乙醇-水连续精馏筛板塔地设计

1、乙醇-水连续精馏筛板塔的设计前言精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发（低沸点）组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发（高沸点）组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高， 而下降液愈接近塔底,其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返 回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸 气返回塔中，另一部分液体作

2、为釜残液取出。精馏塔的工作原理是根据各混合气体的汽化点（或沸点）的不同，控制塔各节的不同温度，达到分离提纯的目 的。化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多 数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操 作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一

3、定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔 外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再 沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算一一物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，调试出塔的工艺流程、生产操作条件及物性

4、参数，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。目录前言 2化工原理课程设计任务书 6.第一章设计概述71.1塔设备在化工生产中的作用与地位 71.2塔设备的分类81.3板式塔8.泡罩塔&筛板塔&浮阀塔9.第二章设计方案的确定及流程说明 9.2.1塔型选择92.2操作流程9第三章塔的工艺计算103.1查阅文献，整理有关物性数据 11进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 11平均摩尔质量 113.2全塔物料衡算113.3塔板数的确定12理论塔板数的求取 12全塔效率的估算 15实际塔板数 16第四章精馏塔主题尺寸的计算174.1求的塔顶、进料板、及塔釜的压力 174.2平均摩尔质

5、量的计算：（kg/kmol）1734、3平均密度m（ Kg / m ）184.4精馏段与提馏段的汽液体积流量计算204.5液体表面张力 204.6塔径D的计算214.7塔高的计算234.8塔板结构尺寸的确定24第五章塔板的流体力学验算5.1气体通过塔板的压力降 m液柱275.2液体在降液管内停留时间的校核 295.3液沫夹带（雾沫夹带） 295.4漏液305.5液泛31第六章塔板负荷性能图316.1精馏段塔板负荷性能图32漏液线32液沫夹带线 32液相负荷下限线 33液相负荷上限线 336.1.5液泛线错误!未定义书签。6.2提馏段塔板负荷性能图35漏液线35液沫夹带线 35液相负荷下限线 3

6、6液相负荷上限线 37液泛线37第七章各接管尺寸的确定及选型 397.1进料管尺寸的计算及选型397.2釜液出口管尺寸的计算及选型 397.3回流管尺寸的计算及选型407.4塔顶蒸汽出口径及选型 407.5水蒸汽进口管口径及选型4041第八章精馏塔的主要附属设备8.1冷凝器418.2预热器428.3预热器43设计结果一览表 44设计方案讨论 45参考文献46化工原理课程设计任务书设计题目：乙醇-水连续精馏筛板塔的设计任务要求：1. 设计一连续筛板精馏塔以分离乙醇和水，具体工艺参数如下：? 原料乙醇含量：质量分率=（30+0.5*学号）% ,? 原料处理量：质量流量=（10 0.1*学号）t/h

7、 单号?（10 + 0.1* 学号）t/h 双号? 产品要求：摩尔分率：xd = 0.83, x w = 0.10 单号;? xd = 0.80, x w = 0.05 双号R = （ 1.2 2 ） Rmin。2. 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流,主要内容:1. 确定全套精馏装置的流程，绘出流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装 置；2. 精馏塔的工艺计算与结构设计：? 物料衡算确定理论板数和实际板数；? 按精馏段首、末板，提馏段首、末板计算塔径并圆整；? 确定塔板和降液管结构；? 按精馏段和提馏段的首、末板进行流体力学校核，并

8、对特定板的结构进行个别调；? 进行全塔优化，要求操作弹性大于2。3. 计算塔高；4. 估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量和再沸器换热面积；5. 绘制塔板结构图（用计算纸或绘图纸）；6. 列出设计参数总表。四参考书目第一章设计概述1.1塔设备在化工生产中的作用与地位塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液两相间进行紧密接触， 达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业 气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的

9、产品质量和环境保护等各个方面都有重大影 响。塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视。1.2塔设备的分类塔设备经过长期的发展，形成了形式繁多的结构，以满足各方面的特殊需要，为研究和比较的方便，人们从不同的角度对塔设备进行分类，按操作压力分为加压塔、常压塔和减压塔；按单元操作分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；按形成相际界面的方式分为具有固定相界面的塔和流动过程中形成相界面的塔，长期以来，人们最长用的分类按塔的内件结构分为板式塔、填料塔两大类。1.3板式塔板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多，根据目前国内外的现状，主要的塔型是浮阀塔、筛板塔 和泡罩塔。泡罩塔泡罩塔是历史

10、悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、吸收等单元操作使用的设备中曾占有主要的地位，泡 罩塔具有一下优点：（1）操作弹性大（2）无泄漏（3）液气比范围大（4）不易堵塞，能适应多种介质泡罩塔的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修方便以及气相压力降较大。筛板塔筛板塔液是很早就出现的板式塔，20世纪50年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，形成了较完善的设计方法，与泡罩塔相比，具有以下的优点：（1 ） 生产能力大（提高 20 % 40 %）（2）塔板效率高（提高10 % 15 %）（3）.压力降低（降低30 % 50 %），而且结构简单，塔盘造价减少40 %左右，安装维修都比较容易 。1.3.3浮阀塔2

11、0世纪50年代起，浮阀塔板已大量的用于工业生产，以完成加压、常压、减压下的蒸馏、脱吸等传质 过程。浮阀式之所以广泛的应用，是由于它具有以下优点：(1).处理能力大(2)操作弹性大(3).塔板效率咼(4).压力降小其缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。浮阀的形式有很多，目前常用的浮阀形式有F1型和V-4型，F1型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好。F1型浮阀又分为轻阀和重阀两种。V-4型浮阀其特点是阀孔冲成向下弯曲的文丘里型，以减小气体通过塔板的压强降，阀片除腿部相应加长外，其余结构尺寸与F1型轻阀无异，V-4型阀适用于减压系统。第二章设计方案的确定及流程说明2.1塔型选择根据生产任务，若按

12、年工作日300天，每天开动设备 24小时计算，产品流量为15t/h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用筛板塔。2.2操作流程乙醇一一水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。乙醇一水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料

13、板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上， 回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。 流程示意图如下图第三章塔的工艺计算3.1查阅文献，整理有关物性数据(1)水和乙醇的物理性质表31 :水和乙醇的物理性质名称分子式相对分子质里密度20Ckg / m沸占八、101.33kP3aC比热容(20 C)Kg/(kg.C)黏度(20 C)mPa.s导热系数(20 C)/(m. C)表面张力(20 C)N/m水H2O18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇C2H5OH46.0778978.32.391.150.17222.8(2)

14、常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表3 2表3 2乙醇一水系统t x y数据沸点t/ C乙醇摩尔数/%沸点t/ C乙醇摩尔数/%气相液相气相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7

15、572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相对分子质量：46 ;水相对分子质量：18进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数原料乙醇组成（摩尔分数）：XF=0.55/460.55/46(10.55)/18=0.3235塔顶组成：xd=0.80塔底组成：xw=0.05平均摩尔质量M f =0.323546+ ( 1-0.3235 )18=27

16、.058 kg/kmolD* x d +W *x w =F* x fM D= 0.8046+ (1-0.80)18=40.4kg/kmolM W =0.0546+ ( 1-0.05 )18=19.4kg/kmol3.2全塔物料衡算进料量：l "丄八 15 10000.55/4610.55 /18 门F 15t / h0.154 kmol/s3600总物料衡算：F=D+W易挥发组分物料衡算:联立以上二式得:D=0.0562kmol/sW=0.0978/kmol/s表3-3物料衡算数据记录F :进料量（kmol/s ）0.154 kmol/sXf :原料组成（摩尔分数）0.3235D：塔

17、顶产品流0.0562kmol/sxD :塔顶组成0.80量（kmol/s ）W:塔底残液流0.0978 kmol/sXw :塔底组成0.05量（kmol/s3.3塔板数的确定理论塔板数Nt的求取（1）求最小回流比Rmin和操作回流比 R。根据乙醇一一水气液平衡表1-6，作图乙醇-水x-y相平衡图一 一平衡线 对角线乙醇-水t-x(y)图液相摩尔 气相摩尔组成x(y)由图，过(0.80 , 0.80)做直线与平衡线切于点e(0.5602,0.6774).则Rmind ye 0.80 0.6774。461ye xe 0.67740.5602Rmin*RR精截距xD/(R+1)yq精斜率R/(R+1

18、)提斜率提截距1.04611.21.255320.3547170.5347780.5566041.7891490.0394571.04611.31.359930.3389930.5254130.5762591.7541680.0377081.04611.41.464540.3246040.5168420.5942451.7221560.0361081.04611.51.569150.3113870.508970.6107661.6927520.0346381.04611.61.673760.2992040.5017130.6259951.6656480.0332821.04611.71.778

19、370.2879390.4950030.6400771.6405850.0320291.04611.81.882980.2774910.488780.6531371.6173420.0308671.04611.91.987590.2677740.4829930.6652821.5957250.0297861.046122.09220.2587150.4775970.6766061.5755720.028779由于，泡点进料:R=1 .8 R min =1.8830取 R=1.8R min , , ,Rmin=1.0461.泡点进料：q=1，故q线为x=0.3235.R精馏段操作线：yn+1 =

20、 xnR 1XdR 1=0.653137xn + 0.277491提馏段操作线:RDqFyn+1 =(R 1)D(1 q)FXnF D(R 1)D(1 q)F=1.617342x n-0.030867乙醇-水 x-y相平衡图1.8平衡线 对角线 T-精馏线 亠提馏线t- q线由工艺条件决定R=1.8R min故取操作回流比R=1.8830(2 )理论塔板数Nt的求取由图可以看出当R=1.8R min时，理论板数为Nt=11块，进料板为第10块，精馏段需9块，提馏段需2块,(包括蒸馏塔)。全塔效率的估算利用表中常压下乙醇-水气液平衡组成与温度关系数据用内插值法求得用奥康奈尔法(O'con

21、enell)对全塔效率进行估算:根据乙醇-水体系的相平衡数据可以用内插法求得( X或Y):由相平衡方程式y=ax1 (a 1)xx(y 1)y1=X d=0.80X1=0.7713aD=1.1859yF=0.5812xf=0.3235aF=2.902yw=0.2979xw=0.05aw =8.062182.3 81.5tF - 81.5.，则FF，可得a=320.2608 0.32730.3253 0.3173tD78.1578.410.8943 0.7472tD 78.410.8 0.7472tD =78.3167 Ctw =91.7053 C平均相对挥发度的求取：a 3 aDaFaW3 1

22、.1859 2.902 8.0621 3.0274全塔的相对平均挥发度:(1)精馏段的平均相对挥发度的求取:95.5 89.0 = tw 89.00.0190.0721 = 0.05 0.0721a1JaDaF1.1859 2.902 1.8551(2 )提馏段的平均相对挥发度的求取：a2=FW = 2.9020. 8.0621 =4.8370全塔的平均温度:(1 )精馏段平均温度81.5457+ 78.31672=79.9312(2 )提馏段平均温度tF twt2=815457917053=86.6255 C2查化工原理(陈敏恒主编第三版上)课本附录1.2水在不同温度下的黏度表及液体粘度共线

23、图，乙醇 1=0.43 mPa.s可知：当温度为 79.9312 C时，水1温度为 86.6255 C 时，水 1=0.3291 mPa.s ，乙醇 2=0.38 mPa.s查乙醇水的汽-液平衡图：化工原理(陈敏恒主编第三版下)课本附录3.1当温度为79.9312 C时,x10.507979.931279.80.3965 0.507980.7 79.8x1=0.4917温度为86.6255X20.12380.09660.1238一 _ _ _ _C时，86.67885.386.7,X2=0.098085.3根据公式lg LX lg i ,(1L= 10Xi lg ig求得,平均黏度：(1 )精

24、馏段：L10 0.4917Ig0.43 (1 04917) lg 0.35620.3907mpa.s(2 )提馏段：0.098010lg 0.38 (1 0.0980) lg 0.32910.3338mpa .s由奥康奈尔关联式计算全塔效率:Et 0.49( l)0.245(1 )精馏段：Et=0.49 (1.85510.3907) 0245=0.5302(2)提馏段：Et=0.49 (4.8370 0.3338) 0.245 =0.4357实际塔板数Np实际塔板数et所得实际塔板数(1 )精馏段：Nr=N i/Et=9/0.5302 胡6.97,取整精馏段17块板，考虑安全系数加一块为18。

25、(2 )提馏段：Ns= ( N-N 1)/ E t=2/0.4357 4.59,取整提馏段5块板，考虑安全系数加一块为6.故进料板为第19块总板数为N=N r +Ns=18+6=24(包括蒸馏塔)。第四章 精馏塔主题尺寸的计算4.1求的塔顶、进料板、及塔釜的压力：塔顶：P101.3.kPa101 3每层塔板压降：75mmH2。0.075kPa 0.7355kPa10.33进料板压力:PF 101.3 18 0.7355114.503kPa塔釜压力：FW 114.5030.7355 6118.916kFa求得精馏段和提馏段的平均压力:(1 )精馏段：I 101.3 114.503 一Pm107.

26、9075 kFa2(2 )提馏段：c 114.503118.916 一Pm116.7095 kPa24.2平均摩尔质量的计算：(kg/kmol)M VDm塔顶：0.80 46 (1 0.80) 18 40.4M LDm0.7713 46 (1 0.7713) 1839.5964进料板：MVFm0.581246(10.5812)1834.2736M LFm0.323546(10.3235)1827.058塔釜:M vWmM LWm0.2979 46 (1 0.2979) 18 26.34120.05 46 (1 0.05) 18 19.4M LmM VDm M vFm240.434.237623

27、7.3188kg / kmolM LDm M LFm239.596427.058233.3272kg / kmol(1 )精馏段平均摩尔质量:(2)提馏段的平均摩尔质量:M VmM VFm M VWm34.273626.3412230.2894kg / kmolMLmM LFm M LWm227.058 19.4223.229kg/kmol塔顶M VDm40.4 kg / kmol精馏 段平 均摩 尔质 量M Vm37.3188kg/ kmolM LDm39.5964 kg / kmolM Lm33.3272kg/kmol进料板M VFm34.2736 kg / kmol提馏 段平 均摩 尔质

28、量M Vm30.2894kg / kmolM LFm27.058kg / kmolM Lm23.229kg/kmol塔釜M VWm26.3412kg/kmolM LWm19.4 kg/ kmol4、3平均密度,(Kg/m3)1)气相平均密度 的计算表4-1平均摩尔质量由 PV nRT 和T，(1 )精馏段气相平均密度计算：PM RTRT,VmMRTVmm M VmRT107.9075 37.31888.314 (273.15 79.9132)31.3719kg /m(2 )提馏段平均密度计算:Vm116.7095 30.28948.314 (273.15 86.6255)1.1818kg/m3

29、温度/cc / kg m 3w / kg m 3温度/ cc / kg m 3w/ kg m 380735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.32)液相平均密度计算:LWii求得在与下的乙醇和水的密度(单位：kg/m3)已知：混合液密度依式_aA _aB ( a为质量分数， M为平均相对分子质量)ABtD78.3167730735 厂73585 8078.3167 80A =736.6833( kg/m3),3B =972.8773( kg / m )968.6 971.8971.885 80= 78.3167 80WaXaM aXaM

30、a (1 Xa)M0.80 460.80 46(10.80) 180.9109塔顶：得:LDmWaWb0.9109736.68331 3 752.9729kg/m3 (10.9109)972.8773tF81.5457730735a 735Wa进料板：得:85 8081.5457 803A =733.4543( kg/m )968.6 971.8b971.885 80XaM a81.5457 80B =970.8108( kg/0.3235 46XaM a (1 Xa)M b0.3235 46 (1 0.3235) 18LFmWaWb0.5499733.4543m3)0.5499824.133

31、7kg/m3 (1 0.5499)970.810891.7053 :竺竺A" 724Wa塔釜：得:959091.7053 90961.85 965.3B- 965.395 9091.0573 90A =722.6358( kg /m3),3B =964.1233( kg/m )XaM aXAM A (1 XA)M B0.05460.05 46(10.05) 180.1186LFmWa(1 )精馏段液相平均密度:(2 )提馏段液相平均密度:WbLmLm13927.3816kg/m 0.1186 (1 0.1186)722.6358964.1233752.97298241337788.5

32、533kg/m32824.1337927.3816875.7577kg/m34.4精馏段与提馏段的汽液体积流量计算根据：R=1.8R 聞，Rmin=1.0461, R=1.8830(1)精馏段气液负荷计算V= (R+1 ) D=(1.8830+1)0.0554=0.15kmol/sVsVMvmvm0.15 37.31881.371934.0803m3/sL=RD=1.88300.0554=0.1043kmol/sLs =LM LMLM0.1043 33.3272788.55334.4081 10 3(m3/s)(2)提馏段气液负荷计算由于q=1，则V' = V+ (q - 1) = V

33、 =0.1043kmol/sV'Mvmvm0.1043 30.28941.181832.6732m /sL' = L + qF =L + F =0.1043 + 0.154 =0.2583 kmol/sL's =L'Mlm =LM0.2583 23.229875.7577336.8513 10 (m /s)4.5液体表面张力m =xi ii 1查化工原理(陈敏恒主编第三版 上)课本附录，水在不同温度下的表面张力及有机液体的表面张力共线图可知：A 乙醇B 水(1)塔顶:78.3167 C时,807062.5764.3378.316780a 62.57b 62.86

34、63 mN /mB 62.8663 mN /mA 17.8 mN / mMD0.80 17.8(1 0.8) 62.866326.8133( mN / m)进料:tF81 .5457 C时，62.5780 9060.7181.5457 80 , B 62.2825 mN / m a 62.5762.2825 mN /m,17.4 mN / mMF 0.3235 17.4(10.3235) 62.282547.7630 (mN/m)(3)塔釜：91 .7053 C时,9010091.7053 9060.7158.84A 60.71，B 60.3911 mN/m60.3911 mN/m,A 16.

35、7 mN / mmw 0.05精馏段:提馏段:16.7m=(m=(10.05) 60.391158.2065(MD +MW +mN/m)mf )/2=(26.8133 +47.7630)/2=37.2881(mf )/2=(58.2065+47.7630)/2=52.9847(mN/m)mN /m)全塔液相平均表面张力26.813347.763058.206544.2609(mN/m)4.6塔径D的计算塔径可以由下面的公式给出:4Vsu由于适宜的空塔气速 U(0.6 0.8)Umax，因此，需先计算出最大允许气速Umax。Umax C 0.2vm, C由下式计算C =Cf20 20,C20由s

36、mith图查取。参考化工原理下册表10-1，取塔板间距 HT=0.45m，板上液层高度hL 0.06m，那么分离空间:HT-h 1=0.39m两相流动参数计算如下Flv(1)精馏段塔径的确定：图的横坐标为:Flvl4.4081 10 34.080378855330.02591.3719查smith图得:(史密斯关联图).2Cf20 =0.0820.2C = C f 20= 0.0822037.2881200.0929=0.0929Umax C788.5533 1.37191.37192.2248m/s取安全系数为 0.8,u=0.8 X2.2248=1.7799m/s则精馏段塔径D=1.708

37、9m4VS=4 4.0803'、u =3.14 1.7799根据塔设备系列化规格，将D圆整到D=1.8m 作为初选塔径，因此重新校核流速u此时，实际空塔气速为:U=4VsD24 4.08031.821.6043m/sU实际泛点百分率为1.6043n -79 d dU./2IIUmax2.2248AT2D220.785 1.822.5434 m24(2) 提馏段塔径的确定：图的横坐标为:FlvLs L68513 10 3875.7577。徳*VS V 2.6732: 1.1818查 smith 图得：Cf20 =0.0810.2C = Cf20= 0.081200.252.9847200

38、.0984Umax=0.0984 X875.75771.1818: 1.18182.6775m/s取安全系数为 0.8，则空塔气速为 u=0.8 X2.6775=2.1420m/s则提馏段塔径D4 2.67323.14 2.1420=1.2609m根据塔设备系列化规格，将D圆整到D=1.8m 作为初选塔径，因此 重新校核流速u此时，实际空塔气速为:U=4VsD24 2.67321.821.0510m/s实际泛点百分率为 1.05100.3925Umax 2.6775AT0.785 1.822.5434m24.7塔高的计算塔的高度可以由下式计算：Z Hp (N 2 S)Ht SHt Hf HwH

39、p-塔顶空间(不包括头盖部分)Ht-板间距N-实际板数S-人孔数Hf-进料板出板间距Hw-塔底空间（不包括底盖部分）8块板设一个人孔,已知实际塔板数为 N=24块，板间距Ht=0.45由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔则人孔的数目S为：24S12个8，进料板空间高度取人孔两板之间的间距Ht 0.6m，则塔顶空间Hp 1.2m，塔底空间Hw 2.5mH f 0.8m，那么，全塔高度：Z 1.2（24 22） 0.452 0.60.82.514.7m4.8塔板结构尺寸的确定塔板详细设计选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。广泛用于因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长

40、，塔板效率高，结构简单,直径小于2.2米的塔中。（1）溢流装置计算因塔径D=1.8m，可选用单溢流弓形降液管A.堰长l w单溢流：lw0.6 0.8 D选择平流溢流堰取堰长 lw=0.6D=0.6 X1.8=1.08m,B.溢流堰高度hw因为出口堰高hwh L hOW，已取hL =0.06选用平直堰，堰上液层高度 how可用FranCiS计算，即% 誥E23Lhlw2.5 =4.4081*10由精馏段：Lh-3 *3600/2.51 08=13.0916图10-48液流收缩系数查化工原理下册上图10-48得：E=1.04，则3how =2.84 X10 X104(15.8692/1.08)2/

41、3 =0.0177mhwhLhow =006-0.0177=0.0423m提馏段：Lh 彳)2.5 =6.8513*10 -3 *3600/ Qg25 =20.3477查化工原理下册上图 10-48得：E=1.04，则3h0w =2.84 X10 X1.06(24.6647/1.08)2/3 =0.0242mhwh l how =0.06-0.0242=0.0358m(2)降液管图10-40弓形降液管的宽度与面积因为lw D 0.6，查弓形降液管参数图(化工原理陈敏恒 第三版P127 )得:AAt0.115，At=冗D2' /4、'=2.5434m 21.8=0.207m所以

42、Af 0.055 2.5434=0.1399 m 2 , Wd=0.115依下式验算液体在降液管中停留的时间：AH 3 5sLs0.1399 0.45精馏段：t14.2817 5s0.0044081提馏段：t °1399 °459.1888 5s0.0068513故降液管设计合理。降液管底隙高度:降液管底部离塔板距离h°,考虑液封，取h°比hw小，通常取为 0.03-0.04m 左右此时，取为h0 =0.03则液体流经底隙的流速依下式计算:Ub0.3l w h00.5m/ s精馏段：ubLsl w h04.401810 31.08 0.030.1361m

43、/s0.3 0.5m/s提馏段：ubLsI wh06.8513 10 31.08 0.030.2115m/s0.3 0.5m/s故降液管底隙高度设计合理。(3 )塔板布置A.塔板的分块因为D=1.8m，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为5块。表塔板分块数塔径/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456B边缘区宽度的确定取边缘区宽度 Wc=0.07m,安定区宽度Ws=0.08mC 计算开孔面积Dx 2D r2WdWcWs1.80.9 0.07Aa2 x.r2 x20.207 0.080.613m0.83m2 .r sin1802 0.613 0.830.

44、61318020.83 sin1巡1.8303(m2)0.83D 筛板孔数n与开孔率取筛孔的孔径，do0.008m，正三角形排列，一般碳钢的板厚为 0.003m,取=3, do故孔中心距t =3.0*6=0.024M依下式计算塔板上的开孔率AoAa0.907(t/d。)072 0.101=10.1%(0.018/0.006)则每层塔板上的开孔面积 A为:AoAa0.101 1.83030.1849m2A。do0.1849 43.14*0.00823680孔气体通过筛孔的气速为U0亘=Vs/AoAa则精馏段U°j4.0803提馏段U°T0.101 1.83032.673222

45、.0676m/s0.101 1.8303 14.4575m/s第五章 塔板的流体力学验算5.1气体通过塔板的压力降hpm液柱精彩文档气体通过塔板的压力降（单板压降）hp hc h1 hhp气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m液柱hc 气体通过筛板的干板压降，m液柱h i 气体通过板上液层的阻力，m液柱h 克服液体表面张力的阻力，m液柱干板阻力hc图10-45干板孔流系数干板压降hchc= 0.051(业)2C0LUo 筛孔气速，m/sC 0孔流系数v L 分别为气液相密度,Kg/m 3根据 / d。=0.003/0.008=0.375查干筛孔的流量系数图 C0 =0.72精馏段 hc 0.0

46、51(22.0676)2( 1.3719 )0.0834m液柱0.72788.553314 4575 21 1818提馏段 hc 0.051(. 5 5) (. 8 8 )0.0277m液柱0.72875.7577板上充气液层阻力h1板上液层阻力hi用下面的公式计算：h 0 hLo(hwhow)九板上清液层高度，mo反映板上液层充气程度的因数，可称为充气因数当液相为水时，取板上液层充气因数°0.5，那么hl£ o hLo (hwhow )由表面张力引起的阻力h液体表面张力的阻力Lgdo精馏段h4 37.2881 10 30.00241m788.5533 9.81 0.008

47、h提馏段34 52.9847 100.003084 m875.7577 9.810.008综上，故精馏段hp=0.0834+0.03+0.0024 仁0.1158m液柱压降 p gh =788.5533 X9.81X0.1158=0.8958KPa液柱提馏段hp=0.0277+0.03+0.003084=0.0608mhpgh=875.7577 X9.81 X0.0608=0.5223KPa本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。5.2液体在降液管内停留时间的校核AH依下式验算液体在降液管中停留的时间：一一 3 5sLs0.1399 0.45精馏段：t14.2817 5s0.00440810.1399 0.45提馏段：t9.1888 5s0.0068513故降液管设计合理。故在本设计中不会产生严重的气泡夹带。5.3液沫夹带（雾沫夹带）的