均取安全系数为0.7，则空塔气速为
精馏段 u=0.7umax=0.9233m/s D=（4Vs/3.14u）0.5=1.34m 提馏段u?=0.7u0.5
max=0.65524m/s D=（4Vs?/3.14u?）=1.31m
因提馏段塔径和精馏段塔径相差不大，按标准塔径圆整按标准塔径元整后为D=1.4m 截面面积A2
2
T=π×D/4=1.539m 实际空塔气速为：
精馏段u=1.3/1.539=0.845m/s 提馏段u=0.883/1.539=0.574m/s 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=（9-1）×0.4=3.2m 提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（18-1）×0.4=6.8m 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=3.2+6.8+0.8=10.8m ③塔板主要工艺尺寸的计算 溢流装置计算
因塔径D=1.4m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下 ⑴堰长Lw
对单溢流，Lw=（0.6-0.8）D，则均取系数为0.7 取Lw=0.7D=0.7×1.4=0.98m ㈡溢流堰高度hw 由hw=hL-how
选用直平堰，堰上液高度 how=0.00284E（Lh/Lw）2/3 近似取E=1 则
精馏段how=0.013m how?=0.022m 取板上清液高度hL=70mm 精馏段hw=0.07-0.013=0.057m 提馏段hw?=0.07-0.022=0.048m
根据要求，单溢流的how不宜大于60mm-70mm，符合要求。 又0.05-how≦hw≦0.1-hw，即 精馏段0.037≤hw≤0.087 提馏段0.028≤hw?≤0.078 由所计算的结果看均符合要求。 ㈢弓形降液管宽度Wd和截面积Af
10
由Lw/D=0.7
查弓形降液管的参数曲线图得Af/AT=0.095 Wd/D=0.17 故Af=0.095AT=0.095×1.539=0.1462 mWd=0.17D=0.17×1.4=0.238m 验算液体在降液管中的停留时间，即
精馏段θ=3600ATHT/Lh=3600×0.1462×0.4/（0.0027×3600）=21.66s＞5s 提馏段θ?=3600ATHT/Lh=3600×0.1462×0.4/（0.0059×3600）=9.91s＞5s 故降液管设计合理。 ㈣降液管底隙高度h0
h0=Lh/（3600Lwu0?）对精馏段 取u0?=0.08m/s 提馏段则取0.2m/s 精馏段h0=0.0027×3600/（3600×0.98×0.08）=0.034m hw-h0=0.057-0.032=0.025＞0.006m
提馏段h0?=0.0059×3600/（3600×0.98×0.2）=0.030m hw-h0=0.048-0.030=0.018＞0.006m
由于要求降液管的底隙高度一般不宜小于20-25mm，经计算均符合要求，又由于hw-h0均大于6mm，故精馏段和提馏段的降液管底隙高度设计均合理， 则选用凹形受液盘，深度hw?=55mm。 ④塔布的分块
因D≥800mm，故塔板采用分块式。查得“塔板分块数”的表得，精馏段和提馏段的塔板均分为分为4块。 边缘区宽度确定
精馏段和提馏段均取Ws=Ws?=0.09m，Wc=0.05m。 开孔区面积计算
开孔区面积Aa=2（x（r2-x2）0.5+πr2/180sin-1x/r） 其中x=0.5D-（Wd+Ws）=0.7-（0.238+0.09）=0.372m r=0.5D-Wc=0.7-0.05=0.65m
由于开孔面积与精馏段和提馏段的变参数无关，则他们的开孔面积均相等即：Aa=0.911 m ⑤筛孔计算及其排列
本例所处理的物系无腐蚀性。可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。 筛孔按正三角形排列，由于孔中心距t一般为（3-4）do，则此处取孔中心距 t=2.8d0=2.8×5=14mm 筛孔数目n为
11
2
2
2
n=1.155Aa/t2=1.155×0.911/0.014=5368个 开孔率为φ=0.907（0.005/0.014）2=11.57% 气体通过阀孔的气速为
精馏段u0=Vs/A0=1.3/（0.1157×0.911）=12.33m/s 提馏段u0?=Vs/A0=0.883/（0.1157×0.911）=8.38m/s 8、筛板的流体力学验算 ①塔板压降
⑴干板阻力hc的计算
干板阻力hc=0.051（u0/c0）2（ρv/ρL） 由d0/δ=5/3=1.67，查图得c0=0.772计算得
精馏段hc=0.051（12.33/0.772）2（2.4/800.7）=0.039m液柱 提馏段hc?=0.051（8.38/0.8）2（3.793/789.67）=0.027m液柱 ㈡气体通过液层的阻力h1的计算 h1=βhL
精馏段ua=Vs/（AT-Af）=1.3/（1.539-0.1462）=0.933m/s Fo=0.933×（2.4）0.5=1.446Kg1/2/（s×m1/2） 查图得β=0.6
故h1=βhL=0.6×0.07=0.042m液柱
提馏段ua=Vs/（AT-Af）=0.883/（1.539-0.1462）=0.634m/s Fo?=0.634×（3.793）0.5=1.235Kg1/2/（s×m1/2） 查图得β=0.62
故h1=βhL=0.62×0.07=0.0434m液柱 ㈢液体表面张力的阻力
精馏段hσ=4σL/（ρLgd0）=4×20.455×0.001/（800.7×9.81×0.005）=0.0021m液柱 提馏段hσ?=4σL/（ρLgd0）=4×19.745×0.001/（789.67×9.81×0.005）=0.0020m液柱 ㈣气体通过每层塔板的液柱高度
精馏段hp=hc+hL+ hσ=0.039+0.042+0.0021=0.0831m液柱 提馏段hp=hc+hL+ hσ=0.027+0.0434+0.0020=0.0724m液柱 ⑤气体通过每层塔板的压降为
精馏段ΔPp=hpρLg=0.1391×800.7×9.81=652.74Pa＜0.7KPa（设计允许值） 提馏段ΔPp?=hpρLg=0.0724×789.67×9.81=560.86Pa＜0.7KPa（设计允许值） ② 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 ③ 液沫夹带
12
-6
3.2
ev=5.7×10/σL（ua/（HT-hf）） hf=2.5hL=2.5×0.07=0.175m
精馏段ev =5.7×1020.455×（0.933/（0.4-0.175））=0.026Kg液/Kg气＜0.1 Kg液/Kg气 提馏段ev ?=5.7×10-3/19.745×（0.634/（0.4-0.175））3.2=0.0079Kg液/Kg气＜0.1 Kg液/Kg气 故在本设计中液沫夹带量均在允许范围内。 ④ 漏液
对筛板塔，漏液点气速
精馏段u0，min=4.4Co（（0.0056+0.13hL-hσ）ρL/ρv）1/2=4.4×0.772×（（0.0056+0.13×0.07-0.0021）800.74/2.4）1/2=6.96m/s 实际孔速12.33m/s＞u0，min 稳定系数K=uo /u0，min =1.77＞1.5
提馏段u0，min=4.4Co（（0.0056+0.13hL-hσ）ρL/ρv）1/2=4.4×0.772×（（0.0056+0.13×0.07-0.0020）789.67/3.793）1/2=5.52m/s 实际孔速8.38m/s＞u0，min 稳定系数K=uo /u0，min =1.52＞1.5
由于K的适宜范围在1.5-2之间，均符合K的适宜范围。故在本设计中无明显漏液。 ⑤ 液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从Hd≤ψ（HT+hw） 苯甲苯物系属于一般物系，取ψ=0.5，则 精馏段ψ（HT+hw）=0.5×（0.40+0.0599）=0.23m 而Hd=hp+hL+hd
板上不设进口堰，hd可由
hd=0.153×（uo?）2=0.153×0.08×0.08=0.001m液柱 Hd=0.0831+0.07+0.001=0.1541m液柱
提馏段ψ（HT+hw）=0.5×（0.40+0.048）=0.224m 而Hd=hp+hL+hd
hd=0.153×（uo?）2=0.153×0.2×0.2=0.00612m液柱 Hd=0.0724+0.07+0.00612=0.14852m液柱
由于提馏段和精馏段均满足Hd≤ψ（HT+hw），故在本设计中不会发生液泛现象。 9、塔板负荷性能的计算 ①漏液线
由u0，min=4.4Co（（0.0056+0.13hL-hσ）ρL/ρv）u0，min=Vs，min÷Ao hL =hw+how
13
1/2
-3/
3.2
h=0.00284E（L2/3
owh/Lw）
u0，min=4.4Ao﹛（0.0056+0.13 [h2/3w+0.00284E（Lh÷lw） ]-hσ）ρL/ρv﹜1/2 代入数据，整理得
精馏段Vs，min=0.464（2.5+0.1281L2/31/2h） 提馏段V2/3
1/2
s，min=0.464（1.95+0.1281Lh）
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表中
Ls，m3/s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 V3s，m/s 精馏段 0.7338 0.7339 0.7340 0.7342 提馏段 0.6481 0.6482 0.6484 0.6485 由上表数据可作出漏液线。 ②液沫夹带线
以ev=0.1Kg液/Kg气为限，求Vs-Ls关系如下： 由e-6
3.2
v=5.7×10/σL（ua/（HT-hf）） hf=2.5hL
ua=Vs÷（AT-Af）=0.72Vs
精馏段hw=0.057 则hf=0.1425+1.7L2/3s HT-H2/3 f=0 .2575-1.7Ls提馏段h2/3w?=0.048 则hf?=0.12+1.7Ls HT-H2/3f=0 .28-1.7Ls? 代入式中，整理得： 精馏段V2/3 s=2.27-14.844Ls提馏段V2/3
s=2.44-14.684Ls在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表中
Ls，m3/s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs，m3/s 精馏段 2.1707 2.087 1.979 1.889 提馏段 1.989 1.939 1.867 1.796 由上表数据可作出液沫夹带线。 ③液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。 how=0.00284E（Lh/Lw）2/3=0.006 取E=1，则
Ls，min=（0.006×1000÷2.84）2/3×0.98÷3600=0.000836 m3/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。 ④液相负荷上限线
以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由公式得 θ=AfHT÷Ls=4
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