食工原理课程设计甲苯乙苯连续精馏塔设计

合肥学就

HEFEIUNIVERSITY

食工原理课程设计

题目：甲苯-乙苯连续精储塔设计

系别：生物与环境工程系

专业：12食品科学与工程

学号:_________________

姓名：___________________

指导教师：

二零一四年十月二十七日

目录

第一部分设计任务书

1.设计题目.......................................................5

2.设计概述.......................................................5

3.设计内容........................................................6

第二部分精像塔的设计

1精微塔的物料衡算.................................................7

1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率..............................8

1.2原料液及塔顶、塔底产品rJ平均摩尔质量.........................8

1.3物料衡算......................................................8

2塔板数确实定.....................................................9

2.1甲苯、乙苯H勺温度-构成...........................................10

2.2拟定操作的回流比R.................................................................................................11

2.3求操作线方程.................................................12

2.4图解法求理论塔板层数...........................................13

3塔的操作工艺条件及有关物性数据的计算............................14

3.1操作压力计算..................................................14

3.2操作温度计算................................................14

3.3平均摩尔质量计算..............................................15

3.4平均密度计算...................................................15

3.5液体平均表面张力计算...........................................18

3.6液体平均粘度计算.............................................20

4精微塔的气、液相负荷计算.........................................22

4.1精饱段气、液相负荷计算.........................................22

4.2提谣段气、液相负荷计算.........................................22

5精微塔的塔体工艺尺寸计算.........................................23

5.1塔径的计算...................................................23

5.2精微塔有效高度的计算........................................25

6塔板主要工艺尺寸H勺计算...........................................25

6.1溢流装置计算..................................................25

6.2塔板布置......................................................27

7筛板的流体力学验算...............................................30

7.1塔板压降....................................................30

7.2液面落差.....................................................32

7.3液沫夹带....................................................32

7.4漏液33

7.5液泛.........................................................33

8塔板负荷性能图...................................................34

8.1精储段塔板负荷性能图..........................................35

8.2提馆段塔板负荷性能图..........................................37

9精微塔的设计计算成果汇总一览表..................................41

10精微塔接管尺寸计算............................................42

10.1塔顶进气管...................................................42

10.2塔顶回流液管.................................................43

10.3进料管.........................................................43

10.4塔釜出料管....................................................43

10.5塔釜进气管....................................................43

11主要辅助设备H勺选型..............................................44

11.1冷凝器的设计.................................................44

11.1.1拟定设计方案..............................................44

11.1.2拟定物性数据................................................44

11.1.3计算热负荷..................................................45

(1)壳程液流量.....................................................45

(2)壳程流体的汽化潜热.............................................45

(3)热负荷.........................................................46

11.1.4逆流平均温差................................................46

11.1.5冷却水用量................................................46

11.1.6估算传热面积47

11.1.7换热器的工艺构造尺寸.........................................47

11.1.8换热器核实...................................................48

11.1.9换热器主要构造尺寸和计算成果................................51

11.2再沸器的设计...................................................52

11.2.1有关物性确实定...............................................52

11.2.2估算传热面积、初选换热器型号................................53

11.2.3传热能力核实...............................................55

11.2.4循环流量的校核.............................................61

（1）计算循环推动力APD..........................................................................................61

（2）循环阻力...................................................61

（3）循环推动力APD与循环阻力AR的比值............................63

11.2.5再热器主要构造尺寸和计算成果................................63

第三部分其他

1对设计过程的评述、有关问题口勺讨论和设计自我评价................64

2参照文件.......................................................65

3致谢...........................................................66

4绘制工艺流程图、设备图...........................................66

第一部分设计任务书

一、设计题目：甲苯-乙苯连续精储塔的设计

二、设计概述

在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门，塔设备是一

种主要的单元操作设备。其作用实现气一液相或液一液相之间的充分

接触，从而达成相际间进行传质及传热的过程。它广泛用于蒸储、吸

收、萃取、等单元操作，在本世纪五十年代后来，伴随石油、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。筛板塔是传质过程常用的塔设备，是1932年提出的，当

