MVF,m?0.930?78.11??1?0.930??112.61?80.52kg/kmol MLD,m?0.728?78.11??1?0.728??112.61?87.49kg/kmol
精馏段：MV,m??78.59?80.52?/2?79.56kg/kmol
ML,m??80.18?87.49?/2?83.84kg/kmol
4.平均密度ρm 1）液相平均密度ρL,m
塔顶：?LD,A?912.13?1.1886t?912.13?1.1886?80.5?816.4kg/m3
?LD,B?1124.4?1.0657t?1124.4?1.0657?80.5?1038.6kg/m3
1?LD,m?aA?LD,A?aB?LD,B?0.980.02???LD,m?819.9kg/m3 816.41038.6进料板：ρLF,A?912.13?1.1886t?912.13?1.1886?88?807.5kg/m3
ρLF,B?1124.4?1.0657t?1124.4?1.0657?88?1030.6kg/m3 1ρLF,m?aAa0.650.35?B???ρLF,m?873.7kg/m3 ρLF,AρLF,B807.51030.63精馏段：?L,m??819.9?873.7?/2?846.8kg/m 2）汽相平均密度ρV,m
?V,m?pmMV,mRTm?108.1?79.56?2.896kg/m3
8.314??273?84.2?5.液体的平均表面张力σm
塔顶：?D,A?21.1mN/m；?D,B?25.9mN/m（80.5℃）
?D,m?????A?B21.1?25.9???????21.15mN/m
?x??x21.1?0.014?25.9?0.986???ABBA?D进料板：σF,A?20.20mN/m；σF,B?25.34mN/m（88℃）
?σAσBσF,m???σx?σxBA?AB?20.20?25.34???????21.38mN/m ?20.20?0.272?25.34?0.728??F?- 11 -
精馏段：?m??21.15?21.38?/2?21.26mN/m 6.液体的平均粘度μL,m
塔顶：查化工原理附录，在80.5℃下有：
μLD,m??μAxA?D??μBxB?D?0.315?0.986?0.445?0.014?0.317mPa?s
加料板：在88℃下有：?LF,m?0.28?0.728?0.41?0.272?0.315mPa?s 精馏段：μL,m??0.317?0.315?/2?0.316mPa?s （五）精馏段的汽液负荷计算
汽相摩尔流率V??R?1?D?1.499?159.40?238.94kmol/h 汽相体积流量Vs?VMV,m3600?V,m?238.94?79.56?1.823m3/s
3600?2.896汽相体积流量Vh?1.823m3/s?6563m3/h
液相回流摩尔流率L?RD?0.499?159.40?79.54kmol/h 液相体积流量Ls?LML,m3600?L,m?79.54?83.84?0.00219m3/s
3600?846.8液相体积流量Lh?0.00219m3/s?7.884m3/h
冷凝器的热负荷Q?Vr??238.94?78.59??310?/3600?1617kW （六）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 1.塔径
1）初选塔板间距HT?500mm及板上液层高度hL?60mm，则：
HT?hL?0.5?0.06?0.44m
2）按Smith法求取允许的空塔气速umax（即泛点气速uF）
?Ls???L?????V??s??V?0.5?0.00219??846.8???????1.823??2.896?0.5?0.0205
查Smith通用关联图得C20?0.0935
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负荷因子C?C20?泛点气速：
?????20?0.2?21.26??0.0935???20?0.2?0.0946
umax?C3）操作气速
??L??V?/?V?0.0946?846.8?2.896?/2.896?1.615m/s
取u?0.7umax?1.13m/s 4）精馏段的塔径
D?4Vs/?u?4?1.823/3.14?1.13?1.433m
圆整取D?1600mm，此时的操作气速u?0.907m/s。 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）lw
取lw?0.7D?0.7?1.6?1.12m
堰上溢流强度Lh/lw?7.884/1.12?7.039m/?m?h??100~130m/?m?h?，满足筛
33板塔的堰上溢流强度要求。 ②出口堰高hw
hw?hL?how
对平直堰how?0.00284E?Lh/lw?2.52/3
2.5由lw/D?0.7及Lh/lw?7.884/1.12 ?5.939，查化工原理图得E?1.07，于是：
how?0.00284?1.07?7.884/1.12?2/3?0.01116m?0.006m（满足要求）
hw?hL?how?0.06?0.01116?0.0488m
③降液管的宽度Wd和降液管的面积Af
由lw/D?0.7，查化原下P147图11-16得Wd/D?0.14,Af/AT?0.09，即：
Wd?0.224m，AT?0.785D2?2.01m2，Af?0.181m2。
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液体在降液管内的停留时间
??AfHT/Ls?0.181?0.5/0.00219?41.32s?5s（满足要求）
④降液管的底隙高度ho
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
??0.08m/s，则有： uoho?Ls0.00219??0.0244m（ho不宜小于0.02~0.025m，本结果满足要求） ?1.12?0.08lwuo2）塔板布置
①边缘区宽度Wc与安定区宽度Ws
边缘区宽度Wc：一般为50~75mm，D >2m时，Wc可达100mm。
安定区宽度Ws：规定D?1.5m时Ws?75mm；D?1.5m时Ws?100mm； 本设计取Wc?60mm，Ws?100mm ②开孔区面积Aa
π2x??Aa?2?xR2?x2?Rsin?1?180R??π0.476?? ?2?0.4760.742?0.4762??0.742sin?1?1800.740???1.304m2式中：x?D/2??Wd?Ws??0.8??0.224?0.100??0.476m
R?D/2?Wc?0.8?0.060?0.740m
3）开孔数n和开孔率υ
取筛孔的孔径do?5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度δ?3mm，且取
t/do?3.0。故孔心距t?3?5?15mm。
?1158?103??1158?103???Aa???1.304?6711（孔） 每层塔板的开孔数n??22????t???15?每层塔板的开孔率υ?0.907?t/do?2?0.907?0.101（υ应在5~15%，故满足要求） 23- 14 -
每层塔板的开孔面积Ao?υAa?0.101?1.304?0.132m2 气体通过筛孔的孔速uo?Vs/Ao?1.823/0.132?13.81m/s 4）精馏段的塔高Z1
Z1??Np1?1?HT??8?1??0.5?3.5m
（七）塔板上的流体力学验算 1.气体通过筛板压降hp和Δpp的验算
hp?hc?hl?hσ
1）气体通过干板的压降hc
?u???13.81?2.896hc?0.051?o?V?0.051??0.0520m ??0.8?846.8?Co??L式中孔流系数Co由do/δ?5/3?1.67查图得出，Co?0.8。 2）气体通过板上液层的压降hl
22hl?β?hw?how??βhL?0.6?0.06?0.036m
式中充气系数β的求取如下：
气体通过有效流通截面积的气速ua，对单流型塔板有：
ua?Vs1.823??0.997m/s
AT?Af2.01?0.181动能因子Fa?ua?V?0.9972.896?1.697
查化原图得β?0.60（一般可近似取β?0.5~0.6）。 3）气体克服液体表面张力产生的压降hσ
4?4?21.26?10?3h????0.00205m
?Lgdo846.8?9.81?0.0054）气体通过筛板的压降（单板压降）hp和Δpp
hp?hc?hl?h??0.0520?0.036?0.00205?0.090m
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