资源描述
毕业设计
总论
1.1 粗苯的组分简介
粗苯是由多种芳姓和其他化合物组成的复杂混合物。粗苯的主要组分是苯、 甲苯、二甲苯及三甲苯等。止匕外，还含有一些不饱和化合物、硫化物及少量的酚 类和叱噬碱类。当用洗油回收煤气中的苯族姓时，在所得粗苯中尚含有少量的洗 油轻质储分。粗苯中各组分的含量常因配煤质量和组成以及炼焦工艺条件的不同 而有较大的波动。
1.2 粗苯的性质
粗苯是淡黄色的透明液体，比水轻，不溶于水。在贮存时，由于轻质不饱和 化合物的氧化和聚合所形成的树脂状物质能溶解于粗苯中， 使其着色并很快地变
暗。
粗苯易燃，闪点为11.1。粗苯蒸汽在空气中的浓度在1.2- 7.0% （体积） 范 围内时，能形成爆炸性混合物。
粗苯是易流动、不溶于水的淡黄色色透明液体混合物， 极易燃烧，具蒸汽与
空气混合能生成爆炸性混合物。
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精制原理与方法选择
2.1 粗苯的质量指标
粗苯的各主要组分均在180c前储出，145-180C的储出物称为溶剂油。在测 定粗苯中各组分的含量和计算产量时，通常将 180c前的储出量来计算，故以其 180c前的储出量作为鉴别粗苯质量的指标之一。 粗苯在180c前的储出量取决于 粗苯工段的工艺流程和操作制度。180c前储出量越多，粗苯的质量就越好。一 般要求粗苯的180c前储出量为93-95% （生产一种粗苯时）。
2.2 粗苯精制的目的
粗苯精制的目的是将粗苯加工成苯、 甲苯、二甲苯等产品，这些产品是宝贵
的化工原料。
2.3 精制的方法
粗苯精制的方法主要有酸洗精制法和加氢精制法。目前我国焦化厂广泛采用 酸洗精制法，加氢精制法也将得到采用。
2.4 精制原理
粗苯主要是由苯、甲苯、二甲苯和三甲苯等苯族姓所组成，止匕外，还有不饱 和化合物及少量含硫、氮、氧的化合物。粗苯中各组分的含量常因配煤质量和组 成以及炼焦工艺条件的不同而有较大的波动。
粗苯精制的主要产品为苯、甲苯、二甲苯及三甲苯（溶剂油）。为了得到合 格的苯类产品，首先需将粗苯分离为轻苯和重苯。 苯、甲苯和二甲苯的绝大部分 （约95%以上），硫化物的大部分和近 50%的不饱和化合物都集中于轻苯中； 苯乙烯、古马隆及西等高沸点不饱和化合物则集中于重苯中。轻苯和重苯须分别 进行加工。
轻苯需经初步精储，把初储分与苯、甲苯、二甲苯的混合储分分离开来，然 后对混合储分进行净化处理。经过净化的混合储分用碱中和，再进行最终精储， 以制取各类产品。
为净化轻苯，首先要尽量清除轻苯中的低沸点不饱和化合物及硫化物。 轻苯
中低沸点的二硫化碳、环戊二烯、戊烯等化合物与苯族姓的沸点相差较大， 可通 过初步精储加以分离。将原料轻苯连续送入初储塔系统，由塔顶连续提取初储分， 塔底则连续排出混合储分送去酸洗。初储塔底部温度控制在 90~95C ,塔底压力 低于0.3侬斤。由塔底排出的混合微分经冷却器冷却至 25~35c后，自流入混合 储分中间槽，作为酸洗净化的原料。
轻苯经初步精储后所得的苯、甲苯，二甲苯的混合储分中，含有的不饱和化 合物及硫化物的沸点与苯类的沸点相差甚小， 不能用精储方法将其分开，因此在 提取纯产品之前，需加以净化处理，以除去其中的不饱和化合物及硫化物。
混合储分在用浓硫酸洗涤时，其中所含的不饱和化合物及硫化物会生成很复 杂的产物。其中呈黑褐色的深度聚合物称为酸焦油，比重较大，可从混合物中分 离出来；聚合程度较轻的产物，可溶于混合微分及硫酸中，在对已洗混合储分精 储时，可与苯类产品分开。
在酸洗过程中，混合微分中的叱呢碱类呈硫酸叱噬分离出来， 而酚类则在以
碱液中和的过程中呈酚盐分离出来。
带微碱性的已洗混合储分首先需进行吹苯（简单蒸吹），然后对吹出苯（苯族姓 混合物）进行最终精储。大、中型焦化厂的精苯车间按生产规模的不同采用半连 续或全连续精储系统进行已洗混合储分的最终精储对年处理轻苯 2万吨以上的
