苯-氯苯分离过程浮阀板式精馏塔设计

1、 化化工工原原理理课课程程设设计计 分离苯分离苯氯苯混合液的浮阀塔工艺设计氯苯混合液的浮阀塔工艺设计 学学 院：院： 化学化工与材料科学学院化学化工与材料科学学院 专专 业：业： 化学工程与工艺化学工程与工艺 班班 级：级： 09 级本科级本科 2 班班 组组 别：别： 第十一组第十一组 组组 员：员：孙承鹏、孙翠翠、童玉洁、王惠孙承鹏、孙翠翠、童玉洁、王惠 王克强、王青红、王午伟、王欣王克强、王青红、王午伟、王欣 王晓鹏、王永见、王言伟王晓鹏、王永见、王言伟 指导教师：指导教师： 鞠彩霞鞠彩霞 设计时间：设计时间： 2012 年年 6 月月 17 日至日至 6 月月 30 日日 年处理量年处

2、理量 15 万吨苯万吨苯-氯苯连续精馏塔设计任务书氯苯连续精馏塔设计任务书 一、工艺要求 原料：苯-氯苯溶液含氯苯 38%（质量分数下同） ， 要求氯苯纯度为 99.8% 设计要求：塔顶的馏出液中氯苯含量不大于 2%(质量分数) 二、操作条件 1、塔顶压力 4kPa(表压) 2、进料热状况 自选 3、回流比 自选 4、平衡数据自查 三、塔板类型：筛板塔或浮阀塔 设计任务 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数据的计算 4、精馏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、绘制工艺流程图 1

3、0、对设计过程的评述和有关问题的讨论 目录目录 一苯及氯苯性质的基本介绍一苯及氯苯性质的基本介绍 .2 1.1 苯的基本介绍.2 用途 .2 危险性概述 .2 泄漏应急处理 .2 安全措施 .2 灭火方法 .2 紧急处理 .2 1.2 氯苯的基本简介.2 危险性概述 .2 急救措施 .2 消防措施 .2 泄漏应急处理 .2 操作处置与储存 .2 二、塔的工艺计算二、塔的工艺计算 .2 2.1 塔的物料衡算.2 2.2 全塔物料衡算.2 2.3 塔板数的确定.2 2.3.1 塔板数的计算.2 T N 2.3.2 全塔效率.2 T E 2.3.3 实际塔板数.2N 2.3.4 操作压强.2 m P

4、 2.3.5 温度.2 m t 2.3.6 平均分子量.2 m M 2.3.7 平均密度.2 m 2.3.8 液体表面张力.2 m 2.3.9 液体粘度.2 Lm 三、塔和塔板主要工艺尺寸的设计三、塔和塔板主要工艺尺寸的设计 .2 3.13.1 塔径的计算塔径的计算.2 3.1.1 精馏段的计算 .2 3.1.2 提馏段的计算： .2 3.23.2 塔高的计算塔高的计算.2 3.33.3 溢流装置的计算溢流装置的计算.2 3.43.4 塔板布置的计算塔板布置的计算.2 3.53.5 浮阀塔板的流体力学验算浮阀塔板的流体力学验算.2 3.5.1 塔板流体力学验算（精馏段） .2 3.5.2 塔板

5、负荷性能图 .2 3.5.3 塔板流体力学验算（提馏段） .2 3.5.4 塔板负荷性能图 .2 3.63.6 塔体接管设计塔体接管设计 .2 四、设计结果概要及汇总四、设计结果概要及汇总 .2 五工艺流程图五工艺流程图 .2 六、总结六、总结 .2 一一苯及氯苯性质的基本介绍苯及氯苯性质的基本介绍 1.1 苯的基本介绍苯的基本介绍 第一部分：化学品名称 中文名 称 苯 英文名称 Benzene 分子比例模型 第二部分：理化特性 分子式 C6H6 分子量 78.11 熔点() 5.51 闪点() -11 沸点() 80.1 引燃温度() 562.2 折射率 (20): nD=14462 相对密

6、度(水=1) 外观与性状 苯在常温常压下为 具有芳香气味的无 色透明挥发性液体 相对蒸气密度(空气 =1) (38,空气 =1): 1.4 饱和蒸气压(kPa) (26.1): 13.33kPa 燃烧热(kJ/mol) 液体,25: 3269.7KJ/mol 临界温度() 288.94 临界压力(MPa) 4898kPa 爆炸下限%(V/V) 1.3 爆炸上限%(V/V) 7.1 溶解性 苯难溶于水，但易溶于酒精、乙醚、丙酮、氯仿、汽油、 二硫化碳等有机溶剂 主要用途 基本化工原料，用作溶剂及合成苯的衍生物、香料、染料、 塑料、医药、炸药、橡胶等 废弃处置方法用焚烧法处置 制备或来源从煤焦油中

7、提取、从石油中提取、蒸汽裂解 用途用途 脂肪、树脂和碘等的溶剂。测定矿物折射指数。有机合成。光学纯溶剂。 高压液相色谱溶剂。 危险性概述危险性概述 由于苯的挥发性大，暴露于空气中很容易扩散。人和动物吸入或皮肤接触 大量苯进入体内，会引起急性和慢性苯中毒。有研究报告表明，引起苯中毒的 部分原因是由于在体内苯生成了苯酚。 特别注意：长期吸入会侵害人的神经系统，急性中毒会产生神经痉挛甚至 昏迷、死亡。在白血病患者中，有很大一部分有苯及其有机制品接触历史。 泄漏应急处理泄漏应急处理 迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离，严格限制出入。切断火 源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿防毒服。不要

8、直接接触泄漏物。 尽可能切断泄漏源，防止进入下水道、排洪沟等限制性空间。小量泄漏：用活 性炭或其它惰性材料吸收。也可以用不燃性分散剂制成的乳液刷洗，洗液稀释 后放入废水系统。大量泄漏：构筑围堤或挖坑收容；用泡沫覆盖，降低蒸气灾 害。喷雾状水冷却和稀释蒸气、保护现场人员、把泄漏物稀释成不燃物。用防 爆泵转移至槽车或专用收集器内。回收或运至废物处理场所处置。当苯泄漏进 水体应立即构筑堤坝，切断受污染水体的流动，或使用围栏将苯液限制在一定 范围内，然后再作必要处理；当苯泄漏进土壤中时，应立即将被沾溻土壤全部 收集起来，转移到空旷地带任其挥发。 安全措施安全措施 贮于低温通风处，远离火种、热源。与氧化

9、剂、食用化学品等分储。禁止 使用易产生火花的工具。灭火：泡沫、干粉、二氧化碳、砂土。 灭火方法灭火方法 燃烧性：易燃 灭火剂：泡沫、干粉、二氧化碳、砂土。用水灭火无 效。 紧急处理紧急处理 吸入：迅速脱离现场至新鲜空气处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，给输 氧。如呼吸停止，立即进行人工呼吸。就医。 误食：饮足量温水，催吐， 就医。 皮肤接触：脱去被污染衣着，用肥皂水和清水彻底冲洗皮肤。 眼睛接触：提起眼睑，用流动清水或生理盐水冲洗。就医。 1.2 氯苯的基本简介氯苯的基本简介 第一部分：化学品名称 中文名 称 氯苯 英文名称 chlorobenzene 分子比例模型 第二部分：理化特性 分子式

10、C6H6Cl 分子量 112.56 熔点() -45.2 闪点() 28 沸点() 132.2 相对密度(水=1) 1.1 外观与性状 无色透明液体，具 有不愉快的苦杏仁 味 相对蒸气密度(空气=1) 3.9 饱和蒸气压(kPa) 1.33 引燃温度（） 590 临界温度() 359.2 临界压力(MPa) 4.52 爆炸下限%(V/V) 1.3 爆炸上限%(V/V) 9.6 溶解性 不溶于水，溶于乙醇、乙醚、氯仿、二硫化碳、苯等多数 有机溶剂 主要用途 用做乙基纤维素和许多树脂的溶剂，生产多种其他 苯系中间体 制备或来源用苯直接氯化制氯苯的方法，氧氯化法 危危险险性性概概述述 健康危害：对中

11、枢神经系统有抑制和麻醉作用；对皮肤和粘膜有刺激性。 急性中毒：接触高浓度可引起麻醉症状，甚至昏迷。脱离现场，积极救治后， 可较快恢复，但数日内仍有头痛、头晕、无力、食欲减退等症状。液体对皮肤 有轻度刺激性，但反复接触，则起红斑或有轻度表浅性坏死。慢性中毒：常有 眼痛、流泪、结膜充血；早期有头痛、失眠、记忆力减退等神经衰弱症状；重 者引起中毒性肝炎，个别可发生肾脏损害。 环境危害：对环境有严重危 害，对水体、土壤和大气可造成污染。 燃爆危险：该品易燃，具刺激性。 急急救救措措施施 皮肤接触：脱去污染的衣着，用肥皂水和清水彻底冲洗皮肤。 眼睛 接触：提起眼睑，用流动清水或生理盐水冲洗。就医。 吸入

12、：迅速脱离 现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，给输氧。如呼吸停止，立 即进行人工呼吸。就医。 食入：饮足量温水，催吐。就医。 消消防防措措施施 有害燃烧产物：一氧化碳、二氧化碳、氯化物。 灭火方法：喷水冷 却容器，可能的话将容器从火场移至空旷处。 灭火剂：雾状水、泡沫、 干粉、二氧化碳、砂土。 泄泄漏漏应应急急处处理理 应急处理：迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离，严格限制出 入。切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿防毒服。尽可能切 断泄漏源。防止流入下水道、排洪沟等限制性空间。 小量泄漏：用砂土 或其它不燃材料吸附或吸收。也可以用不燃性分散剂制成的乳液刷洗，洗

13、液稀 释后放入废水系统。 大量泄漏：构筑围堤或挖坑收容。用泡沫覆盖，降 低蒸气灾害。用防爆泵转移至槽车或专用收集器内，回收或运至废物处理场所 处置。 操操作作处处置置与与储储存存 操作注意事项：密闭操作，局部排风。操作人员必须经过专门培训，严格 遵守操作规程。建议操作人员佩戴自吸过滤式防毒面具（半面罩） ，戴化学安 全防护眼镜，穿防毒物渗透工作服，戴橡胶耐油手套。远离火种、热源，工作 场所严禁吸烟。使用防爆型的通风系统和设备。防止蒸气泄漏到工作场所空气 中。避免与氧化剂接触。灌装时应控制流速，且有接地装置，防止静电积聚。 搬运时要轻装轻卸，防止包装及容器损坏。配备相应品种和数量的消防器材及 泄

14、漏应急处理设备。倒空的容器可能残留有害物。 储存注意事项：储存 于阴凉、通风的库房。远离火种、热源。库温不宜超过 30。保持容器密封。 应与氧化剂分开存放，切忌混储。采用防爆型照明、通风设施。禁止使用易产 生火花的机械设备和工具。储区应备有泄漏应急处理设备和合适的收容材料。 二、塔的工艺计算二、塔的工艺计算 已知参数：苯、氯苯混合液处理量，F5000kg/h；65 . 0 F x ；回流比 R（自选） ；进料热状况，；985 . 0 15 . 0 1 D x01 . 0 W x31q 塔顶压强，；单板压降不大于。已知数据如下表所示：kPaP4 塔顶 kPa7 . 0 表表 3-13-1 苯和氯

15、苯的物理性质苯和氯苯的物理性质 项目分子式 分子量 M（g/mol）沸点（K） 临界温度 tC（） 临界压强 PC（atm） 苯 A C6H678.114353.3562.148.3 氯苯 B C6H5Cl112.559404.9632.444.6 表表 3-23-2 苯和氯苯的饱和蒸汽压苯和氯苯的饱和蒸汽压 温 度 ( ) 8090100110120130131.8 ,mmHg 0 A P760102513501760225028402900 ，mmHg 0 B P148205293400543719760 X10.6770.4420.2650.1270.01930 y10.9130.785

16、0.6130.3760.07220 表表 3-33-3 液体的表面张力（液体的表面张力（） 温度() 8090100110120130 苯，mN/m 21.220.617.316.816.315.3 氯苯， mN/m 26.125.722.722.221.620.4 表表 3-43-4 苯与氯苯的液相密度苯与氯苯的液相密度 温度() 8090100110120130 苯,kg/ 3 m817805793782770757 氯苯,kg/ 3 m1039102810181008997985 表表 3-53-5 液体粘度液体粘度 L 温度() 6080100120140 苯（mP .s） a 0.3

17、810.3080.2550.2150.184 氯苯 （mP .s） a 0.5150.4280.3630.3130.274 2.12.1 塔的物料衡算塔的物料衡算 1料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率 986.0 56.112/02.011.78/98.0 11.78/98.0 D x 0029.0 56.112/998.011.78/002.0 11.78/002.0 W x 2平均分子量 kmolkgM F /39.8811.787016.056.112)7016.01( KmolKgM D /59.7856.112)986.01(11.78986.0 KmolKgMW/46.11256.1

18、12)0029.01(11.780029.0 2.22.2、全塔物料衡算、全塔物料衡算 一年按 300 天算，每天工作 24h，三个精馏塔同时进行，则每个精馏塔的 原料液处理量为 6944、44kg/h 原料液处理量：F=6944、44/88.39=78.5659kmol/h 总物料衡算：78.5659=D+W （1） 易挥发组分物料衡算：78.56590.7016=0.986D+0.0029W （2） 联立上式（1） 、 （2）解得： hkgD8377.55hkgW7282.22 2.32.3 塔板数的确定塔板数的确定 2.3.12.3.1 塔板数塔板数的计算的计算 T N 1.由化工设计手

19、册差的苯-氯苯气液平衡数据 并作 x-y 图 7016.0 56.112/38.011.78/62.0 11.78/62.0 F x 2.采用作图法求最小回流比（如上图） ，在图中对角线上，自点 e(0.7016,0.7016)作垂线 ef 即为 q 线，该线与平衡线交点坐标为 （xq，yq） =（0.7016,0.925） 故最小回流比为274 . 0 702 . 0 925 . 0 925 . 0 986 . 0 min R 取操作回流比为548 . 0 274. 022 min RR 3.求精馏塔气、液相负荷: hkmolRDL/599.308377.55548 . 0 hkmolDRV

20、/437.868377.55) 1548 . 0 () 1( hkmolFLL/165.1095659.78599.30 hkmolVV/437.86 4.求操作线方程： 精馏段操作线方程为：637. 0354. 0xx V D x V L y D 提溜段操作线方程为：00076 . 0 236. 1 xx V W x V L y W 5.在图中作出精馏段与提馏段操作线（如上图）用图解发求出理论塔板 数： （不包括再沸器） ，其中精馏段塔板数为 3，提馏段塔板数为9 T N 6，进料位置 4 F N 2.3.22.3.2 全塔效率全塔效率 T E 由过程工程原理查表 6-2，通过内插法得： 塔

21、顶温度：td=82.5 塔釜温度：tw=130.6 采用奥康奈尔法求出总板效率： = 0.49() 0.245 其中 为塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度， 5 . 106 6 . 130 5 . 825 . 0）（ 平均 t 查得57 . 4 为塔顶与塔底平均温度下的液相黏度，查得 L smpa A .24 . 0 smpa B .34 . 0 smpaxx FBFAL .2698 . 0 )702. 01 (34. 0702. 024. 0)1 ( 将上述数据代入 465 . 0 95. 049 . 0 )2698. 057. 4(49 . 0 245 . 0 T E 2.3.32.3.3

22、实际塔板数实际塔板数N 精馏段： 3 6.457 0.465 N 精 （层） 提馏段： 6 =12.913 0.465 N 提 （层） 进料板位置 F=8 N 故实际塔板数： P=20( )N层 2.3.42.3.4 操作压强操作压强 m P 塔顶压强，取每层板的压降为，则进料板的4 101.3105.3 D PkPa0.7kpa 压强为：，塔底压强为：6 0.7 105.3109.5 F PkPa ，10 0.7216.5 WF PPkPa 精馏段平均操作压强为：= () 105.3+110.9 =108.9 2 m Pkpa 精 108.9 提馏段平均操作压强为： 109.5216.5 1

23、63 2 m PkPa （提） 2.3.52.3.5 温度温度 m t 根据操作压强,经计算得塔顶,，进料板温度，塔底： 0 82.5 D tC 0 92 F tC ，则精馏段平均温度：，提馏段130.6 W tC 0 0 82.592 87.25 2 m tC ，精 的平均温度：。 , 92130.06 111.3 2 m t 提 C 0 2.3.62.3.6 平均分子量平均分子量 m M 塔顶： ， 1 0.986 D xy 1 0.92x 0.986 78.114(1 0.986) 112.55978.59/ VDm MKg Kmol 0.92 78.11 (1 0.92) 112.56

24、80.866/ LDM Mkg kmol 进料板：， 0.89 F y0.63 F x 0.89 78.11 (1 0.89) 112.5681.8995/ VFM Mkg kmol 0.63 78.11 (1 0.63) 112.5690.8586/ VLM Mkg kmol 塔底：, 0.00288 w x 0.02 w y 0.02 78.11 (1 0.02) 112.56111.871/ VWM Mkg kmol 0.00288 78.11410.00288112.559112.46/ LWM MKgKmol 则精馏段平均分子量： ， 78.592381.8995 80.2459/

25、2 VM Mkg kmol 80.86690.8565 85.86125/ 2 LM Mkg kmol 提馏段平均分子量： 81.8995 111.871 96.8853/ 2 VM Mkg kmol 90.8565 112.457 101.657/ 2 LM Mkg kmol 2.3.72.3.7 平均密度平均密度 m 1.液相密度 Lm 液相平均密度依下式计算，即 1 / ii m 塔顶：，92 D t查手册得 3 /812mKg LA 3 /1030mKg LB 塔顶：， w t =130.6查手册得 3 /5.752mKg LA ， 3 /00.980mKg LB 加料板：由，t92

26、F 查手册得 3 /801mKg LA 3 /1022mKg LB 由（为质量分率） LB B LA A Lm aa 1 a 故塔顶： ，即； 1030 014.0 812 986.01 LmD 3 /413.814mKg LmD 塔底： ，即； 980 997916.0 5.752 002084.01 LmW 3 /38.979mKg LmW 进料板，由加料板液相组成731 . 0 xA 5416.0 56.112）63.01（11.7863.0 11.7863.0 A a ，故 1022 4584.0 801 5416.01 LmF 3 /136.889mKg LmF 故精馏段平均液相密度

27、：851.77 2 889.136814.413 （精） Lm 3 /mKg 提馏段平均液相密度： 3 提）( m934.258kg/ 2 889.136979.38 Lm 2. 气相密度 由理想气体状态方程计算可得 3 108.1 80.2459 2.859/ 8.31487.25273.15 VMM VM M MP kg m TR 精 115.1 96.8853 3.489/ 8.314111.3273.15 VMM VM M MP kg m TR 提 2.3.8.2.3.8. 液体表面张力液体表面张力 m BBAA BA m xx 由,，92 D t查手册得 顶= 21/顶= 26.1/

28、 由 92=21m/ m=26.1m/ m FA tNN 顶B顶 ，查手册得， 由 130.6=14.75m/ m=20.4m/ m WA tNN 顶B顶 ，查手册得， 0.986 21 0.014 26.121.0714/ LDM mN m 0.63 19.80.37 25.121.761/ LFM mN m 0.025 14.750.9975 20.420.386/ LWM mN m 精馏段平均表面张力： 21.071421.761 21.4162/ 2 LM mN m 提馏段平均表面张力： 21.76120.386 21.0735/ 2 LM mN m 2.3.92.3.9 液体粘度液体

29、粘度 Lm n i lm ixi 1 log=log 由 = 82.5，查手册得，顶= 0.3.顶= 0.4. 由，92=0.275mpa.s=0.365mpa.s FAB t 进进 ，查手册得， 由 ,130.6=0.19. ,=0.24mpa.s WAB tmpa s 底底 ，查手册得， log0.986log0.3+0.014log0.4,0.3012. LDMLDM mpa s llog0.63log0.2750.37log0.365,0.3054. LFMLFM mpa s log0.025log0.190.9975log0.24,0.24. LWMLWM mpa s 精馏段平均液相

30、粘度： () 0.3012+0.3054 =0.3033mpa. 2 LM s 精 提馏段平均液相粘度： () 0.3054+0.24 =0.2727mpa. 2 LM s 提 三、塔和塔板主要工艺尺寸的设计三、塔和塔板主要工艺尺寸的设计 3.13.1 塔径的计算塔径的计算 塔板间距 HT的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取。 表表 6 6 板间距与塔径关系板间距与塔径关系 塔径 DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.02.44.0 2.4 板间距 HT，mm 200300300350350450450600500800 =600 图图 4-14-1 SMITHSMITH

31、关联图关联图 3.1.13.1.1 精馏段的计算精馏段的计算 1.精馏段气液体积流率： 3 1 30.599 80.2459 0.6655/ 36003600 2.859 VM S VM VM Vms 43 1 30.599 85.86125 8.568 10 m / 36003600 851.77 LM S LM LM Ls 2.由式中 C 依式 max= , LV V uc 2 . 0 20 20 CC 计算，其中 C20可由史密斯关联图查出，图的横坐标为 4 0.50.5 8.568 103600851.77 ()()0.022 0.6655 36002.8857 hL hV L V 取

32、板间距,板上液层高度,则0.45 T H 0.07m L h 0.38 TL Hhm 查史密斯关联图，可得。078.0 20 C 0.20.2 20 21.4162 ()0.078 ()0.079 2020 L CC max 851.772.859 0.0791.353/ 2.859 um s 3.可取安全系数为 0.6,（安全系数 0.60.8） ，则 max 0.60.812/uum s 故。 1 1 44 0.6655 1.022 3.14 0.812 S V Dm u 按标准,塔径圆整为 1.2m, 塔截面积 222 13.14 1.21.13 44 T ADm 实际空塔速度 0.66

33、65 0.5889/ 1.13 um s 3.1.23.1.2 提馏段的计算：提馏段的计算： 1.提馏段气液体积流率： 2 86.437 96.8853 0.6667/ 36003600 3.489 VM s VM V M Vm s 33 2 109.105 101.657 3.3 10/ 36003600 934.258 LM s LM L M Lms 查图的横坐标为 3 0.50.5 3.3 103600 934.285 ()()0.081 0.6667 36003.489 hL hV L V 0.450.070.38 TL HH 查史密斯关联图，可得；076.0 20 C 依式 0.20

34、.2 20 21.0735 ()0.076 ()0.077 2020 CC max 934.2853.489 0.0771.26/ 3.489 um s 2 0.6 1.260.756/um s 2 2 2 44 0.6667 1.06 3.14 0.756 s V Dm u 故按标准,塔径圆整为 1.2m,塔截面积： 2 13.14 1.44 1.13 44 T AD 实际空塔速度： 0.6667 0.59/ 1.13 um s 3.23.2 塔高的计算塔高的计算 1. 精馏塔的有效高度 精馏段 (7 1) 0.452.7Zm 提馏段 (13 1) 0.455.4Zm 在进料板上方开一入孔，

35、提馏段中开两个入孔，其高度为 0.8m,则有效 高度为 0.8 32.75.42.410.5ZZZm 提精 2. 全塔的实际高度 取进料板板间距为 0.45m,开孔处板间距为 0.8m,塔底空间高度为 2.0m, 塔顶空间高度为 0.7m,封头高度为 0.6m,裙座高度为 2.0m,则全塔高为 12 (1)15.25 pFTFFppBD HnnnHn Hn HHHHHm 3.33.3 溢流装置的计算溢流装置的计算 根据塔径和液体流量，选用单溢流、弓形降液管，凹形受液盘，塔板采用 单流和分块式组装。各项计算如下： 1.溢流堰长：单溢流取（0.6-0.8）D，取堰长为 0.66D，即 w l W

36、l w l mlW792.02.166.0 2.出口堰高： ，选用平直堰，堰上液层高度由佛兰西斯 W h OWLW hhh 公式求得： 由，65 . 0 2 . 1/78 . 0 /DlW 精馏段： 224 23 3 1 2.842.84 3600 8.568 10 ()()0.00703 100010000.792 h ow w l hEm l 取 12 0.07 ,=-=0.07-0.00703=0.06297 lwLw hmhh hm故 提馏段： 2=ow h 22 5 2 33 2.842.84 36003.3 10 ()()0.0172 100010000.792 h w l Em