初主要用于酿造。它的主要优点有：

(1)构造比浮阀塔更简朴，易于加工，造价约为泡罩塔的

60%,为浮阀塔日勺80%左右。

(2)处理能力大，比同塔径日勺泡罩塔可增长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。

筛板塔的缺陷是：

(1)塔板安装的水平度要求较高，不然气液接触不匀。

(2)操作弹性较小(约2〜3)。

(3)小孔筛板轻易堵塞。

但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞H勺物

系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在

本设计中设计该种塔型。[1]

精帽是化工分离中经常遇到的环节。本设计是采用筛板塔对构成构

造和性质相同H勺甲苯和乙苯进行精播分离。本文详细H勺简介了甲苯和

乙苯筛板精储分离的设计过程，画出了工艺流程图和精储塔主要设

备图形象直观口勺呈现了设计的成果。

三、设计条件：

(一)操作条件

1.生产产量：11000(吨/年)。

2.进料构成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯H勺质量分数为60%。

3.进料状态：冷液进料

4.回流比:R=2.624

5.料液初温：20℃

6.冷却水的温度：30℃

7、采用间接蒸汽加热塔底加热，蒸汽压力0.5MPa(表压)

8、精僧塔塔顶压强：JKPa（表压）

9、单板压降不不不不不大于三工kPa

10、分离要求：塔顶H勺甲苯含量不不不不不不大于98%（质量分

数），塔底的甲苯含量不不不不不大于2%（质量分数）。

（二）塔板类型:筛板塔

（三）工作日：每年工作日为300天，每天二十四小时连续运营

（四）厂址：安徽省合肥市

（五）设计内容

1.设计阐明书W、J内容

1）精馀塔的物料衡算；

2）塔板数确实定；

3）精馄塔的工艺条件及有关物性数据口勺计算；

4）精储塔的塔体工艺尺寸计算；

5）塔板主要工艺尺寸的计算；

6）塔板口勺流体力学验算；

7）塔板负荷性能图；

8）精帽塔接管尺寸计算；

9）主要辅助设备的选型；

10）对设计过程H勺评述、有关问题的讨论和设计自我评价。

1）设计图纸要求：

2）绘制生产工艺流程图（A2号图纸）;

3）绘制精储塔设计条件图（A1号图纸）。

第二部分精福塔的设计

一、精储塔的物料衡算

表1甲苯的物理性质

分子质

量

92.14

沸点：密度汽化热比热容黏度表面张

3

110.625(kg/m)（KJ）Kg/(mol℃mPa.s力lO-N/”,

℃

温度

（℃）

110780.335.2390.1860.24518.41

120770.032.6310.1910.22817.34

130759.532.0040.1940.21316.27

140748.831.3590.1980.20015.23

表2乙苯的物理性质[2]

分子质比热容

密度汽化热黏度

表面张力

量(Kg/(mol.℃

(kg/m3)（KJ）mPa.sIQ^N/m

106.17)

沸点：

136.186

℃

温度

(℃)