精苯车间，可采用连续精储系统。即以吹出苯为原料一直连续精储到提取出二甲 苯，对于较大规模的精苯车间，还可以从二甲苯残油再提取三甲苯。 全连续流程 具有产品产率高、质量好、操作简单、投资省、便于自控等优点。
我国大型焦化厂目前采用的全连续精制轻苯的系统主要有两种：
热油连料连续精储：
是将未经冷却的纯苯残油和甲苯残油直接用热油泵送到下一精储塔作精储
原料。吹出苯经纯苯塔开停工槽用泵连续送入纯苯塔， 塔顶纯苯蒸汽经冷凝冷却、 油水分离后，一部分用泵送至塔顶作回流，其余作产品采出。在各塔正常运转情 况下，纯苯残油不经冷却而直接用热油泵送至甲苯塔。 甲苯残油同样直接用热油 泵送至二甲苯塔。二甲苯残油则经套管冷却器后入二甲苯残油贮槽。
热油连续工艺要求各塔的原料组成、进料量、回流比、蒸汽压力、塔顶温度 及塔底液面相对稳定。若三塔中出现一个产品不合格时， 须进行大循环重蒸，同 时适当减少吹苯塔进料量或停塔，以免造成物料不平衡。
气相串联连续精储：
目前，国内一些焦化厂已实现了吹苯塔和纯苯塔之间的汽相串联生产， 即从 吹苯塔出来的吹出苯蒸汽直接进入纯苯塔作为精储原料， 纯苯塔以后仍按热油连 料进行连续精储。
汽相串联精储操作尚存在一些有待解决的问题， 但具有操作稳定简单、设备 少及水、电、蒸汽消耗省等优点。
三、设计题目与要求
3.1 设计题目
五万吨/年粗苯精制纯苯塔设计
3.2 经过初储、酸洗、吹苯后原料的组成
序号
1
2
3
4
5
6
组分
初微分
苯
甲苯
二甲苯
三甲苯
溶齐IJ油
含量
0.01
0.75
0.139
0.033
0.02
0.048
表3—1 原料组成
序号
1
2
3
4
5
组分
一硫化碳
环戊二烯
不饱和化合物
苯
饱和化合物
质量分数
35%
20%
25%
15%
5%
表3-2其中初微分组成
3.3 质量要求
要求精苯塔塔顶苯含量大于99.5%,塔底甲苯含量大于99.0% （摩尔分数）
3.4 操作条件确定
操作温度：料液经过预热至95c时进料。
操作压力：有设计经验知芳姓混合物操作压力一般低于 70KPa,所以选择常
压101.325Kpa为操作压力。
进料热状况选择：由进料温度及压力确定进料热状况为气液混合进料。
加热剂选择：由给定的条件用0.4Mpa的过热蒸汽作为加热剂。
冷却剂：选择循环冷却水作为冷却剂。
四、全塔的物料衡算
4.1 轻重关键组分的确定
由所给的原料组成及分离要求，按多组分精储确定关键组分。可分析出挥发 度高的苯为轻关键组分，挥发度低的甲苯为重关键组份从塔底储出。
4.2 摩尔组成计算
此设计按年运行330天进行设计，留一个月时间进行规划检修和进行意外检 修。
由：n=m/ M 得
组分名称
本
甲苯
二甲苯
三甲苯
溶剂油
分子量
78
92
106
120
-
质量分数
0.75
0.139
0.033
0.02
0.048
摩尔分数
0.8294
0.1382
0.0268
0.0143
--
进料量（mol）
66.9326
11.1527
2.1628
1.1616
--
表4-1 物料组成
进料量=m/ 330=50000 （30X 24） X 0.012784=80.7kmol/h
4.3 塔顶塔底物料组成及塔顶塔底温度确定。
1） K值的计算
因为操作压力取为标准大气压101.325kpa,所以可按理想流体计算平衡常数
Ko
f 0
由： K = -P=一 和
p
lg p i0 = A - B （安托尼方程）
i T C
由化工热力学附表查出相关参数如下表:
组分
A
B
C
苯
6.06832
1236.034
-48.99
甲苯
6.05043
1327.62
-55.526
二甲苯
6.09789
1458.076
-60.109
三甲苯
6.1711
1598.241
-65.53
二氧化碳
7.52161
1384.861
74.84
表4—2 安托尼方程参数
2)塔顶塔底物料组成的确定
本
甲苯
二甲苯
三甲苯
Zi
0.8294
0.1382
0.0208
0
fi
66.9326
11.1527
1.6786
0.9966
di
66.5979
0.5476
0
0
Xdi
0.9954
0.0046
0
0
Wi
0.3346
11.0969
1.6786
0.01235
Xwi
0.0256
0.9074
0.1273
0.00937
表4—3
由上表可知 乂的=0.6% <0.5%
Xwi=1.8% <1%
均小于规定浓度值符合要求。
(d/ w)i —轻重组分的相对挥发度。
Fi—各组分进料的物质的量
di—塔顶各组分物质的量
wi—塔底各组分物质的量
Xdh —塔顶重关键组分的摩尔量
Xwi —塔底轻关键组分的摩尔量
及露点方程式三Xi=1进行试差计算
3)试差法计算塔顶温度
由气液相间平衡关系式yi=ki*xi
先按照清晰分割法对塔顶温度和塔底温度进行假设，假设塔顶温度为 353.15K,
对切割的组分进行计算。
A
B
C
lgPs/kPa
Ps
ki
苯
6.06832
1236.034
-48.99
2.0045
101.0549
0.9974
甲苯
6.05043
1327.62
-55.525
1.5897
38.8741
0.3836
二甲苯
6.09789
1458.076
-60.109
1.1988
15.807
0.1568
三甲苯
6.1711
1598.241
-65.32
0.61834
4.0531
0.04049
用试差法计算塔顶温度，设塔顶温度为 353.15K
本
甲苯
求和
di
66.5979
0.5476
67.1455
ydi
0.9950
0.0050
1
ki
0.9974
0.3836
Xi
0.9975
0.00383
1.0005
由试差结果1 Ex-1 I W0.0储合要求，故设塔顶温度为 353.15K
di—塔顶物质的量 ki一平衡常数
xi—塔顶液相摩尔分数
3)用试差法计算塔底温度
由气液相间平衡关系式yi=ki*xi。 及泡点方程式三yi=1进行试差计算
假设塔底温度为376.15K按理想切割的组成进行计算。
本
甲苯
二甲苯
三甲苯
求和
117 c
Xwi
0.0255
0.8456
0.1279
0.0009
0.9999
Ki
1.2326
1.5713
0.1817
0.5999
Xwi*Ki
0.03143
1.066
0.02324
0.0005
1.1211
105 c
Xwi
0.0255
0.8456
0.1279
0.0009
Ki
2.0220
1.126
0.3213
0.1132
Xwi*Ki
0.051
0.9522
0.0411
0.000102
1.0400
103 c
Xwi
0.0255
0.8456
0.1279
0.0009
Ki
2.012
1.062
0.320
0.112
Xwi*Ki
0.051
0.898
0.041
0.0001
0.991
表4—4 塔底温度计算
由试差结果I Ey-1 | 0 0.0储合要求，所以塔底设温度376.15K正确。
wi—塔底各组分物质的量
Xwi 一塔底液相各组分的摩尔分数
Ki —塔底各组分的平衡常数
Xwi*K i一塔底各组分的气相摩尔分数
4)按理想清晰分割法确定塔顶塔底产品分布量
塔顶量： D=69.1313 Kmol/h
塔底量： W=80.70X (0.1382+0.0268+0.0143)=14.47 Kmol
为避免计算后关键组分浓度超过限度值，dh和wl采用的计算浓度值应略 于规定值，分别取规定值的0.9倍。
dh=1%x 0.9 66.9326=0.6024kmol/h
wh=14.47-0.6024=13.8676 kmol/h
wl=1%x 0.9 ¥4.47=0.1302 kmol/h
di=66.9326-0.1302=66.8024 kmol/h
所以：(d/w) h=0.6024/13.8676=0.0434
(d/w) 1=66.8024/0.1302 =513.08
5)求以重关键组分甲苯为对比组分，各组分的平均相对挥发度，用泡点方程 计算列表如下：
组分
本
甲苯
二甲苯
三甲苯
Kdi
0.99979
0.38476
0.13117
0.04075
Oihd
2.59843
1
0.34091
0.10591
Kwi
2.82975
1.23258
0.48937
0.18169
Oihw
2.29575
1
0.39703
0.14741
Oh
2.44241
1
0.36790
0.12495
表4-5 泡点方程计算
代入汉斯特别克公式，解下列方程
10g(d/w)i = 1og( d / w)h log 二 ih / log _："h l」og( d / w)l -1og( d / w)h ]
=-1.476 (2.298 1,476) log ： ih/0.388
Kdi—塔顶各组分的平衡常数
如一相对挥发度
kwi一塔底各组分的平衡常数
的代入上式，求出(d/w) i进一步求出di, wi, XDi, xwi。列表如下:
组分
本
甲苯
二甲苯
三甲苯
求和
aih
2.4424
1
0.3679
0.1249
(d/w)i
198.584
0.03341
0
0
fi
66.9326
11.1527
2.1628
1.1616
81.4097
di
62.815
0.3994
0
0
63.2143
wi
0.3163
11.9524
2.9778
1.0521
80.7043
Xdi
0.9936
0.0063
0
0
1
Xwi
0.0281
0.6833
0.1902
0.0901
1
表4—6 物料横算
由上表得到 Xdh=0.6% <1%
Xwi =1.8% <0.5%
均小于规定浓度值符合要求。
(d/w) i—轻重组分的相对挥发度
fi—各组分进料的物质的量
di—塔顶各组分物质的量
wi—塔底各组分物质的量
Xdh —塔顶重关键组分的摩尔量
Xwi —塔底轻关键组分的摩尔量
6)确定塔顶，塔底温度
设塔顶温度为353.15K时，计算列表如下:
组分
本
甲苯
求和
ydi
0.9950
0.005
1
ki
0.9974
0.3836
xdi
0.9875
0.00383
1.0005
表4一7 塔顶温度验证
由试差结果I E xi-1 | <0.01符合要求，所以所设温度 353.15K正确
设塔底温度为376.15K
组分
本
甲苯
二甲苯
三甲苯
求和
xdi
0.018085
0.683388
0.170263
0.06016
1
ki
2.77513
1.206071
0.477509
0.176711
yi
0.051
0.8984
0.041
0.0001
1.006226
表4—8 塔底温度验证
所设塔底温度为376.15K正确。
7)检验各组分相对挥发度与估算值是否一致
塔顶温度验算：
lh 假设=2.598
如计算=1.008/0.3884=2.5958
（dh假设-oth计算）/ a lh
=（2.598-2.5958） /2.5958=0.101%<5%
所以说明计算结果正确，符合设计要求。
塔底温度验算：
时假设=2.2958
如计算=1.008/ 0.3884=2.301
（ah假设-如计算）/ a lh
=（2.301-2.2958） /2.5958 = 0.2269%<5% 也符合要求。
所以，设计塔顶温度为353.5K,塔底温度为376.15 K
4.4 最小理论塔板数(用芬斯克方程)
本设计采用全凝器
log l(xt / xJd *( Xh / xjw 1
Nm : -
10g 二 th
(X t / X h ) D = 60.59
(Xh / X1 )w = 16.42
log 1 = 2.998
计算得：Nm=7.73
Xt,Xh为轻、重关键组分的摩尔分数
D、H代表塔顶，塔底。
时为轻重关键组分的相对挥发度。
4.5最小回流比（Rm）的计算（恩德伍德法）
求算进料的气化分率：
由已知进料温度368.15K,操作压力为101.325Kpa,取进料压力为
101.325Kpa,设气化率为 0.65 .
组分
本
甲苯
二甲苯
三甲苯
求和
Zi
0.8294
0.1382
0.0268
0.0134
1
ki
1.3683
0.5659
0.2104
0.0873
1 + e (ki-1)
1.2231
0.6982
0.4740
0.3905
Xi
0.6395
0.2191
0.0778
0.0333
0.9991
yi
0.8591
0.1174
0.0148
0.0020
1.0004
表4—9 汽化分率计算
由试差结果12 xi=1, Eyi=1说明汽化分率e=0.65正确。
平均温度 t=1/2(tD tw)= (353.5+390.5) /2 = 372 K
以重关键组分乙苯为对比组分，求相对挥发度 a i
已知：p=101.325kPa T=372 K 0=9.371
组分
本
甲苯
二甲苯
三甲苯
求和
Zi
0.8294
0.1382
0.0268
0.0134
1
a
19.302
7.9306
2.9297
1
ai*zi/a
1.5203
-0.8426
-0.016
-0.0015
0.6499
表4—10 相对挥发度计算
Zi—各组分进料的摩尔分数
a一各组分的相对质量分数
用试差法计算出当Z " * zi = e时日值为9.371正确 二：i -[
则，Rm
.二 i xDi
：- i - 1
= 1.8965
Rm=1.8965-1=0.8965
操作回流比，一般在粗笨精制设计中取最小回流比的 1.2—2.0倍，此设计取为
1.3 倍。
贝 U: R=1.3Rm=1.1655
4.6 理论板数确定(吉利兰法)：
x=(R-Rm)/(R1) =(1.1655-0.8965)/(1.1655 1) 0.1242
纵坐标：y =(9-NQ/(Nt 1)
由纵横坐标查吉利兰图得y=0.51
则 Nt=16.816
4.7 总版效率计算(奥康奈尔法)
由： t = 0.49（ ：- ih *」l ） -0.245
二 lh =1.722/0.707=2.434 t=372 K
组分
本
甲苯
二甲苯
三甲苯
和
Xfi
0.63952
0.2191
0.0778
0.03338
0.99911
0.24
0.27
0.355
0.385
0.15348
0.0591
0.027
0.01285
0.26249
表4—11 总板效率
Xfi---塔顶各组分的摩尔分数
效率 丁 =0.54685
实际塔板数：Na=(NT-1)/ =28.922 = 29
4.8 进料位置的确定
由吉利兰法算得的理论板数包括精储段和提留段在内的全塔理论板数。 如果在计
算中把进料板作为一个单独的部分，则
NT = n m 1
在全塔范围内相对挥发度变换不大时，精储段和提留段塔板数的比值可按下式计算：
口 二 log[(Xl /Xh)D (Xh /x)w]
m log[(xJXh)F (Xh /Xl )w]
解得 n/ m=0.8479
所以 n=7.257057 m=8.5593
n精储段的理论板数，包括部分冷凝器在内
m提储段的理论塔板数，包括再沸器在内
则精储段na=n/n =13.27因此取14块塔板
提留段ma=mQ =15.652因此提留段为16块塔板
进料位置在第14块塔板进料
五、 物性数据计算
5.1 全塔平均温度
t= (353.5+376.5) /2=365 K
5.2 平均分子量的计算
组分
本
甲苯
二甲苯
三甲苯
和
分子量
78
P 92
106
120
塔顶yi
0.9936
0.0064
1
塔顶Xi
0.9856