37、l 12 0.07 ,=-=0.07-0.0172=0.0528 lwLw hmhh hm故 3.降液管的面积： f A 由查弓形降液管的宽度与面积得： 66.0/Dlw124.0/DWd , 0722.0/ Tf AA 222 T m13. 12 . 1 4 1 D 4 1 A ， 222 08158.02.1 4 0722.0 4 0722.0mDAf 塔的相对操作面积为 1-2 0.08158 100=83.68 1 4.降液管底隙高度： o h 0 0 = 3600 h w L h l u 则降液管底隙高度为 精馏段： -4 1 01 01 3600 3.3 10 =0.0144 /

38、36003600 0.792 0.075 h w L hm s l u 提馏段： -8 2 02 02 3600 3.3 10 =0.0231 / 36003600 0.792 0.18 h w L hm s l u 5.液体在降液管里停留的时间 精馏段：1=3600(AfHT)/LH1=42.845s 提馏段：2=3600(AfHT)/LH2=11.125s 故降液管设计合理。 3.43.4 塔板布置的计算塔板布置的计算 选用 F1 型浮阀，阀孔直径 39mm，阀片直径 48mm,阀片厚度 2mm，最大开 度 8.5mm，静止开度 2.5mm，阀质量为 32-34g 浮阀塔板结构图如下所示：

39、 lw wdws D t t R x 1.阀孔临界速度 精馏段 0.548 0 1 72.8 =5.854 / 2.859 kp um s 提馏段 0.548 0 2 72.8 =5.285 / 3.489 kp um s 上下两段相应的阀孔动能因子为： 0101 1 =5.8542.895=9.96 v kp Fu 0202 2 =5.2853.489=9.87 v kp Fu 均属正常操作范围 取边缘区宽度 ，安定区宽度 =0.055 c wmm=0.065 s wmm 开孔区面积，即： 222222 a x3.140.368 2 xxarcsin2.3680.540.368.54 arc

40、sin 1801800.54 ARR R 0+0 =0.7646 其中 -=0.6-0.055=0.545 2 c D RWm -+W=0.6- 0.1488+0.065 =0.3862 2 ds D XWm 2.提馏段塔板布置 取边缘区宽度，安定区宽度 e W =0.03m s W =0.055m 开孔区面积 222222 a x3.140.368 2 xxarcsin2.3680.540.368.54 arcsin 1801800.54 ARR R 0+0 =0.8293 其中 e=0.6-0.03=0.57m 2 D RW d (+)0.6(0.14880.055)0.3962m 2 S

41、 D XWW 3.浮阀数 n 与开孔率 阀孔气速，其中，型浮阀阀孔直径为 0 0 u = v F 0=10 FF=39mm 浮阀数目,开孔率 2 00 4v n= u d 2 0 2 d =n D 精馏段 0 105.8772m u = s2.895 2 4 0.6655 n=95 5.8772 0.039 00 00 2 0.0392 =95100=10.03 1.2 提馏段 0 105.3536m u = s3.489 2 40.6667 n=105 5.35360.039 00 00 2 0.0392 =105100=11.09 1.2 浮阀排列方式采用等腰三角叉排，取同一个横排的孔心距

42、 t=0.075，则 排间距 t： 精馏段 a t A0.7646 t =0.1073m=107.3mm n950.075 ， 提馏段 a t A0.8239 t =0.1046m=104.6mm n1050.075 ， 考虑到孔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要 占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 100mm，而应小于此值。 故取 t=65mm=0.065m 按 t=75mm，t=65mm，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数 105 个 按 N=105 个重新核算孔速及阀孔动能因数， 精馏段 : = = 0.7646 0.1073 0.075 = 95 = 95 0.0392 1.22 100% = 10.03% 阀孔动能因数变化不大，开孔率=10.03浮阀排列方式如图所示 % 图 4-2 阀孔排列方式 提馏段 = = 0.8239 0.1046 0.075 = 95 0= 2 4 = 4 0. 0.039 = 5.8671/ 0= 5.3179 3.489 = 9.93 阀孔动能因数变化不大，开孔率=11.09浮阀排列方式如图所示： % 图 4-3 提馏段阀孔排列方式 3.53.5 浮阀塔板的流体力学验算浮阀塔板的流体力学验算 3.5.13.5.1 塔板流体