lg?LFm?xFlg??(1?xF)lg?
AB?0.385lg0.4352?(1?0.385)lg0.3598
??LFM?0.3871mpa?s
塔底液相平均粘度的计算 由tw?97.63?C 查表的
?A?0.3804mpa?s ?B?0.291m0pa?s
lg?wM=XWlg?A+(1-XW)lg?B
=0.01lg0.3804+（1-0.01）lg0.2910
??LWM?0.2918mpa?s
精馏段液相平均粘度为：
?Lm?(?LDM??LFM)/2?0.4135mpa?s
提馏段液相平均粘度为：
?Lm?(?LWM??LFM)/2?0.33945mpa?s
表 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据汇总
平均 压力
平均 温度 (℃)
汽相
塔顶 进料板 塔釜 精馏段 提馏段
105.3 111.6 115.1 108.45 113.35
78.05 79.26 97.63 78.65 88.445
44.6 34.38 18.42 39.49 26.4
液相 44.04 28.78 18.28 36.41 23.53
汽相 \\ \\ \\ 1.46 1.006
液相 748.9
平均摩尔质量 (㎏／Kmol)
平均密度 (㎏／m)
3液相平均 表面张力 (mN 19.60
液相平 均粘度
?KPa?
m) ?mPa?s? 0.440 0.387 0.292 0.4135 0.33945
817.31 44.52 958.66 58.81 782.7
32.06
887.98 51.67
3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 3.4.1 塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为 Vs1?VMVM1268.875?39.39??2.015m3/s
3600?VM13600?1.46416
Ls1?LMLM1209.125?36.41??0.002702m3/s3600?LM13600?782.7
提馏段的气、液相体积流率为
V'MVM2268.875?26.68Vs2???1.981m3/s
3600?VM23600?1.006L'MLM2346.115?28.46Ls2???0.003081m3/s
3600?LM23600?887.98由
Umax?C????LVV
由下式计算精馏段：
c20由史密斯关联图查取：
图的横坐标为：
Ls1?L11/20.002702?3600782.71/2()?()?0.031Vs1?v102.015?36001.464取板间距 HT?0.40m 板上液层高度 hL?0.05m，则
HT-hL=0.40-0.05=0.35m
查图得 C20?0.075
C1?C20(?L120)0.2?0.075?(32.060.2)?0.0824 20U1,max?C?L1??V1?V1
?0.0824=1.903m/s
782.7?1.4641.464
取安全系数为0.7，则空塔气速为：
u1?0.7u1,max?0.7?1.903?1.332m/s
D1?4Vs14?2.015??1.3871m ?u13.14?1.334按标准塔径圆整后为D1=1.4m
17
塔截面积为 AT1??4D1?23.14?1.42?1.538m62 4精馏段实际空塔气速为 u1?提馏段： 图的横坐标为：
VS12.015??1.310m/sAT11.5386
Ls2?L21/20.003081?3600887.981/2()??()?0.046Vs2?v21.981?36001.006取板间距 HT?0.40m 板上液层高度 hL?0.05m，则
HT?hL?0.40?0.05?0.35m
查图得 C20?0.076
C2?C20(?L220)0.2?0.076?(51.670.2)?0.0919 20U2,max?C2?L2??V2?V2
?0.0919
=1.026m/s
887.98?1.0061.006
取安全系数为0.7，则空塔气速为：
u2?0.7u2,max?0.7?2.729?1.91m/s
D2?4Vs24?1.981??1.15m/s ?u23.14?1.91按标准塔径圆整后为D2=1.4m 塔截面积为 AT2??4D2?23.14?1.42?1.538m62 4提馏段实际空塔气速为 u2?VS21.9811??1.28m8/s AT21.53863.4.2 精馏塔有效高度的计算
精馏塔有效高度为：
Z精?（N精?1）HT?（8?1）?0.40?2.8m
提馏段有效高度为：
18
Z提?（N提?1）HT?（14?1）?0.40?5.2m
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?2.8?5.2?0.8?8.8m
1.6～2.4 350～600 2.4～4.0 400～600 表5 塔板间距与塔径的关系
塔 径/D，m 板间距/HT，mm
0.3～0.5 200～300 0.5～0.8 250～350 0.8～1.6 300～450 由表验算以上所计算的塔径对应的板间距均符合，所以以上所假设的板间距均成立。
3.5 塔板主要工艺尺寸的计算
3.5.1溢流装置计算
因塔径D=1.4m ,可选用单溢弓形降液管,采用凹形受液盘.各项计算如下: 3.5.1.1堰长lW的计算
堰长一般根据经验公式确定，对于常用的弓形降液管：
单溢流 lw?(0.6~0.8)D
堰长 lw取 lw?0.66D?0.66?1.4?0.924m 3.5.1.2溢流堰高度hW的计算
溢流堰高度hw可由下式计算：hw?hL?how
式中：hL——板上清液层高度，m；一般取50~100mm.
how——堰上液层高度，m.；一般设计时不宜超过60~70 mm. 对于平直堰，堰上液层高度how可用弗兰西斯（Francis）公式计算，即
how2.84?Lh?E?1000??lw????2/3
3式中：Lh——塔内液体流量，m/h E——液体收缩系数。 近似取E=1 精馏段：
LS1?0.0027m032/s，故取Lh?0.002702m3/s则
19
how12.840.002702?36003??1?()?0.0136m 10000.9242取板上清液层高度 hL?0.05m 故 hw1?0.05?0.0136?0.0364m提馏段：
LS2?0.003081m3/s则 m3/s， 故取 Lh?0.003081
how2?2.840.003081?36002/3?1?()?0.01489m10000.924取板上清液层高度 hL?0.05m 故 hw2?0.05?0.0148?90.035m1 3.5.1.3弓形降液管宽度Wd及截面积AF 精馏段： 由
lw0.406??0.58D0.7查弓形降液管的参数表得：
AAF?0.0722WDd?0.124T得： AF?0.0722AT?0.0722?1.5386?0.111m Wd?0.124D?0.124?1.4?0.1736m
液体在降液管中停留时间,按式??23600AFHT?3?5s，即
LH??3600AFHT3600?0.111?0.40??16.43s?5s
Lh0.002702?3600故降液管设计合理，可以实现分离。 提馏段：
由
lw?0.66 D查弓型降液管参数图得：
AAF?0.0722WDd?0.124T20