110785.837.5470.2170.27819.86

120776.236.9360.2210.25918.81

130766.636.3120.2250.24217.81

140756.735.6420.2290.22616.82

（一）、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

甲苯的J摩尔质量以二92.14kg/kmol

乙苯的摩尔质量MB=106.17kg/kmol

xF=--------069214-------:0.6335

0.6/92.14+0.4/106.17

XL—098/9234—=0.9826

口0.98/92.14+0.02/106.17

0.02/92.14

Xw=0.0230

0.02/92.144-0.98/106.F7

（二）、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

M尸0.6335X92.14+(1—0.6335)X106.17=97.2820kg/kmol

MD=0.9826X92.14+(1-0.9826)X106.17=98.3841kg/kmol

Mw=0.0230X92.14+(1-0.0230)X106.17=105.8473kg/kmol

(三)、物料衡算

对于甲苯-乙苯双组分口勺连续精馈塔，根据总物料衡算及甲苯

的物料衡算可求得进料流量F及残液流率Wo

11000xl(3

储出液流率D=>/<300x24)=157()46km01yh

97.2820

F=D+W[15.7046+W=F

FXF=DXD+WXW=[0.9826x15.7046+0.0230W=Fx0.6335

联立解得W=8.9803kmol/h,F=24.6849kmol/h

以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率为

"=%X100%=15.7046x0.9826xl00%=98

FXF24.6849x0.6335

式中：F、D.W分别为进料、塔顶产品、塔底储出液日勺摩尔流量

(kmol/h),、、分别为进料、塔顶产品、塔底储出液构成的摩

尔分率

二、塔板数确实定

表3按托尼方程常数

Antoine方程常数①

物质ABC温度范围℃

甲苯6.079541344.8219.4826-137

乙苯6.082081424.255213.0626〜163

表4甲苯乙苯气液平衡[2]

t/C110.62113116119122

p;101.3089108.3452117.7550127.7931138.4878

p;48.071251.761156.731862.077067.8163

X1.00000.87550.73030.59690.4738

y1.00000.93640.84900.75300.6477

t/℃125128131134136.324

P：149.8675161.9614174.7988188.4096199.5043

PB73.970080.559087.604495.1280101.2991

X0.36010.25480.15710.06620.0000

y0.53270.40740.27100.12310.0000

L甲苯、乙苯日勺温度-构成

甲苯-乙苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

根据(A.B、C为Antoine方程常数由手册已查得如表1)求

得一系列温度下甲苯和乙苯的蒸气压、。

再根据泡点方程多和露点方程y=室得到各组t-x(y)

PA一弓P

数据，绘出甲苯、乙苯日勺温度-构成图及平衡曲线。

图1

甲笨-乙茉的温度-短或和国

2.拟定操作的回流上R

因为是饱和液体进料、有q=l、xq=xf=O.6335在x〜

y图上查得yq=O.7845o则最小回流例如下：

0.9826-0.7845

=1.3120

R：0.7845-0.6335

而一般情况下R二(1.1〜2)Rm,考虑到精储段操作线离平衡线较

近，故取实际操作H勺回流比为最小回流比H勺2倍。

即：R=2Rm=2.6240

图2

电点进料时，理论珞板数的图解

3.求操作线方程

精锚段操作线方程为：

L=RxD=2.624C'x15.7046=41.2089kmd/h

提储段操作线方程为八广厂岑三x,n-白沁=1.1578X”-0.0036

L+qF-WL+qF-W

(1)对于某些进料热状态，当泡点进料时，，则有，所以

a=2.106,因为

精憎段:

XD=X1=O.9826,y2=0.9826X2=0.9640,y3=0.9691

X3=0.9370,y4=0.9496X4=0,8995,y5=0.9224

X5=0.8495,y6=0.8862X6=0.7871,y7=0.8410

X7=0.7152,y8=0.7889X8=0.6395,y9=0.7342

提储段：

X9=0.5674,yl0=0.6532XI0=0.4721,yll=0.5461

XI1=0.3636,Y12=0.4198X12=0.2557,Y13=0.2941

X13=0.1652,Y14=0.1886X14=0.0994,Y15=0.1120

X15=0.1120,Y16=0.0620X16=0.0304,Y17=0.0306

X17=0148<0.0230

由以上计算可知，理论板层数：精储段有7块，提储段有9块

NT=16T=15块(不含再沸器)

(2)实际塔板数求取

全塔效率：AM=XF//,+(1・XF)〃2=0.53mN.s/m2

精储段:Npl=NTl/0.53=13.21^14,取Npl=14块;

提留段：NP2=NT2/0.53=16.98^17；取Np2=17块;

