内容发布更新时间 : 2025/4/4 17:00:49星期一 下面是文章的全部内容请认真阅读。
精馏段液相平均表面张力为 ?Lm?21.28?20.13?20.21(mN/m)
2 提馏段液相平均表面张力为
?,Lm?20.13?18.86?19.50(mN/m)
2
2.4.6 液体平均黏度的计算
由公式：?Lm??xi?i及查手册得 塔顶液相平均黏度的计算 由 tD＝80℃，查共线图得
?A?0.308(mPa?s) ?B?0.311(mPa?s)
?L,Dm?0.983?0.308?0.017?0.311?0.308(mPa?s)a. 进料板液相平均黏度的计算 由tF＝92.06℃，查共线图得
?A?0.273(mPa?s) ?B?0.286(mPa?s)
?L,Fm?0.273?0.43?0.57?0.286?0.28(mPa?s) b. 塔底液相平均黏度的计算 由tw＝107℃，查共线图得
?A?0.257(mPa?s) ?B?0.26(mPa?s)
?L,Wm?0.01?0.24?0.99?0.257?0.26(mPa?s) 精馏段液相平均黏度为 ?Lm?0.308?0.280?0.294(mPa?s)
20.280?0.26?0.27(mPa?s) 212
提馏段液相平均黏度为
?,Lm?
2.4.7 气液负荷计算
精馏段：
V?(R?1)D?(2.16?1)?59.43?187.80kmol/h
Vs?VMVm187.8?80.66??1.47m3/s
3600?Vm3600?2.86L?RD?2.16?59.43?128.37kmol/h
Ls?VMLm128.37?82.4??0.0036m3/s
3600?Lm3600?807.45提馏段：
V?(R?1)D?(q?1)F?(2.16?1)?59.43?187.8kmol/h
Vs?VMVm187.8?87.37??1.46m3/s
3600?Vm3600?3.13L?RD?qF?2.16?59.43?1?137?265.37kmol/h
Ls?VMLm265.37?89.05??0.0086m3/s
3600?Lm3600?7652.5 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2.1 板间距与塔径关系 塔径DT，m 板间距HT，mm
对精馏段：
0.3～0.5 0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.4 350～600 2.4～4.0 400～600 200～300 250～350 300～450 初选板间距HT?0.40m，取板上液层高度hL?0.06m，
HT?hL?0.40?0.06?0.34m；
0.5?LS??V?S
???L???????V????0.5?0.0036??807.45???????1.47??2.86??0.041
13
查史密斯关联图 得C20=0.070；依式
???C?C20???20? 校正物系表面张力为
0.2??20.99mN/m时
???C?C20???20?0.2?20.21??0.074????20?0.2?0.073
umax?C?L??V807.45?2.86?0.073??1.224m/s ?V2.86可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6—0.8），
D?4Vs4?1.47??1.478m ?u3.14?0.857u?0.7umax?0.7?1.224?0.857m/s
按标准塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.73m/s。 对提馏段：
初选板间距HT?0.40m，取板上液层高度hL?0.06m， 故HL?hT?0.034m；
?LS??V?S???L???????V????0.5?0.0086??765???????1.46??3.13?0.5?0.092
查史密斯关联图 得C20=0.065；依式
???C?C20???20?
校正物系表面张力为??19.58mN/m时
???C?C20???20?0.20.2?19.50??0.068????20?0.2?0.065
umax?C?L??V765?3.13?0.067??1.01m/s ?V3.13可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6—0.8），故
14
u?0.7umax?0.7?1.01?0.707m/s D?4Vs4?1.46??1.62m ?u3.14?0.707按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速0.46m/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2m。
2.6 塔板主要工艺尺寸的计算
2.6.1 溢流装置计算
精馏段
因塔径D＝2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：a)溢流堰长lw：单溢流区lw=（0.6～0.8）D，取堰长为lw=0.60D=0.60×2.0=1.2m
b)出口堰高hw：
hW?hL?hOW lw/D?0.60，
Lhl2.5w?0.0036?3600?9.81
1.22.5查液流收缩系数计算图可以
图2.1液流收缩系数计算图
查得E=1.04,则
hOW2.84?Lh???E??1000?lw??2/32.84?0.0036?3600???1.04???10001.2??15
2/3?0.014m
故 hw?hL?hOW?0.06?0.014?0.046m c)降液管的宽度Wd与降液管的面积Af： 由lw/D?0.06查弓形降液管的宽度与面积图
图2.2弓形降液管的宽度与面积
Wd/D?0.124，
Af/AT?0.056 ，
Wd?0.124D?0.124?1.2?0.198mAf?0.072?利用???4D2?0.072?3.14?1.62?0.113m24
3600AfHTLh计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，
即??3600AfHTLh?12.56S（大于5s，符合要求）
d)降液管底隙高度h0：
??0.08m/s（0.07---0.25m/s） 取液体通过降液管底隙的流速uo依式
16