乙醇水分离板式精馏塔设计方案

1、乙醇水分离板式精馏塔设计方案一、课题名称乙醇水分离板式精馏塔设计二、课题条件（原始数据） 原 料：乙醇、水溶液 处理量： 1550Kg/h 原料组成： 28%（乙醇的质量分率） 料液初温：20 C 操作压力、回流比、单板压降：自选 进料状态：冷液体进料 塔顶产品浓度： 93%（质量分率） 塔底釜液含乙醇含量不高于 0.1%（质量分率） 塔 顶：全凝器塔 釜：饱和蒸汽间接加热 塔板形式：筛板生产时间：300天/年，每天24h运行 冷却水温度：20 C设备形式：筛板塔 厂 址：滨州市三、设计容（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等根据目录 列出大标题即可）1 、设计方案的选定2、精馏塔的物料衡算

2、3、塔板数的确定4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 （加热物料进出口温度、 密 度、粘度、比热、导热系数）5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算6、塔板主要工艺尺寸的计算7、塔板的流体力学验算8、塔板负荷性能图（精馏段）9、换热器设计10、馏塔接管尺寸计算11、制生产工艺流程图（带控制点、机绘， A2 图纸）12、绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件） （手绘， A1 图纸）13、撰写课程设计说明书一份设计说明书的基本容课程设计任务书课程设计成绩评定表中英文摘要目录设计计算与说明设计结果汇总小结参考文献14、有关物性数据可查相关手册15、注意事项写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源 每项设计结

3、束后列出计算结果明细表 设计最终需装订成册上交四、进度计划（列出完成项目设计容、绘图等具体起始日期）1. 设计动员，下达设计任务书0.5 天2. 收集资料，阅读教材，拟定设计进度1-2 天5-6天3. 初步确定设计方案及设计计算容4. 绘制总装置图5. 整理设计资料，撰写设计说明书2-3天2天1天6. 设计小结及答辩目录摘要 1第一章 概述 1.1.1 精馏操作对塔设备的要求 1.1.2 板式塔类型 2.第二章 设计方案的确定 3.2.1 操作条件的确定 3.2.2 确定设计方案的原则 4.第三章塔的工艺尺寸得计算 6.3.1 精馏塔的物料衡算 摩尔分率 平均摩

4、尔质量 物料衡算 回收率 7.3.2 塔板数的确定 7.321理论板层数N的求取 7.3.3 精馏塔有关物性数据的计算 113.3.1 操作压力计算 113.3.2 操作温度计算 113.3.3 平均摩尔质量计算 113.3.4 平均密度计算 液体平均表面力计算 液体平均黏度计算 1.43.4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计 塔径的计算 .2 精馏塔有效高度的计算 1.43.5 塔板主要工艺尺寸的计算 溢流装置计算 塔板布置 筛板的流体力学验算 2.

5、43.6.1 塔板压降 .2 液面落差 .3 液沫夹带 .4 漏液 .5 液泛 塔板负荷性能图 漏液线 .2 液沫夹带线 .3 液相负荷下限线 液相负荷上限线 3.03.7.5 液泛线 3.1.第四章 塔附属设计 塔附件设计 筒体与封头 塔总体高度设计 塔的顶部空间高度 塔的底部空间高度 塔体高度 附属设备设计 .1 冷凝器的选择

6、 泵的选择 4.0.设计小结 4.1.附录 4.2.参考文献 3.9.摘要化工生产过程中所处理的原料， 中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成 的混合物，而且其部分都是均相物质。生产中为了满足存储、运输。加工和使用 的要求，时常将这些混合物分离为较纯净的物质。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作， 在化工、 炼油、石油化工等 工业得到广泛应用。精馏过程在能量驱动下，使气、液两相多次接触和分离，利 用各组分挥发度的不同， 使挥发组分由液相向气相转移， 实现原料混合物中各组 分分离，该过程是同时进行传热传质过程。 本次设计任务为设计一定处理量的分 离乙醇 -水混合物的精馏塔。

7、板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔， 20 世纪 50 年代起对板式精馏塔进 行了大量工业规模的研究， 逐步掌握了筛板塔的性能， 并形成了较完善的设计方 法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力( 20% 40%)塔板 效率( 10%50%)而且结构简单，塔盘造价减少 40%左右，安装，维修都较 容易。而在板式精馏塔中，筛板塔有结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为 泡罩塔的 60，为浮阀塔的 80左右，处理能力大等优点，综合考虑更符合本 设计的要求。化工原理课程设计是培养我们化工设计能力的重要教学环节， 通过课程设计 使我们初步掌握化工设计的基础知识、 设计原则及方法； 学会各种手

8、册的使用方 法及物理性质、 化学性质的查找方法和技巧； 掌握各种结果的校核， 能画出工艺 流程、塔板结构等图形。 在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性， 还要考虑生 产上的安全性、经济合理性。本课程设计的主要容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。关键词： 板式精馏塔 筛板 计算 校核第一章 概述乙醇水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无 毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛 地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越 来越有取代传统燃料的趋势，且已在、等地的公交、出租车行业被采用。业已推出 了推广

9、燃料乙醇的法规。长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇 水体系有共沸现象，普通的 精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此， 研究和改进乙醇 '水体系的精馏设备是非常重要的。塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中 得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应 注意的事项是非常必要的。1.1精馏操作对塔设备的要求精馏所进行的是气 （汽）、液两相之间的传质， 而作为气 （汽）、液两相传质所用的 塔设备，首先必须要能使气 （汽）、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。 但是，为了满足工业生产和需

10、要，塔设备还得具备下列各种基本要求：（1）气（汽）、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦 液或液泛等破坏操作的现象。（2）操作稳定，弹性大，即当塔设备的气 （汽）、液负荷有较大围的变动时，仍 能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。（3）流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力 消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法 维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。（ 4） 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。（6）塔的滞留量要小。实际上，任何塔

11、设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相 矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓 住主要矛盾，进行选型。1.2 板式塔类型 气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔， 也可采用填料塔，填料塔的设计将在其他分册中作详细介绍，故本书将只介绍板式 塔。板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元 件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔 和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔 (1813 年)、筛板塔 (1832 年)，其后，特别 是在本世纪五十年代以后，随着石油

12、、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批 新型塔板，如 S 型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮 动喷射塔板及角钢塔板等。 目前从国外实际使用情况看， 主要的塔板类型为浮阀塔、 筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，因此，本章只讨论筛板塔的设计。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，易于加工，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

13、高，否则气液接触不匀。( 2) 操作弹性较小 (约 2 3)。( 3)小孔筛板容易堵塞。第二章 设计方案的确定本设计任务为乙醇 水混合物。 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入精馏塔。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，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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 2.1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、塔设备的型式、

14、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。2.1.1 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

15、，或可用较低品位的冷 却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。2.1.2 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。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。若塔底产物近于纯水， 而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大 （如酒精与 水的混合液 ），便可采用直接蒸汽加热。 直接蒸汽加热的优点是： 可以利用压力较低 的

16、蒸汽加热；在釜只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操 作费用和设备费用。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。但对有些物系 （如酒精与水的二元混合液 ），当残液的 浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时 采用直接蒸汽加热是合适的。值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸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。对于乙醇水溶液，一般采用 0.40.7KPa （表压）。2.1.4 冷却剂与出口温度 冷

17、却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或 深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决 定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少， 但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50C,否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表 面而影响传热。2.2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：满足工艺和操作的

18、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 定围进行调节，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。满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备

19、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。保证安全生产 例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设 备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔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

20、只要求作一 般的考虑。第三章 塔的工艺尺寸得计算3.1精馏塔的物料衡算摩尔分率乙醇的摩尔质量水的摩尔质量M A 46 kg/kmolMb 18kg / kmol原料液xF28/4628/46 72/180.1321塔顶xD93/4693/46 7/180.83870.1/ 460.1/ 46 99.9/18平均摩尔质量原料液m F0.1321 46 (10.1321) 1821.70kg / kmol塔顶Md0.8387 46(10.8387) 1841.48kg / kmol塔底产品xW0.000392塔底产品Mw0 000392 461 0 0003921818 01kg/kmol物料衡算

21、进料流量1550厂71.43kmol /h121.70全塔物料衡算F D W轻组分FXf DXd WXw式中 F原料液流量，kmol/hD流出液流量，kmol/hW 釜残液流量，kmol/hX f原料液中易挥发组分的摩尔分数Xd流出液中易挥发组分的摩尔分数Xw釜残液中易挥发组分的摩尔分数D 11.22kmol / h馏出液流量釜液流量W 60.21kmol/h回收率DXD100%Fxf11.22 0.838771 43 0.1321100%99.73%乙醇的回收率水的回收率W(1 Xw)F(1 Xf)100%6°22 (1 °.000392)100%71.43 (1 0.1

22、321)97.10%3.2塔板数的确定理论板层数N的求取最小回流比及操作回流比计算表3-1乙醇一水气、液平衡组成（摩尔）与温度关系温度/C液相气相温度温度/C液相气相/C液相气相1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.6484.116.6150.8979.751.986

23、5.99由上表数据（贾绍义，柴诚敬主编化工原理课程设计天津：天津大学，2002）作乙醇-水的t-x-y图如下图3-1所示：图3-1乙醇的t-x(y)相图当Xf 0.1321时，由图3-1乙醇的t-x(y)相图，可查得溶液的泡点温度为泡=85.25 C查得泡点温度下乙醇的汽化热 846KJ/Kg，水的汽化热2295.62 KJ/Kg所以 rm r-i x1 +r2 (1 x1) 41003.44 KJ / Kg平均温度T=52.54C原料液的比热容Cp=83.56 KJ/(Kmol. C)c t rq p m 1.133 所以 q 线方程为 rm根据进料线方程确定最小回流比如下图3-2所示:10

24、.950.90.850.80.750.70.650.60.550.50.450.40.350图3-2最小回流比的确定由上图可以看出精馏段操作线与平衡线的切点坐标为(0.74/0.775)故 Rmin取 R 2Rm.2 1.813.62故精馏段操作线方程yRxDxR 1 R 1y 0.78x 0.18式中 R回流比X 出 °.8387 O'775 la yq xq0.775 0.74由上图可以看出总理论板数 N=14（包含再沸器），精馏段理论板数为11块，其中 第12块板为加料板。实际板层数的求取取全塔效率Et 0.52，则有Ni 11

25、 0 52 22 块N2 3 0 52 6块总板效率的求取一般两种方法：1. 经验数据2. 采用 O'connell 法，Et 0.49（ J 0.245适用围：l 0-1 7.5，板上液流长度W 1m.-塔顶和塔底平均温度下的相对挥发度；L 塔顶和塔底平均温度下的粘度。X Li3.3精馏塔有关物性数据的计算物性数据数据的查取和估算对于工艺设计计算非常重要，精馏塔设计中主要的 物性数据包括啊：密度、粘度、比热容、汽化潜热和表面力。操作压力计算（影响气相密度，进而影响 V-X塔板结构参数）取塔顶表压为OKpa。塔顶操作压力 PD 101.325KPa每层塔板压降 P 0.7KPa，般0.

26、4-0.7kPa,浮阀塔板的压降为0.2650.53kPa,筛板的小于浮阀塔板，泡罩的大于浮阀塔板。进料板压力 PF 101.325 0.7 22116.725KPa塔底操作压力 Pw 116.725 0.7 6 120.925KPa精馏段平均压力 Pm (101.325 116.725)/2 110.025KPa提馏段平均压力 Pm'(116.725 120.925)/2118.825KPa操作温度计算利用表3-1中数据由拉格朗日插值可求得tF、tD、twtF =85.07C进料口 tF :航3 84.1"如12.38 16.6113.21 16.61塔顶tD :78.15

27、 78.4189.43 74.72tD 78.1583.87 89.43tD =78.25C精馏段平均温度t1提馏段平均温度t2tFtp2tF tw83.07 78.25285.07 99.99281.66 °C92.53 C塔釜tw :100 955tw 100，tw=99.99C0 1.900.078 0平均摩尔质量计算 精馏段的平均摩尔质量精馏段平均温度t1 =81.66C液相组成人:82.3 81.526.08 32.7382.3 81.6626.08 为x1=31.40%气相组成、82.3 79.881.66 79.8,y1=58.57%155.80 65.64y165.6

28、4所以ML146 0.3140 18(10.3140)26.81kg/kmolMV146 0.585718(10.5857)34.44kg/kmol333.2提馏段平均摩尔质量提馏段平均温度t2 =92.53C液相组成X :95.589.092.5389.0x2 =4.33%1.97.21X27.21，气相组成y2:95.589.092.53 89.0,y2=27.01%17.0038.91y238.91所以 ML246 0.0433 18(10.0433)19.21 kg/kmolMV246 0.270118(10.2701)25.58 kg/kmol平均密度计算85 8081.66 807

29、30 735735乙=735.58 kg/m求得在tl与t2下乙醇与水的密度。不同温度下乙醇和水的密度（玉英化工原 理（上）P360-361页附录二十）见表 3-2。温度温度水/ C乙水/ C乙8073597195720961.8585730968.6100716958.490724965.3表3-2不同温度下乙醇和水的密度精馏段平均温度ti=81.66C水=970.70 kg/m385 8081.66 80968.6 971.89718乙=721.98 kg/m3同理 t2=92.53°C95 9092.53 90 ,720 72472495 9092.53 90 , 水=963.

30、55 kg/m3961.85 965.39653在精馏段，液相密度L1 :L10.3410 46 /0.341046 18 (1 0.3410)1 0.5396735.87970.703828.13kg/m3气相密度V1 :V1=34.44 110.0258.314 (273.1580.66)3=1.28 kg/m在提馏段，液相密度L2 :L20.04326 46/0.04326 46 18 (1 0.04326)721.981 0.1038963.553L2 931.21kg/m气相密度V2 :25.58 118.825V2= 8.314 (273.1592.53)=1.0 kg/m3液体平

31、均表面力计算不同温度下乙醇和水的表面力（玉英化工原理（上）P362-365页附录二十一）见表3-3。温度/C708090100乙醇表面力/10 3N /m31817.1516.215.2水表面力/10 3N / m364.362.660.758.8表3-3乙醇和水不同温度下的表面力精馏段液体平均表面力精馏段平均温度t1=81.66C乙醇表面力:90 8016.2 17.1590 81.6616.2,117.087 10 N/m水表面力:90 8090 81.6660.7 62.660.7232 62.475 10 N/m精馏段液体的平均表面力:3m x.(1 1 X12 48.06 10 N/

32、m 提馏段精馏段液体平均表面力提馏段平均温度t2 =92.53C100 90乙醇表面力：100 92.5311'15.59 10 3N /m15.2 16.215.21水表面力：100 90100 92.531'3260.22 10 N/m58.8 60.758.82提馏段液体平均表面力：1 1mX211 x22 58.30 10 3N /m液体平均黏度计算P347精馏段平均温度t1=81.66C 查液体黏度共线图（玉英化工原理（上） 页附录十五）得：20.3493mPa s 10.4300mPa s提馏段平均温度t2=91.54C 查液体黏度共线图得：20.3011mPa s

33、 10.3400mPa s精馏段黏度：1乙X1水（1 x）0.3746mPa s提馏段黏度：2乙X2水（1 X2）3.4精馏塔的塔体工艺尺寸设计塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为VMv,3600 v1(R 1) 11.22 35.203600 1.280.3875m3/sLM L13600 L1RDM | 13-0.0003653m / s3600 L1式中 V精馏段气相流量，kmol/hL精馏段液相流量，kmol/hMv1、Ml1 分别为精馏段气、液相平均摩尔质量，kg/kmolV1、L1 分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3同理，提馏段的气、液相体积流率为VS0.4359m3 / s

34、Ls 0.0006965m3/s式中 V、 L 分别为气、液相平均密度，kg/m3C由式C 。20（）0.2计算20式中 C20 物系表面力为20mN/m的负荷系数亦一操作物系的液体平均表面力，mN/mC操作物系的负荷系数其中的C20由史密斯关联图（玉英化工原理（下）P158页图3-7史密斯关 联图），UVV查取图的横坐标为0.2o o oo oo O9 76 5 41 o oo o O020.01 0.01v10.02 0.03 0.040.07 史密斯关联图L1)2v1Vh)20.0003653 3600/828.23()20.023980.3875

35、36001.28式中 Vh、Lh分别为塔气、液两相的体积流量，m3/hV1、 L1 分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3同理提馏段的为埶亡）2诃876取板间距Ht 0.4m，板上液层高度h l 0.05m ，则Ht h L 0.4 0.050.35m同上，C200.070同理，提馏段的板间距取Ht 0.35m ,板上液层高度h l 0.05m。C?。0.062' ,M、0.248.06、0.2CC20()0.070 ()0.08320 20828.13 1.28Umax 0.08312.10m /sV 1.28同理，提馏段的为C 0.076Umax 2.32m/ s选取泛点率：一般

36、液体，u 0.6 0.8umax，易起泡液体，u 0.5 0.6umax。取安全系数0.7，则空塔气速为D4 0.3875V 1.470u 0.7 umax 0.7 2.10 1.47 m / s0.5793m式中 D塔径，mVs塔气体流量，m3/su空塔气速，即按空塔截面积计算的气体线速度，m/s按标准塔径圆整后为D=0.6m常用的标准塔径为：0.6m、0.7m、0.8m、1.0m、1.2m、1.4m、1.6m、1.8m、2.0m、 2.2m、4.2m。同理，提馏段为 u 1.62m/s D 0.5852m按标准塔径圆整后为D 0.6m塔截面积为 AtD20.62 0.2827m244实际空

37、塔气速为u 需1.371m/s同理，提馏段的为 A0.2827m2u 1.542m/s342精馏塔有效高度的计算板间距选择:表 塔板间距与塔径的关系塔径/D , m0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0板间距/Ht, mm200300250350300450350600400 600化工生产中常用板间距为：200, 250, 300, 350, 400, 450, 500, 600, 700,800mm。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有 足够的工作空间，其值不应小于 600mm。精馏段有效高度为Zi (Ni 1)Ht (22 1)

38、 0.40 8.40m提馏段有效高度为Z2 (N2 1)Ht (6 1) 0.351.75m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 Zi Z2 0.88.40 1.710.810.95m3.5塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置计算溢流装置包括溢流堰和降液管。降液管形式和底隙降液管：弓形、圆形。小塔用圆形，一般采用弓形降液管 塔板溢流形式有：U型流、单溢流、双溢流和阶梯流。表溢流形式选择塔径小塔、液体流量小塔径小于2.2m塔径大于2m塔径很大、液体流量很大溢流形式U型流单溢流双溢流阶梯流因塔径D=0.6m，可选用单溢流弓形降液管。各项计算如下 堰长堰长由液相

39、负荷和溢流形式决定。对单溢流，一般取lw，对双溢流,一般取 lw。取 |w 0.6D 0.6 0.6 0.36m同理，提馏段的为lw 0.6D0.6 0.6 0.36m溢流堰高度由 hw hL how式中hw 堰咼，mhL 板上液层咼度，mhow堰上液层高度，m溢流堰板的形状由how决定，how>0.6选平直堰；how <0.6选齿形堰选用平直堰，堰上液层高度：h°w近似取E=1 （一般情况取1,可借用博尔斯对泡罩塔提出的液流收缩系 数计算图求取。）式中lw堰长，mLh塔液体流量，m3/hhow1.17（学）;l wE液流收缩系数，若how小于6mm,采用齿形堰，当溢流层

40、不超过齿顶时当溢流层超过齿顶时L 0.735hoT （how九严用试差法hn则how2.8410002（°.0003653 3600尸0.360.006736 m同理，提馏段的为how 0.01978m取板上清液层高度hL 50 mm故 hw 0.05 0.06736 0.04326 m同理，提馏段的为 九 0.03013m 弓形降液管宽度和截面积降液管截面积：由A/A = 0.06- 0.12确定；由 L 0.6D3-12弓形降液管的由弓形降液管的参数图（玉英化工原理（下）P163页图 宽度与面积）查得亠 0.062，Wd 0.11ArD故 Af 0.062 0.2827 0.01

41、753m2Wd 0.11D 0.11 0.6 0.066m同理，提馏段的为Af0.01753m2Wd0.066m为避免严重的气泡夹带，停留时间3 5s，其中 fLS验算液体在降液管中停留时间为：3600Af HT 3600 0.01753 0.40 -19.20s 5sLh0.0003653 3600式中 Lh塔液体流量，m3/hHt板间距，mAf弓形降液管截面积，m2同理，提馏段的为8.81s 5s故降液管设计合理降液管底隙高度底隙h°：通常在30-40mm,若太低易于堵塞。hoLh一'，取 Uo3600lwU°0.08m/ s式中 Lh塔液体流量，m3/hl w

42、 堰长，mU0'液体通过降液管底隙时的流速，m/s。根据经验，一般取u°'=0.07 m/s0.25 m/s则h00.01268m0.0003653 36003600 0.36 0.08hwh°0.043260.012680.03058m0.006m降液管底隙高度比溢流堰高度低 0.006m。同理，提馏段的为u。0.09m/sh00.02150m/ shw h00.008633m 0.006m故降液管底隙高度设计合理。塔板布置塔板的分块塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般，塔径从小于800mm时米用整块式塔板；当塔径在 900mm以上时，米用分块

43、式塔板。因D 800mm，故塔板采用整块式。 溢流区区（受液区和降液区）W d一般两区面积相等。 鼓泡区 气液传质有效区 入口安定区和出口安定区Ws=50-100mm。边缘区：小塔 Wc=30-50m，大塔 50-75mm有效传质区：单流型弓形堕醴域板：Aa =+ r2 sm )r戏流型弓形降液管塔板；4 -亦+/ in1-) - 3 &-r2 dii1)(5)筛孔的尺寸和排列有效传质区为常按疋三诽形排列°筛板开孔率=J I'To匸 ¥卩二土二 二 O.9Q7 空2'Ap筛孔数的计算:n nAp 1.158-pt2n'每平方米鼓泡区的筛孔数。

44、3.522边缘区宽度确定取 Ws Ws0.04m , Wc 0.03m开孔区面积计算2开孔区面积:Aa2 (x . r2 2 sr sin 1803其中x -2(WdWs)0.62(0.0660.04)0.194mD0.6r Wc0.030.27m22式中 Wc 边缘区宽度，mAa 开孔区面积，m2Wd 弓形降液管宽度，mWs 破沫区宽度，m同理，提馏段的为x 0.194m r 0.27m 2故 Aa 2 (0.1940.272 0.1942°sin10"194)1800.2720.1896m同理，提馏段的为 A 0.1896m23.524筛孔计算及其排列本利所处理的物系无

45、腐蚀性，可选用3mm碳钢板,取筛孔直径d0 8mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t 3d03 8 24mm同理，取提馏段的为t 3d03 8 24mm筛孔数目n为1.158Aat21.158 0.189623800.024式中 Aa 开孔区面积，m2t孔间距，m同理，提馏段的为 n 380个 实际开孔393个。2开孔率为393 竺10.42%4Aa同理，提馏段的为10.42%气体通过筛孔的气速为U0 VsA0Aa0.38750.1042 0.189619.61m/s同理，提馏段的为 u。22.06m/s3.6筛板的流体力学验算塔板压降干板阻力计算干板阻力：hc 0.051（也）2（亠）

46、c0L1式中uo 气体通过筛孔的气速，m/sCo干筛孔的流量系数V1、L1 分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3由do /8/3 2.67，查查干筛孔的流量系数图得，Co 0.76干筛孔流量系数图故 he 0.051(19)2( 1.28 )0.05242m 液柱0.76828.13同理，提馏段的为 he 0.04614m液柱气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力：h1 hLVsATAf0.38750.2827 0.017531.46m / s式中 Vs塔气体流量，m3/sat塔截面积，m2Af弓形降液管截面积，m2F0 uaVF。1.46 亦 1.65同理，提馏段的为 Ua 1.38m

47、/sF01.38查充气系数关联图，得 0.50，提馏段的故 m h(hw how)式中hL板上液层高度，0.500.50 (0.04326m0.006736)0.025m 液柱充气因数，无量纲。液相为水时,B =0.5 为油时，B =0.20.35 为碳氢化合物时，B =0.40.5361.3液体表面力的阻力计算液体表面力所产生的阻力:h4mL1 gd0828.13 9.81 0.008。恥958"液柱式中 do 孔直径，mom操作物系的液体平均表面力，mN/m同理，提馏段的为 h 0.003191m液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即hp hc hi hhp 0.0524

48、2 0.025 0.0029580.0804m 液柱同理，提馏段的为hp 0.07433m气体通过每层塔板的压降为P hp Lig 0.0804 828.13 9.81675Pa 0.7kPa (设计允许值)同理，提馏段的为P 679Pa 0.7kPa (设计允许值)液面落差2(b 4HJ2 L Z Ls液面落差一般较小，可不计。当不可忽略时，0.0476 (bHf)3( LVT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。液沫夹带雾沫夹带量：5.7 106( ua 層 mHthf7hf 2.5hL 2.5 0.050.125m式中hL 板上液层高度，mHt板

49、间距，mcm操作物系的液体平均表面力，mN/mua气体通过筛孔时的速度，m/s0.1kg / kg故e 57 1 (146)3'2 0.0248kg/kg48.06 100.40 0.125同理，提馏段的为ev 0.0324kg/kg 0.1kg/kg故在本设计中液沫夹带量 巳在允许围。漏液对筛板塔，漏液点气速：u0,min 4.4C。(0.0056 °.13hL h ) L1 / V18.13m/ s4.4 0.76 (0.0056 0.13 0.05 0.002958)828.13/1.28式中hL 板上液层高度，mC。一干筛孔的流量系数V1、L1 分别为精馏段气、液相平

50、均密度，kg/m3h 与液体表面力压强降相当的液柱高度，m实际孔速 Ug 19.61m/ s Ug,min同理，提馏段的为 U0,min9.12m/sUq22.06m/s 比时稳定系数为K空2.411.5u0,min8.13同理，提馏段的为 K 2.42 1.5故在本设计中无明显漏液。液泛为防止塔发生液泛，降液管液层高Hd(Ht hw)式中 Ht板间距，mhw堰咼，m©系数，是考虑到降液管充气及操作安全两种因素的校正系数。易气泡物系 0.3 0.4，不易起泡物系0.6 0.7 , 一般物系，取0.5乙醇一水物系属于一般物系，取0.5，则(Ht hj 0.5(0.400.04326)0

51、.2216同理，提馏段的为(Ht hw) 0.1901而 Hd hp n hd板上不设进口堰，hd可由式5-30计算，即g 0.153(u0')0.0056 0.130.04326 2.84 1 (3600Ls f30.153(0.08)20.000979m 液柱Hd 0.08038 0.025 0.0009790.1064 m 液柱Hd (Ht hw)同理，提馏段的为 h 0.001239m液柱Hd 0.1006m 液柱Hd (Ht hw)故在本设计中不会发生液泛现象。3.7塔板负荷性能图漏液线由 Uo,min4.4C°J(0.0056 0.13hL h ) L1/ V1Uo,minVs,minA0hLhwhow22.84E(Lh)31000 lw得V is ,min4.