总塔板数：NP=Npl+Np2=31块。

4.图解法求理论板层数

(1)精储段操作线为经过点a(0.9826,0.9826)、c(0,0.2711)的直

线，与q线交与点q(0.6334,0.7297),而提偏段操作线为经过点q

(0.6336,0.7297)、b(O0230,0.0230)两点的直线。在x-y图中绘

出精偏段操作线、提偏段操作线、q线，并绘出梯级。

图解得总理论塔板数NT二16—1二15块(不含再沸器)。其中精镭段

NT1二8块，提储段NT2二7块，第9块为加料板位置。

(2)实际塔板数时的求取

精微段：Npl=NTl/0.6=15,取Npl=14块;

提一段:NP2=NT2/0.6=15.1865；取Np2=17块;

总塔板数:NP=Npl+Np2=31块。[4]

三、塔的操作工艺条件及有关物性数据的计算

(一)、操作压力计算

塔顶操作压力：PD=101.3+4=105.3kPa

每层塔板压降：取△「=().7kPa

进料板压力：PF=105.3+0.7X14=115.IkPa

塔底操作压力：PW=115.1+0.7X17=127kPa

精一段平均压力:Pml=(115.1+105.3)/2=110.2kPa

提储段平均压力:Pm2=(115.1+127)/2=121.05kPa

(二)、操作温度计算

查温度-构成图可得相应温度如下：

塔顶温度：TD=109.86℃

进料板温度：TF=118.82℃

塔底温度TW134.49℃

精微段平均温度:Tml=(109.86+118.82)/2=114.34℃

提一段平均温度：Tm2=(118.82+134.49)/2=126.655℃

(三)、平均摩尔质量计算

1.塔顶平均摩尔质量计算

由yl=二0.9826,查平衡曲线得xl=0.9640

2.进料板平均摩尔质量计算

由xF=0.6335,查平衡曲线得yF=0.7845

MVFin=O.7845x92.13+(1-0.7845)x106.16=95.15kg/kmol

MLEm=0.6335x92.13+(1-0.6335)x106.16=97.27kg/kmol

3.塔底平均摩尔质量计算

由xW=0.023,查平衡曲线得yW=0.0472

MVWm=0.0472x92.13+(1-O.()472)x106.16=l()5.5()kg/kmol

MLWm=0.0230x92.13+(1-0.0230)x106.16=105.84kg/kmol

4.精微段平均摩尔质量

MVm,=(92.37+95.15)/2=93.76kg/kmol

MLml=(92.63+97.27)/2=94.95kg/kmol

5.提福段平均摩尔质量

MVm2=(95.15+105.50)/2=100.325kg/kmol

MIm2=(92.27+105.84)/2=101.555kglmol

(四)、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，即

110.2x93.76

=3.2072kg/m3

8.314x((114.34+273.15))

2.液相平均密度计算

因为已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的J密

度，将其以T为x轴、P为y轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-密度

曲线图。故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内日勺密度可

用下式求得：

甲苯pA=-L0245T+892.00,

乙苯pB=-0.9521T+889.84

而液相平均密度用,=出+组计算（式中。体现质量分数）。

0mPAPB

表5液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度[3]

液相甲苯、乙苯在某些温度下H勺密度②

温度T/℃60708090100

P甲苯829.3819.7810800.2790.3

kg/m3乙苯831.8822.8813.6804.5795.2

温度T/℃110120130140150

p甲苯780.3770759.5748.8737.8

kg/m3乙苯785.8776.2766.6756.7746.6

图3

①、塔顶液相平均密度的计算

由TD=109.86℃得:

3

PM=-l.0245X109.86+892.00=779.4885kg/m

3

PDB=-0.9521X109.86+889.84=785.2423kg/m

1aDAaDB0.980.02

二7DA+Pl)B=779.4885+785.2423=0,001283kg/m,

P所二779.4232kg/m”

②、进料板液相平均密度H勺计算

由TF=118.82℃得:

3

PFA=-1.0245X118.82+892.00=770.2689kg/m

3

Pra=-0.9521X118.82+889.84=776.7115kg/m

;二

Prm

aFAaFB0.980.02八“

「FA+PFB_770,2689+776.7115=0,001298

pF.=770.4160kg/m3

③、塔底液相平均密度的计算

由TW=134.49℃得：

3

PffA=-l.0245X134.49+892.00=754.2150kg/m

3

Pwu=-0.952X134.49+889.84=761.7921kg/m

肃二叫

+西二

PWB

0.980.02

754.2150.761.7921001326

PwB=754.1478kg/m

④、精福段液相平均密度

P1.F(PPF..)/2=(779.4232+770.4160)/2=774.9196kg/m3

⑤、提馈段液相平均密度

Pu2=(P即+PJ/2=(770.4160+754.1418)/2=762.2819kg/m:

（五）、液体平均表面张力计算

因为已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（如表4）,

将其以T为x轴、。为y轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-表面张力

曲线图（如图4）。故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及H勺温度范围

内的表面张力可用下式求得：甲苯。A=-0.1053T+30.095

乙苯aB=-0.1016T+31.046

而液相平均表面张力用5m=七加计算

表6日苯、乙苯在某些温度下的表面张力[3]

甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（。）③

温度VC60708090100

表面张力甲苯23.9422.8121.6920.5919.49

（mN/m）乙苯25.0123.9622.9221.8820.85

温度T℃110120130140150

表面张力甲苯18.4117.3416.2715.2314.19

(mN/m)乙苯19.8318.8117.8116.8215.83

图4

1.塔顶液相平均表面张力的计算

由TD=109.86℃得：

oDA=-0.1053X109.86+30.095=18.5267mN/m

1016X109.86+31.046=19.8842mN/m

oDm=O.9826X18.5267+(i-O.9826)X19.8842=18.5503mN/m

2.进料板液相平均表面张力的计算

由TF=H8.82'C得:

0,^-0.1053X118.82+30.095=17.5822mN/m

1016X118.82+31.046=18.9739mN/m

%产0.6335X17.5822+(1-0.6335)X18.9739=18.0923mN/m

3.塔底液相平均表面张力的计算

由TW=134.49℃得：

oWA=-0.1053X134.49+30.095=15.9332mN/m

0.1016X134.49+31.046=17.3818mN/m

ollm=O.023X15.9332+(1-O.023)X17.3818=17.7204mN/m

4.精储段液相平均表面张力

oLml=(aDm+cFm)/2=(18.5503+18.0923)/2=18.3213mN/m

(六)5.提福段液相平均表面张力

。Lm2=(0Fm+oWm)/2=(18.0923+17.7204)/2=17.9064mN/m

(七)、液体平均粘度计算

已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下口勺粘度，将其以T为x轴

。为y轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-粘度曲线图。

故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内口勺粘度可用下式

算得：甲苯:u=1.2X10-5T2-0.0046T+0.6010

乙苯：n=1.4X10-5T2-0.0053T+0.6896

液相平均粘度用1g〃L・二、X/g计算

表7甲荒、乙采在某些温度下日勺粘度[3]

甲苯、乙苯在某些温度下日勺粘度(u)

温度T/℃60708090100

粘度甲苯0.3730.340.3110.2860.264

mPa•s乙苯0.4260.3880.3540.3250.3

温度T/℃110120130140150

粘度甲苯0.2450.2280.2130.20.188

mPa•s乙苯0.2780.2590.2420.2260.213

图5

=

粘度与温度的关系，】•史蕊'黄.嗨+。.邮6

i.塔顶液相平均粘度的计算

由TD=109,86℃得：

UDA=1.2X10-5X109.862-0.0046X109.86+0.601=0.2405mPa・s

4X105X109.862-0.0053X109.86+0.6896=0.2763mPa・s

1guDm=0.9826Xlg(0.2405)+(l-0.9826)Xlg(0.2763)

解出uDm=0.2411mPa・s

2.进料板液相平均粘度时计算

由TF=118.82℃得：

uFA=1.2X10-5X118.822-0.0046X118.82+0.601=0.2238mPa・s

31.4X105X118.822-0.0053X118.82+0.6896=0.2575mPa•s

1g〃FL0.6335Xlg(0.2238)+(1-0.6335)Xlg(0.2575)

