課程設(shè)計(jì)----苯—甲苯混合液篩板精餾塔設(shè)計(jì)

1、<p><b>　　目 錄</b></p><p>　　摘 要……………………………………………………………………………..1</p><p><b>　　引 言.2</b></p><p><b>　　1 緒 論2</b></p><p><b&

2、gt;　　1.1設(shè)計(jì)背景2</b></p><p><b>　　1.2設(shè)計(jì)方案2</b></p><p><b>　　1.3選塔依據(jù)3</b></p><p>　　2 精餾塔的工藝設(shè)計(jì)7</p><p>　　2.1全塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算7</p><p>　　

3、2.1.1產(chǎn)品濃度的計(jì)算和進(jìn)料組成確定7</p><p>　　2.1.2平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算8</p><p>　　2.1.3最小回流比和適宜回流比的選定8</p><p>　　2.1.4物料衡算8</p><p>　　2.1.5精餾段和提餾段操作線9</p><p>　　2.1.6圖解法確定理論板數(shù)9&l

4、t;/p><p>　　2.1.7全塔效率10</p><p>　　2.1.8實(shí)際塔板數(shù)及實(shí)際加料位置10</p><p>　　3. 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算10</p><p>　　3.1.1操作壓強(qiáng) P10</p><p>　　3.1.2操作溫度 T10</p><p>　　3.1.3

5、塔內(nèi)各段氣、液兩相組分的平均分子量12</p><p>　　3.1.4精餾段和提餾段各組分的密度12</p><p>　　3.1.5液體表面張力的計(jì)算13</p><p>　　3.1.6液體粘度14</p><p>　　3.1.7氣液負(fù)荷計(jì)算14</p><p>　　3.2塔和塔板的主要工藝尺寸的計(jì)算15&

6、lt;/p><p>　　3.2.1塔徑 D15</p><p>　　3.2.2液流形式、降液管及溢流裝置等尺寸的確定17</p><p>　　3.2.4篩孔數(shù) n 及 開孔率 φ21</p><p>　　3.2.5塔有效高度Z21</p><p>　　3.3篩板塔的流體力學(xué)校核算22</p><

7、;p>　　3.3.1板壓降的校核22</p><p>　　3.3.2液沫夾帶量eV的校核23</p><p>　　3.3.3溢流液泛條件的校核23</p><p>　　3.3.4液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的校核24</p><p>　　3.3.5漏液點(diǎn)的校核24</p><p>　　3.4塔板負(fù)荷性能圖2

8、5</p><p>　　3.4.1 液相負(fù)荷下限線25</p><p>　　3.4.2 液相負(fù)荷上限線26</p><p>　　3.4.3漏液線（氣相負(fù)荷下限線）26</p><p>　　3.4.4 過量液沫夾帶線（氣相負(fù)荷上限線）27</p><p>　　3.4.5溢流液泛線28</p>&l

9、t;p>　　3.4.6 塔氣液負(fù)荷性能圖30</p><p><b>　　4．</b></p><p>　　5 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總33</p><p><b>　　結(jié)束語...35</b></p><p><b>　　參考文獻(xiàn)35</b></p><

10、p><b>　　主要符號(hào)說明36</b></p><p>　　附 錄………………………………………………………………………….38</p><p><b>　　摘 要</b></p><p>　　化工生產(chǎn)常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多

11、次部分汽化和部分冷凝達(dá)到輕重組分分離的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對(duì)選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。</p><p>　　塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類型之一。本次設(shè)計(jì)的篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)苯-甲苯物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程，該設(shè)計(jì)

12、方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。</p><p>　　塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究，已經(jīng)受到化工行業(yè)的極大重視。在化工生產(chǎn)中，塔設(shè)備的性能對(duì)于整個(gè)裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護(hù)等各個(gè)方面，都有非常重大的影響。</p><p>　　精餾過程的實(shí)質(zhì)是利用混合物中各組分具有不同的揮發(fā)度。即在同一溫度下，各組分的飽和蒸汽壓不同這一性質(zhì)，使液相中的輕組分轉(zhuǎn)移到汽相中，汽相中的重

13、組分轉(zhuǎn)移到液相中，從而達(dá)到分離的目的。因此精餾塔操作彈性的好壞直接關(guān)系到石油化工企業(yè)的經(jīng)濟(jì)效益。</p><p>　　精餾設(shè)計(jì)包括設(shè)計(jì)方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算——物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算，輔助設(shè)備的選型，工藝流程圖，主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對(duì)精餾塔的運(yùn)算，可以得出精餾塔的各種設(shè)計(jì)如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)是合理的，換熱器和泵及各種接管尺寸

14、是合理的，以保證精餾過程的順利進(jìn)行并使效率盡可能的提高。</p><p>　　關(guān)鍵詞：苯、甲苯 精餾段 提餾段</p><p><b>　　引 言</b></p><p>　　化工生產(chǎn)中所處理的原料中間產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，其中大部分是均相混合物。生產(chǎn)中為滿足要求需將混合物分離成較純的物質(zhì)。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混

15、合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑的驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)量劑），使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時(shí)進(jìn)行傳質(zhì)、傳熱的過程。</p><p>　　在本設(shè)計(jì)中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單造價(jià)低。合理的設(shè)計(jì)和適當(dāng)?shù)牟僮骱Y板塔能

16、滿足要求的操作彈性，而且效率高采用篩板可解決堵塞問題適當(dāng)控制漏液。</p><p><b>　　1 緒 論</b></p><p><b>　　1.1設(shè)計(jì)背景</b></p><p>　　苯是一種重要的基礎(chǔ)化工原料，有著廣泛的用途。它是基本有機(jī)化工及中間體的原料，還是一種重要的有機(jī)溶劑，在交通運(yùn)輸、醫(yī)藥、農(nóng)業(yè)等方面都占

17、有重要地位。</p><p>　　為了加強(qiáng)工業(yè)技術(shù)的競爭力，長期以來，各國都在加大塔的研究力度。如今在我國常用的板式塔中主要為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔和舌型塔等。填料種類出拉西、環(huán)鮑爾環(huán)外，階梯環(huán)以及波紋填料、金屬絲網(wǎng)填料等規(guī)整填料也常采用。更加強(qiáng)了對(duì)篩板塔的研究，提出了斜空塔和浮動(dòng)噴射塔等新塔型。同時(shí)我國還進(jìn)口一些新型塔設(shè)備，這些設(shè)備的引進(jìn)也帶動(dòng)了我國自己的塔設(shè)備的科研、設(shè)計(jì)工作，加速了我國塔技術(shù)的開發(fā)。<

18、/p><p>　　國外關(guān)于塔的研究如今已經(jīng)放慢了腳步，是因?yàn)橐呀?jīng)研究出了塔盤的效率并不取決與塔盤的結(jié)構(gòu)，而是主要取決與物系的性質(zhì)，如：揮發(fā)度、黏度、混合物的組分等。國外已經(jīng)轉(zhuǎn)向研究“在提高處理能力和簡化結(jié)構(gòu)的前提下，保持適當(dāng)?shù)牟僮鲝椥院蛪毫?，并盡量提高塔盤的效率?！痹谛滦吞盍戏矫鎰t在努力的研究發(fā)展有利于氣液分布均勻、高效和制造方便的填料。</p><p>　　經(jīng)過我國這些年的努力，在塔研究方

19、面與國外先進(jìn)技術(shù)的差距正在不斷的減小。</p><p><b>　　1.2設(shè)計(jì)方案</b></p><p>　　苯和甲苯的混合液是使用機(jī)泵經(jīng)原料預(yù)熱器加熱后，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，冷凝液部分利用重力泡點(diǎn)回流；部分連續(xù)采出經(jīng)冷卻器冷卻后送至產(chǎn)品罐。塔釜采用直接蒸汽（108.5291℃的水蒸汽）加熱，塔底廢水經(jīng)冷卻后送入貯槽。具體連續(xù)精餾流程。<

20、/p><p><b>　　1.3選塔依據(jù)</b></p><p>　　板式塔是分級(jí)接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，種類繁多。根據(jù)目前國內(nèi)外實(shí)際使用的情況，主要塔型是浮閥塔、篩板塔及泡罩塔。</p><p><b>　　泡罩塔：</b></p><p>　　泡罩塔盤是工業(yè)上應(yīng)用最早的塔盤之一，在塔盤板上開許多圓孔，每

21、個(gè)孔上焊接一個(gè)短管，稱為升氣管，管上再罩一個(gè)“帽子“，稱為泡罩，泡罩周圍開有許多條形空孔。工作時(shí)，液體由上層塔盤經(jīng)降液管流入下層塔盤，然后橫向流過塔盤板、流入再下一層塔盤；氣體從下一層塔盤上升進(jìn)入升氣管，通過環(huán)行通道再經(jīng)泡罩的條形孔流散到液體中。泡罩塔盤具有如下特點(diǎn)。</p><p>　?。?）氣、液兩相接觸充分，傳質(zhì)面積大，因此塔盤效率高。（2）操作彈性大，在負(fù)荷變動(dòng)較大時(shí)，仍能保持較高的效率。（3）具有較高的

22、生產(chǎn)能力，適用于大型生產(chǎn)。（4）不易堵塞，介質(zhì)適用范圍廣。（5）結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價(jià)高，安裝維護(hù)麻煩；氣相壓降較大，但若在常或加壓下操作，這并不是主要問題。</p><p><b>　　篩板塔：</b></p><p>　　篩板塔是在塔盤板上開許多小孔，操作時(shí)液體從上層塔盤的降液管流入，橫向流過篩板后，越過溢流堰經(jīng)降液管導(dǎo)入下層塔盤；氣體則自下而上穿過篩孔，分散成氣泡通過

23、液層，在此過程中進(jìn)行傳質(zhì)、傳熱。由于通過篩孔的氣體有動(dòng)能，故一般情況下液體不會(huì)從篩孔大量泄漏。篩板塔盤的小孔直徑是一個(gè)重要參數(shù)，小則氣流分布較均勻，操作較穩(wěn)定，但加工困難，容易堵塞。目前工業(yè)篩板塔常用孔徑為3～8mm。篩板開孔的面積總和與開孔區(qū)面積之比稱為開孔率，是另一個(gè)重要參數(shù)。在同樣的空塔速度下，開孔率大則孔速小，易產(chǎn)生漏液，降低效率，但霧沫夾帶也減少；開孔率過小，塔盤阻力大，易造成大的霧沫夾帶和液泛，限制塔的生產(chǎn)能力。通常開孔率在

24、5～15%。篩孔一般按正三角形排列，孔間距與孔徑之比通常為2.5～5。篩板塔具有如下的特點(diǎn)。</p><p>　?。?）結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，便于檢修，成本低。（2）塔盤壓降小。（3）處理量大，可比泡罩塔提高20~40%。（4）塔盤效率比泡罩塔提高15%，但比浮閥塔盤稍低。（5）彈性較小，篩孔容易堵塞。</p><p><b>　　浮閥塔：</b></p>

25、<p>　　浮閥塔是在塔盤板上開許多圓孔，每一個(gè)孔上裝一個(gè)帶三條腿可上下浮動(dòng)的閥。浮閥是保證氣液接觸的元件，浮閥的形式主要有F-1型、V-4型、A型和十字架型等，最常用的是F-1型。 F-1型浮閥有輕重兩種，輕閥厚1.5mm、重25g，閥輕慣性小，振動(dòng)頻率高，關(guān)閥時(shí)滯后嚴(yán)重，在低氣速下有嚴(yán)重漏液，宜用在處理量大并要求壓降?。ㄈ鐪p壓蒸餾）的場合。重閥厚2mm、重33g，關(guān)閉迅速，需較高氣速才能吹開，故可以減少漏液、增加

26、效率，但壓降稍大些，一般采用重閥。   操作時(shí)氣流自下而上吹起浮閥，從浮閥周邊水平地吹入塔盤上的液層；液體由上層塔盤經(jīng)降液管流入下層塔盤，再橫流過塔盤與氣相接觸傳質(zhì)后，經(jīng)溢流堰入降液管，流入下一層塔盤。綜上所述，盤式浮閥塔盤具有如下特點(diǎn)。（1）處理量較大，比泡罩塔提高20～40%，這是因?yàn)闅饬魉絿姵觯瑴p少了霧沫夾帶，以及浮閥塔盤可以具有較大的開孔率的緣故。（2）操作彈性比泡罩塔要大。（3）分離效率較高，比泡罩塔

27、高15%左右。因?yàn)樗P上沒有復(fù)雜的障礙物，所以液面落差小，塔盤上的氣流比較均勻。（4）壓降較低，因?yàn)闅怏w通道比泡罩塔簡單得多，因此可用于減壓蒸餾。（5）塔盤的結(jié)構(gòu)較</p><p>　　舌形塔及浮動(dòng)舌形塔：</p><p>　　舌形塔盤是在塔盤板上沖有一系列舌孔，舌片與塔盤板呈一定傾角，氣流通過舌孔時(shí)，利用氣體噴射作用，將液相分散成液滴和流束而進(jìn)行傳質(zhì)，并推動(dòng)液相通過塔盤。舌孔與塔盤板的傾

28、角一般有18&ordm;、20&ordm;和25&ordm;三種，通常是20&ordm;，舌孔常用25×25mm和50×50mm兩種，舌孔按三角形排列。</p><p>　　舌形塔盤具有結(jié)構(gòu)簡單、安裝檢修方便 ，處理能力大，壓力降小，霧沫夾帶少等優(yōu)點(diǎn)，但由于舌孔的傾角是固定的，在低負(fù)荷下操作時(shí)易產(chǎn)生漏液現(xiàn)象，故操作彈性較小。浮舌塔盤是結(jié)合浮閥塔和舌形塔的優(yōu)點(diǎn)而發(fā)

29、展出起來的一種塔盤，將舌形塔的固定舌片改成浮動(dòng)舌片而成，與浮閥塔類似，隨氣體負(fù)荷改變，浮舌可以上下浮動(dòng)，調(diào)節(jié)氣流通道面積，從而保證適宜的縫隙氣速，強(qiáng)化氣液傳質(zhì)，減少或消除漏液。當(dāng)浮舌開啟后，又與舌形塔盤相同，氣液并流，利用氣相的噴射作用將液相分散進(jìn)行傳質(zhì)。浮舌塔盤具有如下特點(diǎn)。（１）具有大的操作彈性，操作穩(wěn)定。在保證較高效率條件下，它的負(fù)荷變化范圍甚至可超過浮閥塔。（２）具有較大的氣液相的處理能力，壓降又小，特別適宜于減壓蒸餾。（３）結(jié)

30、構(gòu)簡單，制作方便。但舌片易損壞。（４）效率較高，介于浮閥與舌形塔板之間，效率隨氣速變化比浮閥稍大。</p><p><b>　　穿流式柵板塔：</b></p><p>　　穿流式柵板塔屬無溢流裝置的板式塔。屬此類塔板的還有穿流式波紋塔、穿流式浮閥塔等。此類塔板操作時(shí)，氣、液兩相同時(shí)相向通過柵縫或篩孔。柵縫或篩孑L的大小，視物料的污垢程度及要求的效率等情況而定。<

31、/p><p><b>　　塔型選擇一般原則</b></p><p>　　塔型的合理選擇是做好塔設(shè)備設(shè)計(jì)的首要環(huán)節(jié)。選擇時(shí)應(yīng)考慮的因素有：物料性質(zhì)、操作條件、塔設(shè)備的性能，以及塔設(shè)備的制造、安裝、運(yùn)轉(zhuǎn)和維修等。</p><p><b>　　a與物性有關(guān)的因素</b></p><p>　　（1） 易起泡的物

32、系，如處理量不大時(shí)，以選用填料塔為宜。因?yàn)樘盍夏苁古菽屏?，在板式塔中則易引起液泛。</p><p>　?。?） 具有腐蝕性的介質(zhì)，可選用填料塔。如必須用板式塔，宜選用結(jié)構(gòu)簡單、造價(jià)便宜的篩板塔盤、穿流式塔盤或舌形塔盤，以便及時(shí)更換。</p><p>　?。?） 具有熱敏性的物料須減壓操作，以防過熱引起分解或聚合，故應(yīng)選用壓力降較小的塔型。如可采用裝填規(guī)整填料的散堆填料等，當(dāng)要求真空度較低

33、時(shí)，也可用篩板塔和浮閥塔。</p><p>　?。?） 黏性較大的物系，可以選用大尺寸填料。板式塔的傳質(zhì)效率較差。</p><p>　?。?） 含有懸浮物的物料，應(yīng)選擇液流通道較大的塔型，以板式塔為宜?？蛇x用泡罩塔、浮閥塔、柵板塔、舌形塔和孔徑較大的篩板塔等。不宜使用填料。</p><p>　?。?） 操作過程中有熱效應(yīng)的系統(tǒng)，用板式塔為宜。因塔盤上積有液層，可在其

34、中安放換熱管，進(jìn)行有效的加熱或冷卻。</p><p>　　b與操作條件有關(guān)的因素</p><p>　?。?） 若氣相傳質(zhì)阻力大（即氣相控制系統(tǒng)，如低黏度液體的蒸餾，空氣增濕等），宜采用填料塔，因填料層中氣相呈湍流，液相為膜狀流。反之，受液相控制的系統(tǒng)（如水洗二氧化碳），宜采用板式塔，因?yàn)榘迨剿幸合喑释牧鳎脷怏w在液層中鼓泡。</p><p>　?。?） 大的液體負(fù)

35、荷，可選用填料塔，若用板式塔時(shí)，宜選用氣液并流的塔型（如噴射型塔盤）或選用板上液流阻力較小的塔型（如篩板和浮閥）。此外，導(dǎo)向篩板塔盤和多降液管篩板塔盤都能承受較大的液體負(fù)荷。</p><p>　?。?） 低的液體負(fù)荷，一般不宜采用填料塔。因?yàn)樘盍纤笠欢康膰娏苊芏?，但網(wǎng)體填料能用于低液體負(fù)荷的場合。</p><p>　?。?） 液氣比波動(dòng)的適應(yīng)性，板式塔優(yōu)于填料塔，故當(dāng)液氣比波動(dòng)較大時(shí)

36、宜用板式塔。</p><p><b>　　c其他因素</b></p><p>　?。?） 對(duì)于多數(shù)情況，塔徑小于800mm時(shí)，不宜采用板式塔，宜用填料塔。對(duì)于大塔徑，對(duì)加壓或常壓操作過程，應(yīng)優(yōu)先選用板式塔；對(duì)減壓操作過程，宜采用新型填料。</p><p>　?。?） 一般填料塔比板式塔重。</p><p>　　（3） 大

37、塔以板式塔造價(jià)較廉。因填料價(jià)格約與塔體的容積成正比，板式塔按單位面積計(jì)算的價(jià)格，隨塔徑增大而減小。</p><p>　　篩板塔是現(xiàn)今應(yīng)用最廣泛的一種塔型，設(shè)計(jì)比較成熟，具體優(yōu)點(diǎn)如下：</p><p>　　結(jié)構(gòu)簡單、金屬耗量少、造價(jià)低廉.</p><p>　　氣體壓降小、板上液面落差也較小.</p><p><b>　　塔板效率較高.

38、</b></p><p>　　改進(jìn)的大孔篩板能提高氣速和生產(chǎn)能力，且不易堵塞塞孔.</p><p><b>　　本設(shè)計(jì)采用篩板塔。</b></p><p><b>　　板式塔的強(qiáng)化</b></p><p>　　板式塔產(chǎn)生、發(fā)展的過程，實(shí)際上就體現(xiàn)了塔設(shè)備的強(qiáng)化途徑?？蓪迨剿陌l(fā)展劃分為

39、三個(gè)時(shí)期，由于當(dāng)時(shí)的主觀要求和客觀條件所決定，各個(gè)時(shí)期的發(fā)展有所側(cè)重。</p><p>　　（1） 從板式塔的產(chǎn)生到第二次世界大戰(zhàn)結(jié)束 這階段的板式塔主要用來煉油，典型設(shè)備是泡罩塔。由于當(dāng)時(shí)設(shè)計(jì)于操作的水平不高，人們希望板式塔有較大的操作彈性，且操作方便，而這正是泡罩塔的特點(diǎn)。篩板塔雖然具有結(jié)構(gòu)簡單、造價(jià)低、處理能力大等優(yōu)點(diǎn)，但因缺乏設(shè)計(jì)資料和難于操作管理而較少采用。</p><p>　

40、?。?） 從第二次世界大戰(zhàn)結(jié)束至20世紀(jì)50年代末 在煉油工業(yè)繼續(xù)發(fā)展的同時(shí)，以三大合成為中心的化學(xué)工業(yè)開始有了較大的發(fā)展。這一階段由于處理量的擴(kuò)大和多方面的要求，泡罩塔已不甚適應(yīng)。篩板塔則逐漸為人們所接受，技術(shù)上有較大的進(jìn)展。同時(shí)，為了適應(yīng)工業(yè)發(fā)展的要求，對(duì)原有的板式塔提出了造價(jià)低、處理能力大、能保持高的效率和大的操作彈性等方面的要求，因而相繼出現(xiàn)了S形塔盤、條形泡罩塔盤等泡罩型新塔盤，結(jié)合泡罩、篩板的優(yōu)點(diǎn)而創(chuàng)制的各種浮閥塔盤，以及

41、一些噴射型、穿流型的塔盤。這些塔型與泡罩塔相比，都有結(jié)構(gòu)簡單、造價(jià)便宜、處理能力較大的優(yōu)點(diǎn)。</p><p>　?。?） 20世紀(jì)60年代至今 從60年代起，開始出現(xiàn)生產(chǎn)裝置的大型化，所以也要求塔設(shè)備向大型化方向發(fā)展。與此同時(shí)，塔設(shè)備的廣泛應(yīng)用，又提出了高壓、真空、大的液體負(fù)荷、高彈性比等許多特殊要求，迫使板式塔以強(qiáng)化設(shè)備的生產(chǎn)能力為中心，向高效率、大通量方向發(fā)展，因而各種新型塔板不斷出現(xiàn)。常用塔型如篩板、浮閥

42、、泡罩塔盤的設(shè)計(jì)方法也日趨完善，建立了系列、標(biāo)準(zhǔn)，并采用電子計(jì)算技術(shù)，使設(shè)計(jì)快速化和最優(yōu)化。還應(yīng)指出，節(jié)約能源也日益成為板式塔發(fā)展中必須考慮的問題。</p><p>　　板式塔強(qiáng)化的具體途徑是改進(jìn)流體動(dòng)力學(xué)因素，以提高設(shè)備的通過能力和改善相間的接觸狀況，同時(shí)又充分利用氣液兩相之間的熱力學(xué)因素，以提高設(shè)備的傳質(zhì)速率與分離效率。</p><p>　　從塔盤的流體力學(xué)來看，隨著氣速的增大，氣液兩

43、相接觸時(shí)的操作狀態(tài)是：鼓泡-泡沫-噴射，依次過渡。一定的操作狀態(tài)都要求相應(yīng)的塔盤結(jié)構(gòu)。同時(shí)，結(jié)構(gòu)的改變又為解決生產(chǎn)能力與分離效率之間的矛盾創(chuàng)造了有利條件。例如噴射型塔盤的生產(chǎn)能力一般都比泡罩塔盤、浮閥塔盤為大，且壓力降也低。事實(shí)上每種塔盤結(jié)構(gòu)都可以歷經(jīng)從鼓泡到噴射的過渡，問題在于什么是最好的操作狀態(tài)，由設(shè)計(jì)操作參數(shù)所決定的。</p><p>　　2 精餾塔的工藝設(shè)計(jì) </p><p>　　

44、在一常壓操作的連續(xù)精餾塔內(nèi)分離苯——甲苯混合物，已知原料液的處理量為45000t/年，組成為0.45（苯的質(zhì)量分率，下同），要求塔頂餾出液的組成不低于0.98，塔底釜液的組成為0.02.</p><p><b>　　設(shè)計(jì)條件如下：</b></p><p>　　每年實(shí)際生產(chǎn)天數(shù) 330天（一個(gè)月檢修）</p><p>　　精餾塔

45、塔頂操作壓力 4kPa</p><p>　　進(jìn)料熱狀況 泡點(diǎn)</p><p>　　單板壓降 0.7 kPa</p><p>　　冷卻水溫度 30℃</p><p>　　飽和水蒸氣壓力 0.1 kPa</p

46、><p>　　設(shè)備類型 篩板塔</p><p>　　建廠地址 鹽城地區(qū)</p><p>　　2.1全塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算</p><p>　　2.1.1產(chǎn)品濃度的計(jì)算和進(jìn)料組成確定</p><p>　　料液及塔頂塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率：</p>

47、<p>　　苯的摩爾質(zhì)量 MA=78kg/kmol</p><p>　　甲苯的摩爾質(zhì)量 MB=92kg/kmol</p><p>　　x F =0.491</p><p>　　xD=0.983</p><p>　　xw= =0.024</p><p>　　料液及塔頂

48、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>　　85.13</b></p><p><b>　　78.24</b></p><p><b>　　91.66</b></p><p>　　2.1.2平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算</p><p>　　飽和蒸汽壓P*

49、可由Antoine 方程計(jì)算</p><p>　　㏒P*=A-B/(t+C)</p><p>　　已知 t D=80. 1℃ P* （苯）= 103.32kPa</p><p>　　P* （甲苯）= 42.07kPa</p><p>　　α D= P* （苯）/ P* （甲苯）= 103.32/42.07=2.45</p>&

50、lt;p>　　t W= 109.2 ℃ P* （苯）=229.08kPa</p><p>　　P* （甲苯）= 97.72kPa</p><p>　　α W= P* （苯）/ P* （甲苯）= 229.08/97.72=2.34</p><p><b>　　α===2.39</b></p><p>　　2.

51、1.3最小回流比和適宜回流比的選定</p><p>　　采用作圖法求最小回流比。在附圖的對(duì)角線上，自點(diǎn)(0.491,0.491)作垂線，即為q線，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為yq=0.687,xq=0.491</p><p>　　故最小回流比為 Rmin==1.51</p><p>　　選取回流比為 R=1.5 Rmin=1.51.51=2.26</p&g

52、t;<p>　　2.1.4物料衡算 </p><p>　　原料處理量qnF ==66.74 kg/kmol</p><p>　　總物料衡算 66.74= qn,D + qn,W</p><p>　　苯物料衡算 66.74 0.491=0.983qn,D+0.024 qn,W</p><p><b>　　聯(lián)立解得

53、 </b></p><p>　　qn,D =32.50 kg/kmol</p><p>　　qn,W =34.24 kg/km</p><p>　　2.1.5精餾段和提餾段操作線</p><p>　　回流比為 R= 2.26</p><p>　　精餾段操作線方程式 y=

54、 </p><p>　　即y=0.693x+30.1</p><p>　　提餾段操作線方程式 x w=0.024,由下圖可求出x=2.4與y=x 交點(diǎn)（2.4，2.4）,精餾段直線與直線x=49.10相交為（49.10,64.1）,故用兩點(diǎn)法可求提餾段方程式</p><p>　　y=1.333

55、6x-0.800</p><p>　　2.1.6圖解法確定理論板數(shù)</p><p>　　圖解法求理論板層數(shù) 采用圖解法求理論板層數(shù)，如附圖所示，求解結(jié)果為：總理論板層數(shù)NT=14 ，其中NT,（精）=6，NT,（提）=7（不包括再沸器），進(jìn)料板位置NF=7</p><p><b>　　2.1.7全塔效率</b></p><

56、;p>　　μL=0.3045 mPa.s</p><p><b>　　α=2.39</b></p><p>　　代入后可得：ET=0.53</p><p>　　2.1.8實(shí)際塔板數(shù)及實(shí)際加料位置 </p><p>　　精餾段實(shí)際板層數(shù) NP,精=6/0.53=11.32≈12</p><p&g

57、t;　　提餾段實(shí)際板層數(shù) NP,精=7/0.53=13.21≈14</p><p>　　總實(shí)際板層數(shù) NP= NP,精 +NP,精 =26</p><p>　　實(shí)際加料板位置在 第13塊加料。</p><p>　　3 板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算</p><p>　　3.1 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算</p><

58、;p>　　3.1.1操作壓強(qiáng) P</p><p>　　塔頂操作壓力 PD=P當(dāng)?shù)?P表=101.4+4=105.4（kPa）</p><p>　　每層塔板壓降 △ P=0.7 kPa</p><p>　　進(jìn)料板壓降 PF=105.4+0.7×12=113.8（kPa）</p><p>　　精餾段平均壓降 P

59、m=(105.4+113.8)/2=109.6（kPa）</p><p>　　塔底操作壓力 pw=105.4+0.7×26=123.6（kPa）</p><p>　　提餾段平均壓降 pm=(113.8+123.6)/2=118.7（kPa）</p><p>　　3.1.2操作溫度 T</p><p>　　為求出塔內(nèi)不同位置

60、的物性數(shù)據(jù)，需確定所處的溫度，由于塔內(nèi)由上向下溫度不斷上升，因此物性數(shù)據(jù)也不斷變化，在設(shè)計(jì)中可利用不同塔段的平均溫度以求得近似的物性數(shù)據(jù)。為設(shè)計(jì)方便，在本設(shè)計(jì)中粗略以精餾段和提餾段的平均溫度確定兩段的物性數(shù)據(jù)，以便進(jìn)行體積流量的計(jì)算。 在這一部分的計(jì)算中，我們要計(jì)算出指定體系的塔頂溫度（td）、塔釜溫度（tww）及加料板處溫度（tf），并計(jì)算精餾段溫度（t1）、提餾段溫度 （t2）、 全塔溫度（t）和料液的平均溫度。</p

61、><p>　　根據(jù)汽液相平衡數(shù)據(jù)畫出汽液相平衡圖，</p><p>　　將進(jìn)料、塔頂和釜液的濃度以分子分?jǐn)?shù)表示為：</p><p>　　x F =0.491</p><p>　　xD=0.983</p><p>　　xw==0.024</p><p>　　由不同部位的含量在圖中查得塔

62、頂、塔釜、及加料板處的溫度并計(jì)算精餾段、提餾段的平均溫度。</p><p>　　塔頂溫度 t D=80. 1℃ </p><p>　　塔底溫度 t W= 109.2℃ </p><p>　　進(jìn)料板溫度 t F=92.8℃</p><p>　　精餾段平均溫度

63、 t m=(80.1 +92.8)=86.4℃</p><p>　　提留段平均溫度 t m=(109.2 +92.8)=101.0℃</p><p>　　3.1.3塔內(nèi)各段氣、液兩相組分的平均分子量</p><p><b>　　a精餾段</b></p><p>　　塔頂氣液混合物平均摩爾質(zhì)量：由y 1=

64、xD=0.983，查平衡曲線，得 x1=0.959</p><p>　　MVDm=0.983×78+0.017×92= 78.24(kg/kmol)</p><p>　　MLDm=0.959×78+0.041×92=78.57(kg/kmol)</p><p>　　進(jìn)料板氣，液混合物平均摩爾質(zhì)量：由圖解理論板，得yF=0.6

65、41,查平衡曲線，得x F=0.557</p><p>　　MVFm=0.641×78+0.359×92=83.03(kg/kmol)</p><p>　　MLFm=0.557×78+0.443×92=83.01(kg/kmol)</p><p>　　精餾段氣液混合物的平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　

66、　MVm=（78.24+83.03）/2=80.635(kg/kmol)</p><p>　　MLm= (78.57+83.01) / 2 =80.79(kg/kmol)</p><p><b>　　b提餾段</b></p><p>　　塔底氣液混合物平均摩爾質(zhì)量： xw=0.024 查平衡曲線，得yw=0.0586</p>

67、<p>　　MVDm=0.0586×78+0.9414×92=91.18kg/kmol)</p><p>　　MLDm=0.024×78+0.976×92= 91.66(kg/kmol)</p><p>　　進(jìn)料板氣，液混合物平均摩爾質(zhì)量：由圖解理論板，得yF=0.641,查平衡曲線，得x F=0.557</p><p&

68、gt;　　MVFm=0.641×78+0.359×92=83.03(kg/kmol)</p><p>　　MLFm=0.557×78+0.443×92=83.01(kg/kmol)</p><p>　　提餾段氣液混合物的平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　MVm=（91.18+83.03）/2=92.21(kg/kmol)&l

69、t;/p><p>　　MLm= (91.66+83.01) / 2 =87.34(kg/kmol)</p><p>　　3.1.4精餾段和提餾段各組分的密度</p><p><b>　　a精餾段</b></p><p>　　1,氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即</p><p>　　ρvm=

70、 =2.96(kg/m3)</p><p>　　2，液相平均密度： 液相平均密度計(jì)算公式</p><p>　　塔頂液相平均密度 ：t D=80. 1℃，查手冊，得ρ A=815(kg/m3), ρ A=802 (kg/m3)</p><p>　　=814.72 (kg/m3)</p><p&

71、gt;　　進(jìn)料板液相平均密度：t F=92.8℃，查手冊，得ρ A=808(kg/m3), ρ A=795 (kg/m3)</p><p>　　進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)：</p><p><b>　　=0.516</b></p><p>　　=801.2(kg/m3)</p><p>　　精餾段液相平均密度為</p&g

72、t;<p>　　ρLm =（814.72+801.2）/2=807.98(kg/m3)</p><p><b>　　b，提餾段</b></p><p>　　1,氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即</p><p>　　ρvm= =3.52（kg/m3)</p>

73、<p>　　2，液相平均密度： 液相平均密度計(jì)算公式</p><p>　　塔底液相平均密度 ：t w=109.2℃，查手冊，得ρ A=772(kg/m3), ρ B=768(kg/m3)</p><p>　　=768.10 (kg/m3)</p><p>　　進(jìn)料板液相平均密度：t F=92.8℃，查手冊，得ρ A=808(kg/m3), ρ B=795

74、 (kg/m3)</p><p>　　進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)：</p><p><b>　　=0.516</b></p><p>　　=801.2(kg/m3)</p><p>　　精餾段液相平均密度為</p><p>　　ρLm =（768.10+801.2）/2=784.65(kg/m3)<

75、;/p><p>　　3.1.5液體表面張力的計(jì)算</p><p><b>　　a精餾段</b></p><p>　　液相平均表面張力計(jì)算公式：</p><p>　　σLm=∑xiσi </p><p>　　塔頂液相平均表面張力：t D=80. 1℃，查表可得，σA =0.0215N/m, </

76、p><p>　　σB=0.0222N/m</p><p>　　σLDm =0.983× 0.0215+ 0.017×0.0222=0.0215 N/m</p><p>　　進(jìn)料板液相平均表面張力：t F=92.8℃，查表可得，σA =0.0198N/m, </p><p>　　σB=0.0211N/m</p>

77、<p>　　σLFm =0.557×+ 0.0198+ 0.443×0.0211=0.02037 N/m</p><p>　　精餾段液相平均表面張力：</p><p>　　σLm =(0.0215+0.02037)=0.02094 N/m</p><p><b>　　b提餾段</b></p><

78、p>　　液相平均表面張力計(jì)算公式：</p><p>　　σLm=∑xiσi </p><p>　　塔底液相平均表面張力：t w=109.2℃，查表可得，σA =0.0161N/m, </p><p>　　σB=0.0185N/m</p><p>　　σLDm =0.024× 0.0161+ 0.976×0.018

79、5=0.01844N/m</p><p>　　進(jìn)料板液相平均表面張力：t F=92.8℃，查表可得，σA =0.0198N/m, </p><p>　　σB=0.0211N/m</p><p>　　σLFm =0.557×+ 0.0198+ 0.443×0.0211=0.02037 N/m</p><p>　　提餾段液相平

80、均表面張力：</p><p>　　σLm =(0.01844+0.02037)=0.01941 N/m</p><p>　　3.1.6液體粘度μLm</p><p><b>　　a精餾段</b></p><p>　　液相平均粘度計(jì)算公式：</p><p>　　㏒μLm=∑xi㏒μi</p&g

81、t;<p>　　塔頂液相平均粘度： t D=80. 1℃ ，查附表μ A=0.295mPa.s μB=0.276mPa.s</p><p>　　計(jì)算得，μLDm=0.294mPa.s</p><p>　　進(jìn)料板液相平均粘度： t F=92.8℃，查附表μ A=0.272mPa.s μB=0.233mPa.s</p><p>　　計(jì)算得，μLFm

82、=0.315mPa.s</p><p>　　精餾段的液相平均粘度：</p><p>　　μLm=（0.294+0.315）/2=0.3045 mPa.s</p><p><b>　　b提餾段</b></p><p>　　液相平均粘度計(jì)算公式：</p><p>　　㏒μLm=∑xi㏒μi</p

83、><p>　　塔頂液相平均粘度： t w=109.2℃ ，查附表μ A=0.234mPa.s μB=0.247mPa.s</p><p>　　計(jì)算得，μLDm=0.255mPa.s</p><p>　　進(jìn)料板液相平均粘度： t F=92.8℃，查附表μ A=0.272mPa.s μB=0.233mPa.s</p><p>　　計(jì)算得，μL

84、Fm=0.315mPa.s</p><p>　　提餾段的液相平均粘度：</p><p>　　μLm=（0.255+0.315）/2=0.285 mPa.s</p><p>　　3.17氣液負(fù)荷計(jì)算 </p><p><b>　　精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算</b></p><p>　　qn,L=R qn

85、,D=2.26×32.50= 73.45 (kmol/h)</p><p>　　qn,V=(R+1)qn,D=(2.26+1)×32.50=105.95(kmol/h)</p><p><b>　　提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算</b></p><p>　　qn,L’= qn,L+qnF= 73.45+66.74 =140.19(kmo

86、l/h)</p><p>　　qn,V’= qn,V=105.95(kmol/h)</p><p>　　3.2塔和塔板的主要工藝尺寸的計(jì)算</p><p><b>　　3.2.1塔徑 D</b></p><p><b>　　a精餾段</b></p><p>　　1，最大空塔氣

87、速和空塔氣速 最大空塔氣速計(jì)算公式：</p><p>　　精餾段的氣液相體積流率為：</p><p>　　q V,V ==0.802(m3/s)</p><p>　　qL,L ==0.00204(m3/s)</p><p>　　由公式C=C20(σ/0.02)0.2 可求出C</p><p>　　C20查表得

88、出，圖中橫坐標(biāo)</p><p><b>　　=0.0420</b></p><p><b>　　塔徑與板間距的關(guān)系</b></p><p>　　取板間距HT =0.45m，板上層液的高度h L=0.05m,則</p><p>　　HT - h L=0.45-0.05=0.4m</p>

89、<p><b>　　C20查下表得出 </b></p><p><b>　　C20=0.09</b></p><p>　　C==C20(σ/0.02)0.2=0.09（20.94/20）0.2=0.0908</p><p>　　=1.497(m/s)</p><p>　　取安全系數(shù)為0.6

90、.則空塔氣速為，</p><p>　　υ=0.6υmax=0.6×1.497=0.8982(m/s)</p><p><b>　　2,塔經(jīng)</b></p><p><b>　　=1.066m</b></p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D=1.2m</p><p&g

91、t;　　塔截面積為 =1.131m2</p><p><b>　　實(shí)際空塔氣速為</b></p><p>　　=0. 709(m/s)</p><p><b>　　b提餾段</b></p><p>　　1，最大空塔氣速和空塔氣速 最大空塔氣速計(jì)算公式：</p><p>

92、　　提餾段的氣液相體積流率為</p><p>　　q V,V‘ ==0.771(m3/s)</p><p>　　qL,L’ ==0.00414(m3/s)</p><p>　　由公式C=C20(σ/0.02)0.2 可求出C</p><p>　　C20查表得出，圖中橫坐標(biāo)</p><p><b>　　

93、=0.0802</b></p><p><b>　　塔徑與板間距的關(guān)系</b></p><p>　　取板間距HT =0.45m，板上層液的高度h L=0.05m,則</p><p>　　HT - h L=0.45-0.05=0.4m</p><p>　　C20查下表得出 C20=0.09<

94、;/p><p>　　C==C20(σ/0.02)0.2=0.09（19.41/20）0.2=0.0895</p><p>　　=1.333(m/s)</p><p>　　取安全系數(shù)為0.6.則空塔氣速為，</p><p>　　υ=0.6υmax=0.6×1.333=0.7998(m/s)</p><p><

95、b>　　2,塔徑</b></p><p><b>　　=1.1079m</b></p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D=1.2m</p><p>　　塔截面積為 =1.131m2</p><p><b>　　實(shí)際空塔氣速為</b></p><p>　

96、　=0. 682(m/s)</p><p>　　3.2.2液流形式、降液管及溢流裝置等尺寸的確定</p><p><b>　　a精餾段</b></p><p>　　1,塔徑D=1.2m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下</p><p>　?。?），堰長lw 取lw=0.66D=0.66×1

97、.2=0.792m</p><p>　　(2),溢流堰高度hw 溢流堰高度計(jì)算公式</p><p>　　hw= hL -how</p><p>　　選用平直堰，堰上液層高度how 依照下式計(jì)算，即</p><p><b>　　how=</b></p><p><b>　　近似E取1.

98、則</b></p><p>　　how==0.0125m</p><p>　　取板上液層高度hL =0.05m,故</p><p>　　hw= hL -how=0.05-0.0125=0.0375m</p><p>　　(3),弓形降液管寬度Wd及截面積Af lw /D=0.66 查下表可得</p><

99、;p>　　Af /AT=0.0722, Wd/ D=0.124</p><p>　　Af =0.0722 AT=0.0722×1.131=0.0816m2</p><p>　　Wd =0.124D=0.124×1.2=0.1488m</p><p>　　依下式驗(yàn)算液體在液管中停留時(shí)間，即</p><p>　　θ

100、 =18s(≥5s)</p><p><b>　　故降液管設(shè)計(jì)合理</b></p><p>　?。?） 降液管底隙高度h0 計(jì)算公式 </p><p><b>　　h0 </b></p><p>　　取υ’0=0.10m/s,則 </p><p>　　h0

101、 =0.0258m</p><p>　　hw - h0=0.0375-0.0258=0.0117m(＞0.006m)</p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。</p><p><b>　　b提餾段</b></p><p

102、>　　1,塔徑D=1.2m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下</p><p>　　（1），堰長lw 取lw=0.8D=0.8×1.2=0.96m</p><p>　　(2),溢流堰高度hw 溢流堰高度計(jì)算公式</p><p>　　hw= hL -how</p><p>　　選用平直堰，堰上液層高度how

103、 依照下式計(jì)算，即</p><p><b>　　how=</b></p><p><b>　　近似E取1.則</b></p><p>　　how==0.0177m</p><p>　　取板上液層高度hL =0.06m,故</p><p>　　hw= hL -how=0.0

104、6-0.0177=0.0423m</p><p>　　(3),弓形降液管寬度Wd及截面積Af lw /D=0.8 同樣由下表查，可得</p><p>　　Af /AT=0.15, Wd/ D=0.2</p><p>　　Af =0.0722 AT=0.15×1.131=0.170m2</p><p>　　Wd =0.12

105、4D=0.2×1.2=0.24m</p><p>　　依下式驗(yàn)算液體在液管中停留時(shí)間，即</p><p>　　θ =18.49s(≥5s)</p><p><b>　　故降液管設(shè)計(jì)合理</b></p><p>　　（4） 降液管底隙高度h0 計(jì)算公式 </p><p><

106、;b>　　h0 </b></p><p>　　取υ’0=0.12m/s,則</p><p>　　h0 =0.0359m</p><p>　　hw - h0=0.0423-0.0359=0.0064m(＞0.006m)</p>

107、<p>　　故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。</p><p>　　3.2.3塔板布置的 </p><p>　　精餾段與提餾段情況相同（D=1.2m）</p><p><b>　　1,塔板的分塊</b></p><p>　　由于 D ≥800mm,故塔板采用分塊式，由下表可知</p><p>

108、;<b>　　塔板分為3塊</b></p><p>　　（2），邊緣區(qū)寬度的確定</p><p>　　Ws= W’s =0.065m, Wc=0.035</p><p>　　(3)開孔區(qū)面積Aa, 按照，下式計(jì)算</p><p>　　其中 x=D/2-(Wd+Ws)=1.2/2-(0.1488+0.065)=0.3862

109、m</p><p>　　r = D/2- Wc=1.2/2-0.035=0.565m</p><p>　　故，=0.612m2</p><p>　　3.2.4篩孔數(shù) n 及 開孔率 φ</p><p><b>　　a精餾段</b></p><p>　　由于所處理的物系無腐蝕性，可選用δ=3mm

110、碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm。 篩孔按正三角形排列，取孔中心距t 為</p><p>　　t =3 d0=3×5=15mm</p><p><b>　　篩孔數(shù)目n為</b></p><p>　　n =1.1554Aa/t2 =1.155×0.612/0.0152 =3142</p><p><

111、b>　　開孔率為</b></p><p>　　φ=0.907（d0/t）2=0.907(0.005/0.015) 2=10.1%</p><p>　　氣體通過閥孔的氣速為</p><p>　　υ0= q V,V / A0 =0.802/(0.101×0.612)=12.97m/s</p><p><b>

112、　　b提餾段</b></p><p>　　由于所處理的物系無腐蝕性，可選用δ=3mm 碳鋼板，取篩孔直徑d0=4mm</p><p>　　篩孔按正三角形排列，取孔中心距t 為</p><p>　　t =3 d0=3×4=12mm</p><p><b>　　篩孔數(shù)目n為</b></p>

113、<p>　　n =1.1554Aa/t2 =1.155×0.612/0.0122 =4911</p><p><b>　　開孔率為</b></p><p>　　φ=0.907（d0/t）2=0.907(0.004/0.012) 2=10.1%</p><p>　　氣體通過閥孔的氣速為</p><p>

114、;　　υ0= q V,V‘ / A0 =0.771/(0.101×0.612)=12.58m/s(提餾段)</p><p>　　3.2.5塔有效高度Z</p><p>　　精餾塔有效高度的計(jì)算：</p><p>　　精餾段有效高度為 </p><p>　　Z精=（N精—1）HT=(12-1) ×0.45=4.95m<

115、;/p><p><b>　　提餾段有效高度為</b></p><p>　　Z提=（N提—3）HT=(14-3) ×0.45=4.95m</p><p>　　在進(jìn)料板處及提留段各開1個(gè)人孔，其高度均為0.8m,故精餾塔的有效高度為</p><p>　　Z=( Z精+ Z提)+0.8×2=4.95+4.95+

116、0.8×2=11.5m</p><p>　　§3.3篩板塔的流體力學(xué)校核算 </p><p>　　3.3.1板壓降的校核</p><p><b>　　a精餾段</b></p><p>　　1，干板阻力hc 計(jì)算 由hc=</p><p>　　由d0 /δ=5/3=1.6

117、7,查表可得c0=0.772</p><p>　　故 hc=0.0527m液柱</p><p>　　2，氣體通過液層的阻力hl 計(jì)算 hl =βhL</p><p>　　υa= q V,V /（AT – Af ）=0.802/(1.131-0.0816)=0.764m/s</p><p>　　F0=0.764(2.96)0.5 =1

118、.31 kg1/2/(s.m1/2)</p><p><b>　　查表β=0.62</b></p><p>　　故，hl =βhL= β(hw +h0w )=0.62×(0.0375+0.0125)=0.031m液柱</p><p>　　3，液體表面張力的阻力hσ的計(jì)算 </p><p>　　hσ==0.0

119、021m液柱</p><p>　　氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按照下式計(jì)算，即</p><p>　　hp =hc +hl +hσ=0.0527+0.031+0.0021=0.0858m液柱</p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降為</p><p>　　ΔPp= hp ρLg=0.858×807.98×9.81=68

120、0kPa(設(shè)計(jì)允許值)</p><p><b>　　b提餾段</b></p><p>　　1，干板阻力hc 計(jì)算 由hc=</p><p>　　由d0 /δ=4/3=1.33,查表可得c0=0.82</p><p>　　故 hc=0.0538m液柱</p><p>　　2，氣體通過液層的阻

121、力hl 計(jì)算 hl =βhL</p><p>　　υa= q V,V /（AT – Af ）=0.771/(1.131-0.170)=0.802m/s</p><p>　　F0=0.802(3.52)0.5 =1.505kg1/2/(s.m1/2)</p><p><b>　　查表β=0.58</b></p><p&g

122、t;　　故，hl =βhL= β(hw +h0w )=0.58×(0.0423+0.0177)=0.034m液柱</p><p>　　3，液體表面張力的阻力hσ的計(jì)算 </p><p>　　hσ==0.0025m液柱</p><p>　　氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按照下式計(jì)算，即</p><p>　　hp =hc +hl

123、+hσ=0.0538+0.0354+0.0025=0.0903m液柱</p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降為</p><p>　　ΔPp= hp ρLg=0.0903×784.65×9.81=695kPa(設(shè)計(jì)允許值)</p><p>　　3.3.2液沫夾帶量eV的校核</p><p><b>　　a精餾段

124、</b></p><p>　　由公式 eV= 計(jì)算</p><p>　　hf =2.5 hL=2.5×0.05=0.125m</p><p>　　eV==0.0419 kg液/kg氣<0.1 kg液/kg氣</p><p>　　故，本設(shè)計(jì)液沫夾帶量在允許范圍