化工原理课程设计说明书
目录
目录 (1)
第一章绪论 (3)
1.1 精馏操作 (3)
1.2 精馏塔操作原理 (3)
1.3 精馏设备 (3)
第二章设计方案的确定 (5)
2.1精馏塔塔形介绍 (5)
2.1.1 筛板塔 (5)
2.1.2 浮阀塔 (5)
2.1.3 填料塔 (5)
2.2 精馏塔的选择 (5)
2.3 操作压力的确定 (6)
2.4 进料热状况的确定 (6)
2.5 精馏塔加热和冷却介质的确定 (6)
2.6 自动控制方案的确定 (7)
2.7 工艺流程说明 (8)
2.8 设计任务 (8)
第三章精馏塔工艺设计 (9)
3.1 全塔物料衡算 (9)
3.1.1 料液及塔顶、底产品中环己烷的摩尔分率 (9)
3.1.2 平均摩尔质量 (9)
3.1.2 料液及塔顶底产品的摩尔流率 (9)
3.2 绘制t-x-y图 (9)
3.3 理论塔板数和实际塔板数的确定 (10)
3.3.1理论塔板数的确定 (10)
3.3.2 实际塔板数的确定 (11)
3.4 浮阀塔物性数据计算 (12)
3.4.1 操作压力 (12)
3.4.2 操作温度 (12)
3.4.3 平均摩尔质量 (13)
3.4.4 平均密度 (13)
3.4.5 平均粘度 (14)
3.4.6 平均表面张力 (14)
3.5 浮阀塔的汽液负荷计算 (15)
3.5.1 精馏段的汽液负荷计算 (15)
3.5.2提馏段的汽液负荷计算 (15)
第四章塔的设计计算 (16)
4.1 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 (16)
4.1.1塔径的设计计算 (16)
4.1.2塔板工艺结构尺寸的设计与计算 (16)
第一章绪论
1.1 精馏操作
精馏是分离过程中的重要单元操作之一。所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器，利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。
1.2 精馏塔操作原理
精馏塔内有若干层塔板，每一层就是一个接触级，它为气液两相提供传质场所。为向接触级提供两相接触所需的气流和液流，塔顶设有冷凝器将顶部的蒸气冷凝成液体并部分往下流，塔底设有再沸器将底部的液体部分汽化向上流。
操作时原料液自塔的中部适当的位置连续的加入，塔顶冷凝液的一部分作为塔顶产品－称为馏出液连续产出,其余汇流进入塔顶；塔釜出来的液体经再沸器部分汽化后，液体作为塔底产品－称为釜液连续排出，气体则返回进入塔底。在加料位置之上部分，上升蒸汽与顶部下来的液体逐级逆流接触，进行多次接触级蒸馏，因此自下而上气相易挥发组分浓度逐级增加，称为精馏段；在加料位置之下部分，下降液体与底部上升的蒸汽逐级逆流接触，也进行多次接触级蒸馏，因此自上而下液相难挥发组分浓度逐级增加，称为提馏段。总体来看，全塔自塔底向上气相中易挥发组分浓度逐级增加；自塔顶向下液相中难挥发组分浓度逐级增加。因此只要有足够多的塔板数，就能在塔顶得到高纯度的易挥发组分，塔底得到高纯度的难挥发组分。
1.3 精馏设备
精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：（1）气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、
拦液或液泛等破坏操作的现象。
（2）操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。
（3）流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。
（4）结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。
（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。
（6）塔内的滞留量要小。
实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。
精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发（低沸点）组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发（高沸点）组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。
气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。
筛板塔和泡罩塔、填料塔相比较具有下列优点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。
第二章设计方案的确定
2.1精馏塔塔形介绍
2.1.1 筛板塔
筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3~8mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。塔板上设置溢流堰，使板上能维持一定厚度的液层。操作时，上升气流通过筛孔分散成细小的流股，在板上液层中鼓泡而出，气、液间密切接触而进行传质。在正常的操作气速下，通过筛孔上升的气流，应能阻止液体经筛孔向下泄露。
2.1.2 浮阀塔
浮阀塔结构简单，有两种结构型式，即条状浮阀和盘式浮阀，它们的操作和性能基本是一致的，只是结构上有区别，其中以盘式浮阀应用最为普遍。盘式浮阀塔板结构，是在带降液装置的塔板上开有许多升气孔，每个孔的上方装有可浮动的盘式阀片。为了控制阀片的浮动范围，在阀片的上方有一个十字型或依靠阀片的三条支腿。前者称十字架型，后者称V型。目前因V型结构简单，因而被广泛使用，当上升蒸汽量变化时，阀片随之升降，使阀片的开度不同，所以塔的工作弹性较大。
2.1.3 填料塔
填料塔是以塔内装有的大量填料为相间接触构件的气液传质设备。填料塔的塔身是一直立式圆筒，底部装有填料支撑板，填料以乱堆或整砌的方式放置在支撑板上。在填料的上方安装填料压板，以限制填料随上升气流的运动。液体从塔顶加入，经液体分布器均匀地喷淋到填料上，并沿填料表面呈膜状流下。气体从塔底送入，经气体分布装置分布后，与液体呈逆流连续通过填料层的空隙。在填料表面气液两相密切接触进行传质。
2.2 精馏塔的选择
本次化工原理课程设计选择浮阀塔。因为浮阀塔具有如下优点：
（1）生产能力大。
（2）操作弹性大。
（3）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。
（4）塔板效率高。
（5）塔的造价低。
2.3 操作压力的确定
蒸馏过程按操作压力不同，可分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般除热敏性物系外，凡通过常压分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用常压精馏。根据本次任务的生产要求，应采用常压精馏操作。
2.4 进料热状况的确定
1）冷液进料
对于冷液进料，提馏段内回流液流量包括三部分：精馏段的回流液流量、原料液流量、为将原料液加热到板上温度，必然会有一部分自提馏段上升的蒸气被冷凝下来，冷凝液量也成为回流液流量的一部分。
2）泡点进料
对于泡点进料，由于原料液的温度与板上液体的温度相近，因此原料液全部进入提馏段，作为提馏段的回流液，而两段的上升蒸气流相等。
3）气液混合物进料
对于气液混合物进料，进料中液相部分成为回流液流量的一部分，而蒸气部分则成为上升蒸气的一部分。
4）饱和蒸气进料
对于饱和蒸气进料，整个进料变为上升蒸气的一部分，而两段的液体流量则相等。
5）过热蒸气进料
对于过热蒸气进料，此种情况与冷液进料的恰好相反，精馏段上升蒸气流量包括三部分：提馏段上升蒸气流量、原料液流量、为将进料温度降至板上温度，必然会有一部分来自精馏段的回流液体被汽化，汽化的蒸气量也成为上升蒸气中的一部分。
蒸馏操作有五种进料热状况，它的不同将影响塔内各层塔板的汽、液相负荷。工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液体进料，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段和提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。所以这次采用的是泡点进料。
2.5 精馏塔加热和冷却介质的确定
精馏塔的加热介质选择0.8MPa的饱和水蒸气，而冷却介质选择循环水。
由于采用泡点进料，将原料液加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝气冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。根据待分离的物系，塔底采用间接蒸汽加热，设置再沸器。
根据塔顶塔底的温度，利用循环水作为冷却剂，能满足要求且最为经济。水的进口温度由气温决定，一般为15-20℃，根据当地年平均气温，本设计选20℃，考虑相应的设备费用和操作费用，以及当地水资源情况，出口温度选为30℃。
2.6 自动控制方案的确定
（1）精馏塔控制方案
本次设计塔顶产品与塔底产品的质量要求相近，釜液的纯度较之馏出液高，且为液相进料，故按提馏段控制指标控制。用提馏段塔板温度控制加热蒸汽量，从而控制V S，并保持L R恒定，D和W都按物料平衡关系，由液位调节器控制。对于原料预热器，用水蒸气加热，水蒸气会有相变化，改变水的流量时，会引起平均温度的变化，流量增大，平均温度差增大，因此，本设计中通过改变水蒸气的流量来控制冷流体的出口温度。塔底再沸器将物料进行加热，故采用温度调节阀控制。对于回流罐需将冷凝的液体送回塔顶，调节塔顶蒸汽的温度，采用流量调节控制阀控制。
（2）塔顶温度控制方案
取精馏段某点温度为被调参数，以回流量为调节参数。回流量增加时，塔顶温度会下降。
（3）塔底温度控制方案
塔底采用热虹吸式再沸器，通过蒸汽用量来调节塔底温度。
（4）预热器控制方案
本次的设计中采用蒸汽冷凝来加热原料液，当通过控制饱和蒸汽的流量来控制预热器时，由于水蒸气发生相变化产生放热现象，如果传热面积足够，送入的蒸汽可以全部冷凝，并可继续冷却，这时可以通过调节饱和水蒸气的流量来改变平均温度差，控制原料液的出口温度。
（5）离心泵控制方案
通过控制泵出口阀门开度来控制流量，当干扰作用使流量发生变化偏离给定值时，控制器发生控制信号，控制结果使流量回到给定值，在不同的流量下，泵所能提供的压头是不同的，通过控制泵的出口阀开度改变排出流量的基本原理的这种方案简单易行，是应用最广泛的方案。
2.7 工艺流程说明
工艺流程说明：环己烷-甲苯混合物系由输送管路送到预热器，原料液在预热器中预热到泡点后经进料泵打入筛板精馏塔，在塔内气液两相逆流接触进行热质交换，易挥发（低沸点）组分不断地向蒸汽中转移，难挥发（高沸点）组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，从而达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸汽进入全凝器，冷凝的液体流入储料罐，一部分作为回流液由回流泵返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则经冷却器冷却作为塔顶产品取出。塔底流出的液体流入储料罐，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸汽返回塔中，另一部分液体作为塔底产品取出。
2.8 设计任务
处理量：6万吨/年
原料温度：25℃
原料液组成：45%（质量分数，下同）
塔顶产品组成：不低于94%
塔顶轻组分回收率：97%
每年实际生产时间：7200h
塔顶压力：4KPa
单板压降：0.7KPa
进料热状况：泡点进料
建厂地址：辽宁锦州
第三章 精馏塔工艺设计
3.1 全塔物料衡算
3.1.1 料液及塔顶、底产品中环己烷的摩尔分率
环己烷和甲苯的相对摩尔质量分别为84.16和92.14kg ／kmol 。 9449
.014
.92/616.84/9416
.84/944725.014
.92/5516.84/4516
.84/45D F =+==+=
x x
3.1.2 平均摩尔质量
kmol
/kg 60.8414.92)9449.01(9449.016.84kmol /kg 37.8814.92)4725.01(4725.016.84D F =?-+?==?-+?=M M
3.1.2 料液及塔顶底产品的摩尔流率
一年以7200h 计，则有： 原料处理量：
h kmol M T Q F F /30.9437
.887200101063
4=???=?= （3-1）
塔顶易挥发组分回收率：%97=η即：
h kmol x Fx D Fx Dx D F F D /74.459449
.04725
.030.9497.0/97.0%97=??==?=（3-2） 全塔物料守恒：
??
?
+=+=W D Wx Dx FxF W
D F 0275
.056
.489449.074.454725.030.94/56.4874.4530.94=?-?=-==-=-=W Dx Fx x h
kmol D F W D F W (3-3) 3.2 绘制t-x-y 图
查物性手册得常压下重组分（B ）甲苯沸点110.625℃，对轻组分（A ）环己烷沸点80.72℃，得甲苯与对环己烷的饱和蒸汽压和温度的关系。
表3-1 环己烷-甲苯饱和蒸汽压和温度的关系
t/℃ 80.72 85 90 95
100 105 110.625 0p /kPa A
101.56 115.22 132.95 152.72 174.68 198.99 229.39 0p /kPa B
39.70
45.90
54.10
63.44
74.03
85.97
101.18
根据拉乌尔定律：
p
x
p y p p p p x A B A B 0
00=--=和 （3-4） 例如当C t ?=72.80时，
998
.0325
.101996.056.101996.070.3956.10170.39325.10100
00
=?===--=--=p x p y p p p p x A B A B ，
计算不同温度下的组成。列表如下：
表3-2 环己烷-甲苯在不同温度下的组成
据表3-2中数据绘制甲苯-对二甲苯的y x t --图，如图3-1：
在图3-1中，根据D x 、W x 和F x 分别查得C t D ?=5.81，C t F ?=0.94，C t W ?=110。
3.3 理论塔板数和实际塔板数的确定
3.3.1理论塔板数的确定
t /℃
80 80.72 85 90 95 100 105 110.63
x
1 0.996 0.800 0.600 0.430 0.270 0.130 0 y
1
0.998
0.910
0.790
0.640
0.460
0.260
用简捷法求理论塔板数：
利用相对挥发度计算气液平衡数据，因环己烷-甲苯混合液为理想溶液，故其相对挥发度为：
00B
A
p p =α （3-5）
以C t ?=100为例，则：
36.203
.7468.17400===B A p p α
可得相对挥发度与x y -关系，如表3-3：