解出二0.2356rrPa,s

3.塔底液相平均粘度的计算

由TW=134.49℃得：

UWA=1.2X10-5X134.492-0.0046X134.49+0.601=0.1994mPa・s

^WB=1.4X10-5X134.492-0.0053X134.49+0.6896=0.2300mPa•s

1g023Xlg(0.1994)+(1-0.023)Xlg(0.2300)

解出〃*0.2292mPa,s

4.精储段液相平均粘度

5.提储段液相平均粘度

/7Lm2=(0.2356+O.2292V2=O.2324mPa•s[5]

四、精储塔的气、液相负荷计算

(一)、精微段气、液相负荷计算

汽相摩尔流率：

汽相体枳流量：

汽相体积流量：

液相回流摩尔流率：

液相体积流量：

液相体积流量：

(二)、提僧段气、液相负荷计算

汽和摩尔流率：

汽相体积流量：

3

汽相体积流量：Vs2=Vh2/36(X)=0.4341m/s

液相回流摩尔流率：

液相体积流量:

液相体积流量:

五、精储塔的塔体工艺尺寸计算

(一)、塔径H勺计算

1］、精储段塔径日勺计算

取板间距HT=O.40,取板上清液层高度=0.06mo

液气动能参数：

查Smith通用关联图得q'=。。7

负荷因子：

,《、O.2

c,=CI=0.07(183213/20)02=0.06878nVs

,2。I20)

最大允空塔气速：

177491963

=c1PLm「Am/006g78J,-^^-=1.0669加s

F，TPv.n.V3.2072

取合适空塔气速：Ul=0.7UF1二

估算塔径：=，按原则塔径圆整后取塔径D=L0m

塔截面积为An=0.785D2=0.785xlw2=0.785nr

2.提储段塔径H勺计算

取板间距HT=0.40m,板上清液层高度=0.06m。

液气动能参数：=

图6Smith通用关联图

查Smith通用关联图得C：=o.07

负荷因子：

02

C2=c2o=0.07(17.7204/20)=0.06833

最大允空塔气速：

一

=c2-&=,0.06833,62.2819-3.^^=098461nVs

Rmm2V3,6536

取合适空塔气速：U2=0.7uF2=

估算塔径：，为加工以便，圆整取1m上下塔段直径保持

一致.

塔的截面积：

表8板间距与塔径日勺关系6

塔径D/mm300〜500500〜800800—16001600〜2400

板间距200,250,250,300,300,350,400,450,

Hr/mm300350400,450,500,550,

500600

精储塔有效高度日勺计算

精循段有效高度：Z精二(NplT)HT=(14-1)X0.4=5.2m

提溜段有效高度：Z提二(Np2T)HT=(17-l)X0.4=6.4m

在筒体上开三个人孔H'T,其高度为0.4m

故精福塔日勺有效高度Z=Z精+Z提+[6]

六、塔板主要工艺尺寸的计算

(一)、溢流装置计算

1.精储段溢流装置计算

因塔径D=lm,可选用单溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液

盘。各项计算如下：

①、堰长：取m

②、溢流堰高度限

由；，根据液流收缩系数图可将液流收缩系数EX1.031,对于平直堆，坡上液层高度hO船可由Francis经会公式计算得:

zx2Z32p

h°w，=^66E|U=000284x1.03lx(6.9731/0.7)=0.01356=13.56mm

hOW应不不不不大于6mm,本设计满足要求，板上清液层高度

60mm,故

③、弓形降液管宽度Wdl和截面积Afi

由查弓形降液管的参数图得:

^-=0.11=>W,,=0.1lxl.0=0.11m

Dd,

液体在降液管中停留时间：

故降液管设计合理。

④、降液管底隙高度ho)

