化工原理设计精馏塔

《化工原理课程设计》报告

40000 吨/年苯和甲苯

精馏装置设计

班级：

专业：化工工艺及工程

设计者姓名：

指导老师：

学号：

完成日期： 2012年 6月 20 日

化工原理课程设计任务书

一、设计题目：苯——甲苯混合液筛板(浮阀)精馏塔设计

本课程设计是依据实际生产情况加以一定程度的简化而提出的。

二、设计任务及操作条件

1、进精馏塔的料液含苯55%(质量)，其余为甲苯

2、产品的苯含量≥97%(质量)，取97%

3、釜液中苯含量≥2%(质量)，取2%

4、年处理原料量：40000吨

5、每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）

6、操作条件

⑴精馏塔塔顶压强 0.04MPa(表压)

⑵进料热状况泡点液体（q=1）

⑶回流比 R=1.6Rmin

⑷加热水蒸气压强 3.0kg/cm2 (表压)

⑸单板压降 <8mmHg

⑹设备型式筛板

⑺厂址徐州地区

三、设计项目(设计说明书内容)

⒈流程的确定及说明

⒉塔板数的计算

⒊塔径计算

⒋塔板结构设计

⑴塔板结构尺寸的确定

⑵流体力学验算

⑶计算、绘制塔板负荷性能图

⒌其它

⑴塔釜加热蒸汽消耗量的计算

⑵塔顶冷凝器或分凝器(设计者确定)的换热面积和选型，冷却水消耗量的计算

⑶灵敏板位置的确定(并图示)

⒍应绘制的各幅图

⑴实际设计的工艺流程图

⑵塔板布置图

⑶塔局部侧剖图

苯-甲苯饱和蒸汽压的安托尼公式：

logp?=A-B/(C+t) p?的单位:kPa t的单位:℃

组分 A B C

苯 6.023 1206.35 220.24

甲苯 6.078 1343.94 219.58

四、苯的生产工艺流程

在炼焦过程产生的焦炉煤气，其中含有30～45%(g/标m 3

)的粗苯。粗苯的主要成分是：苯(约70%)、甲苯(约14%)、二甲苯(约3%)和三甲苯。 生产中一般采用煤焦油中230～300℃的洗油馏分将粗苯从煤气中吸收下来。洗油在低温(20～80℃)下具有选择吸收煤气中粗苯的性质，而在升高温度(140～180℃)时又能从富油中将粗苯释放出来。粗苯经过精馏分离成轻苯(150℃前馏分)和重苯(150～200℃时的馏分)。

轻苯是一种组分很复杂的混合物，其中含有不饱和物、硫化物、酸性和碱性化合物以及饱和烃。为了得到苯属烃，要把杂质除去。

先将轻苯中80℃以前的初馏分切去，除去部分不饱和物和硫化物。然后用浓硫酸进行两次洗涤，用碱中和洗涤一次后，除去其中>80℃的不饱和物、硫化物、酸性和碱性化合物。洗涤过程中，有部分沸点较高的酸洗聚合物溶解在轻苯里，用水蒸汽蒸馏的方法把苯属烃蒸出，酸洗聚合物作为残液除去。

最后用连续精馏的方法提纯苯。如图所示，已经去除了杂质的轻苯用进料泵送入纯苯精馏塔的进料板上，由附设在塔底外部的列管式换热器用水蒸汽间接加热釜液至130℃左右，釜液蒸汽从塔底向上与自塔上端流下的液体逆向流动，密切接触传质传热。苯蒸汽则以80℃的温度从塔顶逸出，在冷凝冷却器中降温至20～60℃，经油水分离器除去分离水，满流入回流槽，再用回流泵将一部分苯液打入塔顶，另一部分则由回流槽上部满流入计量槽作为产品。釜液(128℃) 经冷却(50℃)后再去提取甲苯二甲苯等苯属烃产品。

1.轻苯储槽

2.进料泵

3.纯苯精馏塔

4.加热器

5.冷凝冷却器

6.油水分离器

7.回流槽

8.计量槽

9.回流泵 10.喷淋式冷却器 11.釜液储槽

1

2

3

4

4

5

6 7

8

9

11

12

目录

引言. (6)

1 绪论 (6)

1.1设计背景 (6)

1.2设计方案 (6)

2 精馏塔的工艺设计 (7)

2.1全塔工艺设计计算 (7)

2.1.1产品浓度的计算和进料组成确定 (7)

2.1.2平均相对挥发度的计算 (7)

2.1.3最小回流比和适宜回流比的选定 (8)

2.1.4物料衡算........................................... 错误！未定义书签。

2.1.5图解法确定理论板数 (9)

2.1.6全塔效率 (9)

2.1.7实际塔板数及实际加料位置 (9)

3.塔的工艺条件及物性数据计算 (10)

3.1.1操作压强 P (10)

3.1.2操作温度 T (10)

3.1.3塔内各段气、液两相组分的平均分子量 (10)

3.1.4精馏段和提馏段各组分的密度 (11)

3.1.5液体表面张力的计算 (12)

3.1.6液体粘度 (12)

3.1.7气液负荷计算 (13)

3.2塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 (13)

3.2.1塔径 D (13)

3.2.2液流形式、降液管及溢流装置等尺寸的确定 (15)

3.2.4筛孔数 n 及开孔率φ (19)

3.2.5塔有效高度Z (20)

3.3筛板塔的流体力学校核算 (20)

3.3.1板压降的校核 (20)

3.3.2液沫夹带量e V的校核 (21)

3.3.3溢流液泛条件的校核 (21)

3.3.4液体在降液管内停留时间的校核 (22)

3.3.5漏液点的校核 (22)

3.4塔板负荷性能图 (23)

3.4.1 液相负荷下限线 (23)

3.4.2 液相负荷上限线 (24)

3.4.3漏液线（气相负荷下限线） (24)

3.4.4 过量液沫夹带线（气相负荷上限线） (25)

3.4.5溢流液泛线 (26)

3.4.6 塔气液负荷性能图 (28)

4板式塔的结构. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .31 5 设计结果汇总 (30)

结束语... .. (31)

参考文献 .................................. 错误！未定义书签。

引言

化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，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。该过程是同时进行传质、传热的过程。

在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏液。

1 绪论

1.1设计背景

苯是一种重要的基础化工原料，有着广泛的用途。它是基本有机化工及中间体的原料，还是一种重要的有机溶剂，在交通运输、医药、农业等方大塔的研究力度。如今在我国常用的板式塔中主要为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔和舌型塔等。填料种类出拉西、环鲍尔环外，阶梯环以及波纹填料、金属丝网填料等规整填料也常采用。更加强面都占有重要地位。

为了加强工业技术的竞争力，长期以来，各国都在加了对筛板塔的研究，提出了斜空塔和浮动喷射塔等新塔型。同时我国还进口一些新型塔设备，这些设备的引进也带动了我国自己的塔设备的科研、设计工作，加速了我国塔技术的开发。

国外关于塔的研究如今已经放慢了脚步，是因为已经研究出了塔盘的效率并不取决与塔盘的结构，而是主要取决与物系的性质，如：挥发度、黏度、混合物的组分等。国外已经转向研究“在提高处理能力和简化结构的前提下，保持适当的操作弹性和压力降，并尽量提高塔盘的效率。”在新型填料方面则在努力的研究发展有利于气液分布均匀、高效和制造方便的填料。

经过我国这些年的努力，在塔研究方面与国外先进技术的差距正在不断的减小。

1.2设计方案

苯和甲苯的混合液是使用机泵经原料预热器加热后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出经冷却器冷却后送至产品罐。塔釜采用直接蒸汽（108.5291℃的水蒸汽）加热，塔底废水经冷却后送入贮槽。具体连续精馏流程。

