苯和甲苯常压连续筛板精馏塔设计 (1)

1、化工原理课程设计任务书学生姓名：班级：化工1572指导教师：完成日期：2018. 1.20设计题冃：常压连续筛板粘憎塔的设计一、设计任务及操作条件1. 物 系：苯一甲苯2. 塔板型式：筛板塔3. 处理量：（化艺1571班4000/化艺1572班5000-50X%） kg /h （ x为各自学号后 两位）4. 进料组成（质量分率）:含苯（35+0.53%5. 分离要求（质量分率）：含苯量塔顶不低于96%,塔底不高于4%6. 进料状态：自选7. 操作压强：常压&设计参数：厂址选择：青岛地区另外，塔顶压强,4kPa（表压）；热源，低压饱和水蒸气：单板压降，不大于0. 7kPa； 全塔效率Er=50%

2、二、设计内容及要求1. 设计方案确定选择工艺流程、主要设备及典型辅助设备的形式。2. 工艺过程计算物料衡算、回流比和理论塔板数确定、热戢衡算等。要求：手算，ASPEN软件模拟比较3. 典型辅助设备的计算冷凝器的传热面积和冷却介质的用量计算:再沸器的传热面积和加热介质的用量计 算。冷凝器和再沸器的选型。4. 塔的结构设计塔径、溢流装置及塔板布逬、塔高等设计：要求以单线图的形式绘制塔板布置结 构图。尽量用软件模拟。5. 流体力学验算绘制塔板负荷性能图6. 塔的工艺条件图以单线图的形式绘制，图而上应包括主体设备的外形、工艺参数等。7. 编写设计说明书使用统一 A4纸，川黑或蓝墨水工整书写或打印，主要

3、项目及编排顺序为：设计说明书封面（使用统一模板）;任务书;目录；设计方案简介;工 艺过程计算及主要设备工艺尺寸的计算：辅助设备的计算；设计评述； 附录：主体设备工艺条件图，工艺流程图；参考文献化工原理课程设计评分表实评总分;成绩等级2018年月日指导教师（签名）:评价 单元评价要素评价内涵满分评分说明 书质 量 60%说明书格式符合课程设计说明帖的基本耍求， 用语、格式、图表、数据、量和单 位及各种资料引用规范等。10工艺设 计计算根据选定的方案和规定的任务进 行物料衡算，热量衡算，主体设备 工艺尺寸计算,附属设备及塔内构 件的计算选型等。40软件模拟能够采用先进的化工设计软件进 行模拟计算1

4、0制图 质暈 20%制图图形 制图正确性图纸的布局合理、线形、字体、箭 头、整洁，尺寸标注完整、规范10与化工原理课程设计任务书要求 符合，.1E确绘制流程图和T艺条件 图等。答辩20%对设计原理 及设计方 案的理解答辩过程屮，思路清晰、论点正确、 对设计方案理解深入，主要问题回 答正确20指导教师综合评定成绩:设计方案简介 1筛板塔的计算1l.i设计条件11.1.1工艺条件 11. 1. 2操作条件 11.2物料衡算1表1.2-1物料平衡表21.3塔板数的确定21. 3. 1苯-甲苯泡合物的t-X-y图和X-y图2表1.3.1-1常压下苯一甲苯气液平衡数据2图苯一甲苯混合液的x-y图3图苯一

5、甲苯混合液的t-x-y图31. 3. 2确定垠小回流比Rmin和回流比31. 3. 3利用图解法及逐板计算法确定理论板层数4图1.3.3-1理论板的图解法4表1.33-1逐板讣算法数据表4表1.3.3-2每层理论板气液平衡数据41. 3.4实际板层数的确定51.4楮镯塔的工艺条件及有关的物性数据的计算51. 4. 1操作压力计算51.4. 2平均摩尔质量的计算51.4. 3平均温度tin及平均密度的计算6表.4.3-2 Antoine 方程常数6表1.4.3-2苯与甲苯的液相密度7图 1.4. 3-1 Q咪苯1 图 71.4.4液体平均表面张力的计算8表.4.4-1液体表面张力数据表8图1.

