食工原理课程设计--甲苯-乙苯连续精馏塔设计.doc

合 肥 学 院
HEFEI UNIVERSITY
食工原理课程设计

题 目: 甲苯-乙苯连续精馏塔设计
系 别: 生物与环境工程系
专 业: 12食品科学与工程
学 号: 12
姓 名: 方平
指导教师: 于宙
二零一四年十 月 二十七 日
目录
第一部分 设计任务书
1、设计题目 …………………………………………………………………………5
2、设计概述 …………………………………………………………………………5
3、设计内容 …………………………………………………………………………6
第二部分 精馏塔得设计
1 精馏塔得物料衡算 ………………………………………………………………7
1、1原料液及塔顶、塔底产品得摩尔分率 ………………………………………8
1、2原料液及塔顶、塔底产品得平均摩尔质量 …………………………………8
1、3物料衡算 ………………………………………………………………………8
2 塔板数得确定 ……………………………………………………………………9
2、1甲苯、乙苯得温度-组成………………………………………………………10
2、2确定操作得回流比R …………………………………………………………11
2、3求操作线方程 ………………………………………………………………12
2、4图解法求理论塔板层数………………………………………………………13
3 塔得操作工艺条件及相关物性数据得计算……………………………………14
3、1操作压力计算 ……………………………………………………………… 14
3、2操作温度计算 …………………………………………………………… 14
3、3平均摩尔质量计算 ………………………………………………………… 15
3、4平均密度计算…………………………………………………………………15
3、5液体平均表面张力计算………………………………………………………18
3、6液体平均粘度计算 …………………………………………………………20
4 精馏塔得气、液相负荷计算……………………………………………………22
4、1精馏段气、液相负荷计算……………………………………………………22
4、2提馏段气、液相负荷计算……………………………………………………22
5 精馏塔得塔体工艺尺寸计算……………………………………………………23
5、1塔径得计算 …………………………………………………………………23
5、2精馏塔有效高度得计算 ……………………………………………………25
6 塔板主要工艺尺寸得计算………………………………………………………25
6、1溢流装置计算…………………………………………………………………25
6、2塔板布置………………………………………………………………………27
7 筛板得流体力学验算……………………………………………………………30
7、1塔板压降 ……………………………………………………………………30
7、2液面落差…………………………………………………………………… 32
7、3液沫夹带 ……………………………………………………………………32
7、4漏液 …………………………………………………………………………33
7、5液泛………………………………………………………………………… 33
8 塔板负荷性能图…………………………………………………………………34
8、1精馏段塔板负荷性能图………………………………………………………35
8、2提馏段塔板负荷性能图………………………………………………………37
9 精馏塔得设计计算结果汇总一览表……………………………………………41
10 精馏塔接管尺寸计算…………………………………………………………42
10、1塔顶进气管 …………………………………………………………………42
10、2塔顶回流液管 ………………………………………………………………43
10、3进料管…………………………………………………………………………43
10、4塔釜出料管……………………………………………………………………43
10、5塔釜进气管……………………………………………………………………43
11 主要辅助设备得选型………………………………………………………… 44
11、1冷凝器得设计 ……………………………………………………………… 44
11、1、1确定设计方案 ……………………………………………………………44
11、1、2确定物性数据………………………………………………………………44
11、1、3计算热负荷…………………………………………………………………45
(1)壳程液流量……………………………………………………………………45
(2)壳程流体得汽化潜热…………………………………………………………45
(3)热负荷…………………………………………………………………………46
11、1、4逆流平均温差………………………………………………………………46
11、1、5冷却水用量 ………………………………………………………………46
11、1、6估算传热面积 ……………………………………………………………47
11、1、7换热器得工艺结构尺寸……………………………………………………47
11、1、8换热器核算…………………………………………………………………48
11、1、9换热器主要结构尺寸与计算结果…………………………………………51
11、2再沸器得设计…………………………………………………………………52
11、2、1有关物性得确定……………………………………………………………52
11、2、2估算传热面积、初选换热器型号…………………………………………53
11、2、3传热能力核算 ……………………………………………………………55
11、2、4循环流量得校核 …………………………………………………………61
(1)计算循环推动力…………………………………………………………61
(2)循环阻力…………………………………………………………………61
(3)循环推动力与循环阻力得比值 ……………………………………63
11、2、5再热器主要结构尺寸与计算结果…………………………………………63
第三部分 其它
1 对设计过程得评述、有关问题得讨论与设计自我评价 ……………………64
2 参考文献 ………………………………………………………………………65
3 致谢 ……………………………………………………………………………66
4 绘制工艺流程图、设备图 ………………………………………………………66
第一部分 设计任务书
一、 设计题目:甲苯-乙苯连续精馏塔得设计
二、 设计概述
在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门,塔设备就是一种重要得单元操作设备。其作用实现气—液相或液—液相之间得充分接触,从而达到相际间进行传质及传热得过程。它广泛用于蒸馏、吸收、萃取、等单元操作,在本世纪五十年代以后,随着石油、化学工业生产得迅速发展,相继出现了大批新型塔板,如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。筛板塔就是传质过程常用得塔设备,就是1932年提出得,当时主要用于酿造。它得主要优点有:
(１) 结构比浮阀塔更简单,易于加工,造价约为泡罩塔得60％,为浮阀塔得80％左右。
(２) 处理能力大,比同塔径得泡罩塔可增加10～15％。
(３) 塔板效率高,比泡罩塔高15％左右。
(４) 压降较低,每板压力比泡罩塔约低30％左右。
筛板塔得缺点就是:
(１) 塔板安装得水平度要求较高,否则气液接触不匀。
(２) 操作弹性较小(约2～3)。
(３) 小孔筛板容易堵塞。
但设计良好得筛板塔仍具有足够得操作弹性,对易引起堵塞得物系可采用大孔径筛板,故近年我国对筛板得应用日益增多,所以在本设计中设计该种塔型。[1]
精馏就是化工分离中经常遇到得环节。本设计就是采用筛板塔对组成结构与性质相似得甲苯与乙苯进行精馏分离。本文详细得介绍了甲苯与乙苯筛板精馏分离得设计过程,画出了工艺流程图与精馏塔主要设备图形象直观得展现了设计得结果。
三、设计条件:
(一)操作条件
1、生产产量: 11000 (吨/年)。
2、进料组成:甲苯、乙苯得混合溶液,含甲苯得质量分数为60%。
3、进料状态: 冷液进料
4、回流比:R=2、624
5、料液初温 : 20℃
6、冷却水得温度: 30℃
7、采用间接蒸汽加热塔底加热,蒸汽压力0、5 MPa(表压)
8、精馏塔塔顶压强: 4 KPa(表压)
9、单板压降不大于 0、7 kPa
10、分离要求:塔顶得甲苯含量不小于98%(质量分数),塔底得甲苯含量不大于2%(质量分数)。
(二)塔板类型:筛板塔
(三)工作日:每年工作日为300天,每天24小时连续运行
(四)厂址:安徽省合肥市
(五)设计内容
1. 设计说明书得内容
1） 精馏塔得物料衡算;
2） 塔板数得确定;
3） 精馏塔得工艺条件及有关物性数据得计算;
4） 精馏塔得塔体工艺尺寸计算;
5） 塔板主要工艺尺寸得计算;
6） 塔板得流体力学验算;
7） 塔板负荷性能图;
8） 精馏塔接管尺寸计算;
9） 主要辅助设备得选型;
10） 对设计过程得评述、有关问题得讨论与设计自我评价。
2. 设计图纸要求:
1） 绘制生产工艺流程图(A2号图纸);
2） 绘制精馏塔设计条件图(A1号图纸)。
第二部分 精馏塔得设计
一、 精馏塔得物料衡算
表1 甲苯得物理性质
分子质量:92、14 沸点:110、625℃
温度
(℃)
密度
(kg/m3)
汽化热
(KJ)
比热容
Kg/(mol℃
黏度
mPa、s
表面张力
110
780、3
35、239
0、186
0、245
18、41
120
770、0
32、631
0、191
0、228
17、34
130
759、5
32、004
0、194
0、213
16、27
140
748、8
31、359
0、198
0、200
15、23
表2 乙苯得物理性质[2]
分子质量:106、17 沸点:136、186℃
温度
(℃)
密度
(kg/m3)
汽化热
(KJ)
比热容
(Kg/(mol、℃)
黏度
mPa、s
表面张力

110
785、8
37、547
0、217
0、278
19、86
120
776、2
36、936
0、221
0、259
18、81
130
766、6
36、312
0、225
0、242
17、81
140
756、7
35、642
0、229
0、226
16、82
(一)、原料液及塔顶、塔底产品得摩尔分率
甲苯得摩尔质量MA=92、14 kg/kmol
乙苯得摩尔质量MB=106、17 kg/kmol

(二)、原料液及塔顶、塔底产品得平均摩尔质量
MF=0、6335×92、14＋(1－0、6335)×106、17=97、2820 ㎏/kmol
MD=0、9826×92、14＋(1－0、9826)×106、17=98、3841 kg/kmol
MW=0、0230×92、14＋(1－0、0230)×106、17=105、8473 kg/kmol
(三)、物料衡算
对于甲苯-乙苯双组分得连续精馏塔,根据总物料衡算及甲苯得物料衡算可求得进料流量F及残液流率W。
馏出液流率D=

联立解得W=8、9803 kmol/h , F=24、6849 kmol/h
以塔顶易挥发组分为主要产品,则回收率为

式中:F、D、W分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液得摩尔流量(kmol/h),、、分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液组成得摩尔分率
二、塔板数得确定
表3 按托尼方程常数
Antoine方程常数
物质
A
B
C
温度范围℃
甲苯
6、07954
1344、8
219、482
6～137
乙苯
6、08208
1424、255
213、06
26～163
表4 甲苯乙苯气液平衡[2]
t/℃
110、62
1

101、3089
108、3452
117、7550
127、7931
138、4878

48、0712
51、7611
56、7318
62、0770
67、8163
x
1、0000
0、8755
0、7303
0、5969
0、4738
y
1、0000
0、9364
0、8490
0、7530
0、6477
t/℃
125
128
131
134
136、324

149、8675
161、9614
174、7988
188、4096
199、5043

73、9700
80、5590
87、6044
95、1280
101、2991
x
0、3601
0、2548
0、1571
0、0662
0、0000
y
0、5327
0、4074
0、2710
0、1231
0、0000
1、甲苯、乙苯得温度-组成
甲苯-乙苯属理想物系,可采用图解法求理论板层数。
根据(A、B、C为Antoine方程常数由手册已查得如表1)求得一系列温度下甲苯与乙苯得蒸气压、。
再根据泡点方程与露点方程得到各组t-x(y)
数据,绘出甲苯、乙苯得温度-组成图及平衡曲线。
图 1

2、确定操作得回流比R
由于就是饱与液体进料, 有q=1、xq=xf=0、6335在x～y图上查得yq=0、7845。则最小回流比如下:

而一般情况下R=(1、1～2)Rm ,考虑到精馏段操作线离平衡线较近,故取实际操作得回流比为最小回流比得2倍。
即:R=2Rm=2、6240
图2

3、求操作线方程
精馏段操作线方程为:

提馏段操作线方程为
(1)对于某些进料热状态,当泡点进料时,,则有,所以α=2、106, 由于
精馏段:
=X1=0、9826,y2=0、9826 X2=0、9640,y3=0、9691
X3=0、9370,y4=0、9496 X4=0、8995,y5=0、9224
X5=0、8495,y6=0、8862 X6=0、7871,y7=0、8410
X7=0、7152,y8=0、7889 X8=0、6395,y9=0、7342
提馏段:
X9=0、5674,y10=0、6532 X10=0、4721,y11=0、5461
X11=0、3636,Y12=0、4198 X12=0、2557,Y13=0、2941
X13=0、1652,Y14=0、1886 X14=0、0994,Y15=0、1120
X15=0、1120,Y16=0、0620 X16=0、0304,Y17=0、0306
X17=0148<0、0230
由以上计算可知,理论板层数:精馏段有7块,提馏段有9块
NT=16-1=15块(不含再沸器)
(2)实际塔板数Np得求取
全塔效率 :
精馏段:Np1=NT1/0、53=13、21≈14,取Np1=14块;
提留段:NP2=NT2/0、53=16、98≈17;取Np2=17块;
总塔板数:NP=Np1+Np2=31块。
4、图解法求理论板层数
(1)精馏段操作线为经过点a(0、9826,0、9826)、c(0,0、2711)得直线,与q线交与点q(0、6334,0、7297),而提馏段操作线为经过点q(0、6336,0、7297)、b(0、0230,0、0230)两点得直线。在x-y图中绘出精馏段操作线、提馏段操作线、q线,并绘出梯级。
图解得总理论塔板数NT=16－1=15块(不含再沸器)。其中精馏段NT1=8块,提馏段NT2=7块,第9块为加料板位置。
(2)实际塔板数Np得求取
精馏段:Np1=NT1/0、6=15,取Np1=14块;
提馏段:NP2=NT2/0、6=15、1865;取Np2=17块;
总塔板数:NP=Np1+Np2=31块。[4]
三、塔得操作工艺条件及相关物性数据得计算
(一)、操作压力计算
塔顶操作压力 :PD＝101、3＋4= 105、3 kPa
每层塔板压降 :取△P＝0、7 kPa
进料板压力 :PF＝105、3＋0、7×14＝115、1kPa
塔底操作压力 :PW＝115、1＋0、7×17＝127kPa
精馏段平均压力:Pm1＝(115、1+105、3)/2＝110、2kPa
提馏段平均压力:Pm2＝(115、1+127)/2＝121、05kPa
(二)、操作温度计算
查温度-组成图可得相应温度如下:
塔顶温度 :TD＝109、86℃
进料板温度 :TF＝118、82℃
塔底温度 :TW＝134、49℃
精馏段平均温度 :Tm1＝(109、86＋118、82)/2 =114、34 ℃
提馏段平均温度 :Tm2＝(118、82+134、49)/2=126、655℃
(三)、平均摩尔质量计算
1、塔顶平均摩尔质量计算
由y1==0、9826,查平衡曲线得x1=0、9640

2、进料板平均摩尔质量计算
由 xF＝0、6335,查平衡曲线得yF＝0、7845

3、塔底平均摩尔质量计算
由 xW＝0、023,查平衡曲线得yW＝0、0472

4、精馏段平均摩尔质量

5、提馏段平均摩尔质量

(四)、平均密度计算
1、气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算,即

2、液相平均密度计算
由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下得密度,将其以T为x轴、ρ为y轴分别绘制出甲苯、乙苯得温度-密度曲线图。故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及得温度范围内得密度可用下式求得:
甲苯ρA=-1、0245T＋892、00 ,
乙苯 ρB=-0、9521T＋889、84
而液相平均密度用计算( 式中表示质量分数)。
液相甲苯、乙苯在某些温度下得密度‚
温度 T/℃
60
70
80
90
100
ρ kg/m3
甲 苯
829、3
819、7
810
800、2
790、3
乙 苯
831、8
822、8
813、6
804、5
795、2
温度 T/℃
11

50
ρ kg/m3
甲 苯
780、3
770
759、5
748、8
737、8
乙 苯
785、8
776、2
766、6
756、7
746、6
表5 液相甲苯、乙苯在某些温度下得密度[3]
图3

①、塔顶液相平均密度得计算
由TD＝109、86℃ 得:
ρDA=-1、0245×109、86＋892、00=779、4885 kg/m3
ρDB=-0、9521×109、86＋889、84=785、2423 kg/m3
= + +=0、001283 kg/m3
ρDm =779、4232kg/m3Error! No bookmark name given.
②、进料板液相平均密度得计算
由TF＝118、82 ℃得:
ρFA=-1、0245×118、82＋892、00=770、2689kg/m3
ρFB=-0、9521×118、82＋889、84=776、7115kg/m3
= Error! Reference source not found.Error! Reference source not found.Error! Reference source not found.+ =+=0、001298 Error! No bookmark name given.
ρFm =770、4160kg/m3
③、塔底液相平均密度得计算
由TW＝134、49℃ 得:
ρWA=-1、0245×134、49＋892、00=754、2150 kg/m3
ρWB=-0、952×134、49＋889、84=761、7921 kg/m3
= Error! No bookmark name given.+ = Error! No bookmark name given.+ =0、001326
ρWm = 754、1478kg/m3
④、精馏段液相平均密度
ρLm1=(ρDm＋ρFm)/2=(779、4232+770、4160)/2=774、9196 kg/m3
⑤、提馏段液相平均密度
ρLm2=(ρFm＋ρWm)/2= (770、4160+754、1418)/2=762、2819kg/m3
(五)、液体平均表面张力计算
由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下得表面张力(如表4),将其以T为x轴、σ为y轴分别绘制出甲苯、乙苯得温度-表面张力曲线图(如图4)。故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及得温度范围内得表面张力可用下式求得: 甲苯 σA=-0、1053T＋30、095
乙苯 σB=-0、1016T＋31、046
而液相平均表面张力用计算
表6 甲苯、乙苯在某些温度下得表面张力[3]
甲苯、乙苯在某些温度下得表面张力(σ)ƒ
温度 T℃
60
70
80
90
100
表面张力(mN/m)
甲苯
23、94
22、81
21、69
20、59
19、49
乙苯
25、01
23、96
22、92
21、88
20、85
温度 T℃
11