0.0162
1.0019
塔底yi「
0.0501
0.8242
0.0813
0.0106
1.0062
塔底Xi
0.0180
P 0.6833
0.1702
0.0601
1
由 Mvd=!3Mi*yi=78.09 kg/kmol
Mid=EMi*xi=78.38 kg/ kmol
Mvm=93.86kg/ kmol
Mim=96.77 kg/ kmol yi—塔顶组分的摩尔质量
所以 Mv=85.976 kg/ kmol
Ml =87.574 kg/ kmol
Xi—塔底组分的摩尔质量
M v—塔顶平■均分子量
Ml—塔底平均分子量
5.3 相平均密度Rv
依下式：1/ p = £ ai / Pi (a为质量分数)，查化工工艺算图手册表得各温度下密
度数据
组分
本
甲苯
二甲苯
三甲苯
和
平均T
0.753
0.761
0.765
0.775 1
顶 353.5
0.762
0.763
0.771
0.78
塔底温度
「0.747
0.758
0.761
0.771
yiM
77.507
0.581
78.088
a顶
P 0.9925
0.007
1
a底
0.0180
0.683
0.1701
0.0601
1
P 顶=753.06kg/ m3 p 底=762.63 kg/ m3
：lv=757.85k3 m3
5.3 气相平均密度Pmv
P - mV
-2.817kg /m3
PMv _ 101.325 85.98
RT - 8.314 372
5.4 液体表面张力仃m
仃 m 顶=17.472mN/m
%底=19.21 mN/ m
由公式6 m = £ X仃i查化工工艺算图手册表得各温度下表面张力数据
组分
本
甲苯
二甲苯
三甲苯
平均372
17.8 1
18.1
18.4
19.3
顶 355.5
19.2
20.1
20.9
21.4
底 376.5
16.5
17.3
17.8
18.2
Xiui 底
0.29841 —
11.8226
3.0306
1.0949
Xiui 顶
19.0786
0.12698
0
0
0m =1/2( 0rm 顶+^m 底)=18.339 mN/m
5.5 精储气液负荷计算
V= (R+1) D= (1.5221+1) 50.9022=136.8896 kmol/h
Vs4
3600 v
136.8896101.0912 一~3,1
1.16m /h
3600 2.817
L=RD=1.5221X 50.9022=73.675 kmol/ h
Ls =，ML=73迹阻40.0023653/h 3600L 3600 757.8
Lh=3600XLs=8.514 m3/h
V—塔顶气相摩尔留率
Vs—塔顶体积流率
L—塔顶液相流率
Lh—塔顶液相体积流率
六、塔体尺寸计算
6.1 塔径尺寸计算
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系，可按照下表所示经验关系选取。
塔径DT
0.3—0.5
0.5—0.8
0.8—1.6
1.6—2.4
2.4— 4.0
板间距HT
200--300
250--350
300--450
350--600
400—600
初选塔板间距为HT=0.41 m,取板上液层高hl=0.06 m
Ls v 1
计算…2
查Smith关联图得
HT-hl=0.41-0.06=0.35 m
0.002365 757.84 1/2
=( )( )=0.0334
1.161 2.8167
0 2
C20=0.0735,依式C =C2o(——). 校正到物系表面张力为
20
18.44576mN/h 时的 C,即
0.2 , 18.44576 0.2
…刀”[^)川74
u max
=C
=0.074
757.84 -2.8167
\ 2.8167
=1.203 m / s
u =0.7(um
取安全系数为0.70,则
ax =0.70 1.203= 0.8424n/s
ax
故-栏标上靛战:1.324^圆整为旧好，重新计算空塔气速
为： u=0.7544 m/s
Umax—塔内液相最大流速
u--空塔气速
D—塔径
6.2 溢流装置计算
采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰，分别计算尺寸如下。
1)溢流堰长lw
取堰长Lw为0.60 D,即
Lw=0.60X 1.4=0.84 m
2)出口堰高hw
2.5
(Lh / lw) =13.1649 ,查液流收缩计算图，得E=1.04,依下式
2.84 E(Lh)2/3
1000 Lw
2.84
1000
1.045(
10.7548 2/3
0.84 )
= 0.013833 m
故 hw=0.06-0.0138=0.0462 m
6.3 降液管的宽度 Wd与降液管面积Af
由Lw/D=0.60,查弓形降液管宽度与面积图得 Wd/D=0.098,
Af/At=0.055
故 Wd=0.098D=0.098X 1.4=0.1372 m
二 2 3.14 2
At = —D2=——1.42 =1.5386 4 4
Af=0.055X 1.5386 = 0.0846 m2
由式
AH = 0.0846 0.41
Ls 0.002365
= 14.671 5s
符合要求
At一筛板面积
Af一降液管面积
6.4 降液管底隙高度
降液管底隙高度即降液管下端与塔板间的距离， 以h。表示，为保证良好的液封, 又不致使液流阻力太大，一般取为
h0 = hw - (0.006 ~ 0.012) m
取液体通过降液管底隙的流速为 0.006
ho =% -0.006= 0.046167-0.006= 0.0402m
6.5 塔板的布置
取安定区宽度 Ws=0.07 m, 边缘区宽度 Wc=0.03 m 依下式计算开孔区面积
2 2 2 .」X
A =2 x、R - x ——R sin 一 _ 180 R
… D 14
式中 x=- -（Wd 购=万 -（0.1372 0.07） = 0.4928
D 1.4
R = ——Wc 0.03 = 0.67
2 2
由以上算得：Aa=1.2714 m2
Aa 一开孔区面积
x, R一计算参数
6.6 筛孔数n与开孔率
取筛孔的孔径do为5 mm,正三角形排列，用6 =3mm的碳素钢作为筛板，取t/do=4.0,
故：
孔中心距 t=4.0X 5.0=15.0 mm
1158 103、
依式 n = （ / ） Aa = 3681 孔
八一 A 0.907 0.907
依式 =-% = 2 % = 2 % = 5.6688%
Aa （t/d。） （20/5）
开孔率在（在5--15%苞围内）
每层塔板上的开孔面积为
A0 = Aa = 0.0567 1.2714 = 0.0721m2
气体通过筛孔的气速
Vs 1.1738
u0 = — = = 16.2862 m / s
A 0.0721
n---筛孔数
Ao---开孔面积
七、塔的流体力学计算
7.1 气体通过液体压降相当的液柱高 hp
依式 hp u hc hL h..
干板压降的液柱高hc
依 d0/6 =5/3 = 1.67,查干板孔的流量系数图得,
C0=0.84
再由式
hc = 0.051(
=0.051 (
%)2(d)
Co ：l
16.2862、2 / 2.817
) ( )=0.0697 m
1.6667 757.85
气流通过板上液层压降相当的液柱高度 hl
VS 1.161
ua 0.798b/ s
AT -Af 1.5386-0.0846
Fa =uaJv =0.8073,287=1.3398
由充气系数名。与Fa的关联图查得板上液层充气系数为 0.65
依式 h = 0(hw hw) =0.65 (0.043760.01624)0.03m
克服液体表面张力压降相当的液柱 h二
4 18.339 = 0.001979n
g d0 757.85 9.81 0.005
故 hp=0.0775+0.039+0.001979=0.1088 mm
单板压降：
Pp =hp，g = 0.1088 757.85 9.81 = 809.2 pa
7.2
雾沫夹带量ev的验算
5.7 10 3 / ua 、3.2
二 (Tt
H H T - h f
5.7 10 " 0.798 32
( ) =0.0113
18.339 10 —3 0.41 - 0.15
0.0113kg液/kg 气 < 0.1kg 液/ kg 气
故在设计负荷下不会发生过量雾膜夹带。
7.3 漏液的验算
Uow =4.4C。. (0.0056 0.1孔戈瓦/3
由式 =4.4 0.84、(0.0056 0.13 0.06-0.001979)760.09843.0712 = 6.2139m/s
筛板的稳定系数 K = U0 = 16.1 = 2.485( 1.5)
Uow 6.485
故在设计负荷下不会产生过量漏液。
7.4 液泛验算
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度
Hd M 一(Ht hw)
依式 ha=hp + h_+hd 计算 Hd
hd依下式计算，即
Ls 2 0.002365 2
hd =0.153(——) = 0.153( ) = 0.00752m
lw he 0.84 0.04
Hd =0.1184 0.039 0.0013570.158799
取 一 =0.5,贝U - （HT 儿）=0.5（0.41 0.046167） 0.1468 Hd
在设计负荷下不会发生液泛现象。
根据以上验算，可以认为精储塔径及各工艺尺寸使合适的。
7.5 雾膜夹带线（1）
依式
5.7 10 1
ev 二 (
Ua
H t - hf
一 V 1.161
式中 ua =-s— = 0.687774
At -Af 1.5386-0.0846
, I , a 3600Ls 2/3 ।
hf =2.5(hw +h°w) =2.5|hw+2.84M10-E( s)2/3
J lw 1
近似取 E^ 1.0, hw=0.046 m, lw=0.84 m
m hf = 2.5 0.046 2.84 10
故 f
_3( 3600 Ls) 2 /
0.84
=0.095 1.873 Ls2 / 3
取雾膜夹带极限ev为0.1kg液/kg气，已知仃=18.33910,N/m,HT = 0.41m,并代
入上式
5.7 10 -6 , 0.6878 Vs
Z3"( 2/3
21.7365 10 0.41 - 0.095 - 1.873 L
120.1228
0.6878 Vs
( 0.315 - 1.873 L2/3 )
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式算出相应的Vs值列于下表:
Ls m3/s
0.001
0.002
0.004
0.006
Vs m3/s
1.9236
1.8521
1.7388
1.6436
表8- 1 雾沫夹带线气液体积
依表中数据在Vs——Ls图中作出雾膜夹带线（1）
中(Ht hw) =hp hw how hd
7.6液泛线
由下式得
近似取 E=1.0, lw=0.84, hw=0.046
3 3600L。2/3
how =2.84 103E( s)2/3 lw
3 3600L.
= 2.84 10( s) 0.84
2/3
how=0.74932Ls
由式 hp
hc
即
= 0.05/ ¥(二)
=0.0 5^(-Vs
0.84 0.072
0%s51ev
C A 0
07 12
60.098
0.0/5623
hl
。(hw ho w = 0.65(0.0438 0 L7s4 9 3 2
= 0.02847 0.4 827/ 0 5 8
已算出 h_ = 0.00198
2 ___2/3
hp =0.05623/； 0.02847 0.487058L2 0.00198
2 2/3
=0.03045 0.05623/2 0.487058L2
hd = 0.153( Ls )2 = 0.153( Ls )2
由下式 lw* h0 0.84 0.0378
2
= 151.7572 L；
将 HT=0.41m, hw 为 0.046m, G =0.5 代入上式得
0.5(0.41 0.0438)
= 0.03045 0.05623/2 0.487058L：3 0.0438 0.74923L；/3 151.7572L；
整理后得下式：
2 2/3 2
Vs2 = 2.7147-21.9863L； - 2698.862L； s s s
操作范围内取若干Ls值代入上式，列表如下，作出液泛线如图中(2)所示
Ls m3/s
0.001
0.002
0.004
0.006
Vs m3/s
1.5786
1.5346
1.4552
1.3753
表8-2 液泛线气液体积
7.7 液相负荷上限线
取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式
s,max
H T * Af = 0.41 0.0846
4
= 0.008672 m3/
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