6、4. 4-1 表面张力（J_温度I91.5塔径的计算与板间距的确定91.5. 气液和流率（摩尔量流率）91.5.2气液相流率（体积流率）101. 5. 3板间距的确定及塔径、塔高的计算101. 5. 3. 1板间距的确定HT10表1.5.3.1-1塔间距参考数值10图1.5.3.1-1筛板塔塔径估算结果11图.5.3.12筛板塔塔径核算结果111.5. 3.2塔径的计算 11图1.5.3.2-1史密斯关联图121. 5. 3. 3塔高的计算 131.6溢流装置的设计141.6.1板上液流型式的确定14表1.6丄1液体负荷与板上流型的关系141.6.2溢流堰主要尺寸的确定（堰高和垠长）141.

7、& 2. 1堰长的确定】w141. 6. 2. 2堰高的确定hW151. 6. 2. 3弓形降液管的宽度和截而积15图1.6.23-1弓形降液管相关属性图151. 6. 2. 4降液管底隙高度ho 161. 6. 2. 5 受液盘161.6. 2.6 进口堰171.7塔板布过171.7.1开孔区而积计算171. 7. 2筛孔计算及其排列171.8筛板的流体力学计算181. & 1塔板压降hP181. & 2.液面落差 191. & 3雾沫夹带eV191. & 4.漏液验算191. & 5 液泛Hd201.9塔板负荷性能图211.9. 1雾沫夹带线211.9.2液相负荷下限线5221. 9. 3

8、液相上限线3221.9.4液泛线2221.9.5漏液线（气相负荷下线）4231.9.6操作线241.9.6- 1塔板负荷性能图（梢饴段）241.9.6- 2塔板负荷性能图（提锚段）251.10筛板塔工艺的设计计算结果总表25表1.10-计算结果总表251.11塔的热暈衡算261. 11. 1加热介质的选择261. 11.2冷却剂的选择 261.11.3比热容及汽化潜热的计算26表液体汽化热了271. 11. 4热鼠的计算 28表1.11.4-1热量術算总表281.11.5再沸器与冷凝器的换热而积佔算及选型291.11.5.1冷凝器换热面积估算及用量计算291.11.5.2再沸器换热而积估算及用

9、赧计算291. 11.5.3再沸器、冷凝器选型结果30表1.11.5.3-1再沸器、冷凝器选型结果30筛板塔的 Aspen Plus 计算302. 物性方法选择与验证302.2模拟计算302. 2. 1简捷设计30图2.2.1-1简捷设计模拟流程30表2.2.1-1粘:憎塔简捷设计结果31表2.2.1-2精饬塔简捷物料衡算平衡312. 2. 2严格设计32图2.2.2-1严格设计模拟流程32表2.2.2-1耕憎塔严格设计物料衡算平衡322. 2. 3系统优化33图2.2.3-1回流比的优化33图2.23-2进料位置的优化33表2.2.3-1优化后的物料平衡表332.3能暈衡算表结果34表2.3

10、-1能屋衡算342.4塔径估算352.5水力学分析35图2.5-1各理论板液相组成曲线图 35图2.5-2各理论板温度曲线图35图2.5-3各理论扳气液相负荷分布图 362.6常规算法与AspenPlus软件计算的工艺设计结果对比 36表 2.6-1 对比表 36筛板塔的CUP-TOWER设计36设计方案评价40参考文献41附414设计方案简介木设汁任务为分离苯-甲苯混合物。该混介物可视为较理想物系，即可用常规粘:饰计算。在计算常规楮 佛塔的工艺设计时,本设计先根据分离任务进行了塔装置的物料衡算，在确定回流比，分别按照图解法、逐 板计算法计得出塔的理论塔板数。然后,计算得出塔径，确定塔板的数目

