lh

(八)精储塔的塔体工艺尺寸计算

(1)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。

表8板间距与塔径关系

塔径

0.3〜0.5~0.8〜1.6〜2.4

DT,m

0.50.81.62.44.0

板间

距HT,200〜250〜300〜350〜400

mm300350450600600

对精储段：

初选板间距取板上液层高度一,

切沙鬻x（鬻%。6

故HT—ht=0.45—0.06=0.39〃?

/\0.2

查手册得心。=0.071；依式C=C0—

l20j

20.52f2

校正物系表面张力为时C=C=0.071x=0.0714

"max=1.235/??/s

可取安全系数为0.8,则（安全系数0.6—0.8）,

4x0.77

故。==0.996〃?

3.142x0.988

按标准，塔径圆整为1.0m,则空塔气速0.98m/so

对提储段：

初选板间距取板上液层高度

0.0086(793.395$

故"了一h=0.45-0.06=0.39/w------x--------=0.1461

L0.590717.88

查手册得C2o=0.070；依式C=

校正物系表面张力为

(19895\

19.895巾4/小时。==0.070x=0.0699

I20)

/79334-3而

〃max=0.0699xV3.07=1.123mfs

可取安全系数为0.8,则（安全系数0.6—0.8）,

=0.88/7/

按标准，塔径圆整为1.0m,则空塔气速0.866m/so

将精锚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1.0m

（2）塔岛的计算

H=(n-n/t-i)HT+npHr+HD+HB+H1+H2

=(32-3-1)*0.45+3*0.45+0.9+2+0.5+3=20.8m

式中——塔高,m；n—实际塔板数

人孔数（按八层塔板设一人孔，需三个人孔）

_…设人孔处的板间距,m（人孔直径一般为450-600,取600mm）

一一塔顶空间高度，m（通常取为1.5-2.0一取2.0_）

_…塔底空间高度,m（经验值，取2m）

--封头高度,m（经验值，取（）.5m）

_一裙座高度,m（经验值，取3m）

（九）塔板主要工艺尺寸的计算

（1）溢流装置计算

因塔径1）=1.0叫可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。对精偏段各项计算如下:

a)溢流堰长」单溢流去IW=(0.6〜0.8)D,取堰长—为0.66D=0.66X1.0=0.66m

b）出口堰高

3600x0.00202

由4/。=0.66,L/l-5=20.549〃z

ftw0.6625

查手册，知E=L042,依式一

2

2.84一。=2.84，7.27吓

可得小Wxl.042x、0.66)=0.015fn

1000UiJ1000

故hw=0.06-0.015=0.045mhhh%

c）降液管的宽度.与降液管的面积二

由—杳手册得_

故叱/=0.1240=0.124x1.0=0.124"?

A,=0.0722x军力2=0.0722=0.0567"/

f44

计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，

即一（大于5s,符合要求）

d）降液管底隙高度二取液体通过降液管底隙的流速一（0.07-—（）.25）

h=—=00°2°2=0.028，〃符合（％=hw-0.006）

A.xu,0.66xO.l1

e）受液盘

采用凹形受液盘，不设进堰口，深度为50mm

对提溜段：

a）溢流堰长」单溢流去1W=（0.6〜0.8）D,取堰长一为0.8D=0.8X1.0=0.8m

b）出口堰高

由/卬/。=0.8,4〃/5=]6.70〃2

2

查手册得E=1.02,依式鼠=—E\&丫

01000I/...）

284（/节

可得小w=上"£—=0.0215m

1000[lw）

故hw=0.06-0.0215=0.0385m

c）降液管的宽度一与降液管的面积二

由一查手册得_

故一，,

计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，

即一（大于5s,符合要求）

d）降液管底隙高度二取液体通过降液管底隙的流速一（0.07--0.25）

依公式：一符合（_）

（2）塔板布置

①塔板的分块

因D2800mm,故塔板采用分块式。查表得，塔极分为4块。

对精储段：

a）取边缘区宽度Wc=0.05m（30〜50nlni）,安定区宽度（当D<1.5m时，Ws=60-75mjn）

b）依公式：一计算开空区面积得：

/?=-2-=-y-0.05=0.45w,x=g—(叱/+叱)二与一(0.124+0.075)=0.301

A=20.301xA/0.452-0.3012+—X0.452sin=0.4980/n2

“1800.45

c）筛孔数_与开孔率一：取笳空的孔径_为一，正三角形排列，一般碳的板厚为_，取，

故孔中心距t=3.Ox5=15.Own

筛孔数:

一个，

则。=&.%=当竺％=1（）.08%（在5—15范围内）

4（加

则每层板上的开孔面积4为4=。4=0.1008x0.4980=0.05

气体通过筛孔的气速为M=—=15.4???/5

4

对提储段:

a）取边缘区宽度Wc=（）.05m（30〜50mm）,安定区宽度（当I）〈1.5m时，Ws=60〜75mm）

1

b）依公式A=2x/Rr-JiR..|x

a厂4---------sin—计算开空区面积

180R

4=0.4506w2

c）筛孔数一与开孔率」取蹄空的孔径一为正三角形排列，一般碳的板厚为口取

故孔中心距，=3.0x5=\5.0mm

筛孔数一个,

则。=4%=。乎％=10.08%（在5—15范围内）

4%,

则每层板上的开孔面积A：为A0=。•4=0.045

V

气体通过筛孔的气速为〃,=±=12.89/〃/$

A）

（+）筛板的流体力学验算

塔板的流体力学计算，H的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定

对有关塔板参数进行必要的调整，最后还耍作出塔板负荷性能图。

（1）气体通过筛板压强相当的液柱高度％=4+%+力

对精储段:

a）干板压降相当的液柱高度」依一，查《干筛孔的流量系数》图得，C0=0.78由式—

b）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度二

u,=——=---------=1.0573小Is,F=u,=1.0573x7^68=1.7309

04-40.785-0.0567"'

由一与一关联图查得板上液层充气系数一二0.57,依式—

c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：

依式

h=-^—4*20.52x10-3

a=0.00208w

夕那4)-803.95x9.81x0.005

故%,=0.0361+0.0342+0.00208=0.0724w

则单板压强：_

(2)液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

(3)液沫夹带

5.7x10"『5.7x10^(1.05734八”小

ev=-------------=---------------------=0.01564奴♦/kg—<0.\kg♦/伙♦

0[HT-hf)20.52xl0-\0.45-2.5x0.06,)

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

(4)漏液

由式以由=4.4C0,(0.0056+0.13%-%)0./4

4卬=4.4x0.78x0.0056+0.13x0.06-0.00208)8^5=6.32m/S

筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。

(5)液泛

为防止降液管液泛的发生：应使降液管中清液层高度一

依式

Hd=hp+%+也，

而4=0.153x(二-尸0.00202.

=O.I53x(-----------)■=0.00183

0.66x0.028

11^=0.0724+0.0342+0.00183=0.1084m

取一，贝L

故Hd<+儿)在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精福段塔径及各项工艺尺寸是适合的。

对提溜段：

a)干板压降相当的液柱高度」依一，查《干筛孔的流量系数》图得，CO=0.78由式.

b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度二

一,一

由.与—关联图查得板上液层充气系数一二0.58,依式一

c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度二

依式」故—

则单板压强：_

(2)液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

(3)液沫夹带

_6/\3-2

=5.7x1。-----"=o.ooiO79Ag*/〃g*<O.Mg*/Ag+故在设计负荷下不会

发生过量雾沫夹带。

(4)漏液

由式Pow=4.4C0^/(0.0056+0.13hL-ha)pL/pv=5.874"?/s

筛板的稳定性系数故在设计负荷下不会产生过量漏液。

(5)液泛

为防止降液管液泛的发生：应使降液管中清液层高度一

依式一，而一

H/0.1139m

取一，则一

故儿)在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精储段塔径及各项工艺尺寸是适合的。

9塔板负荷性能图

对精储段：

漏液线

由4a-・44C,«0*皿3(4+522/4

Z\2/3*\

,2.84口

0.0056+0.13h4---------xEx—f—0.0021PL/PV

_io。。1J/

2/3803.95

=4.4X0.78XJ0.0045+0.13[0.045+0.917Ls]-0.0021)

2.68

V6?,min=0.1716x^2.8084+35.76^,2/3

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于卜表。

As/(m3/s'10.0050.0120.030.035

Fs/(m3/s)0.33670.37120.42930.4419

由上表数据即可作出漏液线。

(2)液沫夹带线

以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:

由巴乙・%

,2.84

h=------

w”1000Ed鬻「=。"3

%=2.5九十2.84X]36004

f|_11.056

=0.1125+2.20L//3

—联立以上几式，整理得

3

Vv=1.923-I2.54L/

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。

Zs/(mVs'10.0050.0120.030.035

%/(m7s)1.5561.2660.7120.581

由上表数据即可作出液沫夹带线2。

(3)液相负荷卜限线

对•于平直堰，取堰上液层高度hOW=O.006m作为最小液体负荷标准八由公式得

=5.29x107〃"$

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。

(4)液相负荷上限线

以0=4s作为液体在降液管中停留时间的下限

A.H

0=-L-LT=4

Ls

小/°56：。・45=00064加/5

据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线0.0474o

(5)液泛线

令为=a%+4)

由4=3%+均=也+①+儿+电+&

%=也

4=%+J

联立得/7+(*_£_1*.=(£+D分.+4+%+%

忽略h。，将hOK与Ls,hd与Ls,he与Vs的关系式代人上式，并整理得

式中：〃，.皿炉乂得以广

。卬(0.66)

将有关的数据代入整理，得一

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。

As/(m7s)Jo.0050.0120.030.035

心/(mVs)1.2461.1180.8220.733

由上表数据即可作出液泛线5。

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。

系列2

系列3

系列4

系列5

系列1

图2精储段筛板负荷性能图

在负荷性能图上，作出操作点P,连接0P,即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限

为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得

max=l.4m3/sVs,min=O.3m'/s

故操作弹性为限max/Vs,min=5.19

所设计筛板的主要结果汇总于表。

对提储段

（1）漏液线

由.，_

得V。,min=0.1716xJo.0589+0.1192L、产

在操作范围

内，任取几

0.0050.0120.030.035

个Ls值，依

上式计算出

,值，计算

结果列于下

L衣O

As/(m3/s)

除/(m*/s)0.04280.04380.04550.0459

由上表数据即可作出漏液线C

(2)液沫夹带线

以ev=O.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:

由%

V=1.410-9.133£/3

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-20。

\ls/(m3/s)

0.0050.0120.030.035

人/(mVs)1.1430.93130.52820.4328

由上表数据即可作出液沫夹带线2。

(3)液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层百度h0W=0.006m作为最小液体负荷标准。由式得

2/3

36004*

，小=5.29x104疝/s

”1000

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。

(4)液相负荷上限线

以0=4s作为液体在降液管中停留时间的下限

AH,AH

f0=^f-^T=4

&Ls

=0.0125/^

%而=0・0125加/$4M

据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。

(5)液泛线

令=

由月/=卜+%+&=儿+瓦++&+九

4=外

儿二%♦匕

联立得於％+(8-£7九=(B+»hOw+%+h.地

忽略h。，将hOK与Ls,hd与Ls,he与Vs的关系式代人上式，并整理得

将有关的数据代入整理，得一

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。

As/(m7s：-0.0050.0120.030.035

Vs/(m7s：-0.93560.8090.5100.406

由上表数据即可作出液泛线5。

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，具体如精储段一样，比较俩个负荷性能

图可知取精储段的负荷性能图。

一系列1

一系列2

一系列4

—系列5

系歹（］3

在负荷性能图上，作出操作点P,连接OP,即作出操作线。由图可看出，该筛板

的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得

侬max=0.92m3/smir=0.23m7s

故操作弹性为电max/心,min=4

io,各接管尺寸的确定

（1）进料管

FM7R只x只只54

进料体积流量%=—匚=—-----=8.768//h=0.0024/n3/s

s/

pf795.15

取适宜的输送速度一故

经圆整选取热轧无缝钢管(YB23I-64),规格:

实际管内流速:一

(2)釜残液出料管

釜残液的体积流量：

WMu.58.8x91.963,»nAnio3/