本文格式為Word版，下載可任意編輯——化工原理課程設計苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

表1苯和甲苯的物理性質項目苯A甲苯B0溫度C分子式C6H6C6H5—CH380.1101.3340.0分子量M78.1192.1385116.946.080.11.000沸點（℃）80.1110.690135.554.095155.763.3900.581臨界溫度t（℃）C288.5318.57100179.274.3950.412臨界壓強PC（kPa）6833.44107.7表2苯和甲苯的飽和蒸汽壓105204.286.01000.2580.456110.6240.00PA,kPaPB，kPa0表3常溫下苯—甲苯氣液平衡數據（[2]：P8例1—1附表2）

0溫度C850.7801050.1300.26212016.217.3液相中苯的摩爾分率汽相中苯的摩爾分率溫度苯，mN/m甲苯，Mn/m

1.0000.9000.7770.630表4純組分的表面張力([1]：P378附錄圖7)

902020.66

8021.221.710018.819.511017.518.4苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

表5組分的液相密度([1]：P382附錄圖8)

溫度(℃)苯,kg/m3甲苯,kg/m3溫度(℃)苯（mPa.s）800.30880814809900.2790.286908058011007917911000.2550.2641107787801100.2330.2541207637681200.2150.228表6液體粘度μL（[1]：P365）

甲苯（mPa.s）0.311表7常壓下苯——甲苯的氣液平衡數據溫度t℃110.56109.91108.79107.61105.05102.79100.7598.8497.1395.5894.0992.6991.4090.1180.8087.6386.5285.4484.4083.3382.2581.1180.6680.2180.01液相中苯的摩爾分率x0.001.003.005.0010.015.020.025.030.035.040.045.050.055.060.065.070.075.080.085.090.095.097.099.0100.0氣相中苯的摩爾分率y0.002.507.1111.220.829.437.244.250.756.661.966.771.375.579.182.585.788.591.293.695.998.098.899.61100.01.2精餾塔的物料衡算

(1)原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率苯的摩爾質量

7

苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

甲苯的摩爾質量MB?92.13kg/kmol

0.75/78.11?0.7800.75/78.11?0.25/92.13

0.98/78.11xD??0.9830.98/78.11?0.02/92.13

0.085/78.11xW??0.0990.085/78.11?0.915/92.13

（2）原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量xF?MF?0.780?78.11?(1?0.780)?92.13?81.20(kg/kmol)MD?0.983?78.11?(1?0.983)?92.13?78.40(kg/kmol)MW?0.099?78.11?(1?0.099)?92.13?90.73(kg/kmol)

（3）物料衡算原料處理量

90000000F??1.49?102(kmol/h)81.20?310?24總物料衡算D?W?1.49?10苯物料衡算0.780F?0.983D?0.099W聯立解得

2D?1.19?10kmol/h2W?0.30?10kmol/h

2式中F原料液流量D塔頂產品量W塔底產品量

3塔板數的確定

（1）理論板層數NT的求取

苯一甲苯屬理想物系，可采逐板計算求理論板層數。①求最小回流比及操作回流比。采用恩特伍德方程求最小回流比。

ai(xD,i)m???ai???Rm?1?ai(xF,i)?1?q??a??i?

解得，最小回流比

Rm?0.73

8

苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

取操作回流比為

R?1.8Rm?1.31

②求精餾塔的氣、液相負荷

L?RD?1.31?119?155.89(kmol/h)V?(R?1)D?(1.31?1)?119?274.89(kmol/h)

V'?(R?1)D?(1?q)F?2.31?119?274.89(kmol/h)(泡點進料：q=1)L'?RD?qF?1.31?119?1?149?304.89(kmol/h)

③求操作線方程精餾段操作線方程為

Rxxn?D?0.567xn?0.426R?1R?1

yn?1?提餾段操作線方程為

WxL'yn?1?'xn?W?1.109xn?0.011VV'

（2）逐板法求理論板

1xD?(1?xd)[?]可解得?=2.47??1xF1?xf又根據Rmin?相平衡方程y??x2.475x解得?1?(??1)x1?1.475xy2.47xx?y?2.47?1.47y1?1.47x變形得

用精餾段操作線和相平衡方程進行逐板計算

y1?xD=0.983，x1?y1y1?=0.959

y1??(1?y1)y1?2.475(1?y1)9

苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

y2?0.567x1?0.426?0.970，

x2?y?0.9592.47?1.47y

y3?0.567x2?0.426?0.953x3?，

y?0.8912.47?1.47y3y?0.8452.47?1.47y4

y4?0.567x3?0.426?0.931x4?，

y5?0.567x4?0.426?0.905x5?，

y?0.7952.47?1.47y5

y6?0.567x5?0.426?0.877x6?，

y?0.7422.47?1.47y6

由于,

x6?0.742?xF?0.780

故精餾段理論板n=5，用提留段操作線和相平衡方程繼續逐板計算

x7?，

y7?0.567x6?0.426?0.811y?0.6352.47?1.47y7y?0.4782.47?1.47y8

y8?0.567x7?0.426?0.693x8?，

y9?0.567x8?0.426?0.519x9?，

y?0.3042.47?1.47y9y?0.1642.47?1.47y10

y10?0.567x9?0.426?0.326x10?，

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化工原理課程設計

苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

專業年級姓名指導老師

：化學工程與工藝：

2023年月

：苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

目錄

一序言3二板式精餾塔設計任務書五4三設計計算5

1.1設計方案的選定及基礎數據的搜集51.2精餾塔的物料衡算71.3精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算121.4精餾塔的塔體工藝尺寸計算161.5塔板主要工藝尺寸的計算181.6篩板的流體力學驗算201.7塔板負荷性能圖23四設計結果一覽表29五板式塔得結構與附屬設備30

5.1附件的計算30

5.1.1接納305.1.2冷凝器325.1.3再沸器325.2板式塔結構33六參考書目35七設計心得體會35八附錄37

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苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

一序言

化工原理課程設計是綜合運用《化工原理》課程和有關先修課程（《物理化學》，《化工制圖》等）所學知識，完成一個單元設備設計為主的一次性實踐教學，是理論聯系實際的橋梁，在整個教學中起著培養學生能力的重要作用。通過課程設計，要求更加熟悉工程設計的基本內容，把握化工單元操作設計的主要程序及方法，鍛煉和提高學生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計算能力等。

精餾是分開液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑驅動下（有時加質量劑），使氣液兩相屢屢直接接觸和分開，利用液相混合物中各組分的揮發度的不同，使易揮發組分由液相向氣相轉移，難揮發組分由氣相向液相轉移，實現原料混合液中各組分的分開。根據生產上的不同要求，精餾操作可以是連續的或間歇的，有些特別的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特別方法進行分開。本設計的題目是苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計，即需設計一個精餾塔用來分開易揮發的苯和不易揮發的甲苯，采用連續操作方式，需設計一板式塔將其分開。

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苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

二板式精餾塔設計任務書五

一、設計題目

苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計。二、設計任務

(1)原料液中苯含量：質量分率＝75％(質量)，其余為甲苯。(2)塔頂產品中苯含量不得低于98％(質量)。(3)殘液中苯含量不得高于8.5％(質量)。(4)生產能力：90000t/y苯產品，年開工310天。三、操作條件

(1)精餾塔頂壓強：4.0kPa(表壓)(2)進料熱狀態：自選(3)回流比：自選。(4)單板壓降壓：≯0.7kPa四、設計內容及要求

(1)設計方案的確定及流程說明(2)塔的工藝計算

(3)塔和塔板主要工藝尺寸的設計

塔高、塔徑以及塔板結構尺寸的確定；塔板的流體力學驗算；塔板的負荷性能圖。(4)編制設計結果概要或設計一覽表(5)輔助設備選型與計算

(6)繪制塔設備結構圖：采用繪圖紙徒手繪制五、時間及地點安排

(1)時間：2023.6.20～2023.7.3(第18周～第19周)(2)地點：明德樓A318（1）教室六、參考書目

[1]譚天恩?化工原理(其次版)下冊?北京：化學工業出版社，1998[2]何潮洪,馮霄?化工原理?北京：科學出版社，2023

[3]柴誠敬,劉國維?化工原理課程設計?天津：天津科學技術出版社，1994[4]賈紹義,柴敬誠?化工原理課程設計?天津：天津大學出版社，2023

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苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

三設計計算

1.1設計方案的選定及基礎數據的搜集

本設計任務為分開苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特別的要求，可以在常

壓下操作。對于二元混合物的分開，應采用連續精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分開物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。塔底設置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。其中由于蒸餾過程的原理是屢屢進行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量好多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設計中設計把其熱量作為低溫熱源產生低壓蒸汽作為原料預熱器的熱源之一，充分利用了能量。

塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有大量均布的篩孔，孔徑一般為3～8mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質過程常用的塔設備，它的主要優點有：

(１)結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60％，為浮閥塔的80％左右。

(２)處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％。(３)塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

(４)壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30％左右。篩板塔的缺點是：

(１)塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。(２)操作彈性較小(約2～3)。

(３)小孔篩板簡單堵塞。下圖是板式塔的簡單圖：

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苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

y11?0.567x10?0.426?0.171x11?，

y?0.0772.47?1.47y11

由于，

x11?0.077?xW?0.099

所以提留段理論板n=5（不包括塔釜）（3）全塔效率的計算

查溫度組成圖得到，塔頂溫度TD=80.94℃，塔釜溫度TW=105℃，全塔平均溫度Tm=92.97℃。

分別查得苯、甲苯在平均溫度下的粘度

?A?0.272(mPa?s)，?B?0.279(mPa?s)

平均粘度由公式，得

?m?0.780?0.272?0.22?0.279?0.274(mPa?s)

全塔效率ET

ET?0.17?0.616lg?m?0.17?0.616lg0.274?0.516

（4）求實際板數精餾段實際板層數

N精?5?9.69?10（塊）0.516

提餾段實際板層數

N提?5?9.69?10（塊）0.516

進料板在第11塊板。

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苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

1.3精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算

（1）操作壓力計算

塔頂操作壓力P＝4+101.3kPa每層塔板壓降△P＝0.7kPa

進料板壓力PF＝105.3+0.7×10＝112.2kPa塔底操作壓力Pw=119.3kPa

精餾段平均壓力Pm1＝（105.3+112.3）／2＝108.8kPa

提餾段平均壓力Pm2=（112.3+119.3）/2=115.8kPa（2）操作溫度計算

依據操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由

安托尼方程計算，計算過程略。計算結果如下：塔頂溫度tD?80.90℃進料板溫度tF＝85.53℃塔底溫度tw=105.0℃

精餾段平均溫度tm=（80.9.+85.53）/2=83.24℃提餾段平均溫度tm=（85.53+105.0）/2=95.27℃（3）平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量計算

由xD=y1=0.957,代入相平衡方程得x1=0.959

ML,Dm?0.959?78.11?(1?0.959)?92.13?78.69(kg/kmol)MV,Dm?0.983?78.11?(1?0.983)?92.13?78.35(kg/kmol)

進料板平均摩爾質量計算

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苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

由上面理論板的算法，得yF＝0.877，xF＝0.742

MV,Fm?0.877?78.11?(1?0.877)?92.13?79.83(kg/kmol)ML,Fm?0.742?78.11?(1?0.742)?92.13?81.73(kg/kmol)

塔底平均摩爾質量計算

由xw=0.077,由相平衡方程，得yw=0.171

MV,Wm?0.171?78.11?(1?0.171)?92.13?89.74(kg/kmol)

ML,Wm?0.077?78.11?(1?0.077)?92.13?91.05(kg/kmol)

精餾段平均摩爾質量

MVm?MLm?78.35?79.83?79.09(kg/kmol)278.69?81.73?80.21(kg/kmol)2

提餾段平均摩爾質量

MVm?MLm?79.83?89.74?84.79(kg/kmol)281.73?91.05?86.39(kg/kmol)2

（4）平均密度計算

①氣相平均密度計算

由理想氣體狀態方程計算，精餾段的平均氣相密度即

PVM108.8?79.09??2.90(kg/m3)RTm8.314?(83.24?273.15)

?Vm?提餾段的平均氣相密度

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苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

?,?VmPVM115.8?84.79??3.21(kg/m3)RTm8.314?(95027?273.15)

②液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即

塔頂液相平均密度的計算由tD＝80.94℃，查手冊得

33??814.0(kg/m);??809.1(kg/m)BA塔頂液相的質量分率

求得aa?0.98

1?L,Dm?0.980.02?;得?L,Dm?813.（9kg/m3）814.0809.1

進料板液相平均密度的計算由tF＝85.53℃，查手冊得

?A?808.6(kg/m3);?B?804.36(kg/m3)進料板液相的質量分率

?A?0.742?78.11?0.710.742?78.11?(1?0.742)?92.13

1?L,Dm?0.710.29?;得?L,Fm?807.（4kg/m3）808.86804.36

塔底液相平均密度的計算由tw＝105.0℃，查手冊得

33??786.4(kg/m);??785.3(kg/m)AB

塔底液相的質量分率

aA?0.077?78.11?0.0660.077?78.11?(1?0.077)?92.13

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苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

1?L,Wm?0.0660.934?;得?L,Wm?784.（9kg/m3）786.4785.3

精餾段液相平均密度為

813.9?807.4?Lm??810.62

提餾段液相平均密度為

807.4?784.9?Lm??796.15（kg/m3）2

(5)液體平均表面張力計算

液相平均表面張力依下式計算，即

塔頂液相平均表面張力的計算由tD＝80.94℃，查手冊得

?A?21.25(mN/m);?B?21.59(mN/m)

?L,Dm?0.983?21.25?0.017?21.59?21.26(mN/m)進料板液相平均表面張力的計算由tF＝85.53℃，查手冊得

?A?21.60(mN/m);?B?21.08(mN/m)?L,Fm?0.742?20.60?0.258?21.08?20.72(mN/m)塔底液相平均表面張力的計算由tW＝105.0℃，查手冊得

?A?18.26(mN/m);?B?19.18(mN/m)?L,Wm?0.077?18.26?0.923?19.18?21.50(mN/m)精餾段液相平均表面張力為

21.26?20.72?Lm??20.99(mN/m)2

提餾段液相平均表面張力為

21.50?20.72?Lm??21.11(mN/m)2

(6)液體平均粘度計算

液相平均粘度依下式計算，即μLm=Σxiμi

塔頂液相平均粘度的計算由tD＝80.94℃，查手冊得

?A?0.305(mPa?s);?B?0.309(mPa?s)?L,Dm?0.983?0.305?0.017?0.309?0.311(mPa?s)進料板液相平均粘度的計算

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苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

由tF＝85.53℃，查手冊得

?A?0.292(mPa?s);?B?0.297(mPa?s)?L,Dm?0.742?0.292?0.258?0.297?0.294(mPa?s)塔底液相平均粘度的計算由tw＝105.0℃，查手冊得

?A?0.244(mPa?s);?B?0.259(mPa?s)?L,Dm?0.077?0.244?0.923?0.259?0.258(mPa?s)

精餾段液相平均粘度為

0.311?0.294?L,m??0.303(mPa?s)2

提餾段液相平均粘度為

0.294?0.259?L,m??0.276(mPa?s)2

（7）氣液負荷計算精餾段：

V?(R?1)D?(1.31?1)?119?274.89(kmol/h)V?MVm274.89?79.09Vs???2.08(m3/s)3600?Vm3600?2.90L?R?D?1.31?119?155.89(kmol/h)LS?V?MLm155.89?80.21??0.0043(m3/s)3600?Lm3600?810.6

提餾段：

V?(R?1)D?(q?1)F?(1.31?1)?119?274.89(kmol/h)Vs?V?MVm274.89?84.79??2.02(m3/s)3600?Vm3600?3.21V?MLm304.89?86.39??0.0092(m3/s)3600?Lm3600?796.15L?R?D?qF?1.31?119?149?304.89(kmol/h)

LS?

1.4精餾塔的塔體工藝尺寸計算

(1)塔徑的計算

塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質、分開效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關。可參照下表所示經驗關系選取。

表7板間距與塔徑關系

塔徑DT，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0板間距HT，200～300250～350300～450350～600400～600

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苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

mm

對精餾段：

初選板間距HT?0.40m，取板上液層高度hL?0.06m，故HT?hL?0.40?0.06?0.34m；

?LS??V?S???L???????V????0.5?0.0043??810.65???????2.08??2.9?0.5?0.0346

0.2???查史密斯關聯圖得C20=0.070；依式C?C20??

?20?????20.98?0.0713校正物系表面張力為20.99(mN/m)時C?C20???0.072????0.0707

2023?????max

可取安全系數為0.7，則（安全系數0.6—0.8），故

???V810.6?2.90?C?0.0707?1.180(m/s)?V2.90

L??0.7?max?0.7?1.180?0.826(m/s)??

按標準,塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速0.66m/s。對提餾段：

初選板間距HT?0.40m，取板上液層高度hL?0.06m，

D?4VS?4?2.08?1.79(1m)3.14?0.826?L????0.0075?783.4?故HT?hL?0.40?0.06?0.34m；?S??Lm??0.0717????0.0901.37?2.90??VS???vm????查[2]：P165圖3—8得C20=0.068；依式C?C20??=0.069

?20?0.21212校正物系表面張力為19.58mN/m時

?max?C???V796.15?3.21?0.069?1.08(m/s)?V3.21L??0.7?max?0.7?1.08?0.759(m/s)D?4VS???4?2.02?1.84(m)3.14?0.759

按標準,塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速1.56m/s。

將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據塔徑的選擇規

17

苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設計塔的時候塔徑取2.0m。

1.5塔板主要工藝尺寸的計算

(1)溢流裝置計算精餾段

因塔徑D＝2.0m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算如下：

a)溢流堰長lw：單溢流去lW=（0.6～0.8）D，取堰長lw為0.60D=0.60×2.0=1.20mb)出口堰高hW：hW?hL?hOW

lW/D?0.60,LhlW2.5?0.0043?3600?9.811.22.52/3查圖可得，E?1.04，則how2.84?0.0043?3600???1.04??10001.2???0.016

故

hw?0.06?0.016?0.044(m)c)降液管的寬度Wd與降液管的面積Af：

Af/AT?0.0722由lw/D?0.66查（[2]：得Wd/D?0.124，P170圖3—13）

故Wd?0.124D?0.124?1.6?0.198m，

Af?0.0722??4D2?0.0722?3.14?1.62?0.1452m24利用([2]：P170式3—10)計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即??AfHTLs?0.1452?0.40?15.70s（大于5s，符合要求）

0.0037'?0.08m/s（0.070.25）d)降液管底隙高度ho：取液體通過降液管底隙的流速?o

依([2]：P171式3—11)：ho?Ls0.0037??0.035m符合（h0?hw?0.006）'lw??o1.06?0.09e)受液盤

采用平行形受液盤，不設進堰口，深度為60mm同理可以算出提溜段相關數據如下：

18

苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

a)溢流堰長lw：單溢流去lW=（0.6～0.8）D，取堰長lw為0.66D=0.8×1.6=1.056mb)出口堰高hW：hW?hL?hOW

由lW/D?0.8Lh/lW2.5?23.34m查知E=1.04,依式how?2.84?Lh?E??1000?lw?2323可得hOW?2.84?Lh?E???0.026m1000?lW?故hw?0.06?0.026?0.034m

c)降液管的寬度Wd與降液管的面積Af：由

lW/D?0.60

Afwd?0.100,?0.052AT查圖得，D

故

wd?0.100D?0.20(m)Af?0.052AT?0.052?3.14?0.163(m2)

計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即??AfHTLs15.16?11.6s（大于5s，符合要求）

'd)降液管底隙高度ho：取液體通過降液管底隙的流速?o?0.1m/s0.08m（/s0.070.25）

ho?Ls?0.0360.032（mm）符合（h0?hw?0.006）'lw??o(2)塔板布置

精餾段

①塔板的分塊

因D≥800mm，故塔板采用分塊式。塔極分為4塊。對精餾段：a)取邊緣區寬度

wc?0.04(m)(30?50mm)

安定區寬度

19

苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

ws?0.07(m)

??R2x?22sin?1?計算開空區面積b)Aa?2?xR?x?180R??R?DD?wc?1?0.04?0.96(m)x??(wd?ws)?1?(0.2?0.07)?0.73(m)22，

解得，

Aa?2.50(m)

c)篩孔數n與開孔率?：取篩空的孔徑d0為5mm，正三角形排列，一般碳的板

.0，厚為3mm,取t/d0?33.5

?5?15.0故孔中心距t?3.05×5=17.5mm

篩孔數

1158?1031158000n??A??2.50?9453(個)a22t17.5

則每層板上的開孔面積A0為

2A??A?0.0740?2.50?0.185(m)0a

氣體通過篩孔的氣速為

?0?VS2.08??11.24(m/s)A00.185

1.6篩板的流體力學驗算

塔板的流體力學計算，目的在于驗算預選的塔板參數是否能維持塔的正常操

作，以便決定對有關塔板參數進行必要的調整，最終還要作出塔板負荷性能圖。(1)氣體通過篩板壓強相當的液柱高度計算精餾段：

a)干板壓降相當的液柱高度hc：依d0/??5/3?1.67，查《干篩孔的流量系數》圖得，C0=0.84由式

hc?0.051

?????0.051???????0.0327

u02evc0el11.2420.842.90810.6520

苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

b)氣體穿過板上液層壓降相當的液柱高度hl：

?a?VsAT?Af??1?0.052??3.142.08?0.70?m/s?，

Fa?uaev?0.7?2.90?1.19

由?o與Fa關聯圖查得板上液層充氣系數?o=0.66，依式

hl??0hL??0?hw?how??0.66??0.044?0.016??0.0396

c)戰勝液體表面張力壓降相當的液柱高度h?：依式

h??故

4?elgd0?4?20.99?10-3?0.00211，

hp?0.00211?0.0396?0.0327?0.0744則單板壓強：

?pp?hpelg?0.0744?810.65?9.8?591.0?p??700?p?(2)液面落差

對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。

(3)霧沫夾帶

ev?ua5.7?10?6?HT?hf??3.2?5.7?10?620.99?10?3??3.20.70.4?2.5?0.06??7.32?10?3kg液/kg水?0.1kg液/kg水故在設計負荷下不會發生過量霧沫夾帶。(4)漏液

由式

?ow?4.4co?el/ev??0.0056?0.13hL?h??

.65??6.57?m/s??0.0056?0.13?0.06?0.00211??8102.90?ow?4.4?0.84?K?篩板的穩定性系數漏液。（5)液泛

U011.24??1.71?1.5UOW6.57，故在設計負荷下不會產生過量

為防止降液管液泛的發生，應使降液管中清液層高度Hd???HT?hw?依式Hd?hp?hl?hd，而

?LS??0.0043??3?hd?0.153???0.153????1.52?10?L?h??1.2?0.036??W0?