11、与排列，由塔板的负荷性能图确定了 塔的操作点，求出獅段和提锚段的操作弹性，最后进行了塔装置的能量衡算。木设计釆用泡点进料，塔釜 采用间接蒸汽加热，塔顶为全凝器，回流比取最小回流比的1.9倍。（本设计所用软件:aspen plus流程模 拟，MATLAB编程画图,cuptower塔设计）。筛板塔的计算11设计条件1.1.1工艺条件原料液为泡点溶液，进料组成（质量分数）为41%,: 设计要求得到倾量分率）：含苯量塔顶不低于96%,塔底不高于饮。1. 1.2操作条件1. 操作压为：常压操作，另外，塔顶压强，4kPa（表压）：单板压降，不大于0. 7kPa；2. 加热剂：低压饱和水蒸气；3. 塔板形式

12、：筛板：全塔效率ET=50% :4. 进料状态：泡点溶液Ma = 78.11kg/kmol5. 厂址选择：青齡地区1.2物料衡算Mb = 92.14kg/kmol5600kg/h苯的摩尔质量 甲苯的縻尔质量 处理量 进料质量分数Wf = 41 塔顶懈出液质星分数Wd = 96% 进料纽成（摩尔分数）0.41x 78.11 0 4505Xf 一 0.41 . 0.59 一 0 45057jTTl+92J4塔顶谓出液组成（凜尔分数）0.967811 n 9659 0.96 , 0.04 _ 0 9659 78?TT+92?14釜残液组成（爍尔分数）0.04=0.046878,110.04 , 0.

13、967OL + 9244根据全塔物料及轻纽分衡算列平衡方程式,如下:F = D +WF Xf = D Xd + W Xw可得进料毎：(0.410.59 F = 5600 x+ 9214)= 652529kom/h可得帑出液流量D= 28.6613kom/h釜残液流量W = 365916kom/h表1.2-1物料平衡表名称摩尔流iS (kmol/h)名称摩尔分数F65.2529Xf0.4505D28.6613Xd0.9659W36.5916Xw0.04681.3塔板数的确定1.3. 1苯-甲苯混合物的t-X-y图和X-y图表1.3.1-1常压下苯一甲苯气液平衡数据温度t, C液相中苯的摩尔分率x

14、气相中苯的摩尔分率y110. 560. 000. 0()109.911.002. 50108. 793. 007. 11107.615. 0011.2105. 0510.020.8102. 7915.029.4100. 7520.037.29& 8425.044.297. 1330.050.795. 5835.056.694. 0940.061.992. 6915. 066.791.4050.071.390. 1155.075.580. 8060.079. 187. 6365.082.586. 5270.085.785. 4475.088.584. 4080.091.283. 3385.093

15、.682. 2590.095.981. 1195.098.080. 6697.098.880.2199.099.6180.01100100. 0根据表1.3.1-1作苯-中苯混合液的X-y图，如图所示图1.3.1-1苯一甲苯混合液的x-y图根据表作苯-甲苯混合液的t X-y相平衡图如图所示：图苯一甲苯混合液的t-x-y图1. 3. 2确定最小回流比Rmin和回流比本题中原料的趟料状态为泡点进料，q值等于1。由丁 q线过点c（Xf，Xf），在苯一甲苯混合液的xy图 中作q线,可知q线与平衡线相交点（Xq,yq），即Xq =XF= 0.4505。对常压下苯一屮苯气液平衡数据进行 多项式拟合可得：y

16、 = 0.597x3 + 1.739x2 + 2.138x+ 0.006575代入Xq = 0.4505,得：yq = 0.6714Rmin _ X。_ YqRmin +1 Xd - Xq得：Rmin = 1 3333 o由于能源紧张和昂贵，为了减少操作费用，最佳冋流比相应的减少。根据生产数据的统计，最佳冋流 比的范围为:R=（l.l2）Rmin。本设计中选择1.9,即:R = 2.5332。1. 3. 3利川图解法及逐板计算法确定理论板层数图1.3.3-1理论板的图解法由图1-3可看出，本塔的总理论板层数为* = （12 - 1）块（不包括釜），进料板为笫6块。即粘绸段理论 塔板数为5,提帑

17、段理论塔板数为6（不包折釜）.表1.3.3-1逐板计算法数据表理论板数YXXy10.96590.9159950.9659000.96590020.9301190. 8374680.9159950.93011930.8738180. 7295880.8374680.87381840.7964710.6078530. 7295880.79647150.7091910. 4956920. 6078530.70919160.6287750. 4098320. 4956920. 62877570.541010.3281920. 4098320.54101080.429870.2410180.328192

18、0.42987090.3112380.1606230.2410480.311238100.2017520. 0965790. 1606230.201752110. 1145670.051290.0965790. 114567120.0529120.0218490.0512900.052912（注:X-Y是指位于气液相平衡的点，x-y是指位丁-操作线方程的点）。表1.3.3-2每层理论板气液平衡数据理论板数x （液相）y （气相）10. 965920.91600.930130. 83750.873840. 72960.796550. 60790. 709260. 49570. 628870. 4

19、0980.541080. 32820.429990.24100.3112100. 16060.2018110. 09660. 1146120.05130. 05290,02181- 3. 4实际板层数的确定N5根据塔板效率公式：将帑段的实际理论板数:提饰段的实际理论板数:, 听 6总理论板数：总实际塔板层数22块,Np =0 = 12NPa|1 = Np + Np = 10+12= 22 进料位垃11块板。14精憾塔的工艺条件及有关的物件数据的计算1.4. 1操作压力计算将谓塔操作在常压下进行，则：塔顶操作压力PD = 4kPa（表压）=105.325kPa （绝压每层塔板压降取AP = 0.

20、7kPa则进料板的压力Pf 二 105.325+ 10 x 0.7 = 112.325kPa （绝压） 塔釜操作压力珈=105.325+ 22 x 0.7= 120.725kPa （绝压）精谄段平均操作压强:105.325 + 112.325.松 丁、Pm = 108.825kPa （绝压）提馅段平均操作压强：120.725 + 112.325一 一Pm = 116.525kPa （绝压）1-4.2平均摩尔质量的计算塔顶：Xd =力=0.9659 X = 0.9160塔顶的平均摩尔质量计算：MVDm = 0.9659 X 78.11 + （1 - 0.9659） x 92.14 = 78.58

21、84kg/kmol5Mldm = 0.9160 x 78.11 + (1 - 0.9160) X 92.14 = 79.2885kg/kmol 进料板:yF = 0.7092 xF = 0.4957进料板的平均摩尔质量计算：Mvfm = 0.7092 X 78.11 + (1 - 0.7092) X 92.14 = 82.1899kg/kmolMlfm = 0.4957 x 78.11 + (1 - 0.4957) x 92.14= 85.1853kg/kmol 塔底：y12 = 0.0529x12 = 0.0218塔底的平均摩尔质量计算：MVwm = 0.0529 X 78.11 + (1

22、- 0.0529 ) X 92.14 = 91.3978kg/kmolMlwm = 0.0218 X 78.11 + (1 - 0.0218)X 92.14 = 91.8341kg/kmol 精帑段与捉帑段的平均摩尔质址计算：Mvdm + Mvfm78.5884+ 82.18992 2Mldm + 79.2885 + 85.18532 一2Mvwm + Mvfm _91.3978+82.18992 2M.wm + Mlfm91.8341 + 85.18532 2=80.3892kg/kmol=82.2369kg/kmol=86.7939kg/kmol=88.5097kg/kmolMlmMvmm

23、vm1.4.3平均温度如及平均密度的计算农1.4.3-1 Antoine方程常数组分ABC苯6. 0231206. 35220. 24甲苯6. 0781343. 94219. 58苯、甲苯的饱和蒸气压可用Antoine方程求算,即:lgP3 =A-B7+C通过逐步扫描法编程可得:塔顶组成Xd = 0.9659的二元体系，得塔顶温度tD = 83.04C加料板组成Xf = 0.4957的苯和甲苯的稳态情况下的温度为tF = 95.68-C 塔釜组成xw = 0.0218的二元体系，得tw = 109.30-C因此，桔帑段的平均温度：tD + tF83()4t 95,68 = 89.36cC捉懈段

24、的平均温度:,tw + tm109.30 + 95.68 =观虫兀1.气相平均密度计算糟憾段与提憾段的平均气相密度计算如下:-Mw80.3892P vm = Pmi 百十=108.825 x & 314x(273.15+ 89.36)= 2.9027kg/n?Mvm( 86.7939P vin = P1M2116-525 X 8.314x(273.15+ 102.49) = 32384炬血2.液相平均密度计算混合液平均密度计算公式：1/p Lni = Zai/p “ a为质量分数。苯和甲苯在不同温度下的液相密度如表1.4. 3-2所示：表1.4.3-2苯与甲苯的液相密度/p>

25、889095100温度t,C8090100110120门苯，kg/tn815803.9792.5780.3768.90.甲苯，kg/nr810800.279(). 378(). 3770. 044图1.4. 3-1金苯1图通过图I.4.3T可得：（1）塔顶液相平均密度塔顶温度= 83.04C时,Pd苯=811.6kg/m3, pD甲笨一0.9160塔顶组成X = 0.9160,得5 苯- 781 x 78.ii x 0.9160 + 92.14 X 0.0840 一 Q 9Q24an 甲苯=1 一 苯=0.0976因此，1 1 7 P 呗=a护 甲苯=0.9024 . 0.0976 = 81L

26、1487kg/m（2）进料板液相平均密度进料板稳态情况下的温度为5 = 95.68C时，p f 苯=797.5kg/m3 p F 屮苯=794.6 kg/m3由Xf = 0.4957,得菲苯=78.11 x0.4957 = o 4545 78.11 x 0.4957 + 92.14 x 0.5043 1 aF 苯=0.5455因此,1 1 2 P 则=% 柴 石麻=0.4545 . 0.5455 = 795.9154kg/n?(3) 塔底液相平均密度塔釜温度tw = 10930C 时,P w 苯=781.1kg/m3, p w 甲苯=781kg/m3ftlxw = 0.0218 得, 0.02

27、18 _% 苯=78.11 x 78.il % 0.0218 + 92.14 x 0.9782 = 185aw 甲苯=1 一 苯=0.9815因此,11，丁P LWM = aw % 甲苯=0.01850.9815 = 7810018kg/m综上所述：楷愉段液相平均密度:P LM =P LDM + P LFM28148育 79丄9世=803 5321Rg/m3提懈段液相平均密度:P LWM + P LFMP LM =7/81()()1 宁 95.9154 = 7884586kg/m31.4.4液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依据下式计算，即 LM =Xi(J i苯和甲苯在不同温度下的液相表

28、而张力如表2-4所示：表1.4.4-1液体表面张力”数据表温度t,C8090100110120(JL 苯，mN/m21.2720. 061& 8517. 6616. 49cr厶甲苯，mN/m21.6920. 5919. 9418.4117.311680859095100105110115120图1. 4. 4-1表面张力r一温度t(1) 塔顶液相平均表面张力塔顶温度tD = 83.04C时，塔顶组成为X = 0.9160。o ):卡=209mN/m a D 甲茏=21.19mN/ma l4)M = 0.9160 x 20.9 + 0.084 x 21.19 = 20.9244mN/m(2) 进

29、料板液相平均表面张力进料板稳态情况F的温度为tF = 95.68*C时，组成为xF = 0.4957oa F = 19.25mN/m a F 甲乂 = 20.29mN/ma LFM = 0.4957 x 19.25+ 0.5043x 20.29 = 19.7745mN/m(3) 塔釜液相平均表ffii张力塔釜温度为tw = 109.30C时,组成为xw = 0.0218oo w 苯=1774mN/m a w 甲苯=1853mN/ma lwm = 0.0218 X 17.74 + 0.9782 x 18.53 = 18.5128mN/m 综上所述：精帑段液相平均表血张力为：20.9244+19.

30、7745a = 20.3495mN/m乙提诩段液相平均表面哝力为：,19.7745+ 18.5128o uv, = 19.1437mN/m15塔径的计算与板间距的确定1.5. 1气液相流率(摩尔量流率)1精傑段V = (R + 1)D = (2.5332+ 1) x 28.6613= 101.2661kmol/hL = DR = 2.5332 x 28.6613= 72.6048kmol/h2.提锚段V =V-(1 - q)F = 101.2661 - (1 - 1) x 65.2529 = 101.2661kmol/hL =L+qF= 72.6048 + 65.2529 = 137.8577

31、kmol/h1.5.2气液相流率(体积流率)Vx3600 x p vm=L xMLm3600 x p80.3892q=1012661 X 3600 x 2.9027= 7790m3/S82.2369qMvm3600 x p vm=101.2661X86.7939q3600 x 3.2384 = 0 7539m /S=72 6048 X 3600 x 803.5321 = 0 021m3/S3600 x p=137.8577 x= 0.0043m3/s3600 x 788.458671.5.3板间距的确定及塔径、塔高的计算1.5.3. 1板间距的确定Ht塔板间距治的选取与塔高、塔径、物性性质、分

32、离效率、操作弹性以及塔的安装、检修等因素有关。设计时通常根据塔径的大小，由表1. 5. 31-1列出的塔板间距的经验数值选取。1.5.3.1-1塔间距参考数值塔径D (mm)塔板间距HT (mm)600-70030035045080()、1000350*4505006001200、1400350*450500600800*1600、30()0450*5006008003300、4200600800*不推荐采川T ray sizing resultsSection starting1Section ending stage.12Stage with maxmum diameter：12Colum

33、n diameter0.92230855meterDowncomer area / Column ared0.09999963Side downcomer velociy:0.06547501m/$ecSide weir length:0.67015909meter图15311筛板塔塔径估算结果图1.5.3.1-2筛板塔塔径核算结果最次液泛因子为0. 6817小于0.8合适，全塔压降6.8204合适，最大降液管液位为160mm,蝕大降液管 液位/板间距二0. 3558,介于0.255. 5之间,合适。液体在降液管内最大流速为55. 65mm/s,液体在进料管 的内的停留时间大于规定的35秒，停

34、留时间合适。因此，估算值合理。通过Aspen Plus估算可以塔径为1米，故可取板间距听=450mm。一般常压塔取九=50100mm（通常选用5080mm），减压塔取九=2530mm,故取板上液层高度 hL = 50mm,则液滴沉降高度为HT - hL = 400m?n1.5. 3. 2塔径的计算由于带有降液管，所以溢流式的塔板的塔截面实际分为了两个部分，即气体流通截而和降液管所占截tfllo若4/为塔板截而积，N为气体流通截而积，为降液管截而枳，贝IJ：勺1 A= 1At At若设气体流通截血上的适宜气速为W，当塔内处理的气体体积流最为Vs，A=Vs!u塔板的计算中,通常是以泛点气速W作为的

35、上限。一般取:宀（06085）匕本设计中安全系数取0.7。根据索徳尔斯和布朗公式:Ipl Pv式中C为气体负荷因子。如图1.5.3. 2-1所7用由c = C20（计广计算,其中的C20lll史密斯关联图查取图1.5.3.2-1史密斯关联图关联图横唯标即气液两相流动参数的确定i 对粘饰段Vs Ip J0.0021/803.5321X0.7790 2.9027 丿=0.0449杳史密斯关系图可得:C20 = 0.08梢懈段液相平均表而张力为：a LM = 20.3495mN/mo lm a*20.3495c = C20（盘）2 = 0.08 x （ 20 严=0.0803=0.0803 x803

36、.5321-2.9027=1.3336m/su = 0.7 x Ur = 0.7 x 1.3336 = 0.9335m/su=Vs/(-xD2)对粘:憎段：uc = V/(x D2)= 0.7790/(x 1.22) = 0.6888m/s对提懈段:uj = vs f /(-x D2) = o.7539/(y x 1.22) = 0.6666m/s塔径2.对提馅段Ls0.0043/788.45860.75391 3.23840.5=0.0890査史密斯关系图可得:C20 = 0.076提帑段液相*均衣面张力为:=。20 (*o LM = 191437mN/mv需 严=0.076 x(19兽3?

37、= o o75320 k 20 7uf = CPl 一 PvPvf=0.0753 x788.4586-3.2384 = x 1?25m/s3.2384u = 0.7 x Up = 0.7 X 1.1725 = 0.8208m/s结合粘帑塔、提饰塔以及理论板内径，按标准惻整为D = 1.2nu则空塔气速为：1.5.3. 3塔高的计算塔高计算公式：Z = NpHt本设计中实际塔板层数Np_a】i为22块，粘懈段10块，提锚段12块。板间距Ht皆为0. 45nio 对粘:锚段：Z = NpHt= 10x0.45 = 4.5m对提馅段:7： =Np HT = 12x0.45 = 5.4m16溢流装置的

38、设计1.6. 1板上液流型式的确定82.2369R丽議=7.4307m- /h塔径为1200mm,粕憎段液体负荷:提徭段液体负荷：U=L 7：閔7%.畑47圖小Ml M= Lx72.6048 x P M则可确定选择塔板流型为单溢流型,详细参考见下表1.6.1 lo农1.6.1-1液体负荷与板上流型的关系塔径（mm）液体流量（m3/h）U形流单流型双流型阶梯流型10007以下45以下14009 八70以下200011以下90以下90160300011以卜110以下110200200300400011以下110以下110230230*350500011以下110以下1102502501006000

39、11以下110以下110250204501-6.2溢流堰主耍尺寸的确定（堰高和堰长）1.6.2. 1堰长的确泄L溢流垠主要作用是维持塔板上有一定的液层厚度,并使液体能较均匀地横过塔板流动,其主要尺寸是堰高和堰长。根据经验数据.单流式塔板的堰长一般为塔径的60F80乩 此处取为60%, nJ得肢长lw = 1200 X 0.6 = 720 mm此时对应堰上的最大液流量（液流强度）214936m3/（m堰长h）,不超过经验值70、875 m3/（m堰长h）,检验合格。1.6.2. 2堰高的确定ph|, = hw + h0I式中：hL板上液层高度，m;hff堰高，m；h（）*堰上液层高度，m。木设计

40、中板上液层高度为九=50mm,详细请看1. 5. 3. 1板间距的确定这一节。 由此可知：hi =虹-hOi堰上液层窩度太小会造成液体在堰上分布不不均，影响传质效果，设计时应使堰上液层高度h侨大于6呱 若小于此值须采用齿形堰。但how也不宜过大,否则会增大塔板压降及雾袜夹带量。一般设计时,h（）w不超过 6070mm,超过此值可改为双溢流形式。对于木课程设计中的常压箱饰塔，溢流堰选用平直堰。2-3式中S塔内液体流量，m3/h；犷堰长，m；般情况下可取E为1,所引起的误差不大。所以本设计取E=l。1.对梢懈塔：2.84 Lh 22.84 7.4307 2% = ioooE（T；）3 = i000

41、（T7F）：J = -0135m = 13皿hw =虹 一 how = 50 13.5 = 36.5mni2对提帑段：=2_3LZTE.840002 U=2.81 15.47541000 ().722一3=0.0220m = 22mm=虹how = 50 22 = 28mm1.6.2.3弓形降液管的宽皮和截面积本粘饬塔屮采用弓形降液管，根据Z前所选的塔径D和垠长1屮11化工原理（王晓红编制）查弓形 降液管的参数，如下图1. 6. 2. 3-1所示：图162.34弓形降液管相关屈性图由于査图可知:弓形降液管的宽度肌=0.1 x 1200 = 120 inm：lwIT7201200= 0.67 *

42、055 f0J1降液管截啲积 Ad = 0.055 x yx D2 = 0.0622 m23s,故降液管尺寸设合理。0.00431.6.2. 4降液管底隙高度bh 3600lwuo根据经验，-，般可取uj = 0.07025m/s。本次设计取u。 = 0.12m/s,贝ij 精僻段：0.0021提帑段:36OOlwuo【J=0.0243m = 24.3mm0.72 x 0.120.0043=0.0198m = 49.8mm36001wuo0.72 x 0.12降液管底隙高度不宜小于20、25nun否则易于堵塞，或因为安装偏差液流不畅，造成液泛。对于大塔径取瓦一小为40mm左右，最大可达到150

43、mm0由于本塔塔径大于0. 8m,因此取h。为50mm。1.6.2. 5受液盘为了避免塔板上出现死角，同时可以缓冲液体流向，更好地便气泡分离以及它在低液量时形成良好的液封。并便于液体从侧线抽出。因此选用凹形受液盘，深度为50mnu因为凹形受液盘不需要设苣进口壊， 并且节省了板面。此外，为了停工时能够排尽板上的废液，在受液盘上开有两个010的泪孔，关于受液盘中心线对称，位进在 受液盘中间。1.6.2. 6 进口垠木粘锚塔中液相流量相对较小，同时选用了凹形受液盘，故不设进口堰。17塔板布置因Dn800mm,故塔板采用分块式，以便通过人孔装拆塔板。当D luOMm宽度 = 6075mm。宽带比视具体

44、请况需耍而定，人:塔可达 = 5070mm。因 Z)= 1200mm 故选择 = 70mm, % = 50mm。1.7. 1开孔区面积计算Wd = 0.1 X 1200 = 120 mm开孔区面积AaA. = 2(xr2 -x2 +arcsin )“180rDI 2x =(比+比)=亍 - (02 + 0.07) = 0.41mD1 2其中r = 一=- 0.05 = 0.55m2 2Z / =2x(0.41xj0.552-0.412 +x55 arcsin业)=0.80931孑“1800.551.7.2筛孔计算及其排列筛板厚6 : -般碳钢，6 =34mm；不锈钢，6 = 22.5mm。孔径

45、d。d。的选取与塔的操作性能要求、 物系性能、塔板厚度等诸多因素有关。一般d=38mm。本设计中所处理的物系无腐蚀性，可选川= 3mm碳钢板，取筛孔直径= 5mm筛孔按正三角形排列，通常取孔心距t = (2.55)d,取孔中心距r=3xt/0=3x5 = l 5mm 筛孔数目z?= 1.158x4, = 1.158x0.8093 =4165 个V0.0152开孔率为0 = 0.907(如Y =0.907x(22)2 =io.i%t 01每层塔板的开孔面枳：Ao =(pAa= 0.101 * 0.8093 = 0.08174m2精翔段：V o 7790气体通过筛孔的气速为 =亠=9.5302m

46、/ sAo 0.08174V 0 7539气体通过筛孔的气速为 / =工=9.2231m / sAo 0.0817418筛板的流体力学计算1.8.1塔板压降h（1）气体通过筛板压降相当的液柱高度hphp = he + h + ho干板床降相当的液体髙度he。由t/0/ = 5/3 = 1.67,查图得：Co = 0.772干板阻力九由:几=005严）2（久）5 Pl对于精憾段:=0.051x(9 5302)2x( 2-9027 ) = 0.02808m液柱0,772803.5321对于提饰段：o 2731、3 7124h： = 0.051x()2x( ) = 0.02990m液柱r0.7727

47、88.4586仃效液层高度hhi = oh = o（h* + h。*：）将板上层液层IU力h|和由农面张力引起的阻力h。，两项合成液层侑效阻力，以h表示。气体通过液层的阻力勺由式：对于梢憾段:0.77901 1304 0.0622=0.7293m/5% =他 販=0.7293 x J2.9027 = 1 2425kg 虫 / (s m,/2)/=(%+/g)=05m查图,得hj = 0.04/m液柱。 对于提懈段：0.75391.1304 0.0622=0.7058m/5用=i.賦=0.7058x J3.2384 = 1.270lkgl/2 /(s m,/2)人=(九+/g)=0.05m査图，

48、得h= 0.04/m液柱。气体通过每层塔板的液柱高度你可按下式计算：对精懈段：hp = h + /, + ha = 0.02808 + 0.04 = 0.06808m 液柱气体通过每层塔板的压降为：3产 hppLg = 0.06808x803.5321x9.81= 536.6508Pa 0.7kPa (设计允许ffi)对于捉他段:hP = h 4/?,4ha 1 = 0.02990 + 0.04 = 0.0699m液柱气体通过每层塔板的压降为：3； = hppg = 0.0699x78&4586x9.81 = 540.6610Pa0.7kPa （设计允许值）1.8.2. 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且木例的塔径和液流量均不人，故可忽略液面落差的影响。1.8.3雾沫夹带液模夹带疑由式bLH Th, = 2.511,