精馏段液相平均密度为 ρLm=（5）液体平均表面张力的计算
液相平均表面张力用式 σσi计算， 甲=∑xi塔顶液相平均表面张力的计算。
当tD=114℃，查液相平均表面张力图得
σ，σ乙=19.42mN/m 甲=17.97mN/m则 σLDm=0.9151x17.97+0.0849x19.42=18.0931mN/m 进料板液相平均表面张力的计算
当tF=126℃时，查液相平均表面张力图得
σ，σ乙=17.51mN/m 甲=16.26mN/m则 σLFm=0.5647x16.26+(1-0.5647)x17.51=16.8041mN/m 精馏段液相表面张力为
σLm=18.0931+16.8041=17.4486mN/m
2（6）液体平均粘度计算
液相平均粘度用式lgμLM=∑xi lgμi计算
塔顶液相平均粘度的计算，tD=114℃，查液相平均粘度图得，
μ， 甲=0.25mPaslgμLDm=0.95631g0.25+0.0437lg0.29
解出 μLDm=0.2516mPa s 进料板液相平均粘度的计算
当tF=126℃ ，查液相平均粘度图得
μ乙=0.24mPa s 甲=0.23mPa s， μlgμLFm=0.5647lg0.23+0.4353lg0.24
解出 μLFm=0.2343mPa s 精馏段液相平均表面张力为
μ（0.2343+0.2516）/2=0.2430mPa s Lm=
乙年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计 15
776.8092+765.0818=770.9455Kg/m3
2=0.29mPa s
陕西科技大学毕业论文 16
2.3.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 （1）塔径的计算 精馏液相体积流率为VS= LS=由umaxVMVm682.376994.3771==5.8381m3/s
3600ρ3600×3.0642VmLMLm432.784695.7842==0.0149m3/s
3600ρLm3600×770.94550.2?L??V????C式中C由式C?C20??计算，其中C20由史密斯关联图查取，
?V?20?LSVS??L?0.00149?3600?770.9455???????0.0405
5.8381?3600?3.0642???V?1212图的横坐标为，
取板间距HT?0.5m,板上液层高度hL?0.08m, 则 HT?hL?0.5?0.08?0.42m 查图的，C20?0.092，
0.20.2???C?C20?L??20??17.4486??0.092????20??0.0895
umax?0.0895770.9455?3.0642?1.4168m/s
3.0642取安全系数为0.76，则空塔气速为
u?0.76umax?0.76?1.4168=1.0768m/s
D?按标准塔径圆整后为D=2.8m 塔截面积为AT?4VS4?1.2769??2.628m ?u??1.0768?4D2??4?2.82?6.1575m2
实际空塔气速为u'?5.8381?0.9470m/s
6.1575（2）精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为
Z精??N精?1?HT??16?1??0.5?7.5m
提馏段有效高度为
年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计
17
Z提??N提?1?HT??16?1??0.5?7.5m
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
Z?Z精?Z提?0.8?7.5?7.5?0.8?15.8m
（3）塔高H
①?N精?1?HT精+?N提?1?HT提=?16?1??0.5+?16?1??0.5=15m ②HT进料=1.5HT精=1.5?0.5=0.75m ③1.3m(第一块板上空间高度) ④h封头上=
12.800D精+0.025=+0.025=0.725m 44⑤1.5m（最后一块板下至液面之间高度） ⑥h封头下=
12.800D提+0.025=+0.025=0.725 44H=①+②+③+④+⑤+⑥=20m
2.3.3 塔板主要工艺尺寸的计算 （1）溢流装置的计算
因塔径D=2.8m选用双溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下： ①堰长lW
取 lW?0.7D?0.7?2.800?1.96m ②溢流堰高度hW 由 hW?hL?hOW
选用平直堰，堰上液层高度hw由式hOW近似取E=1，则hOW2.84?LS?E?1000??lW2/3????2/3计算，
2.84?0.0149?3600???1???10001.96???0.03m
取板上清液层高度hL?80mm 故 hW?0.08?0.03?0.05m ③弓形降液管宽度Wd和截面积Af
陕西科技大学毕业论文 18
由
ALWW?0.7，查相关资料得f?0.094,d?0.152 DATD故 Af?0.094AT?0.094?6.1575?0.5788m2
Wd?0.152D?0.152?2.800?0.4256m
依式??3600AfHTLS验算液体降液管中停留的时间，即
3600?0.5788?0.5?19.4228s?5s
0.0149?3600 ??故降液管设计合理。 ④降液管底隙高度h0
h0?'取 u0?0.1m/s
LS '3600lWu0则 h0?0.0149?3600?0.076m
3600?1.96?0.1hW?h0?0.0542?0.076??0.0218m
以保证液体由降液管流出时，不致受到很大阻力，进口堰与降液管间的水平距离hl不应h1
（2）塔板布置 ①塔板的分块
因D≥800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔板分七块。 ②边缘区宽度确定
取WS?WS'?0.090m,WC?0.05m ③开孔区面积计算
??r2?1x???r2?1x1?2222 Aa?2?xr?x?sinsin??2?x1r?x1?? (2?11)
180r??180r??其中 x? x1? r?D2.800??Wd?WS???(0.4256?0.09)?0.8844m 22Wd0.4256?WS?????????????m 22D2.800?Wc??0.05?1.35m 22
年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计
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则 Aa?2.7856m ④浮阀数目及其排列 气体通过阀孔时的动能因数为
F0?u0?V (2?12)
根据工业生产装置的数据，F0的数值常在9～12之间。 阀孔气速的计算
u0?阀孔数N的计算
F0?V?10?5.7127m/s
3.0642N??4VSd0u02 (2?13)
取阀孔直径d0?0.039m
N?5.8381?4?856个
?0.0392?5.7127浮阀排列方式采用等六边形取同一横排的孔心距t?80mm?0.080m固定底边尺寸取
t'?70mm?0.070m根据画图得810个与计算数目基本相同。
所以实际伐孔气速为
u0?6.0365m/s
F0?6.0365?3.06420.5?10.5668
阀孔动能因数F0变化不大，仍在9～12内。
2810?0.039?10000?15.7100 塔板开孔率 ??Nd/D?10000?22.82022.3.4浮阀塔板的流体力学验算
（1）塔板压降 hp?hc?h1?h? (2?14)
①干板阻力的计算
u0c?1.82573.1?5.6866m/s
3.0642