92

03

.07897.07897.0+=

2 精馏塔的工艺设计

2.1全塔工艺设计计算

2.1.1产品浓度的计算和进料组成确定

1. 料液及塔顶塔底产品含苯摩尔分率： 苯的摩尔质量 MA=78kg/kmol 甲苯的摩尔质量 MB=92kg/kmol

x F = 0.5906

x D =0.9744

x W =

=0.024

2. 料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量

=?+?=13.92)5906.0-111.785906.0（F

M

83.86

13

.929744.0-111.789744.0?+?=）（M

=78.47

=?+?=13.92)024.0-111.78024.0（W

M 91.80

原料液的流量 F=40000╳1000/330╳24/83.86=60.23kmol/h 3. 由全塔物料衡算

D+W=F DX D +WX w=FX F

D=35.5882kmol/h W=24.348kmol/h 塔顶易挥发组分的回收率=DX D /FX F ╳100%=98.39%

2.1.2平均相对挥发度的计算

苯-甲苯饱和蒸汽压的安托尼公式：

=+92

45.078

55.07855.092

98.078

02.07802.0+

logp ?=A-B/(C+t) p ?的单位:kPa t 的单位:℃ 组分 A B

C

苯 6.023 1206.35 220.24 甲苯

6.078

1343.94

219.58

苯甲苯混合液的t-x-y 图

由图得：t D =80. 1℃ p ?（苯）= 102.33kPa p ?（甲苯）= 38.91kPa

αD = p ?（苯）/ p ?（甲苯）= 102.33/38.91=2.63

t W =109.2℃ p ?（苯）=229.09kPa p ?（甲苯）= 97.72kPa αW = p ?（苯）/ p ?（甲苯）= 229.09/97.72=2.34

α=W D αα=34.263.2?=2.48

2.1.3最小回流比和适宜回流比的选定

采用作图法求最小回流比。在附图的对角线上，自点(0.5906,0.5906)作垂线，即为q 线，该线与平衡线的交点坐标为y q =0.784,x q =0.5906 故最小回流比为 Rmin= =0.98

选取回流比为 R=1.6 Rmin=1.6?0.98=1.58

2.1.4精馏段和提馏段操作线

回流比为 R= 1.58 精馏段操作线方程式 y=

5906.0784.0784.09744.0--=

--q q q D x y y x 9744.01

58.11

x 1

58.158

.11

1x 1

?

+++=++

+D x R R R

即y=0.612x+0.378

提馏段操作线方程式 x w =0.024,由下图可求出x=2.4与y=x 交点（2.4，2.4）,精馏段直 线与直线x=59.0相交为（59.0,73.2）,故用两点法可求提馏段方程式 y=1.25x-0.02

2.1.5图解法确定理论板数

图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如附图所示，求解结果为：总理论板层数NT=14，其中NT （精）=6，NT （提）=6（不包括再沸器），进料板位置NF=7

2.1.6全塔效率

Μ=0.304mPa.s

α=2.48

代入后可得：E T =0.52

2.1.7实际塔板数及实际加料位置

精馏段实际板层数 N P,精=6/0.52=11.54≈12 提馏段实际板层数 N P,提=6/0.52=11.54≈12 总实际板层数 N P= N P 精 +N P 提=24

3 板式塔主要工艺尺寸的设计计算

)

245.0()^(49.0-=L

T E αμ

3.1 塔的工艺条件及物性数据计算

3.1.1操作压强P

塔顶操作压力P D=P当地+P表=101.4+40=141.4（kPa）

每层塔板压降△P=7mmHg = 0.931 kPa

进料板压降P F=141.4+0.931×12=152.57（kPa）

精馏段平均压降P m精=(141.4+152.57)/2=146.99（kPa）

塔底操作压力P w=141.4+0.931×26=165.61（kPa）

提馏段平均压降P m提=(152.57+165.61)/2=159.09（kPa）

3.1.2操作温度T

由不同部位的含量在图中查得塔顶、塔釜、及加料板处的温度并计算精馏段、提馏段的平均温度。

塔顶温度t D=80. 1℃

塔底温度t W= 109.2℃

进料板温度t F=89.2℃

精馏段平均温度t m精=(80.1 +89.2)/2=84.7℃

提馏段平均温度t m提=(109.2 +89.2)/2=99.2℃

3.1.3塔内各段气、液两相组分的平均分子量

a精馏段

塔顶气液混合物平均摩尔质量：由y

1=x D=0.9744，查平衡曲线，得x

1

=0.951

M VDm=0.9744×78.11+0.0256×92.13= 78.47(kg/kmol)

M LDm=0.959×78.11+0.041×92.13=78.68(kg/kmol)

进料板气，液混合物平均摩尔质量：由图解理论板，得y F=0.727,查平衡曲线，得x F=0.530 M VFm=0.727×78.11+0.273×92.13=81.94(kg/kmol)

M LFm=0.530×78.11+0.470×92.13=84.70(kg/kmol)

精馏段气液混合物的平均摩尔质量：

M Vm=（78.47+81.94）/2=80.21(kg/kmol)

M Lm= (78.68+84.70) / 2 =81.69(kg/kmol)

b提馏段

塔底气液混合物平均摩尔质量：x w=0.024 查平衡曲线，得y w=0.0586

M VDm=0.0586×78.11+0.9414×92.13=91.31(kg/kmol)

M LDm=0.024×78.11+0.976×92.13= 91.79(kg/kmol)

进料板气，液混合物平均摩尔质量：由图解理论板，得y F=0.727,查平衡曲线，得x F=0.530 M VFm=0.727×78+0.237×92.13=81.94(kg/kmol)

M LFm=0.530×78.11+0.470×92.13=84.70(kg/kmol)

提馏段气液混合物的平均摩尔质量：

M Vm =（91.31+81.94）/2=86.625(kg/kmol)

M Lm = (91.79+84.70) / 2 =88.245(kg/kmol)

3.1.4精馏段和提馏段各组分的密度

a 精馏段

1,气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即

ρvm 精= =3.95(kg/m 3)

2，液相平均密度： 液相平均密度计算公式

塔顶液相平均密度 ：t D =80. 1℃，查手册，得ρA =815(kg/m 3), ρB =802 (kg/m 3)

=814.40 (kg/m 3)

进料板液相平均密度：t F =89.2℃，查手册，得ρA =801(kg/m 3), ρB =795 (kg/m 3) 进料板液相的质量分数： =0.574

=801.2(kg/m 3)

精馏段液相平均密度为

ρLm 精 =（814.40+801.2）/2=807.8(kg/m 3) b ，提馏段

1,气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即

ρvm 提= =4.44（kg/m 3)

2，液相平均密度： 液相平均密度计算公式

塔底液相平均密度 ：t w=109.2℃，查手册，得ρA =772(kg/m 3), ρB =768(kg/m 3) =768.10 (kg/m 3)

进料板液相平均密度：由上知

ρ

LFm =801.2 (kg/m 3

)

提馏段液相平均密度为

ρLm 提 =（768.10+801.2）/2=784.65(kg/m 3)

)15.27365.84(314.8995

.7999.146+??=Tm Vm m R M P 精∑=i

W ρρ/1i m 802

/0256.0815/9744.01

m +=LD ρ13

.92/469.011.78/531.011.78/531.0+=A ω795

/426.0801/574.01

m +=LF ρ)

15.2732.99(314.8465

.8609.159+??=Tm Vm m R M P 提∑=i W ρρ/1

i m

768

/976.0772/024.01

m +=LW ρ

3.1.5液体表面张力的计算

a精馏段

液相平均表面张力计算公式：

σLm=∑x iσi

塔顶液相平均表面张力：t D=80. 1℃，查表可得，σ A =0.0215N/m, σB=0.0222N/m σLDm =0.983×0.0215+0.017×0.0222=0.0215 N/m

进料板液相平均表面张力：t F=89.2℃，查表可得，σ A =0.0202N/m, σB=0.0214N/m σLFm =0.531×0.0202+ 0.469×0.0214=0.02076 N/m

精馏段液相平均表面张力：

σLm =(0.0215+0.02076)/2=0.02113N/m

b提馏段

液相平均表面张力计算公式：

σLm=∑x iσi

塔底液相平均表面张力：tw=109.2℃，查表可得，σ A =0.0161N/m, σB=0.0185N/m σLDm =0.024×0.0161+ 0.976×0.0185=0.01844N/m

进料板液相平均表面张力：由上知

σLFm =0.02076 N/m

提馏段液相平均表面张力：

σLm =(0.01844+0.02076)/2=0.01960N/m

3.1.6液体粘度μLm

a精馏段

液相平均粘度计算公式：

㏒μLm=∑x i㏒μi

塔顶液相平均粘度：t D=80. 1℃，查附表μA=0.295mPa·s μB=0.276mPa·s 计算得，μLDm=0.294mPa·s

进料板液相平均粘度：t F=89.2℃，查附表μA=0.272mPa·s μB=0.233mPa·s 计算得，μLFm=0.315mPa·s

精馏段的液相平均粘度：

μLm精=（0.294+0.315）/2=0.3045 mPa·s

b提馏段

液相平均粘度计算公式：

㏒μLm=∑x i㏒μi

塔顶液相平均粘度：tw=109.2℃，查附表μA=0.234mPa·s μB=0.247mPa·s 计算得，μLDm=0.256mPa·s

进料板液相平均粘度：由上知

μLFm=0.32mPa·s

提馏段的液相平均粘度：

μLm提=（0.26+0.32）/2=0.29 mPa·s

3.17气液负荷计算

1) 精馏段气液负荷计算

q n,L =R ×D=1.58×35.59= 56.23 (kmol/h) q n,V =(R+1)*D=(1.58+1)×35.59=91.82(kmol/h) 2) 提馏段气液负荷计算

q n,L ’=q n,L+F= 56.23+60.31 =116.54(kmol/h) q n,V ’=q n,V =91.82(kmol/h)

3.2塔和塔板的主要工艺尺寸的计算

3.2.1塔径 D

a 精馏段

1，最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式：

精馏段的气液相体积流率为： V s = =0.5165m 3/s

L s = =1.5773-10?m 3/s

由公式C=C 20(σ/0.02)0.2 可求出C C 20查表得出，图中横坐标

=0.0437

塔径与板间距的关系

塔径m 0.5-0.8 0.8-1.6 1.6-2.0

2.0-2.4 板间距mm

300-350 350-450

450-600

500-800

取板间距H T =0.45m ，板上层液的高度h L =0.05m,则 H T - h L =0.45-0.05=0.4m

V

V

L

C

ρρ

ρ

υ-=max 95

.33600995

.7982.913600q m ,??=Vm V V n M ρ98

.807360057.8123.563600q m ,??=

Lm

L L n M ρ

213

-21

95.398.8073600516.0360010577.1??? ??????=??? ??VM

LM Vs Ls ρ

ρ

C 20查下表得出

C 20=0.09

C=C 20(σ/20)0.2=0.09（21.13/20）0.2=0.091

=1.297(m/s)

取安全系数为0.6.则空塔气速为，

υ=0.6υmax =0.6×1.297=0.778(m/s)

2,塔径

=0.937m

按标准塔径圆整后为 D=1.2m

塔截面积为 =1.131m 2

实际空塔气速为

=0. 475 (m/s)

b 提馏段

1，最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式：

提馏段的气液相体积流率为

95.395

.398.807091

.0max -=-=V V L C ρρρυ779.0537

.04s 4??=

??=ππu V D 222.144?==ππD A T 131.1537

.0==T A Vs υV V

L C

ρρ

ρυ-=max

Vs = =0.650(m 3/s)

Ls = =0.00298(m 3/s) 由公式C=C 20(σ/0.02)0.2 可求出C C 20查表得出，图中横坐标

=0.061 塔径与板间距的关系

塔径m 0.5-0.8 0.8-1.6 1.6-2.0 2.0-2.4

板间距mm 300-350 350-450 450-600 500-800

取板间距H T =0.45m ，板上层液的高度h L =0.05m,则 H T - h L =0.45-0.05=0.4m

C 20查表得出: C 20=0.085

C==C 20(σ/0.02)0.2=0.085（19.60/20）0.2=0.0847

=1.122(m/s)

取安全系数为0.6.则空塔气速为，

υ=0.6υmax =0.6×1.122=0.674(m/s) 2,塔径

=1.108m

按标准塔径圆整后为 D=1.2m 塔截面积为 =1.131m 2

实际空塔气速为 =0. 575(m/s)

3.2.2液流形式、降液管及溢流装置等尺寸的确定

a 精馏段

1,塔径D=1.2m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下 （1），堰长l w 取l w =0.66D=0.66×1.2=0.792m （2），溢流堰高度h w 溢流堰高度计算公式

44.43600465

.861.1203600q m ',??=

Vm V L n M ρ65

.7843600115

.8838.953600q m ,??=Lm L V n M ρ‘2

1

2144.465.7843600650.0360000298.0??

? ?????=??? ??V L Vs Ls ρρ’44.444.465.7840847

.0max -=-=V V L C ρρρυ674.0650

.044??=

=ππυ‘Vs D 2

22.14

4?==ππD A T 131.1650.0==T Vs A ‘υ

h w = h L -h ow

选用平直堰，堰上液层高度h ow 依照下式计算，即

h ow =

近似E 取1.则 h ow = =0.0110m

取板上液层高度h L =0.05m,故

h w = h L -h ow =0.05-0.0110=0.039m

(3), 弓形降液管宽度W d 及截面积A f l w /D=0.66 查下表可得

A f /A T =0.0722, W d / D=0.124

A f =0.0722 A T =0.0722×1.131=0.0816m 2 W d =0.124D=0.124×1.2=0.1488m 依下式验算液体在液管中停留时间，即

θ =22s(≥5s)

3

21000

84.2??

?

??w Ls l E 3

2

32792.0360000168.01100084

.2100084.2??

?

?????=?

?

? ??w Ls l E 3600

00168.045

.00816.036003600???==Ls T f H A

故降液管设计合理

（4） 降液管底隙高度h 0 计算公式

h 0 取υ’。=0.10m/s,则

h 0

=0.0212m

h w - h 0=0.039-0.0212=0.0178m(＞0.006m) 故降液管底隙高度设计合理。 b 提馏段

1,塔径D=1.2m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下 （1），堰长l w 取l w =0.8D=0.8×1.2=0.96m (2),溢流堰高度h w 溢流堰高度计算公式 h w = h L -h ow

选用平直堰，堰上液层高度h ow 依照下式计算，即 h ow =

近似E 取1.则 h ow = =0.0142m

取板上液层高度h L =0.06m,故

h w = h L -h ow =0.06-0.0142=0.0458m

(3),弓形降液管宽度W d 及截面积A f l w /D=0.8 同样由表查，可得 A f /A T =0.15, W d / D=0.2 A f =0.15A T =0.15×1.131=0.170m 2 W d =0.2D=0.2×1.2=0.24m

依下式验算液体在液管中停留时间，即

θ =25.67s(≥5s)

故降液管设计合理

（4） 降液管底隙高度h 0 计算公式

h 0 取υ’。=0.12m/s,则

h 0 =0.0259m

'υ3600w s

l L =

10

.0792.0360000168

.03600'υ36000

???=

=

w s

l L

3

2100084.2?

?

? ??w Ls l E ‘3

2

3

2

96.0360000298.01100084

.2100084

.2??