H?0.0593?0.06?0.00152?0.121m

21

22苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

取??0.5，則

??HT?hw??0.5??0.4?1.17??0.785

故Hd???HT?hw?在設計負荷下不會發生液泛。

根據以上塔板的各項液體力學驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。

同精餾段公式計算，提溜段各參數計算如下：(1)氣體通過篩板壓強相當的液柱高度計算a)干板壓降相當的液柱高度：

?10.9??3.21???0.051??hc?????0.0346?m??0.84??796.4?

2b)氣體穿過板上液層壓降相當的液柱高度：

??uaVS?2.02??0.679AT?Af3.14?0.163??V??0.679?3.21?1.22Fa?ua，

由?o與Fa關聯圖查得板上液層充氣系數?o=0.65，依式

??0.65?0.06?0.039h1c)戰勝液體表面張力壓降相當的液柱高度：

4?4?21.11?10?3??h???0.00216?m??3?Lgd0796.4?9.8?5?10，

故

h?p?0.0346?0.039?0.00216?0.0758(m)

則單板壓降：?p??0.0758?796.4?9.8?0.591?0.7(kPa)（2）液面落差

對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。(3)液沫夾帶

5.7?10?6?0.679???ev????321.11?100.25??3.2?0.0066(kg液/kg氣）?0.1(kg液/kg氣）

故在設計負荷下不會發生過量霧沫夾帶。(4)漏液

d0?

?5?1.673

22

苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

查得：

c0?0.84??4.4c0uow?0.0056?0.13hL?h???L/?vK??4.4?o.84??0.0056?0.13?0.06?0.0021??810.6?2.9篩板的穩定性系數漏液。(5)液泛

uo11.24??1.71?1.5uow6.57，故在設計負荷下不會產生過量

為防止降液管液泛的發生，應使降液管中清液層高度Hd???HT?hw?依式Hd?hp?hl?hd，而

?LS??0.0043??3?hd?0.153???0.153??1.52?10???L?h??1.2?0.036??W0?

H?0.0593?0.06?0.00152?0.121m

22取??0.5，則

??HT?hw??0.5??0.4?1.17??0.785

故Hd???HT?hw?在設計負荷下不會發生液泛。

根據以上塔板的各項液體力學驗算，可認為提餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。

1.7塔板負荷性能圖

精餾段：(1)霧沫夾帶線

ev?5.7?10?6霧沫夾帶量

??ua??H?hf?T????3.2

uaVsVS??0.336VsAT?Af0.25?D2?0.163

2?3??]?0.11?1.54LS?23?3600LShf?2.（5hw?how)?2.5[hw?2.84?10E??lw??323

苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計

取

??20.99mN/mev?0.1(kg液/kg氣），前面求得m,精，

5.7?10?6??uaev??H?h?f?T代入

????3.223，整理得：Vs?5.11?29.05Ls表8

在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3-19。

Ls/(m3/s)0.003Vs/(m3/s)4.506由上表數據即可作出霧沫夾帶線。(2)液泛線

由E=1.04,lW=1.2得：

230.0044.3780.0054.2610.0064.1512?3600Ls??3600Ls?2.842.843???how??E????1.04??0.614Ls????10001000?lw??lw?23

?u0?hc?0.051??c???o?2?VS???v???v?VS??2.90?32???????0.051???0.051??7.555?10VS??????c?????0.84?0.185?810.7?L??0??L?2222??3?3h1??0?hw?how??0.66???0.044?0.614Ls??0.029?0.405Ls??

?3h?2.11?10(m)，?已算出

23shp?hc?h1?h??7.555?10V?0.029?0.405L?2.11?10?3?32s

?LS?LS??2?hd?0.153??0.153??81.983L??s?lh?1.2?0.0