甲苯-乙苯的精馏工艺设计
③、开孔区面积计算 开孔区面积Aa2=Aa1=0.5353 m2 ④、筛孔计算及其排列
同样选用δ＝3 mm碳钢板，筛孔直径 d02=d01＝5 mm，按正三角形排列，孔中心距t为 t2=t1＝3d01＝3 × 5＝15mm。 筛孔数目：n2=n1=2755个
开孔率为：?2??1?10.0778% （满足要求）
每层塔板开孔面积：Ao2??2Aa2?0.100778?0.5353?0.05395 m2
uo2?Vs2/Ao2?0.6159/0.05395?11.41613 m/s表 气体通过筛孔的气速：
8 单流型塔板某些参数推荐值
塔D/mm 径塔截面（Ad/AT） 积AT/m2 /% lW/D 弓形降液管 堰长堰降液管积宽面lW/mm 800 7.227 0.661 5290.726 0.800 0.650 650 0.714 714 0.800 800 bD/mm Ad/mm2 0.0363 0.0502 0.0717 0.0534 0.0770 0.1120 0.0816 0.1150 0.1610 ，100 0.0527 10.0 14.2 581，640 125 160 120 150 200 150 290 240 1000 6.8 0.7854 9.8 14.2 1200 7.22 0.661 794 0.730 876 0.800 960 1.1310 10.2 14.2
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甲苯-乙苯的精馏工艺设计
七 、 筛板的流体力学验算 (一) 、塔板压降 1、精馏段的塔板压降 ①、干板阻力hc1计算
1?Vm1?u01?? 干板阻力hc1由hc1?? 计算 ???2g?Lm1?C01??2 d01/δ＝5/3＝1.6667，由孔流系数图查得孔流系数C01＝0.8011
13.2508?12.4337???? 故hc1???0.05162 m 液柱 2?9.81773.2563?0.8011?2 ②、气体通过板上液层的压降hl1
气体通过有效流通截面积的气速ua1，对单流型塔板有： ua1?Vs10.6708??0.939 m/s
AT1?Af10.785?0.07065 动能因子：Fa1?ua1?Vm1?0.939?3.2508?1.6931
查充气系数图得充气系数：?1?0.60（一般可近似取β?0.5~0.6）。 故hl1??1?hw1?how1???1hL?0.60?0.06?0.036 m ③、液体表面张力的阻力h?计算 液体表面张力所产生的阻力h?由h??4?Lm计算 ?Lmgdo4?Lm14?18.1241?10?3??0.0019114 m 液柱 h?1??Lm1gdo1773.2563?9.81?0.005 ④、气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 hp1?hc1?hl1?h?1?0.05162?0.0360?0.0019114?0.0895314 m 气体通过每层塔板的压降为 ：
?pp1??Lm1ghp1/1000?773.2563?9.81?0.08953/1000?0.6791 kPa?0.7 kPa（满
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甲苯-乙苯的精馏工艺设计
足工艺要求）。 2、提馏段的塔板压降 ①、干板阻力hc2计算
1? 干板阻力hc2由hc2??Vm22g?Lm2?u02????C?? 计算 ?02?2 d02／δ＝5／3＝1.6667，查得孔流系数C02＝0.8011
13.7023? 故hc2?2?9.81763.6458?11.41613?????0.05018 m 液柱 ?0.8011?2 ②、气体通过板上液层的压降hl2
气体通过有效流通截面积的气速ua2，对单流型塔板有： ua2?Vs20.6159??0.8622 m/s
AT2?Af20.785?0.07065 动能因子：Fa2?ua2?Vm2?0.8622?3.7023?1.65896 查图得充气系数：?2?0.60（一般可近似取β?0.5~0.6）。 故hl2??2?hw2?how2???2hL?0.60?0.06?0.036 m ③、液体表面张力的阻力h?计算 液体表面张力所产生的阻力h?由h?? h?24?Lm计算 ?Lmgdo4?Lm24?17.4532?10?3???0.001864 m 液柱 ?Lm2gdo2763.6458?9.81?0.005 ④、气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 hp2?hc2?hl2?h?2?0.05018?0.0360?0.001864?0.08805 m 气体通过每层塔板的压降为 ：
?pp2??Lm2ghp2/1000?763.6458?9.81?0.08805/1000?0.65958 kPa?0.7 kPa （满足工艺要求）。
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甲苯-乙苯的精馏工艺设计
(二)、 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 (三)、 液沫夹带
液沫夹带量可用式eV?5.7?10?6?Lm??ua???HT?2.5hL?3.2计算：
3.2?ua15.7?10?6? 精馏段液沫夹带量eV1???Lm1?H?2.5hL??T3.25.7?10?60.939??? ?? 18.1241?10?3?0.5?2.5?0.06?? ?0.00734 kg液/kg气?0.1kg液/kg气 提馏段液沫夹带量:eV2?ua25.7?10?6????Lm2??HT?2.5hL?3.2
3.25.7?10?60.8622??? ??17.4532?10?3??0.5?2.5?0.06?
?0.005847 kg液/kg气?0.1kg液/kg气 （验算结果表明产生的雾沫夹带量在本设计范围内允许） (四) 、漏液
对筛板塔，漏液点气速(下限气速)uOM可由下式计算，即 uOM?4.4C0（0.0056?0.13hL?h?）?Lm?Vm
uOM1?4.4C0（0.0056?0.13hL?h?1）?Lm1?Vm1（0.0056?0.13?0.06?0.0019114）?773.2563
3.2508 精馏段： ?4.4?0.8011? ?5.82693 m/s 实际孔速uo1＝12.4337 m/s＞uOM1
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甲苯-乙苯的精馏工艺设计
稳定系数为K1=uo1/uOM1=12.4337/5.82693=2.134>1.5
uOM2?4.4C0（0.0056?0.13hL?h?2）?Lm2?Vm2（0.0056?0.13?0.06?0.001864）?763.6458
3.7023 提馏段： ?4.4?0.8011? ?5.4372 m/s 实际孔速uo2＝11.41613 m/s＞uOM2
稳定系数为K2=uo2/uOM2=11.41613/5.4372=2.1>1.5 （故在本设计中无明显漏液）。 (五) 、液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从Hd≤φ(HT+hW) 苯一甲苯物系属一般物系，取φ＝0.5，则 φ(HT+hW)=0.5×(0.50+0.04394)=0.27197 m
而Hd=hP+hL+Δ+hd，板上不设进口堰，本设计采用平直堰Δ=0，
?Ls?hd可由hd?0.153??lh??计算，即
?wo??Ls1??0.002438???0.153? 精馏段：hd1?0.153????0.001527 m ?lh?0.7?0.03486???w1o1?222 故Hd1=0.08953+0.06+0.001527=0.1511 m液柱 。 提馏段：hd2?Ls2??0.00404???0.153??0.153????0.00612 m ?lh?0.7?0.02886???w2o2?22 故Hd2=0.08805+0.06+0.00612=0.1542 m液柱 。
因Hd1和Hd2都小于φ(HT+hW),故在本设计中不会发生液泛现象。 通过流体力学验算，可认为精馏段和提馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选HT及hL，进行优化设计，在此不再赘叙。
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