?

?????=?

?

? ??w Ls l E ’3600

00298.045.017.036003600???==Ls T f H A 0

'3600υ‘

w Ls l =

12

.096.0360000298

.03600'36000???==υ’w Ls l

h w -h0=0.0458-0.0259=0.0199m(＞0.006m)

故降液管底隙高度设计合理。

3.2.3塔板布置的

精馏段与提馏段情况相同（D=1.2m）

(1),塔板的分块

由于D ≥800mm,故塔板采用分块式，由下表可知

塔径mm 800-1200 1400-1600 1800-2000 2200-2400

塔板分块数 3 4 5 6

塔板分为3块

（2），边缘区宽度的确定 取Ws=0.065m, Wc=0.035m

(3)开孔区面积Aa, 按照，下式计算

其中 x=D/2-(Wd+Ws)=1.2/2-(0.1488+0.065)=0.3862m

r = D/2- Wc=1.2/2-0.035=0.565m 故， =0.612m 2

3.2.4筛孔数 n 及 开孔率 φ

a 精馏段

由于所处理的物系无腐蚀性，可选用δ=3mm 碳钢板，取筛孔直径d 0=5mm 。 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t =15mm

筛孔数目n 为n =1.155A a /t 2 =1.155×0.612/0.0152 =3142

开孔率为

φ=0.907（d 0/t ）2=0.907(0.005/0.015) 2=10.1% 气体通过阀孔的气速为

υ0= Vs / A 0 =0.537/(0.101×0.612)=8.688m/s

b 提馏段

由于所处理的物系无腐蚀性，可选用δ=3mm 碳钢板，取筛孔直径d 0=4mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为

t =3 d 0=12mm 筛孔数目n 为

n =1.155A a /t 2 =1.155×0.612/0.0122 =4911 开孔率为

φ=0.907（d 0/t ）2=0.907(0.004/0.012) 2=10.1%

)

sin

180

(21

2

2

2

r

x r

x r x A a -+

-=π)565

.03862

.0sin

180565.03862.0565.03862.0(212

22-+-=πa A

气体通过阀孔的气速为

υ0= Vs/ A 0 =0.650/(0.101×0.612)=10.52m/s

3.2.5塔有效高度Z

精馏塔有效高度的计算： 精馏段有效高度为

Z 精=（N 精—1）H T =(12-1) ×0.45=4.95m 提馏段有效高度为

Z 提=（N 提—1）H T =(12-1) ×0.45=4.95m

§3.3筛板塔的流体力学校核算

3.3.1板压降的校核

a 精馏段

1，干板阻力h c 计算 由h c =

由d 0 /δ=5/3=1.67,查表可得 C 0=0.772 故 h c =

0.036m 液柱

2，气体通过液层的阻力h l 计算 h l =βh L =β（h w +h 0w ）

υa = Vs /（A T – A f ）=0.537/(1.131-0.0816)=0.512m/s F 。=υa ρV 0.5 =0.512(3.95)0.5 =1.018kg 1/2/(s.m 1/2) 查表β=0.62

故，h l =βh L = β(h w +h 0w )=0.62×(0.039+0.011)=0.031m 液柱 3，液体表面张力的阻力h σ的计算

h σ=

=0.0021m 液柱

气体通过每层塔板的液柱高度h p 可按照下式计算，即

h p =h c +h l +h σ=0.036+0.031+0.0021=0.0691m 液柱 气体通过每层塔板的压降为

ΔPp= h p ρL g=0.0691×807.98×9.81=547.71kPa(设计允许值) b 提馏段

1，干板阻力h c 计算 由

h c =

由d 0 /δ=4/3=1.33,查表可得C 0=0.82

??

? ??L V C ρρ）υ（200051.0=???

??98.80795.3772.0688.8051.02）（005

.081.998.80702113.0440

???=

gd

L

L ρσ

??44.452.10??

? ??L V C ρρ）υ（200051.0