吉林化工学院化工原理课程设计

⽬录

⽬录 ..................................................... 1 摘 要 ................................................ 4 第⼀章 绪论 (5)

1.1 设计流程 ..................................................................................................................................................... 5 1.2 设计思路..................................................................................................................................................... 6 第2章 塔板的⼯艺设计 (7)

2.1 精馏塔全塔物料衡算 ......................................................................................................................... 7 2.2 常压下⼄醇-⽔⽓液平衡组成（摩尔）与温度的关系 . (7)

2.2.1 温度 ................................................................................................................................................. 7 2.2.2 密度 . (8)2.2.2.1 精馏段 ................................................................................................................................. 8 2.2.2.2提馏段.................................................................................................................................... 8 2.2.3 混合液体表⾯张⼒的计算............................................................................................................. 9 2.2.4 混合液混合物的粘度计算........................................................................................................... 10 2.2.5 相对挥发度

................................................................................................................................... 10 2.3 理论塔板的计算 (11)

2.3.1 适宜回流⽐的确定 ....................................................................................................................... 11 2.3.2 精馏塔的⽓液相负荷................................................................................................................... 11 2.3.3 操作线⽅程

................................................................................................... 错误！未定义书签。 2.3.4 理论塔板数的确定....................................................................................... 错误！未定义书签。 2.3.4 实际塔板数 .. (12)

2.3.4.1 精馏段 ............................................................................................... 错误！未定义书签。 2.3.4.2 提馏段............................................................................................... 错误！未定义书签。 2.3.5 操作压⼒计算

............................................................................................................................... 13 2.4 精馏塔塔体⼯艺尺⼨的计算 . (13)2.4.1 塔径D 的计算 (13)

2.4.1.1 ⽓液相体积流量计算 ......................................................................... 错误！未定义书签。 2.4.1.2 管径计算........................................................................................... 错误！未定义书签。 2.4.1.3 精馏塔的有效⾼度计算. (14)2.5 塔板主要⼯艺尺⼨的计算 (14)2.5.1 溢流装置的计算 (14)

2.5.1.1 溢流堰长 ........................................................................................................................... 15 2.5.1.2 溢流堰⾼度 .. (15)2.5.1.3 ⼸形降液管的宽度d W 与降液管的⾯积f A (15)2.5.1.4 降液管底隙⾼度0h

.......................................................................................................... 16 2.5.2 塔板布置 (16)

2.5.2.1 塔板的分布 ....................................................................................................................... 16 2.5.2.2 边缘区宽度确定............................................................................................................... 16 2.5.2.3 开孔区⾯积计算

............................................................................................................... 16 2.5.2.4 筛板计算及其排布 .. (17)第3章 筛板的流体⼒学验算 (17)3.1 塔板压降 (17)h计算 (17)3.1.1 ⼲板阻⼒c

h的计算 (18)

3.1.2 ⽓流穿过液层的阻⼒L

3.1.3 液体表⾯张⼒的阻⼒h 的计算 (18)3.2 液⾯落差 (19)3.3 液沫夹带 (19)3.4 漏液 (19)3.5 液泛 (20)

3.6 塔板负荷性能图 (21)3.6.1 漏液线 (21)3.6.2 液沫夹带线 (21)3.6.3 液相负荷上限线 (22)3.6.4 液相负荷下限线 (22)3.6.5 液泛线 (22)3.6.6 操作弹性 (24)第四章设计结果汇总 (37)第五章结语 (2)参考⽂献 (3)主要符号说明 (4)附录 (6)

化⼯原理设计任务书（⼀）设计题⽬

⼄醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计

（⼆）设计条件 塔顶压⼒为100kpa 处理量：（见表中数据）

进料中含⼄醇000.294f x =（摩尔分数），进料状态q=1 塔顶含⼄醇000.914d x =（摩尔分数）； 塔底含⼄醇000.014w x

=（摩尔分数） 加料量为100/F kmol h = 塔顶设全凝器，泡点回流 塔釜饱和蒸汽直接加热 回流⽐ min (1.5 2.0)R R =- 单板压降≤0.7kPa 塔板采⽤筛板 （三）设计内容 (1)确定⼯艺流程。 (2)精馏塔的物料衡算。 (3)塔板数的确定。(4)精馏塔的⼯艺条件及有关物性数据的计算。 (5)精馏塔塔体⼯艺尺⼨的计算。 (6)塔板板⾯布置设计。(7)塔板的流体⼒学验算与负荷性能图。 (8)设计说明书。摘要