表3-3 相对挥发度与x y -关系
t /℃
80 85 90 95 100 105 110.63
α
2.51 2.457 2.407 2.36 2.315 x
1 0.800 0.600 0.430 0.270 0.130 0
41.22
315
.251.2=+=
m α （3-6） x
x
x x y 41.1141.2)1(1+=-+=
αα （3-7）
因为是泡点进料，4725.0==F q x x ，
6834.04725
.041.114725
.041.241.1141.2=?+?=
+=
q
q q x x y
24.14725
.06834.06834
.09449.0min =--=
--=
q
q q D x y x x R （3-8）
取86.125.15.15.1min =?==R R
根据表3-3作出x-y 如图3-2，进料点为（0.4725,0.6834）作出精馏段操作线和提馏段操作线。
用作图法得出理论板数N T =13块，进料板为塔顶往下第6块理论塔板。
3.3.2 实际塔板数的确定
总板效率：
245.0)(49.0-=L T E αμ （3-13）
精馏段平均温度：
C t t t W
D ?=+=+=
75.952
110
5.812 （3-14） 根据物性手册查得两组分黏度：
s mPa A L ?=391.0,μ，s mPa B L ?=279.0,μ s
mPa x x F B L F A L L ?=?+?=-+?=332.05275
.0279.04725.0391.0)
1(,,μμμ 52.0)332.041.2(49.0245.0=?=-T E
近似取总板效率等于精馏段板效率，因为：
P T
T N N E = （3-15） 块即252552.0/13/====P T T P N E N N
精馏段实际板数：
块取1253.1152.0/6/''
'====P T N E N N T P
即从塔顶往下第12块板进料。
提馏段实际板数：
块13'
''=-=P P P N N N
3.4 浮阀塔物性数据计算
3.4.1 操作压力
取每层塔板压降为0.7kPa 计算。
塔顶：kPa 325.1054325.101D =+=p
加料板：kPa 725.113127.0325.105F =?+=p 塔底：kPa 325.119207.0325.105W =?+=p 精馏段平均压力：kPa 25.1092/)725.113325.105(2/)(1m =+=+=F D p p p ， 提馏段平均压力：kPa 525.1162/)725.113325.119(2/)(2,=+=+=F W m p p p 全塔平均压力：kPa 325.1122/)325.119325.105(2/)(m =+=+=W D p p p
3.4.2 操作温度
塔顶温度：C t D ?=5.81 进料温度：C t F ?=0.94
塔釜温度：C t W ?=110
精馏段平均温度：C t t t F D m ?=+=75.872/)(1,
提馏段平均温度：C t t t F W m ?=+=1022/)(2, 全塔平均温度：C t t t W D m ?=+=75.952/)(
3.4.3 平均摩尔质量
塔 顶：877.0,9449.011===x x y D
kmol kg M m VD /60.8414.920551.016.849449.0,=?+?= kmol kg M m LD /14.8514.92123.016.84877.0,=?+?=
加料板：6834.0,4725.0==F F y x
kmol kg M m VF /69.8614.923166.016.846834.0,=?+?= kmol kg M m LF /37.8814.925275.016.844725.0,=?+?= 塔 釜：0638.0,0275.0==W W y x
kmol kg M m LW /92.9114.929725.016.840275.0,=?+?= kmol kg M m VW /63.9114.929362.016.840638.0,=?+?=
精馏段平均摩尔质量： kmol kg M m L /755.862/14.8537.88,1=+=）（ kmol kg M m V /645.852/69.8660.84,1=+=）（ 提馏段平均摩尔质量： kmol kg M m L /145.902/92.9137.88,2=+=）（ kmol kg M m V /16.892/69.8663.91,2=+=）（ 全塔平均摩尔质量： kmol kg M m L /53.882/92.9114.85,=+=）（ kmol kg M m V /12.882/60.8463.91,=+=）（
3.4.4 平均密度
为方便计算，将查阅得到的环己烷和甲苯的密度，表面张力和粘度列于表3-5：
表3-5 密度，表面张力和粘度
1）液相平均密度m L,ρ
塔 顶：查81.5℃下环己烷和甲苯的密度分别为719.8 kg ／m 3和810.1kg ／m 3。
3m LD,B LD,B A LD,A m LD,kg/m 2.7241
.8100551
.08.7199449.01=?+=+=ρρρρa a 进料板：查94℃下环己烷和甲苯的密度分别为707.2 kg ／m 3和797.5kg ／m 3。
3m LF,B LF,B A LF,A m LF,kg/m 1.7525.7975275
.02.7074725.01=?+=+=ρρρρa a 塔 底：查110℃下环己烷和甲苯的密度分别为719.8 kg ／m 3和810.1kg ／m 3。
3m LD,B LD,B A LD,A m LD,kg/m 1.77888
.7809725
.04.6900275.01=?+=+=ρρρρa a 精馏段：3
m L1,kg/m 2.7382/)1.7522.724(=+=ρ
提馏段：3
m L2,kg/m 1.7652/)1.7521.778(=+=ρ
全 塔：3
m L,kg/m 15.7512/)1.7782.724(=+=ρ
2）汽相平均密度m V,ρ
3m m V,m m V,kg/m 23.3)
75.95273(314.812
.88325.112=+??==RT M p ρ （3-16）
3.4.5 平均粘度
混合液体粘度用下式计算：
B A x x μμμ+= （3-17）
塔 顶：s mPa D ?=?+?=4291.00551.03167.09449.04357.0μ 进料板：s mPa F ?=?+?=3359.05275.02826.04725.03955.0μ 塔 底：s mPa W ?=?+?=2473.09725.02442.00275.03574.0μ 精馏段：s mPa m ?=+=3825.02/)3359.04291.0(1μ 提馏段：s mPa m ?=+=2916.02/)3359.02473.0(2μ 全 塔：s mPa m ?=+=3382.02/)2473.04291.0(μ
3.4.6 平均表面张力
混合液体粘度用下式计算：
B B A A x x σσσ+= （3-18）
塔 顶：m mN D /14.1840.210551.095.179449.0=?+?=σ 进料板：m mN F /28.1801.205275.035.164725.0=?+?=σ 塔 釜：m mN W /15.1825.189725.076.140275.0=?+?=σ
精馏段：m mN m /21.182/)28.1814.18(1,=+=σ 提馏段：m mN m /21.182/)15.1828.18(2,=+=σ
全 塔：m mN m /21.18=σ
3.5 浮阀塔的汽液负荷计算
3.5.1 精馏段的汽液负荷计算
1.气相摩尔流率V
h kmol D R V /82.13074.45)186.1()1(=?+=+= （3-19）
2.气相体积流量S V
s m VM V m V m V S /964.023.33600645.8582.13036003,,=??==ρ （3-20）
3.气相体积流量
h m s m V h /4.3470/964.033==
4.液相回流摩尔流率L
h kmol RD L /08.8574.4586.1=?== （3-21）
5.液相体积流量S L
s m M L L m
L m L S /00278.02
.7383600755
.8608.8536003,,=??=
?=
ρ （3-22）
6.液相体积流量h m s m L h /01.10/00278.033==
3.5.2 提馏段的汽液负荷计算
1.气相摩尔流率'V
h kmol V F q V V /82.130)1('==-+= （3-23）
2.气相体积流量'
S V
s
m V S /964.03
'=
3.气相体积流量h m s m V h /
4.3470/964.033==
4.液相回流摩尔流率L
h kmol qF L L /38.17930.9408.85'=+=+= （3-25） 5.液相体积流量S L
s m M L L m L m L S /00586.02.7383600755.8638.17936003,,=??=?=ρ
6.液相体积流量h m s m L h /096.21/00586.033==
第四章 塔的设计计算
4.1 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算
4.1.1塔径的设计计算
1）．初选塔板间距m m 450T =H 及板上液层高度m m 50L =h ，则：
m 40.005.045.0L T =-=-h H （4-1）
2）．按Smith 法求取允许的空塔气速m ax u (即泛点气速F u )
0423.023.32.738964.000278.05
.05
.0V L s s =??
? ????? ??=???
?
?????? ??ρρV L （4-2）
查Smith 通用关联图（P161图3-5）得087.020=C 负荷系数：
085.020255.18087.0202
.02
.020=?
?
?
??=?
?
?
??=σC C （4-3）
泛点气速：
s /m 28.123.323.32.738085.05
.05
.0V V L max =?
?
?
??-?=???
?
??-=ρρρC u （4-4）
3）．操作气速
取m /s 896.028.18.07.0max =?==u u 4）．精馏段的塔径
m 17.1896
.014.3964
.044s =??==
u V D π （4-5） 考虑到浮阀布置和检修方便，圆整取mm 1200T =D ，此时的操作气速 s /m 853.02.114.3964.0442
2
T s =??==D V u π （4-6） 4.1.2塔板工艺结构尺寸的设计与计算
1．溢流装置
采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。
(1)溢流堰长(出口堰长)w L
取m 84.02.17.07.0T w =?==D L
堰上溢流强度h)m (/m 130~100h)m (/m 92.1184.0/01.10/3
3w h ?
筛板塔的堰上溢流强度要求。
(2)出口堰高w h
ow L w h h h -= （4-7）
对平直堰
3/2w h ow )/(00284.0L L E h = （4-8）
由7.0/T w =D L 及47.1584.0/01.10/5
.22.5w h ==L L ，查液流收缩系数计算图（P164
图3-8）得03.1=E ，于是：
m 006.0m 01153.0)84.0/01.10(03.100284.03/2ow >=??=h （满足要求）
m 0347.00153.005.0ow L w =-=-=h h h
(3)降液管的宽度d W 和降液管的面积f A
由7.0/T w =D L ，查弓形降液管几何关系图（P166图3-10）得：
09.0/14.0/T f T d ==A A D W ，
即：m 168.0d =W ，22
T
T m 13.14/==D A π，2f m 102.0=A 。 液体在降液管内的停留时间
s 5s 51.1600278.0/45.0102.0/s T f >=?==L H A τ（满足要求）（4-9）
(4)降液管的底隙高度o h
液体通过降液管底隙的流速一般为0.07～0.25m/s ，取液体通过降液管底隙的
流速m /s 10.0o
='u ，则有： m 033.010.084.000278.0o
w s o =?='=u L L h （o h 不宜小于0.02~0.025m ，满足要求）（4-10）
2．塔板布置
(1)塔板分块，因DT ＝1200mm ，将塔板分作3块安装。 (2)边缘区宽度c W 与安定区宽度s W
边缘区宽度c W ：一般为50～75mm ，DT ＞2m 时，c W 可达100mm 。 安定区宽度s W ：规定5.1T
m 357.0)075.0168.0(60.0)(2/s d T =+-=+-=W W D x （4-11）
m 540.0060.060.02/c T =-=-=W D R （4-12）
??????
+-=R x R x R x A a arcsin 1802222π （4-13）
2
1222a m 710.0540.0357.0sin 540.0180357.0540.0357.02=?????
?
?+-=-πA
3．浮阀个数n 及排列
取F1型浮阀，其阀孔直径mm 39o =d ，初取阀孔动能因子9V 00==ρu F ，故阀孔的孔速
s /m 01.53.23
9
0==
u （4-14） 浮阀个数
16101
.5039.014.3964
.0442
020s =???==
u d V N π （4-15） 拟定塔板采用碳钢且按等边三角形叉排，同一排孔心距按下式计算
907.0A A d t a
= （4-16） m A A d t a 071.0192
.071
.0907.0039.0907.000
=?== 除去鼓泡区和板衔接，取mm t 65=，以等边三角形叉排方式画出浮阀排列图（如图4-1，粗线为板分块），排出阀孔数167个。
图4-1 阀孔排列图
按N=167重新核算孔速及阀动能因素：
s m u /02.6167
039.02
.142
0=???=
π 82.1023.302.60=?=F
阀孔动能因数0F 变化不大，仍在在9～12之间，合适。 塔板开孔率%88.1402.6/896.0/0===u u
4.2 塔板流体力学验算
1.气相通过浮阀塔的压力降 根据下式计算塔板压力降：
σh h h h l c p ++= （4-17）
1）干板阻力 根据下式计算：
s m u V
oc /52.523
.31
.731
.73825
.1825
.1===ρ （4-18） 因oc u u >0，故按下式计算：
液柱m g u h L V c 030.081.92.738201
.523.334.5234.520=???==ρρ （4-19）
2）板上充气液层阻力
本设备分离环己烷和甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数
5.00=ε。由下式：
液柱m h h L l 025.005.05.00=?==ε （4-20）
2） 3）