因ho=hw-(0.006〜0.012)而不宜不不不不不大「0.02〜0.025m,以免引起堵塞。则

取ho1=29.17mm

hWl-hol=故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度取=50mmo

2、提储段溢流装置计算

因塔径D=lm,可选用单溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液

盘。各项计算如下：

①、堰长：取0.7m

②、溢流堰高度L

由；，根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E2=l.035,对

于平直堰，堰上液层高度hOW2由Francis经验公式计算：

,_2.84［丛］_0.00284x1.035(9.7782/0.7)3=0.01587m

o"'2=7366=15.87mm

hOW应不不不不大于6mm,本设计满足要求，板上清液层高度

=60mm,故

③、弓形降液管宽度Wd2和截面积Af2

因二，塔径D相同故Wd2=Wdl=0.11m,Af2=Af1=0.07065m2

液体在降液管中停留时间：

，故降液管设计合理。

④、降液管底隙高度ho2

因ho=hw-（0.006〜0.0⑵而不宜不不不不不大「0.02〜0.025in,以免引起堵塞。则

取ho2=33.37mm

hw2-ho2=故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度取

二50mm。

（二）、塔板布置

1.精储段塔板布置

①、塔板的分块

因DI2800m*故塔板采用分块式。塔板分为3块。

表9塔板分块数与塔径的关系

塔径D/mm800〜12001400-16001800-20232200〜2400

塔板分块数3456

②、破沫区（安定区）宽度、无效边沿区拟定

取破沫区宽度：==0.06田；取无效边沿区：Wcl=0.05m。

③、开孔区面积计算

开孔区面积Aa按计

其中xl=D/2-（Wdl+Wsl）=0.5-（0.11+0.06）=0.33m

rl=D/2-Wcl=0.5-0.05=0.45m

故

④、筛孔计算及其排列

本设计所处理口勺物系无腐蚀性，可选用3=3mm（一般口勺厚度

为3〜4nim）碳钢板，取筛孔直径d01=5mm（工业生产中孔径一般

在3〜10mm之间，4〜5mm居多）,筛孔按正三角形排列，取孔中心

距t为tl=3d01=3X5=15mm（一般采用2.5~5倍孔直径口勺中心

距）。

筛孔数目：

开孔率为：（开孔率一般在5〜15%之间,满足耍求）

每层塔板开孔面积：

气体经过筛孔日勺气速：

2.提储段塔板布置

①、塔板口勺分块

因D22800mrr,故塔板采用分块式。塔板分为3块。

②、破沫区（安定区）宽度、无效边沿区拟定

取破沫区宽度：===0.06m

取无效边沿区：Wc2=Wcl=0.05m

③、开孔区面积计算

开孔区面积Aa2=Aal=0.5353m2

④、筛孔计算及其排列

一样选用5=3mm碳钢板，筛孔直径d02=d01=5mm,按正

三角形排列，孔中心距t为t2=tl=3c101=3X5=15mmo

筛孔数目：n2=nl=2755个

开孔率为：（满足要求）

每层塔板开孔面积：

气体经过筛孔H勺气速：

塔板孔布置如下面所示：[7]

图7

表10单流型塔板某些参数推荐值

塔径塔截面(Ad/A?)弓形降液管降液管

2

D/mm积AT/m/%lw/D堰长堰宽面积

lw/mmbn/mmAd/mm2

7.2270.661529,1000.0363

8000.052710.00.726581,1250.0502

14.20.8006401600.0717

6.80.6506501200.0534

10000.78549.80.7147141500.0770

14.20.8008002000.1120

7.220.6617941500.0816

12001.131010.20.7308762900.1150

14.20.8009602400.1610

七、筛板的流体力学验算

（一）、塔板压降

1.精储段日勺塔板压降

①、干板阻力hcl计算

干板阻力hcl由计算

dOl/6=5/3=1.6667,由孔流系数图查得孔流系数C01=

0.8011

故

②、气体经过板上液层口勺压降

气体经过有效流通截面积H勺气速，对单流型塔板有: