1、乙醇-水連續精餾篩板塔的設計前言精餾塔是進行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。根據操作方式又 可分為連續精餾塔與間歇精餾塔。蒸氣由塔底進入，與下降液進行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發（低沸點）組分不斷地向蒸氣中轉移,蒸氣中的難揮發（高沸點）組分不斷地向下降液中轉移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發組分濃度愈高，而下降液愈接近 塔底，其難揮發組分則愈富集，達到組分分離的目的。由塔頂上升的蒸氣進入冷凝器，冷凝的液體的一部分作為回 流液返回塔頂進入精餾塔中，其余的部分則作為餾出液取出。塔底流出的液體，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發 后，蒸氣返回塔中，另一部分液體

2、作為釜殘液取出。精餾塔的工作原理是根據各混合氣體的汽化點（或沸點）的不同，控制塔各節的不同溫度，達到分離提純的目 的。化工生產常需進行液體混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，精餾操作在化工、石油化工、輕工等工 業生產中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設計和分析分離過 程中的各種參數是非常重要的。要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續精餾的方法，因為乙醇和水的揮發度相差不大。精餾是多 數分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離。化工廠中精餾操 作是在直立圓形的精餾塔內進行的，塔內裝有若干層塔板或

3、充填一定高度的填料。為實現精餾分離操作，除精餾塔 外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再 沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預熱器、回流液泵等附屬設備，才能實現整個操作。本次設計的篩板塔是化工生產中主要的氣液傳質設備。此設計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、 計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設計過程。本設計包括設計方案的選取，主要設備的工藝設計計算一一物料衡算、熱量衡算、工藝參數的選定、設 備的結構設計和工藝尺寸的設計計算，輔助設備的選型，工藝流程圖，主要設備的工藝條件圖等內容。通過對精餾 塔的運算，調試出塔的工藝流程、生產操

4、作條件及物性參數，以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。目錄前言 2化工原理課程設計任務書 6第一章設計概述1.1塔設備在化工生產中的作用與地位 71.2塔設備的分類81.3板式塔8泡罩塔8篩板塔8浮閥塔9第二章 設計方案的確定及流程說明2.1塔型選擇.2.2操作流程.第三章塔的工藝計算103.1查閱文獻，整理有關物性數據 11進料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數 11平均摩爾質量 113.2全塔物料衡算 113.3塔板數的確定12理論塔板數的求取 12全塔效率的估算 15實際塔板數16第四章精餾塔主題尺寸的計算174.1求的塔頂、進料板、及塔釜的壓力 174.2平均摩爾質量的計算：（kg

5、/kmol）174、3平均密度m（ Kg /m3）184.4精餾段與提餾段的汽液體積流量計算204.5液體表面張力 204.6塔徑D的計算 214.7塔高的計算234.8塔板結構尺寸的確定 24第五章塔板的流體力學驗算275.1氣體通過塔板的壓力降m液柱275.2液體在降液管內停留時間的校核 295.3液沫夾帶（霧沫夾帶） 295.4漏液305.5液泛31第六章 塔板負荷性能圖 316.1精餾段塔板負荷性能圖32漏液線32液沫夾帶線32液相負荷下限線 33液相負荷上限線 33液泛線 錯誤!未定義書簽。6.2提餾段塔板負荷性能圖35漏液線35622液沫夾帶線35623液相負荷下限線 36液相負荷

6、上限線 37液泛線37第七章各接管尺寸的確定及選型 397.1進料管尺寸的計算及選型397.2釜液出口管尺寸的計算及選型397.3回流管尺寸的計算及選型407.4塔頂蒸汽出口徑及選型407.5水蒸汽進口管口徑及選型 40第八章精餾塔的主要附屬設備 418.1冷凝器418.2預熱器428.3預熱器43設計結果一覽表44設計方案討論 45參考文獻 46化工原理課程設計任務書設計題目：乙醇-水連續精餾篩板塔的設計任務要求：1. 設計一連續篩板精餾塔以分離乙醇和水，具體工藝參數如下:? 原料乙醇含量：質量分率=（30+0.5*學號）%? 原料處理量：質量流量=（10- 0.1*學號）t/h 單號?（1

7、0 + 0.1* 學號）t/h 雙號? 產品要求：摩爾分率：xd= 0.83, x 心0.10 單號;R = （ 1.2 2） Rnino? xd = 0.80, x w= 0.05 雙號2. 工藝操作條件：常壓精餾，塔頂全凝，塔底間接加熱，泡點進料，泡點回流,主要內容:1. 確定全套精餾裝置的流程，繪出流程示意圖，標明所需的設備、管線及有關控制或觀測所需的主要儀表與裝 置；2. 精餾塔的工藝計算與結構設計：? 物料衡算確定理論板數和實際板數；? 按精餾段首、末板，提餾段首、末板計算塔徑并圓整；? 確定塔板和降液管結構；? 按精餾段和提餾段的首、末板進行流體力學校核，并對特定板的結構進行個別調

8、；? 進行全塔優化，要求操作彈性大于2。3. 計算塔高；4. 估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積、水蒸氣用量和再沸器換熱面積；5. 繪制塔板結構圖（用計算紙或繪圖紙）；6. 列出設計參數總表。四參考書目：第一章設計概述1.1塔設備在化工生產中的作用與地位塔設備是是化工、石油化工和煉油等生產中最重要的設備之一。它可使氣液或液液兩相間進行緊密接觸， 達到相際傳質及傳熱的目的。可在塔設備中完成常見的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業 氣體的冷卻與回收、氣體的濕法凈制和干燥以及兼有氣液兩相傳質和傳熱的增濕、減濕等。在化工、石油化工、煉油廠中，塔設備的性能對于整個裝置的產品質量和環境保護等各

9、個方面都有重大影 響。塔設備的設計和研究受到化工煉油等行業的極大重視。1.2塔設備的分類塔設備經過長期的發展，形成了形式繁多的結構，以滿足各方面的特殊需要，為研究和比較的方便，人 們從不同的角度對塔設備進行分類，按操作壓力分為加壓塔、常壓塔和減壓塔；按單元操作分為精餾塔、吸收 塔、解吸塔、萃取塔、反應塔和干燥塔；按形成相際界面的方式分為具有固定相界面的塔和流動過程中形成相 界面的塔，長期以來，人們最長用的分類按塔的內件結構分為板式塔、填料塔兩大類。1.3板式塔板式塔是分級接觸型氣液傳質設備，種類繁多，根據目前國內外的現狀，主要的塔型是浮閥塔、篩板塔 和泡罩塔。泡罩塔泡罩塔是歷史悠久的板式塔，長

10、期以來，在蒸餾、吸收等單元操作使用的設備中曾占有主要的地位，泡 罩塔具有一下優點：（1）.操作彈性大（2）.無泄漏（3）.液氣比范圍大（4）.不易堵塞，能適應多種介質泡罩塔的不足之處在于結構復雜、造價高、安裝維修方便以及氣相壓力降較大。篩板塔篩板塔液是很早就出現的板式塔，20世紀50年代起對篩板塔進行了大量工業規模的研究，形成了較完善的設計方法，與泡罩塔相比，具有以下的優點：（1）.生產能力大（提高 20% 40%）（2）.塔板效率高（提高10% 15%）（3）.壓力降低（降低30% 50%）,而且結構簡單，塔盤造價減少40%左右，安裝維修都比較容易1浮閥塔20世紀50年代起，浮閥塔板已大量的

11、用于工業生產，以完成加壓、常壓、減壓下的蒸餾、脫吸等傳質 過程。浮閥式之所以廣泛的應用，是由于它具有以下優點：(1).處理能力大(2).操作彈性大(3).塔板效率咼(4).壓力降小其缺點是閥孔易磨損，閥片易脫落。浮閥的形式有很多，目前常用的浮閥形式有 F1型和V-4型，F1型浮閥的結構簡單， 制造方便，節省材料,性能良好。F1型浮閥又分為輕閥和重閥兩種。 V-4型浮閥其特點是閥孔沖成向下彎曲的文丘里型，以減小氣體 通過塔板的壓強降，閥片除腿部相應加長外，其余結構尺寸與F1型輕閥無異，V-4型閥適用于減壓系統。第二章設計方案的確定及流程說明2.1塔型選擇根據生產任務，若按年工作日300天，每天開

12、動設備 24小時計算，產品流量為 15t/h，由于產品粘度較小，流量較大，為減少造價，降低生產過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產效率，選用篩板塔。2.2操作流程乙醇一一水溶液經預熱至泡點后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產品經冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產品經冷卻后送入貯槽。精餾裝置有精餾塔、原料預熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產品冷卻器等設備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內經多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。乙醇一水混合液原料經預熱器加熱到泡點溫度后送入精餾塔進料板，在進料板上與自塔上

13、部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質的傳遞過程。流程示意圖如下圖第三章塔的工藝計算3.1查閱文獻，整理有關物性數據(1)水和乙醇的物理性質表3 1:水和乙醇的物理性質名稱分子式相對分 子質量密度20Ckg / m沸占八、101.33kP3 aC比熱容(20 C) Kg/(kg.C)黏度(20 C)mPa.s導熱系數(20 C)/(m. C )表面張力(20 C)N/m水出018.029981004.1831.0050.59972.8乙醇C2H5OH46.0778978.32.391.150.17222.8(2)常壓下乙醇和水的氣液

14、平衡數據，見表32表3 2乙醇一水系統t x y數據沸點t/ C乙醇摩爾數/%沸點t/ C乙醇摩爾數/%氣相液相氣相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.93

15、91.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相對分子質量：46 ;水相對分子質量：18進料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數Xf=0.55/460.55/46(10.55)/18=0.3235塔頂組成：xd=0.80塔底組成：xw=0.053.1.2平均摩爾質量原料乙醇組成(摩爾分數):M f =0.323546+( 1-0.3235)18=27.058 kg/

16、kmolM D = 0.80 46+ (1-0.80)18=40.4kg/kmolM W =0.0546+(1-0.05)18=19.4kg/kmol3.2全塔物料衡算進料量：F15t/h15 10000.55/4610.55 /18 小，A d RA kmcl/cu. i uh- kmol/s3600總物料衡算：F=D+W易揮發組分物料衡算：D* x D +W *x W =F* x F聯立以上二式得：D=0.0562kmol/sW=0.0978/kmol/s表3-3物料衡算數據記錄：F :進料量（kmol/s）0.154 kmol/sXf :原料組成（摩爾分數）0.3235D：塔頂產品流量（

17、kmol/s）0.0562kmol/sXd :塔頂組成0.80W塔底殘液流量（kmol/s0.0978 kmol/s心：塔底組成0.053.3塔板數的確定理論塔板數 Nt的求取（1）求最小回流比Rmin和操作回流比 R。根據乙醇一一水氣液平衡表1-6，作圖乙醇-水x-y相平衡圖10.80.6y0.4/0.2V， J平衡線對角線00.20.40.60.81x乙醇-水t-x(y)圖液相摩爾 氣相摩爾組成x(y)由圖，過(0.80 , 0.80)做直線與平衡線切于點e(0.5602, 0.6774). 則Rmin0.80 0.67741.0461ye xe 0.6774 0.5602Rmin*RR精

18、截距xD/(R+1)yq精斜率R/(R+1)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

19、.0332821.04611.71.778370.2879390.4950030.6400771.6405850.0320291.04611.81.882980.2774910.488780.6531371.6173420.0308671.04611.91.987590.2677740.4829930.6652821.5957250.0297861.046122.09220.2587150.4775970.6766061.5755720.028779由于，泡點進料：取 R=1.8Rmin，, ,Rmin=1.0461, R=1.8 Rmin=1.8830泡點進料：q=1，故q線為x=0.323

20、5.R精餾段操作線：yn+i=dxnR 1Xd =0.653137x n + 0.277491R 1提餾段操作線:yn+1 =RDqF(R 1)D(1 q)F XnF D(R 1)D(1 q)FXw=1.617342x n-0.030867乙醇-水 x-y相平衡圖1.8平衡線 對角線 精餾線提餾線 _ q線由工藝條件決定R=1.8Rmin故取操作回流比R=1.8830(2)理論塔板數Nt的求取由圖可以看出當 R=1.8Rmin時，理論板數為Nt=11塊，進料板為第10塊，精餾段需9塊，提餾段需2塊,(包括蒸餾塔)。332全塔效率的估算利用表中常壓下乙醇-水氣液平衡組成與溫度關系數據用內插值法求

21、得用奧康奈爾法(O 'conenell)對全塔效率進行估算：根據乙醇-水體系的相平衡數據可以用內插法求得(X或Y)：由相平衡方程式 y aX ，可得 a=_11 (a 1)xx(y 1)y i=Xd=0.80x1=0.7713yF=0.5812xf=0.3235y v=0.2979xw=0.05tF82.3 81.5=tF 81.50.2608 0.3273 0.32530.3173，則ad=1.1859af=2.902aw=8.0621tF =81.5457 CtD :78.1578.41 = tD 78410.8943- 0.74720.8 0.7472tD =78.3167 C:

22、95.5 89.0= tw 89.°tw : 0.0190.07210.05 0.0721tw=91.7053 C平均相對揮發度的求取：a 3 aDaFaW 31.1859 2.902 8.0621 3.0274全塔的相對平均揮發度:(1) 精餾段的平均相對揮發度的求取：a1aDaF 1.1859 2.902 1.8551(2) 提餾段的平均相對揮發度的求取：a2= . F w 2.9020. 8.0621 =4.8370 全塔的平均溫度：(1 )精餾段平均溫度81.5457+ 78.3167=79.9312 C(2 )提餾段平均溫度81.5457 91.70532=86.6255

23、C查化工原理(陳敏恒主編 第三版 上)課本附錄1.2水在不同溫度下的黏度表及液體粘度共線圖可知：當溫度為 79.9312 C時，卩水 1，乙醇 1=0.43 mPa.s溫度為 86.6255 C時，水 1=0.3291 mPa.s，卩乙醇 2=0.38 mPa.s查乙醇水的汽-液平衡圖：化工原理(陳敏恒主編第三版下)課本附錄3.1當溫度為79.9312 C時,x10.507979.931279.80.3965 0.507980.779.8X1=0.4917溫度為86.6255 C時,X20.123886.678 85.30.09660.123886.785.3X2=0.0980x lq根據公式

24、|g L x lg i，卩L=10ii求得，平均黏度：(1 )精餾段:L10 0.4917 lg0.43 (1 0.4917) lg 0.35620.3907mpa.s(2)提餾段:L100'0980 lg 0.38 (1 0.0980) lg0.32910.3338mpa.s由奧康奈爾關聯式計算全塔效率:Et 0.49(L)0.245(1 )精餾段：Et=0.49 (1.8551 0.3907) °.245=0.5302(2)提餾段：Et=0.49 (4.83700.3338) 0.245 =0.4357實際塔板數ETNp實際塔板數所得實際塔板數：(1 )精餾段：NR=Ni

25、/Et=9/0.5302疋16.97,取整精餾段17塊板，考慮安全系數加一塊為18。(2)提餾段：Ns= (N-N1) / E t=2/0.4357疋4.59,取整提餾段5塊板，考慮安全系數加一塊為6.故進料板為第19塊，總板數為N=M +Ns=18+6=24 (包括蒸餾塔)。第四章精餾塔主題尺寸的計算4.1求的塔頂、進料板、及塔釜的壓力：塔頂：P 1013kPa101 3每層塔板壓降：75mmH2O0.075kFa0.7355kPa10.33進料板壓力：Pf101.3 18 0.7355 114.503kPa塔釜壓力：Pw114.5030.7355 6118.916kFa求得精餾段和提餾段的

26、平均壓力:(1) 精餾段:(2) 提餾段:Pm101.3 114.5032107.9075kPa114.503 118.9162116.7095kFa4.2平均摩爾質量的計算：(kg/kmol)進料板：MVFm0.581246(10.5812)1834.2736M LFm0.323546(10.3235)1827.058塔頂:M VDmM LDmM VmM LmM VDm M VFm2M LDm M LFm240.4 34.2376237.3188kg/ kmol39.596427.058233.3272kg / kmol0.80 46 (1 0.80) 18 40.40.7713 46 (1

27、 0.7713) 1839.5964塔釜：MVWm 0.2979 46 (1 0.2979) 18 26.3412MLWm 0.05 46 (1 0.05) 18 19.4(1)精餾段平均摩爾質量:(2)提餾段的平均摩爾質量:M VmMLmM VFm M vWm2M LFm M LWm34.273626.3412230.2894 kg / kmol27.058 19.4223.229kg/kmol4、3平均密度 m( Kg /m3)塔頂M VDm40.4 kg / kmol精餾 段平 均摩 爾質 量M Vm37.3188kg/ kmolM LDm39.5964 kg / kmolM Lm33.

28、3272kg/kmol進料板M VFm34.2736 kg / kmol提餾 段平 均摩 爾質 量M Vm30.2894kg / kmolM LFm27.058kg / kmolM Lm23.229kg/kmol塔釜M VWm26.3412kg/kmolM LWm19.4kg / kmol1)氣相平均密度的計算表4-1平均摩爾質量PV nRT RT MPM RT RT VM'Vm RT(1 )精餾段氣相平均密度計算：m M Vm10VmRT8.314(2 )提餾段平均密度計算:Vm116.7095 30.28948.314 (273.15 86.6255)31.1818kg/m3wii

29、溫度/ cc / kg m 33w/ kg m溫度/ cc / kg m 3w/ kg m 380735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.32）液相平均密度計算:L3求得在與下的乙醇和水的密度（單位：kg/m）tD依式1=aBLAB730735=A735858078.3167 80968.6971.8 =B 971.8已知：混合液密度78.3167 :78.3167 8085 80,3A =736.6833( kg / m )XaM aXaMa (1 Xa)M（a為質量分數，M為平均相對分子質量）B =972.8773( kg/m3)W

30、a0.80460.80 46(10.80)畐 °.9109塔頂：得:LDmWaWb0.9109736.6833(10.9109)972.87733752.9729 kg/mtF81.5457730735A- 73585 8081.5457 80A =733.4543(/3kg/m )Wa進料板：得:968.6 971.8b- 971.885 8081.5457 80XaM aXAM A(1 XA )M BLFmb =970.8108( kg/m3)0.3235 460.54990.3235 46 (1 0.3235) 18AB 733.4543720724724A959091.705

31、3 90961.85965.3 _b-965.3959091.0573 9010.5499WbA =722.6358( kg/m3)WatW 91.705313824.1337kg/m (1 0.5499)970.8108/3B=964.1233( kg/m )0.05 460.05 46(10.05) 180.1186塔釜：得:1LFmWaWbABWaXaM aXAM A (1 Xa)M b(1 )精餾段液相平均密度:10.1186 (1 0.1186)722.6358964.1233927.3816kg/m3(2 )提餾段液相平均密度:752.9729824.1337788.5533kg/

32、m3Lm2824.1337927.3816Lm2875.7577kg/ m3根據：R=1.8Rmin， Rmin=1.0461, R=1.88304.4精餾段與提餾段的汽液體積流量計算(1)精餾段氣液負荷計算V=( R+1) D=(1.8830+1)0.0554=0.15 kmol/sVMvmvm0.15 37.31881.37194.0803m3/sL=RD=1.88300.0554=0.1043 kmol/sLs =LM lmlm0.1043 33.3272788.55334.4081 10 3(m3/s)提餾段氣液負荷計算由于q=1，則V ' V+ (q - 1) = V =0.

33、1043 kmol/sV'Mvmvm0.1043 30.28941.18182.6732m3/sL'Mlm:0.2583 232296.8513 10 3(m3/s)lm875.7577L ' L + qF =L + F =0.1043 + 0.154 =0.2583 kmol/snXi i)4.5液體表面張力查化工原理(陳敏恒主編第三版 上)課本附錄，水在不同溫度下的表面張力及有機液體的表面張力共線圖可知：A乙醇B水(1)塔頂:t D 78.3167 C時，D62.57807078.31678064.33,B 62.8663 mN /m62.57b 62.8663 m

34、N/m17.8 mN/mmd 0.80 17.8(10.8) 62.866326.8133( mN/m)進料:tF8081 .5457 C時，62.579060.7185457 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時,9010091.7053 9060.7158.84A 60.71，b 60.3911 mN/m60.3911 mN/m,A 16.7 mN / mMW 0.0516.7(10.05) 60.3

35、91158.2065(mN/m)精餾段:m=(MD +mf )/2=(26.8133 +47.7630)/2=37.2881(mN/m)提餾段:m=(MW +mf )/2=(58.2065+47.7630)/2=52.9847(mN /m)全塔液相平均表面張力268133 47.7630 58.206544.2609(mN/m)4.6塔徑D的計算塔徑可以由下面的公式給出:4VsDu由于適宜的空塔氣速 u (0.6 0.8)Umax，因此，需先計算出最大允許氣速Umax 。 0.2vmUmaxcj亠亠，C由下式計算C =Cf20怎,C20由smith圖查取。H-h 1=0.39m參考化工原理下冊

36、表10-1，取塔板間距Hh-=0.45m，板上液層高度hL 0.06m，那么分離空間:兩相流動參數計算如下F LsF LV(1) 精餾段塔徑的確定：圖的橫坐標為:Flv0.02594.4081 10 3'788.55334.08031.3719(史密斯關聯圖)查smith圖得:0.237.2881200.09290.2Cf20 =0.082 ， C =Cf20=0.08220Umax=0.0929 X788.5533 1.37191.37192.2248m/s取安全系數為 0.8,u=0.8 X 2.2248=1.7799m/s則精餾段塔徑 D4 4.08033.14 1.7799=1

37、.7089m根據塔設備系列化規格，將D圓整到D=1.8m作為初選塔徑，因此重新校核流速u此時，實際空塔氣速為：U=4Vs4 4.08031.821.6043m/s實際泛點百分率為1.6043 0.7211Umax 2.2248AT2 20.785 1.82.5434 mFlv&8513 10 38757577 0.06982.67321.1818查 smith 圖得：Cf20 =0.0810.2C = C f 20=0.081200.252.9847200.0984Umax=0.0984 X875.7577 1.18181.18182.6775m/s取安全系數為 0.8，則空塔氣速為

38、u=0.8 X 2.6775=2.1420m/s則提餾段塔徑D4Vs =4 2.6732 =1.2609mY u ¥3.14 2.1420根據塔設備系列化規格，將D圓整到D=1.8m作為初選塔徑，因此重新校核流速u此時，實際空塔氣速為：U=4VsD24 2.67321.821.0510m/su 1 0510實際泛點百分率為0.3925umax 2.6775At20.785 1.822.5434m4.7塔高的計算塔的高度可以由下式計算:Z HP (N 2 S)Ht SHt Hf HwHp-塔頂空間（不包括頭蓋部分）Ht-板間距N-實際板數S-人孔數Hf-進料板出板間距Hw-塔底空間（不

39、包括底蓋部分）已知實際塔板數為N=24塊，板間距Ht=0.45由于料液較清潔，無需經常清洗，可取每隔8塊板設一個人孔，則人孔的數目s為:取人孔兩板之間的間距Ht 0.6m，則塔頂空間HP 1.2m，塔底空間Hw 2.5m，進料板空間高度Hf 0.8m，那么，全塔高度:Z 1.2(24 22) 0.452 0.60.82.514.7m4.8塔板結構尺寸的確定 塔板詳細設計選用單溢流，弓形降液管，不設進口堰。因為弓形降液管具有較大容積，又能充分利用塔面積，且單溢流液體流徑長，塔板效率高，結構簡單，廣泛用于 直徑小于2.2米的塔中。(1)溢流裝置計算因塔徑D=1.8m，可選用單溢流弓形降液管A.堰長

40、l w單溢流：lw0.6 0.8 Dw取堰長lw=0.6D=0.6 X 1.8=1.08m,選擇平流溢流堰B.溢流堰咼度hw因為出口堰高hwhL how,已取hL =0.0623選用平直堰，堰上液層高度how可用Francis計算，即how2.84匚 Lh1000 lw由精餾段:-3 *3600/2.51.08=13.0916圖10-48液流收縮系數查化工原理下冊上圖 10-48得：E=1.04，則2/3=0.0177mh0W =2.84 X 10 3 X 1.04(15.8692/1.08)hwh lhoW =0.06-0.0177=0.0423m提餾段：Lh2.5 =6.8513*10 -

41、3 *3600/2.51.08=20.3477查化工原理下冊上圖 10-48得：E=1.04，則3h0W =2.84 X 10 X 1.06(24.6647/1.08)2/3 =0.0242mhwh lhoW =0.06-0.0242=0.0358m圖10-40弓形降液管的寬度與面積(2)降液管因為AfWdAt0.055，二 0.115 , AT=n D2、/4'' =2.5434m2D0.6，查弓形降液管參數圖(化工原理陳敏恒 第三版P127)得:所以依下式驗算液體在降液管中停留的時間:AfHT3 5s精餾段：T提餾段：T0.1399 0.450.00440810.1399

42、0.4514.28179.18885s5sAf0.055 2.5434=0.1399 m2 , Wd=0.115 1.8=0.207m0.0068513故降液管設計合理。降液管底隙高度:降液管底部離塔板距離h°,考慮液封，取h°比hw小，通常取為0.03-0.04m左右此時，取為h0 =0.03則液體流經底隙的流速依下式計算:Ub0.31 w h00.5m/s精餾段：ubLsI w h04.4018 101.08 0.030.1361m/s0.3 0.5m/s提餾段：ubLs1 w h06.8513 10 31.08 0.030.2115m/s0.3 0.5m/sAa2 x

43、 r2x22 . r sin 180故降液管底隙高度設計合理。（3）塔板布置A.塔板的分塊因為D=1.8m,故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為5塊。表塔板分塊數塔徑/mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數3456B邊緣區寬度的確定取邊緣區寬度 Wc=0.07m,安定區寬度 Ws=0.08mC 計算開孔面積xDWdWs1.80.2070.080.613m22rDWc0.90.070.83m21.8303(m2)2 0.613 0.832 0.61320.832sin 1 06131800.83D 篩板孔數n與開孔率取篩孔的孔徑，do0.008m，正三角形排列

44、，一般碳鋼的板厚為0.003m,取=3,do故孔中心距t =3.0*6=0.024M依下式計算塔板上的開孔率Ao 0.907Aa(t/d0)20.907(0.018/0.006)20.101=10.1%則每層塔板上的開孔面積 Ao為:2Ao Aa0.101 1.8303 0.1849m令=3°4 3680孔4氣體通過篩孔的氣速為u0 出=Vs/AoAa22.0676m /s14.4575m/s則精餾段u0J提餾段Uot4.08030.101 1.83032.67320.101 1.8303第五章 塔板的流體力學驗算5.1氣體通過塔板的壓力降 hp m液柱氣體通過塔板的壓力降（單板壓降

45、）hp hc h hhp氣體通過每層塔板壓降相當的液柱高度，m液柱hc 氣體通過篩板的干板壓降，m液柱h l 氣體通過板上液層的阻力，m液柱h 克服液體表面張力的阻力，m液柱5.1.1 干板阻力hc圖10-45干板孔流系數-第22頁共39頁干板壓降hchc=0.051(蟲廠COLUo 篩孔氣速，m/sC o孔流系數v L 分別為氣液相密度,Kg/m根據/ d°=0.003/0.008=0.375查干篩孔的流量系數圖 Co=0.7222.0676 21.3719、亠丄、精餾段 hc 0.051() () 0.0834m 液柱0.72788.5533提餾段 hC 0.051(14.457

46、5)2( 1.1818 )0.0277m液柱0.72875.75775.1.2 板上充氣液層阻力hi板上液層阻力hl用下面的公式計算：h|0 hL0 (hwhow)hL板上清液層高度，m0反映板上液層充氣程度的因數，可稱為充氣因數當液相為水時，取板上液層充氣因數00.5，那么h|£o hLo (hwhow ) 5.1.3 由表面張力引起的阻力h液體表面張力的阻力4Lgd0精餾段h14 37.2881 10 30.00241 m 788.5533 9.81 0.0084 52.9847 10 3提餾段0.003084 m875.7577 9.810.008綜上，故精餾段hp=0.083

47、4+0.03+0.00241=0.1158m 液柱壓降 pgh =788.5533 X9.81 >0.1158=0.8958KPa提餾段hp=0.0277+0.03+0.003084=0.0608m 液柱hpgh=875.7577 X9.81 >0.0608=0.5223KPa本設計系常壓操作，對板壓降本身無特殊要求。5.2液體在降液管內停留時間的校核依下式驗算液體在降液管中停留的時間：3 5sLs0 13990 45精餾段：t0 .1399 0.45 14.2817 5s0.0044081提餾段：t0.1399 0.45 9.1888 5s0.0068513故降液管設計合理。故在

48、本設計中 不會產生嚴重的氣泡夾帶。5.3液沫夾帶（霧沫夾帶）的校核板上液體被上升氣體帶入上一層塔板的現象,為保證板式塔能維持正常的操作效果,ev0.1Kg 液/Kg 氣ev5. 710 6Ua3.2公式Hthf降液管橫截面積Af =0.1399m3.塔橫截面積At =D2比空 2.5434m2精餾段UnVsAtAf4.08032.5434 0.1399提餾段UnVsAtAf2.67322.5434 0.1399精餾段1.6979m/s1.1122m/s65.7 10ev337.2881 100.45 2.5 0.061.69763.20.0392 Kg 液 / Kg 氣 0.1Kg 液 /Kg 氣1.1122提餾段ev5.7 10352.9847 1