苯甲苯连续精馏筛板塔的设计.doc

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1、化工设计之课程设计-苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计院校：闽南师范大学化学与环境院班级：10应用化学（1）班姓名：学号：100604131序 言化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广

2、泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。目录序言. 1板式精馏塔任务计划书. 3设计计算. 4塔的物料衡算. 7塔板的计算. 9精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算. 11精馏塔的塔体

3、工艺尺寸的计算. 17塔板主要工艺尺寸的计算. 19筛板的流体力学验算. 22塔板负荷性能图. 26各接管尺寸的确定.32设计一览表. 34课程设计心得体会.34参考文献. 341 板式精馏塔设计任务书1.1 设计题目苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计1.2.1 设计任务物料处理量：51200 吨/年；进料组成：22.6苯，苯-甲苯常温混合溶液（质量分率，下同）；分离要求：塔顶产品组成：97%；塔底产品组成：1%；1.2.2 操作条件平均操作压力：101.3 k Pa；平均操作温度：94；回流比：自选；单板压降：0.7 k Pa；工时：年开工时数7200 小时；1.3 设计方案简介据设计任务书所提供

4、的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型,初步确定工艺流程。对选定的工艺流程、主要设备的形式进行简要的论述。1.4 设计内容及要求(1)设计方案的确定及流程说明；(2)塔的工艺计算；(3)塔和塔板主要工艺尺寸的设计：塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板 的流体力学验算；塔板的负荷性能图；(4)编制设计结果概要或设计一览表；(5)辅助设备选型与计算；(6)绘制塔设备结构图：采用CAD 绘图软件绘制。1.5 主要设备工艺尺寸设计计算（1）收集基础数据；（2）工艺流程的选择；（3）做全塔的物料衡算；（4）确定操作条件；（5）确定回流比；（6）理论板数与实际板数；（7）确

5、定冷凝器与再沸器的热负荷；（8）初估冷凝器与再沸器的传热面积；（9）塔径计算及板间距确定；（10）堰及降液管的设计；（11）塔板布置及筛板塔的主要结构参数；（12）塔的水力学计算；（13）塔板的负荷性能图；（14）塔盘结构；（15）塔高；（16）精馏塔接管尺寸计算；2 设计计算2.1 确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：（1）满足工艺和操作的要求：所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流

6、量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。（2）满足经济上的要求：要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能

7、消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。（3）保证安全生产：例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。2.2 操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型

8、式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。（1）操作压力：蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品

9、位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。（2）进料状态 ：进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。（3）加热方式：蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸

10、汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。2.3 设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2 倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很

11、多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为38mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：（1） 结构比浮阀塔更简单，易加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的80 左右；（2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015；（3）塔板效率高，比泡罩塔高15左右；（4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔的缺点是：（1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀；（2）操作弹性较小（约23）；

12、（3）小孔筛板容易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。下图是板式塔的简图，如2-1 所示：图2-1 板式精馏塔3 塔的物料衡算3.1 原料液（XF）、釜残液（XW）和馏出液（XD）中易挥发组分的摩尔分数苯的摩尔质量：M苯=78.11 kg/k mol；甲苯的摩尔质量：M甲苯=92.13 kg/k mol；原料液中易挥发组分的质量分数：WF=22.6%；塔釜釜残液中易挥发组分的质量分数： WW=1%；塔顶馏出液中易挥发组分的质量分数： WD=97%；原料液中易挥发组分的摩尔分数：XF=(WF/M苯)/WF/M苯+(1-WF)/M甲苯 =(0.226/78.11)/0.226/78.

13、11+(1-0.226)/92.13=0.2562塔釜釜残液中易挥发组分的质量分数： XW=(WW/M苯)/WW/M苯+(1-WW)/M甲苯 =(0.01/78.11)/0.01/78.11+(1-0.01)/92.13=0.0118塔顶馏出液中易挥发组分的质量分数：XD=(WD/M苯)/WD/M苯+(1-WD)/M甲苯 =(0.97/78.11)/0.97/78.11+(1-0.97)/92.13=0.9744原料液摩尔质量：MF=XFM苯+（1-XF）M甲苯 =0.256278.11+（1-0.2561）92.13=88.54 kg/k mol；釜残液摩尔质量：MW=XWM苯+（1-XW）

14、M甲苯 =0.011878.11+（1-0.0118）92.13=91.96 kg/k mol；馏出液摩尔质量：MD=XDM苯+（1-XD）M甲苯 =0.974478.11+（1-0.9744）92.13=78.47 kg/k mol；3. 2 物料衡算物料处理量51200吨/年：q n,F=512001000/(MF7200)=468001000/(MF7200)=80.31kmol/h馏出液采出率q n,D/q n,F=(XF-XW)/(XD-XW) =(0.2562-0.0118)/(0.9744-0.0118)=0.2539kmol/h 则可得 q n,D=0.253980.31=20

15、.39kmol/h 由q n,F=q n,D+ q n,W，可得q n,W=80.31-20.39=59.92kmol/h4 塔板的计算4.1 理论塔板数NT 的求取根据苯-甲苯汽液平衡数据表，可画出常压下苯-甲苯溶液的x-y 图苯-甲苯汽液平衡数据表X00.0580.1550.2560.3760.5080.6590.8231Y00.1280.3040.4530.5960.7200.8300.9221常压下苯-甲苯溶液的x-y 图如下图所示：ba4.1.1最小回流比及操作回流比因为是泡点进料，所以X a =X b=0.2562，过点a(0.2562,0.2562)做直线X=0.2562交平衡线

16、于b点，则b(0.2562,0.4560)；根据R min=(XD-y q)/(y q-X q)=(0.9744-0.4560)/(0.4560-0.2562)=2.59由实际工艺生产条件可知实际回流比R=1.8Rmin=1.82.59=4.66故实际回流比R为4.66.4.1.2精馏塔的气液相负荷q n,L=Rq n,D=4.6620.39=95.02kmol/hq n,V=（R+1）q n,D=5.6620.39=115.40kmol/h由于q=1，所以qn,V=q n,V=115.40kmol/hqn,L =q n,L+qq n,F=95.02+73.41=168.43kmol/h4.1

17、.3操作线方程精馏段操作线方程：y n+1=R/(R+1)Xn+XD/(R+1)=(4.66/5.66)Xn+(0.9744/5.66)=0.8233Xn+0.1722提馏段操作线方程：y m+1=qn,L/q n,VX mq n,W/qn,VX w =(168.43/115.40)X m(54.77/115.40)0.0118=1.4595Xm0.005600根据两操作线方程和相平衡曲线，画出理论塔板，如图4-2所示：图4-2 操作线法求理论塔板数由上图可知，精馏段理论塔板n=6，提馏段理论塔板m=7，第6块塔板为进料板。4.2实际塔板数NP 的求取4.2.1 全塔效率的计算查表得：90时，

18、苯=0.279，甲苯=0.286 100时，苯=0.255，甲苯=0.264平均温度Tm=94，用内插法求得：94时，苯=0.2794(0.2790.255)/10=0.2694 甲苯=0.2864(0.2860.264)/10=0.2772F=XF苯+(1-XF)甲苯=0.25620.2694+(10.2561)0.2772=0.2752利用奥康奈尔经验公式：ET=0.49(F)-0.245所以ET=0.49(2.470.2752)-0.245=53.86%4.2.2实际塔板的计算根据ET=NT/NP则NP=NT/ET=13/53.86%=24.1425精馏段实际塔板数：N精=6/53.86

19、%=11.1412 提馏段实际塔板数：N提=7/53.86%=11.1413 因此进料板在第13块。5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算5.1 操作压力的计算平均操作压力：Pm=101.3kPa；每层塔板压降：P=0.7 k Pa；PD=91.15kPa进料板操作压力：PF=PD+12P=91.15+130.7=99.55 k Pa；塔釜操作压力：PW=PF+13P=99.55+130.7=108.65 k Pa；精馏段平均操作压力：P精=(PF+PD)/2=(91.15+99.55)/2=95.35kPa提馏段平均操作压力：P提=(PF+PW)/2=(108.65+99.55)/2=10

20、4.1kPa5.2 操作温度的计算根据常压下苯-甲苯的气液平衡数据，画出常压下苯-甲苯溶液的T-x-y 图：常压下苯-甲苯的气液平衡数据温度T（）液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.588.8060.079.187.63

21、65.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.61XDXFXw图5-1 常压下苯-甲苯溶液的T-x-y图由塔釜、塔顶、进料的组成，根据T-x-y 图可求出塔釜、塔顶、进料的温度：TW=109.8；TF=98.7；TD=80.8精馏段平均温度：T精=(TD+TF)/2=(80.8+98.7)/2=89.8提馏段平均温度：T提=(T w+TF)/2=(109.8+98.7)/2=104.35.3 平均摩尔质量的计算由y1=X

22、D=0.9744，查苯-甲苯溶液平衡曲线，得X1=0.88ML,D=0.8878.11+(1-0.88)92.13=79.79kg/k molMV,D=0.974478.11+(1-0.9744)92.13=78.47kg/k mol进料板平均摩尔质量计算 ：由上面理论板的算法，得0.459， 0.2562ML,F=0.256278.11+(1-0.2562)92.13=88.54kg/k molMV,F=0.459078.11+(1-0.4590)92.13=85.69kg/k mol塔釜平均摩尔质量计算：由y2=XW=0.0118，查苯-甲苯溶液平衡曲线，得X2=0.0118ML,W=0.

23、011878.11+(1-0.0118)92.13=91.96kg/k molMV,W=0.011878.11+(1-0.0118)92.13=91.96kg/k mol精馏段平均摩尔质量： ML=(ML,D+ML,F)/2=(79.79+88.54)/2=84.17kg/k molMV=(MV,D+MV,F)/2=(78.47+85.69)/2=82.08kg/k mol提馏段平均摩尔质量：ML=(ML,W+ML,F)/2=(91.96+88.54)/2=90.25kg/k molMV=(MV,W+MV,F)/2=(91.96+85.69)/2=88.83kg/k mol5.4 平均密度的计

24、算5.4.1 气相平均密度的计算 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度： 则V=95.3582.08/(8.314362.95)=2.59kg/m3提馏段的平均气相密度：则V=104.188.83/(8.314377.45)=2.95kg/m35.4.2 液相平均密度的计算 根据内插法求得：TD=80.8，苯=813.55 kg/m3，甲苯=808.6 kg/m3；TF=98.7，苯=792.82 kg/m3，甲苯=792.3 kg/m3；TW=109.8，苯=778.26 kg/m3，甲苯=780.22 kg/m3；塔顶液相的质量分率： A=0.974478.11/0.974478.

25、11+(1-0.9744)92.13=0.97001/L,D=0.9700/813.55+(1-0.9700)/808.6=0.001229则L,D=813.67 kg/m3；同理，进料板液相质量分率：A=0.256278.11/0.256278.11+(1-0.2562)92.13=0.22601/L,F=0.2260/792.82+(1-0.2260)/792.3=0.001262则L,F=792.39 kg/m3 塔釜液相质量分率：A=0.011878.11/0.011878.11+(1-0.0118)92.13=0.010021/L,W=0.0118/778.26+(1-0.0118)

26、/780.22=0.001282则L,W=780.03 kg/m3 精馏段液相平均密度为 ：L=(813.67+792.39)/2=803.03 kg/m3提馏段液相平均密度为：L=(780.83+792.39)/2=786.21 kg/m3 5.5 液体平均表面张力的计算 根据内插法求得：TD=80.8时，苯=21.14 MN/m，甲苯=21.65 MN/m；TF=98.7时，苯=18.96 MN/m，甲苯=19.64 MN/m；TW=109.8时，苯=17.53 MN/m，甲苯=18.42MN/m；塔顶液相表面张力：L,D=0.974421.14+(1-0.9744) 21.65=20.6

27、2 MN/m；进料板液相表面张力：L,F=0.256218.96+(1-0.2562) 19.64=19.46 MN/m；塔釜液相表面张力：L,W=0.011817.53+(1-0.0118) 18.42=18.41 MN/m；精馏段液相平均表面张力：精=(20.62+19.46)/2=20.04 kg/m3提馏段液相平均表面张力：提=(18.41+19.46)/2=18.94 kg/m35.6液相平均粘度的计算根据内插法求得：TD=80.8时，苯=0.307，甲苯=0.310；TF=98.7时，苯=0.258，甲苯=0.267；TW=109.8时，苯=0.233，甲苯=0.254；塔顶液相平

28、均粘度的计算 ： lgL,D=0.9744lg(0.307)+ (1-0.9744)lg(0.310)=-0.538 解出L,D=0.290 M Pas同理 ，进料板液相平均粘度的计算： lgL,F=0.2562lg(0.258)+ (1-0.258)lg(0.267)=-0.577 解出L,F=0.265 M Pas塔底液相平均粘度的计算： lgL,W=0.0118lg(0.233)+ (1-0.0118)lg(0.254)=-0.596 解出L,W=0.254 M Pas精馏段液相平均粘度为： 精=(L,D+L,F)/2=(0.290+0.265)/2=0.278M Pas提馏段液相平均粘

29、度为： 提=(L,W+L,F)/2=(0.254+0.265)/2=0.260M Pas5.7 气液负荷计算精馏段气液负荷：q V,L=q n,LML/3600L=95.0284.71/3600/803.03=0.00278m3/sq V,V=q n,VMV/3600V=115.4082.08/3600/2.59=1.0158m3/s提馏段气液负荷：q V,L=q n,LML/3600L=160.2790.25/3600/786.21=0.00511m3/sqV,V=q n,VMV/3600V=115.4088.83/3600/2.95=0.965m3/s6 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算6.1

30、塔径的计算塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取：表6-1 板间距与塔径关系塔径DT/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT/mm2003002503503004503506004006006.1.1 精馏段塔径的计算初选板间距HT=0.45m，取板上液层高度，h L=0.06m；故HT-h L=0.45-0.06=0.39m；(q V,L/q V,V)(L/V)0.5=(0.00255/0.929)(803.03/2.59)0.5=0.0483由史密斯关联图，如图所示

31、，可知C20=0.084；图6-1 史密斯关联图C=C20(精/20)0.2=0.084(20.04/20)0.2=0.0840u max =C(L-V)/V0.5=0.0840(803.03-2.59)/2.590.5=1.477m/s安全系数0.60.8，取安全系数为0.7u=0.7 u max=0.71.477=1.034 m/s；D=(4q V,V)/u0.5=(40.929)/(1.0343.14)0.5=1.07m则根据系列标准，应选塔径为D=1.07 m；此时空塔气速：u=(4q V,V )/3.14D2=(40.929)/3.14(1.07)2=1.034m/s6.1.2 提馏

32、段塔径的计算(q V,L/q V,V)(L/V)0.5=(0.00511/0.965)(786.21/2.95)0.5=0.0864由史密斯关联图，如上图所示，可知C20=0.079；C=C20(提/20)0.2=0.079(18.94/20)0.2=0.0781u max =C(L-V)/V0.5=0.0781(786.21-2.95)/2.950.5=1.273m/s安全系数0.60.8，取安全系数为0.7u=0.7 u max=0.71.273=0.891 m/s；D=(4q V,V)/u0.5=(40.882)/(0.8913.14)0.5=1.123m则选塔径为D=1.123 m此时

33、空塔气速：u=(4q V,V )/3.14D2=(40.882)/3.14(1.123)2=0.891m/s将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取1.2m。6.2 塔高的计算精馏段有效高度：Z精=(12-1)0.45=4.95 m；Z提=(13-1)0.45=5.40 m；塔设有3个人孔，高0.6m；塔顶空间高度0.9m；塔底空间高度2m；封头高度0.5m；裙座高度3m；H=4.95+5.40+30.6+0.9+2+0.5+3=18.55m；7 塔板主要工艺尺寸的计算7.1 溢流装置的计算塔径D=1.2m

34、，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。7.1.1 精馏段溢流装置的计算（1）溢流堰长l W：单溢流堰长l W=(0.60.8)D，取堰长l W=0.7D=0.71.2=0.84；（2） 出口堰高h W=h L-h OW；q V,L/(1W2.5)=0.002553600/(0.84)2.5=14.195m由液流收缩系数图，如图7-1 所示，可知E=1.03；图7-1 液流收缩系数图h OW=(2.84/1000)E(q V,L/1W)2/3 =(2.84/1000)1.03(0.002553600/0.84)2/3=0.0144m􀀢􀀹h W=h L-h

35、OW=0.06-0.0144=0.0456m（3） 降液管的宽度与降液管的面积：由l W=0.7，查手册得Wd/D=0.15，Af/At=0.09故Wd=0.151.2=0.18m； Af=0.093.140.251.22=0.1017m2计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,即=AfHT/q V,L=0.10170.45/0.00255=17.95s（大于5s，符合要求）（4）降液管底隙高度h0：取液体通过降液管底隙的流速u0=0.20m/s（0.07-0.25）；根据公式h0=q V,L/lWu0=0.00255/0.84/0.20=0.0152m h W-h0=0.0456-0.0

36、152=0.0304m0.006m（5）受液盘：采用凹形受液盘，不设进堰口，深度为60mm7.1.2 提馏段溢流装置的计算（1）溢流堰长l W：单溢流堰长l W=(0.60.8)D，取堰长l W=0.7D=0.71.2=0.84；（2）出口堰高h W=h L-h OW；q V,L/(1W2.5)=0.005113600/(0.84)2.5=28.45m由液流收缩系数图，如上图7-1所示，可知E=1.05；h OW=(2.84/1000)E(q V,L/1W)2/3 =(2.84/1000)1.05(0.005113600/0.84)2/3=0.0233mh W=h L-h OW=0.06-0.

37、0233=0.0367m(3）降液管的宽度与降液管的面积：由l W=0.7，查手册得Wd/D=0.15，Af/At=0.09故Wd=0.151.2=0.18m； Af=0.093.140.251.22=0.1017m2计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,即=AfHT/q V,L=0.10170.45/0.00511=8.96s（大于5s，符合要求）（4）降液管底隙高度h0：取液体通过降液管底隙的流速u0=0.20m/s（0.07-0.25）；根据公式h0=q V,L/lWu0=0.00511/0.84/0.20=0.0304m h W-h0=0.0456-0.0304=0.0152m0

38、.006m（5）受液盘：采用凹形受液盘，不设进堰口，深度为60mm；7.2 塔板的布置塔板的分块：因D800mm，故塔板采用分块式；查表得，塔极分为4 块；7.2.1 精馏段塔板的布置（1）取边缘区宽度Wc=0.04m（3050mm），安定区宽度Ws=0.07m（当D1.5m时，Ws=6075mm）；（2） 开孔面积的计算：R=D/2-Wc=1.2/2-0.04=0.56mX=D/2-(Wd+Ws)= 1.2/2-(0.18+0.07)=0.35m计算得Aa=0.730m2（3） 筛孔计算及排列： 苯-甲苯物系无腐蚀性，可选用=3mm 碳钢板，取筛孔直径d0=5mm，筛孔按正三角形排列，取中心

39、距离t=3d0=15mm筛孔数：n=Aa1.155/t2=0.7301.155/(0.015)2=3747开孔率：=0.907（d0/t）=0.907(0.005/0.015) =10.1%每层板开孔面积：A0=Aa=10.1%0.730=0.0737 m2气体通过筛孔的气速：u0=q V,V/A0=0.929/0.0737=12.61m/s7.2.3 提馏段塔板的布置（1）取边缘区宽度Wc=0.04m（3050mm），安定区宽度Ws=0.07m（当D1.5m时，Ws=6075mm）；（2）开孔面积的计算：R=D/2-Wc=1.2/2-0.04=0.56mX=D/2-(Wd+Ws)= 1.2/2-(0.18+0.07)=0.35m计算得Aa=0.730m2（3）筛孔计算及排列： 苯-甲苯物系无腐蚀性，可选用=3mm 碳钢板，取筛孔直径d0=5mm，筛孔按正三角形排列，取中心距离t=3d0