来⾃塔板下⾯的蒸⽓经塔板进⼊板上的液体中，与温度较低的液体直接接触，⽓液之间发⽣热质交换，⼀直进⾏到相平衡为⽌。在本次设计中,主要以⼄醇和丙醇为实验物系，在给定的操作条件下对筛板精馏塔进⾏物料和热量衡算。精馏是⼀种最常⽤的分离⽅法，它依据多次部分汽化、多次部分冷凝的原理来实现连续的⾼纯度分离。设计中采⽤的精馏装置有精馏塔 ,冷凝器等设备,采⽤直接蒸汽加热，物料在塔内进⾏精馏分离,余热由塔顶产品冷凝器中的冷却介质带⾛,完成传热传质.

本设计主要计算：物料衡算、热量衡算、主体设备设计、主体设备选型的设计等。塔顶冷凝装置采⽤全凝器，以便于准确控制回流⽐。直接蒸汽加热计算出蒸汽的⽤量。

通过对精馏塔的⼯艺设计计算可知：实际塔板数为27块，进料在第23块，回流⽐为2.496，塔径为 1.2 m，塔的实际⾼度为11m。根据所选的参数在进⾏校核可知：精馏段塔板压降为109325Pa，液体在降液管停留时间为26.213s，降液管内清液层⾼度为0.0123m，雾沫夹带为0.019kg液/kg⽓，降液管底隙⾼0.1267m,⽓相流量0.0007379m3/s ，液相流量0.5983m3/s操作弹性为3.665。提馏段塔板压降为118825Pa，液体在降液管停留时间为14.867s，降液管内清液层⾼度为0.11404m，雾沫夹带为0.0227kg液/kg⽓，⽓相流量0.001301m3/s，液相流量为0.863 m3/s，操作弹性为3.082。这些值都符合实际要求，故所选的物性参数是合理。在进⾏精馏塔的附属设备的计算可知：塔顶冷凝器的型号为G500-60.1-14-I，进料泵的型号为:50Y-60B,贮罐的型号为JB1428-7

第⼀章绪论

按物系性质和⽣产需要，精馏塔分段采⽤筛板与填料相结合的组合板，或采⽤轻重浮阀交替排列的组合板，既避免了由于设备腐蚀⽽造成的堵塞，⼜保证了很⾼的分离效率。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。采⽤直接蒸汽加热分离⼄醇和丙醇，传热速率快、开车周期短，能耗降低。为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进⼊区制成突起的斜台状这样可以降低进⼝处的速度使塔板上⽓流分布均匀。

精馏过程的实质是上升蒸⽓和下流液体充分接触，两相间进⾏物质和能量的相互传递。塔坂的作⽤是为⽓液两相物流进⾏热量和质量传递提供场所。整个精馏过程就是通过精馏塔内每块塔板上的作⽤⽽实现的。为减少对传质的不利影响可将塔板的液体进⼊区制成突起的斜台状，这样可以降低进⼝处的速度使塔板上⽓流分布均匀。筛板塔多⽤不锈钢板或合⾦制成（使⽤碳刚的⽐较少）。筛板塔多⽤不锈钢板或合⾦制成，使⽤碳钢的⽐率较少。1.1设计流程

⼄醇—丙醇合液经原料预热器加热，进料状况为泡点进料送⼊精馏塔，塔顶上升蒸汽采

⽤全凝汽冷凝，⼀部分⼊塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送⾄储罐,塔釜采⽤直接蒸汽加热,塔底产品冷却后,送⼊贮罐

塔底物料采出图1-1精流流程⽰图1.2设计思路精馏⽅式的选定

本设计采⽤连续精馏操作⽅式，其特点是：连续精馏过程是⼀个连续定态过程，耗能⼩于间歇精馏过程，易得纯度⾼的产品。操作压⼒的选取

本设计采⽤常压操作，⼀般，除了敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能⽤江河⽔或循环⽔将馏出物冷凝下来的系统都应采⽤常压蒸馏。（3）加料状态的选择为泡点进料（4）加热⽅式

本设计采⽤直接蒸汽加热。（5）回流⽐的选择

选择回流⽐，主要从经济观点出发，⼒求使设备费⽤和操作费⽤之和最低。⼀般经验值为R=(1.1-2.0)Rmin.

（6）塔顶冷凝器的冷凝⽅式与冷却介质的选择

塔顶选⽤全凝器，因为后继⼯段产品以液相出料，但所得产品的纯度低于分凝器，因为分凝器的第⼀个分凝器相当于⼀块理论板。

塔顶冷却介质采⽤⾃来⽔，⽅便、实惠、经济。（7）筛板塔的选择

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塔可解决堵塞问题适当控制漏夜。

筛板塔是最早应⽤于⼯业⽣产的设备之⼀，五⼗年代之后通过⼤量的⼯业实践逐步改进了设计⽅法和结构近年来与浮阀塔⼀起成为化⼯⽣中主要的传质设备为减少对传质的不利影响可将塔板的液体进⼊区制突起的斜台状这样可以降低进⼝处的速度使塔板上⽓流分布均匀。筛板塔多⽤不锈钢板或合⾦制成使⽤碳刚的⽐较少。实际操作表明，筛板在⼀定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降其操作的负荷范围较袍罩塔为窄，单设计良好的塔其操作弹性仍可达到2-3。表1-1流程⽅式压⼒加料状态加热⽅式回流⽐冷凝器冷却介质筛板塔选取连续精馏常压⽓液混合直接蒸汽

R=(1.5-2.0)Rmin 全凝器⾃来⽔筛板塔

第2章 塔板的⼯艺设计 2.1 精馏塔全塔物料衡算

摩尔分数=mol x/46.07x/46.07x x （）（）+（1-)/60.1?质量分数0.2420.10.0108f d w x x x ===??

物料衡算式为：F=D+W 易挥发组分物料衡算：F ×X F =D ×X D +W ?X W F D W Fxf Dxd Wxw =+??=+? ? 1001000.4430.9130.013D W

D W =+=+? 解得：D=47.78 kmol/h W=52.22 kmol/h2.2常压下⼄醇-丙醇⽓液平衡组成（摩尔）与温度的关系

2.2.1 温度

利⽤表2-1中数据由插值法可求得F t 、D t 、W t 。1、F t ：86.3288.32-86.250.358-.4610.443-0.358F t -= F t =86.61 o C2、D t ：80.5980.5978.38

0.84410.9130.844D t --=-- D t =79.60 o C3、W t ：97.16

97.1693.8500.1260.0130W t --=-- W t =96.79 o C

4、精馏段平均温度 m186.4479.60

t 83.0222F D t t ++===℃ 5、提馏段平均温度 m286.4496.79t 91.6222F W t t ++===℃2.2.2 密度由如下公式：BB

A A l p ραρα+

=1 （α为质量分率） 混合⽓体密度: OO v TP PMT lvmj 4.22.=ρ

塔顶温度D t =79.60 o C

⽓相组成D y : 78.3880.5979.6078.3810.9141

D y --=

-- D y =0.955 同理求得F y =0.903W y =0.030 2.2.2.1 精馏段液相组成10.9130.44322

D F x x x ++=

==0.678 ⽓相组成10.9550.90322

D F y y y ++===0.929 则：146.070.67860.1(10.678)50.57kg/kmol L M =+-=??146.070.92960.1(10.929)46.87/V M kg kmol =+-=??2.2.2.2提馏段液相组成 20.0130.44322

w F x x x ++=

==0.228 ⽓相组成 0.0300.90320.46722W

F y y y ++=== 则：246.070.22860.1(10.228)56.91kg/kmol L M =+-=??246.070.46760.1(10.467)53./V M kg kmol =+-=??

利⽤表2-2中数据，由插值法不同温度下⼄醇和丙醇的密度求得在F t 、D t 、W t 下⼄醇和⽔的密度（3m Kg ）

F t =86.61oC

90809086.61730.1742.3730.1F

ρ--=--⼄ F 734.23ρ=⼄3k g m 90809086.61737.5748.7737.5F

ρ--=--丙 F 741.30ρ=丙3k g mFρ1=

0.24210.242

734.23741.30-+ F 740.74ρ=3k g m D t =79.60 o C 807079.60742.37.2742.3D ρ--=--⼄

743.70ρ=⼄d 3k g m 80708076.60748.7759.6748.7Dρ--=

--丙 749.14ρ=丙d 3m KgDρ1=

0.110.1

742.78749.14-+ 743.47d ρ=3kg m W t =96.79 oC

1009010096.79717.4730.1717.4W ρ--=--⼄ w 721.48ρ=⼄3k g m 1009010096.79726.1737.5726.1Wρ--=

--丙 w 729.76ρ=丙3kg mWρ1=

0.010810.0108

721.48729.76-+ w 743.47ρ=3kg m 则:精馏段的平均⽓相密度：1740.74743.4722

F D L ρρρ++===742.113kg m 提馏段的平均⽓相密度：2740.74791.9222

w F L ρρρ++===766.173kg m 46.07(1)60.10.91346.07(10.913)60.1LD D D M x x =?+-?=?+-?=55.975 /kg kmol

46.07(1)60.10.44346.07(10.443)60.1LF F F M x x =?+-?=?+-?=53.886 /kg kmol 46.07(1)60.10.01346.07(10.013)60.1LW WW M x x =?+-?=?+-?=59.904 /kg kmol则：

=1L M 55.97553.886=22

LD LF M M ++=.93k g kmol 2L M =53.88659.904=22LW

LF M M ++=56.90k g kmol 46.07(1)60.10.956.07(10.955)60.146.7vD D D M y y =?+-?=?+-?= k g kmol

46.07(1)60.10.90346.07(10.903)60.147.4vF F F M y y =?+-?=?+-?= /kg kmol 46.07(1)60.10.03046.07(10.030)60.159.7vW WW M y y =?+-?=?+-?= /kg kmol47.4273.151.6122.4(27

3.1586.61)VF ρ==+?? kg/m 3d 273.151.6122.4(27

3.1579.60)V ρ==+46.7?? kg/m 3273.151.9722.4(27

3.1596.79)Vw ρ==+59.7?? kg/m 3精馏段平均液相密度: 1 1.61 1.611.6122VF

VD V ρρρ++=== kg/m 3

提馏段平均液相密度 ：2 1.61 1.971.7922VF

VW V ρρρ++=== kg/m 32.2.3混合液体表⾯张⼒的计算

由表2-3不同温度下⼄醇和丙醇的表⾯张⼒，利⽤插值法求的表⾯张⼒

79.60D t = ℃ , 806017.220.258079.617.2D σ--=

--⼄ 17.26D σ=⼄ mN m ， 806019.821.278079.6019.8Dσ--=

--丙 19.83D σ=丙 mN m F t =86.61℃， 908016.217.29086.6116.2σ--=--⼄F ， 16.F σ=⼄ mN m908018.019.086.6118.0σ--=--丙F

， 18.61F σ=丙 mN m =w t 96.79℃， 1009015.216.210096.7915.2W σ--=

--⼄ ， 15.52σ=⼄W mN m ， 1009017.21810096.7917.2Wσ--=

--丙 ， 17.46σ=丙W mN m (1)0.91419.83(10.914)17.48LD D D D x x σσσ=+-=+?-=⼄丙D mN m

(1)16.0.44318.61(10.443)17.70LF F F F F x x σσσ=+-=+-=⼄丙?? mN m (1)15.520.01417.46(10.014)17.43LW W W W W xx σσσ=+-=?+?-=⼄丙mN m

精馏段液相平均表⾯张⼒：17.4817.7017.5922LD

LF L σσσ++===精 mN m 提馏段液相平均表⾯张⼒：17.4317.7017.5722LW

LF L σσσ++===提 mN m 2.2.4 混合液混合物的粘度计算

由183.02t C =?时查液体粘性共线图得：0.4mPa s µ=?⼄，0.578mPa s µ=?丙

2t 91.62C =?时查液体粘性共线图得 20.406mPa s µ=?⼄，20.503mPa s µ=?丙 (1)精馏段粘度111(1)0.40.6790.57810.679=0.501x x mPa s µµµ+-=+-?=??⼄丙（）

（2提馏段粘度 2222(1)0.4060.2280.50310.228=0.481x x mPa s µµµ+-=?+?-?=⼄2丙（） 2.2.5 相对挥发度由 0.443F x = ，0.903F y = 得0.90310.903 2.30.44310.443F α-==-由 0.913D x = ，0.955D y = 得0.95510.9551.9970.91310.913D α-==-由 0.013W x = ，0.030W y = 得0.03010.030 2.1780.01310.013W α-==-精馏段平均相对挥发度：1 1.997 2.32.18122D Fααα++===

提馏段平均相对挥发度：2 2.3 2.1782.27122W

F ααα++=== 2.3 理论塔板的计算 2.3.1 适宜回流⽐的确定本设计中采⽤图解法来求理论板数。

根据⼄醇-丙醇的⽓液平衡组成可绘出平衡曲线，即x-y 曲线图。

(1) 根据⼄醇与丙醇的平衡数据在y-x 作出平衡曲线，并画出对⾓线。 (2) 在x 轴上找出X D ，X F ，X W ，a ,f, 点(3) 通过f 点作出q 线，q 线是精馏段与提留段操作线交点的轨迹。 (4)

设q 线与平衡曲线交与点G(Xg,Yg) 则Rmin=g

g D X Yg Y X --，由作图得点g 坐标为g(0.443，,0.903))所以Rmin=0.9130.9032.170.9030.443-=-取R=1.5Rmin=3.66

(5) 在y 轴上定出e 点，使oe =1+R X D

,连接ae 即为精馏段操作线 即y 1+n = 3.260.913X 0.7650.21411 3.261 3.261D X R X X R R +=+=+++++(6)

ae 与q 线交与点b 点，y 1 1.4750.00665(1)(1)(1)(1)w WX RD qFm X X R D q F R D q F++=-=-+--+--(7)

连接bd 即得提留段操作线(8)

⾃a 点出发，在平衡线和两条操作线之间画梯级，直到最后⼀级跨过0.013w x =为⽌，所得数即为所需理论板数，跨过b 点处即为进料塔板。 求的结果为

论板层数N T =17块（包括再沸器） 精馏段理论板数N T1=7提馏段理论板数N T2=10（包括再沸器） 理论加料板位置为第8块板2.3.2 实际塔板数

全塔板效率的求取利⽤奥康奈尔公式0.2450.49()T L E αµ-=

其中：α-塔顶与塔底平均相对挥发度； L µ-塔顶与塔底平均液相粘度 a mP s 。 精馏段已知：1 2.181α= ， 10.501L µ= mPa*s 所以：0.2450.49(2.1810.501)0.479T E -==??7140.479

T p T N N E ===精 块提馏段

已知：2 2.271α= ， 20.481L µ= mPa*s所以：0.2450.49(2.2710.481)0.480T E -==??9190.480

T p T N N E ===提 块

全塔所需实际塔板数141933 P P P N N N =+=+=精提块（不含再沸器）全塔效率：TT PN E N =100%=

17133-?100%=48.48% 加料板位置在第15块塔板上。2.3.3 精馏塔的⽓液相负荷精馏段：3.2631.11=0.02823600L RD ?== kmol/s3.261(1)0.03683600V R D +?=+==（）31.11kmol/s

则质量流量：1150.570.0282 1.36L L M L ===? kg/s1146.870.0368 1.73V V M V ===? kg/s体积流量：3111 1.361.81074

2.11s L L L ρ-===? 3m /s111 1.73 1.081.61s V V V ρ=== 3m /s提馏段：'31.111

0.0282=0.03683600

L L qF RD qF ?=+=+=+ kmol/s'(1)0.0368V V q F V =+-== kmol/s

则质量流量：'2256.910.0368 2.09L L M L ===? kg/s'2253.0.0368 1.98V V M V ===? kg/s体积流量：3222 2.09

2.7310766.17s L L L ρ-===? 3m /s

222 1.98 1.111.79

s V V V ρ=== 3m /s

2.3.5 操作压⼒计算

塔顶压强：P D =100kpa, 取每层塔板压降：ΔP=0.7 kpa 则进料板压强：P F =100+0.7*14=109.8 kpa 塔釜压强：P W=101.325+0.7*27=120.225 kpa

精馏段平均操作压强：P M1=（101.325+109.8）/2=105.56 kpa 提馏段平均操作压强：P M2=(109.8+120.225)/2=115.0125kpa2.4 精馏塔塔体⼯艺尺⼨的计算2.4.1 塔径D 的计算

选板间距H T =0.45m ，取板上液层⾼度 h L=0.06m ，故H T －h L =0.39 m (1) 精馏段横坐标：113112211 1.810742.11(

)()0.0361.08 1.61

s L s V L V ρρ-==??查⽂献得，精馏段：C 20=0.088720.222017.59(

)0.0887()0.08382020C C σ===? u max =C

v v l ρρρ-=0.0838×取安全系数为0.7，则u=0.7×u max =1.25 m/s1D =

u V S π4按标准，塔径1D 圆整取1.2m

塔截⾯积：2()=1.132T D A π=空塔⽓速： 1u =1.081.13=0.96m/s（2）提馏段

横坐标：11322222210766.11()()0.0511.11 1.79

s L s V L V ρρ-==2.73??查⽂献得，精馏段：C 20=0.090720.222017.57(

)0.0907()0.08842020C C σ===?

max 0.0884 1.83u ==取安全系数为0.7，则2m ax 0.70.71.831.28u u ===? m/s

2D =u V S π4

= 按标准，塔径D 圆整取1.2m塔截⾯积：2()=1.132T DA π= m 2空塔⽓速： 2u =1.211.13=1.07m/s

因为⼆者相差不是很⼤，所以可以取同样⼤的塔径 2.4.1.3 精馏塔的有效⾼度计算精馏段的有效⾼度 T N H 7.9

2Z m ==精精（-1） 提馏段的有效⾼度 T N H 3.08Z m ==提提（-1） 在进料板上⽅开⼀⼈孔，其⾼度为0.8m,故精馏塔的有效⾼度为0.811.80Z Z Z m =++=精提 2.5 塔板主要⼯艺尺⼨的计算2.5.1 溢流装置的计算

因塔径D=1.2m D<2.2m 可选⽤单溢流⼸形降降液管，采⽤凹⾏受液盘及平⾏溢流堰。2.5.1.1 溢流堰长

取堰长w l 为0.6D, 即: l w=0.6 1.2=0.72?m 2.5.1.2 溢流堰⾼度w L w h h h 0-=

选⽤平直堰，堰上的液层⾼度 0.06l h m =32/32.8410()h ow w

L h E l -=? 近似取1E ≈， 则 （1）精馏段堰上的液层⾼度：2-33

2.84103600=0.01610000.72OW

h =（）1.8 -h 0.060.0120

W L O W h h ==-=<0.06m （2）提馏段堰上的液层⾼度： 2-33

2.84 2.73103600=0.01610000.72OW

h =（） -h 0.060.0160

W L O W h h ==-= 0.06m < 2.5.1.3 ⼸形降液管的宽度d W 与降液管的⾯积fA由0.6wl D

= 查⼸形降液管参数图知0.051f TA A = 0.1dW D= 2f A =0.051=0.05

76m T A 故: 0.10.12m d W D == 依式精馏段 1112'20.0576*0.45

11.7850.00220.0576*0.458.85s 50.00293

f T s f T s f T s A H L A H s s L A H sL θθθ?====>?===>

故降液管设计合理。 2.5.1.4 降液管底隙⾼度0hs'

o w L h L u ο

=

取液体通过降液管底隙的流速u=0.11m/s 精馏段：0.00180.0230.720.11o h m ==?

6o w mm h h << 提馏段：'0.002730.0350.110.72h m ο==?'

6w m m h h

ο<< 故降液管隙⾼度设计合理,选⽤凹⾏受液盘，深度'50w h mm =。

2.5.2 塔板布置 2.5.2.1 塔板的分布

因D ≥800mm,故塔板采⽤分块式。查表知，塔板分为3块。 2.5.2.2 边缘区宽度确定取''

0.060S S W W m == , m W c 030.0= 2.5.2.3 开孔区⾯积计算

+-=-)(sin 180/21222r x r x r x A a π()()1

0.120.060.42220.572d s c D x W W m Dr W m=

-+=-+==-=其中212

2/180sin ()0.8187x A r m r απ-?==故

2.5.2.4 筛板计算及其排布

因本例所处理物系⽆腐蚀性，可选⽤3mm δ=碳钢板，取筛孔的直径d0=5mm, 筛孔按正三⾓形排列,取孔中⼼距t 为3.316.5t d mm ο==塔板上的筛孔数n 为

()22

1.1580.81870.0011.158/348316.5n A t ο??=?==个 开孔率θ,即20.907

8.33%(/)o t d ?==

0a 0.08330.81870.0681A A φ==?=⽓体通过筛孔的⽓速: 00/s u V A =

精馏段： 00/ 1.08/0.068115./s u V A m s ===提馏段： '

'0/ 1.11/0.068116.30/s u V A m s ο===第3章 筛板的流体⼒学验算3.1 塔板压降

3.1.1 ⼲板阻⼒c h 计算20.051()()v c L u

h c ρρ??= 由/ 4.5/3 1.5d δ?== 查图得 0.78C ?= （1） 精馏段: ()()2

0.05115./0.78*1.61/742.110.04592c h m =?=液柱（2） 提馏段: ()()2

'0.05116.30/0.781.79

/766.170.05203c h m =?=液柱 3.1.2 ⽓流穿过液层的阻⼒L h 的计算 ⽓体通过液层的阻⼒计算公式 l L h h β=?(1) 精馏段：0.5983 1.115/0.7850.04396T f V u m s A A αα===--1/21/20 1.211/()F u Kg s m ===?

查图得板上液层充⽓系数 0.62β=

10.620.060.0372l h h m β==?=故液柱（2） 提馏段：'0.8631.16/0.7850.04396T f V u m s A A αα===--‘'1/21/21.0578/()F Kg s m ?==?

查图得板上液层充⽓系数 '=0.65 β液柱’‘m h 039

.006.065.0h L 1=?==β 3.1.3 液体表⾯张⼒的阻⼒h σ的计算液体表⾯张⼒所产⽣的阻⼒ 04l

L h gd σσρ= （1）精馏段：14417.590.002148742.119.810.00451000L o h m gd σσρ?=

==液柱 其中⽓体通过每层塔板的液柱⾼度

0.08527p c l h h h h m σ=++=液柱 ⽓体通过每层塔板的压降为

ΔP P =h p ρL1g=0.08527×742.119.81620.7740.7pa kpa ?=< (设计允许值)。（2）提馏段：''

'40.002078LL o

h m gd σσρ==液柱

其中⽓体通过每层塔板的液柱⾼度''''10.09311p c h h h h m σ=++=液柱''

0.09311*766.17*9.81679.8120.7(p p L P h g pa Kpa ρ?===<设计允许值）3.2 液⾯落差

故对于筛板塔，液⾯落差很⼩，且本例的塔径和液流量均不⼤，故可忽略液⾯落差的影响。 3.3 液沫夹带依公式：3.265.710a

V Lm T f u e H h σ-??= -?? [1]

m h h L f 15.006.05.25.2=?==（1）精馏段 6 3.23

5.710 1.115()0.019kg /kg kg /kg 21.4705100.440.15v e --?==?-液⽓<0.1液⽓ （2）提馏段 6' 3.2v

35.710 1.16()0.0227kg /kg kg /kg 36.768100.440.15e --?=

=?-液⽓<0.1液⽓ 故在设计液沫夹带量v e 在允许范围内。3.4 漏液

对筛板塔，漏液点⽓速为min ,0u 依公式：

0,min 4.4u C =（1）精馏段：

,min 4.44.40.772o u C ==?

实际孔速 15.>8.736 筛板的稳定性系数：0,min1.819 1.5o u K u ==>

介于1.5----2.0之间，故在设计负荷下不会产⽣明显漏液。2）提馏段：

（