50
表面张力 (mN/m)
甲苯
18、41
17、34
16、27
15、23
14、19
乙苯
19、83
18、81
17、81
16、82
15、83
图4

1、塔顶液相平均表面张力得计算
由 TD＝109、86℃ 得:
σDA=-0、1053×109、86＋30、095=18、5267mN/m
σDB=-0、1016×109、86＋31、046=19、8842mN/m
σDm=0、9826×18、5267＋(1-0、9826)×19、8842=18、5503mN/m
2、进料板液相平均表面张力得计算
由TF＝118、82℃ 得:
σFA=-0、1053×118、82＋30、095=17、5822 mN/m
σFB=-0、1016×118、82＋31、046=18、9739mN/m
σFm=0、6335×17、5822＋(1－0、6335)×18、9739=18、0923 mN/m
3、塔底液相平均表面张力得计算
由 TW＝134、49 ℃得:
σWA=-0、1053×134、49＋30、095=15、9332mN/m
σWB=-0、1016×134、49＋31、046=17、3818mN/m
σWm=0、023×15、9332＋(1-0、023)×17、3818=17、7204mN/m
4、精馏段液相平均表面张力
σLm1=(σDm＋σFm)/2=(18、5503＋18、0923)/2=18、3213mN/m
5、提馏段液相平均表面张力
σLm2=(σFm＋σWm)/2=(18、0923＋17、7204)/2=17、9064mN/m
（六） 、液体平均粘度计算
已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下得粘度,将其以T为x轴σ为y轴分别绘制出甲苯、乙苯得温度-粘度曲线图。
故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及得温度范围内得粘度可用下式算得:甲苯 :μ=1、2×10-5T2－0、0046T＋0、6010
乙苯 :μ=1、4×10-5T2－0、0053T＋0、6896
液相平均粘度用lgμLm=Σxilgμi计算
表7 甲苯、乙苯在某些温度下得粘度[3]
甲苯、乙苯在某些温度下得粘度(μ)④
温度 T/℃
60
70
80
90
100
粘度mPa·s
甲苯
0、373
0、34
0、311
0、286
0、264
乙苯
0、426
0、388
0、354
0、325
0、3
温度 T/℃
11

50
粘度mPa·s
甲苯
0、245
0、228
0、213
0、2
0、188
乙苯
0、278
0、259
0、242
0、226
0、213
图5

1、塔顶液相平均粘度得计算
由TD＝109、86℃ 得 :
μDA=1、2×10-5×109、862－0、0046×109、86＋0、601=0、2405mPa·s
μDB=1、4×10-5×109、862－0、0053×109、86＋0、6896=0、2763mPa·s
lgμDm=0、9826×lg(0、2405)＋(1-0、9826)×lg(0、2763)
解出μDm=0、2411mPa·s
2、进料板液相平均粘度得计算
由TF＝118、82℃ 得 :
μFA=1、2×10-5×118、822－0、0046×118、82＋0、601=0、2238mPa·s
μFB=1、4×10-5×118、822－0、0053×118、82＋0、6896=0、2575mPa·s
lgμFm=0、6335×lg(0、2238)＋(1-0、6335)×lg(0、2575)
解出μFm= 0、2356mPa·s
3、塔底液相平均粘度得计算
由TW＝134、49℃ 得 :
μWA=1、2×10-5×134、492－0、0046×134、49＋0、601=0、1994mPa·s
μWB=1、4×10-5×134、492－0、0053×134、49＋0、6896=0、2300mPa·s
lgμWm=0、023×lg(0、1994)＋(1-0、023)×lg(0、2300)
解出μWm=0、2292 mPa·s
4、精馏段液相平均粘度

5、提馏段液相平均粘度
[5]
四、精馏塔得气、液相负荷计算
(一)、精馏段气、液相负荷计算
汽相摩尔流率:
汽相体积流量:
汽相体积流量:
液相回流摩尔流率:
液相体积流量:
液相体积流量:
(二)、提馏段气、液相负荷计算
汽相摩尔流率:
汽相体积流量:Error! No bookmark name given.Error! No bookmark name given.Error! No bookmark name given.
汽相体积流量:
液相回流摩尔流率:
液相体积流量:Error! No bookmark name given.Error! No bookmark name given.Error! No bookmark name given.
液相体积流量:
五、精馏塔得塔体工艺尺寸计算
(一)、塔径得计算
1]、 精馏段塔径得计算
取板间距HT=0、40,取板上清液层高度 ＝0、06m。
液气动能参数 :Error! No bookmark name given.Error! No bookmark name given.Error! No bookmark name given.
查Smith通用关联图得7
负荷因子:

最大允空塔气速:
=
取适宜空塔气速:μ1=0、7μF1=
估算塔径 :=,按标准塔径圆整后取塔径D＝1、0m
塔截面积为 AT1=
2、 提馏段塔径得计算
取板间距HT=0、40m,板上清液层高度 ＝0、06m。
液气动能参数 :=

图6 Smith通用关联图
查Smith通用关联图得=0、07
负荷因子:

最大允空塔气速:

取适宜空塔气速:μ2=0、7μF2=
估算塔径 :,为加工方便,圆整取1m上下塔段直径保持一致、
塔得截面积:
表8 板间距与塔径得关系⑤
塔径D/mm
300～500
500～800
800～1600
1600～2400
板间距HT/mm
200,250,300
250,300,350
300,350,400,450,500
400,450,500,550,600
（二） 、精馏塔有效高度得计算
精馏段有效高度: Z精=( Np1-1)HT=(14-1) ×0、4=5、2m
提溜段有效高度: Z提=( Np2-1)HT=(17-1) ×0、4=6、4m
在筒体上开三个人孔H´T,其高度为0、4m
故精馏塔得有效高度Z =Z精＋Z提＋[6]
六、塔板主要工艺尺寸得计算
(一)、溢流装置计算
1、精馏段溢流装置计算
因塔径D＝1m,可选用单溢流弓形降液管平直堰,采用凹形液盘。各项计算如下:
①、堰长: 取m
②、溢流堰高度hw1
由;,根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E1=1、031,对于平直堰,堰上液层高度hOW1可由Francis经验公式计算得:
(6、9731/0、7) =0、01356=13、56mm
hOW应大于6mm,本设计满足要求,板上清液层高度 ＝60mm ,故
③、弓形降液管宽度Wd1与截面积Af1
由查弓形降液管得参数图得:

液体在降液管中停留时间:
故降液管设计合理。
④、降液管底隙高度ho1
因ho=hw-(0、006～0、012) 而不宜小于0、02～0、025 m,以免引起堵塞。则取ho1=29、17mm
hW1-ho1=故降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘,深度取=50mm。
2、提馏段溢流装置计算
因塔径D＝1m,可选用单溢流弓形降液管平直堰,采用凹形液盘。各项计算如下:
①、堰长: 取0、7m
②、溢流堰高度hw2
由;,根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E2=1、035,对于平直堰,堰上液层高度hOW2由Francis经验公式计算:

hOW应大于6mm,本设计满足要求 ,板上清液层高度 ＝60mm ,故
③、弓形降液管宽度Wd2与截面积Af2
因=,塔径D相同故Wd2=Wd1=0、11 m,Af2=Af1=0、07065 m2
液体在降液管中停留时间:
,故降液管设计合理。
④、降液管底隙高度ho2
因ho=hw-(0、006～0、012) 而不宜小于0、02～0、025 m,以免引起堵塞。则取ho2=33、37mm
hw2 -ho2=故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘,深度取=50mm。
(二)、塔板布置
1、精馏段塔板布置
①、塔板得分块
因D1≥800mm,故塔板采用分块式。塔板分为3块。
表9 塔板分块数与塔径得关系
塔径D/mm
800～1200
1400～1600
1800～2000
2200～2400
塔板分块数
3
4
5
6
②、破沫区(安定区)宽度、无效边缘区确定
取破沫区宽度:==0、06 m ;取无效边缘区:Wc1=0、05 m。
③、开孔区面积计算
开孔区面积Aa按计算
其中x1=D/2-(Wd1＋Ws1 )= 0、5-(0、11+0、06)=0、33 m
r1 = D/2-Wc1 =0、5-0、05=0、45 m
故
④、筛孔计算及其排列
本设计所处理得物系无腐蚀性,可选用δ＝3 mm(一般得厚度为3～4mm)碳钢板,取筛孔直径 d01＝5 mm(工业生产中孔径一般在3～10mm之间,4～5mm居多),筛孔按正三角形排列,取孔中心距t为 t1＝3d01＝3 × 5＝15mm(通常采用2、5～5倍孔直径得中心距) 。
筛孔数目:
开孔率为:(开孔率一般在5～15%之间,满足要求)
每层塔板开孔面积:
气体通过筛孔得气速: