筛板式精馏塔课程设计说明书.doc

华侨大学课程设计说明书共 38 页 第 40 页
第一章 绪论
1.1 化工原理课程设计的目的和要求
课程设计是《化工原理》课程的一个总结性教学环节，是培养综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。在整个教学计划中，它也起着培养独立工作能力的重要作用。
1.2 精馏操作对塔设备的要求
为了满足工业生产和需要，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)、液负荷有较大范围的变动时，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) 塔内的滞留量要小。
实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，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。
1.3板式塔类型
在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。
塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。 筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。
筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。然而筛板塔也存在着一些缺点：
（1） 塔板安装的水平度要求较高，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。
本次设计就是针对水甲醇体系，而进行的常压二元筛板精馏塔的设计及其辅助设备的选型。
1.4精馏塔的工作原理和工艺流程
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。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，另一部分液体作为釜残液取出。
精馏原理 (Principle of Rectify) 蒸馏的基本原理是将液体混合物部分气化,利用其中各组份挥发度不同（相对挥发度，α）的特性，实现分离目的的单元操作。

第二章 总体设计方案的确定
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。本设计任务为分离甲醇-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，将原料液通过预加热器至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。
2.1操作条件的确定
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，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，本设计选择的进料方式是泡点进料。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。
2.1.3 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。一般蒸馏塔釜残液中的主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时宜用直接蒸汽加热，其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，但是由于直接蒸汽加热的加入，对釜内溶液起一定的稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，要在精馏段增加塔板以达到生产要求。根据任务书的要求，对于本次任务采用间接蒸汽加热更为简单，方便。
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：
(1) 满足工艺和操作的要求
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范围内进行调节，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。
(2) 满足经济上的要求
要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。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。
降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。
(3) 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，塔内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，而对第三个原则只要求作一般的考虑。

第三章 课程设计内容
3.1设计方案的选定
根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有生产的现场调查或对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对给定或选定的工艺流程、主要设备的形式进行简要的论述。
3.2主要设备的工艺设计
选定工艺参数，进行物料衡算、能量衡算，单元操作的工艺计算。绘制带控制点的工艺流程简图，标出主体设备和辅助设备的物料流向、物料量、能流量和主要化工参数测量点。
3.3设备设计
设备的结构尺寸和工艺尺寸的设计计算，绘制主体设备的设计条件图，图面应包括设备的主要工艺尺寸、技术特性表和接管表。
3.4典型辅助设备的选型和计算
包括典型辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。
3.5设计说明书的编写
完整的课程设计说明报告有说明书和图纸两部分组成。设计说明书中应包括所有论述、原始数据、计算、表格等，编排如下：
① 标题页：用粗体字写明设计题目；
② 设计任务书；
③ 说明书目录；
④ 绪论：设计任务的意义，设计方案简介，设计结果简述；
⑤ 装置的工艺计算：物料与热量衡算，主要设备设计条件图；
⑥ 工艺计算及主体设备设计；
⑦ 辅助设备的选择：机泵规格，储槽形式与容积，换热器形式与换热面积等；
⑧ 设计结果概要或设计一览表；
⑨ 结束语：对本设计的总结、收获、改进和建议等；
⑩ 附图（带控制点的工艺流程简图、主体设备设计条件图）；
⑪ 参考文献；
⑫ 主要符号说明；
整个设计由论述、计算、图表和图纸几部分组成。论述应该条理清晰、观点明确；计算要求方法正确,误差小于设计要求，计算公式和所用数据必须注明出处；说明书中所有公式必须写明编号，所有符号必须注明意义和单位；图表应能简要表达计算的结果。

第四章 设计概况简介
4.1设计题目：甲醇-水连续精馏塔的设计
4.2设计任务：
1) 处理物系：甲醇-水；
2) 生产能力：2.8万吨/年；
3) 料液初温：25℃；
4) 料液组成（质量分数）：45%；
5) 产品组成（质量分数）：96%；
6) 残夜组成（质量分数）：0.5%；
7) 每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）；
4.3操作条件
1) 塔顶操作压强：常压；
2) 采取4atm的饱和蒸汽间接加热；
3) 回流比：自选；
4) 进料热状况：泡点进料；
5) 设备形式：筛板塔；
4.4设计内容简介
a) 确定设计方案，进行主体设备及附属设备的工艺计算和结构设计，并对结果进行校验；
b) 画出带有控制点的工艺流程图及装置图（用A3图纸画前者，用A1图纸画后者）；
c) 画出有关附图；
d) 对整个计算结果进行汇总；
e) 全程设计时间：两周（一周计算，一周制图）；
4.5对工艺流程图的说明：
甲醇-水混合料液精原料预热器加热至泡点后，送入精馏塔，塔顶上蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品。经冷凝器冷却后送至贮槽，塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底残夜经冷却后送入贮槽或直接排出。
第五章 塔板的工艺计算
原始设计数据
物系
处理量
料液温度
料液组成
产品组成
残夜组成
甲醇-水
物系
2.8万吨/年
25℃
45%
96%
0.5%
甲醇摩尔质量：32.04kg/kmol，水的摩尔质量：18.02kg/kmol
5.1精馏塔的物料衡算：
5.1.1 原料液摩尔流率：
D=2.8×104×103330×24×31.07=113.79kmol∙h-1
5.1.2原料液、塔顶、塔釜物料的摩尔分数：
xF=45%32.0445%32.04+1-45%18.02=0.315
xD=96%32.0496%32.04+1-96%18.02=0.931
xW=0.5%46.070.5%32.04+1-0.5%18.02=0.003
5.1.3进行全塔物料衡算：
F=D+WFxF=DxD+WxW∴F=338.45kmol∙h-1W=224.66kmol∙h-1
5.2精馏段和提馏段的各物性数据计算
5.2.1全塔范围下的温度：
设进料液、塔顶、塔底物料的温度分别为tF、tD、tW，
采用内插法，
78.0-75.30.30-0.40=tF-75.30.315-0.40 ∴tF=77.60℃
66.0-65.20.90-0.95=tD-65.20.931-0.979 ∴tD=65.97℃
100-96.40-0.02=tW-96.40.003-0.02 ∴tW=99.46℃
因此，精馏段平均温度：t1=tF+tD2=77.60+65.972=71.79℃
提馏段平均温度：t2=tF+tW2=77.60+99.462=88.53℃；
5.2.2精馏段和提馏段各段摩尔组成：
① 精馏段摩尔组成：
1) 液相摩尔组成x1:
73.1-71.20.50-0.60=71.79-71.2x1-0.60 ∴x1=56.89%
2) 气相摩尔组成y1：
73.1-71.20.779-0.825=71.79-71.2y1-0.825 ∴y1=81.07%
② 精馏段气液两相组成的平均摩尔质量：
1) 液相平均摩尔质量Mx1:
Mx1=32.04×56.89%+18.02×1-56.89%=26.00kg∙kmol-1；
2) 气相平均摩尔质量My1:
My1=32.04×81.07%+18.02×1-81.07%=29.39kg∙kmol-1；
③ 提馏段摩尔组成：
1) 液相摩尔组成x2:
89.3-87.70.08-0.10=88.53-87.7x2-0.10 ∴x2=8.96%
2) 气相摩尔组成y2：
89.3-87.70.365-0.418=88.53-87.7y2-0.418 ∴y2=39.05%
④ 提馏段气液两相组成的平均摩尔质量：
1) 液相平均摩尔质量Mx2:
Mx2=32.04×8.96%+18.02×1-8.96%=19.28kg∙kmol-1；
2) 气相平均摩尔质量My2:
My2=32.04×39.05%+18.02×1-39.05%=23.50kg∙kmol-1；
5.2.3混合密度：
① 精馏段t1=71.79℃ 时，由内插法，得
749.4-737.470-80=ρ甲,1-737.471.79-80 ∴ρ甲,1=747.3kg/m3
977.8-971.870-80=ρ水,1-971.871.79-80 ∴ρ水,1=976.7kg/m3
② 提馏段t2=88.53℃ 时，由内插法，得
737.4-724.980-90=ρ甲,2-724.988.53-90 ∴ρ甲,2=726.7kg/m3
971.8-965.380-90=ρ水,2-965.388.53-90 ∴ρ水,2=966.3kg/m3
③ 精馏段混合密度：
ω甲,1=0.5689×32.040.5689×32.04+1-0.5689×18.02=0.7012 ，
ω水,1=1-ω甲,1=1-0.7012=0.2988;
∴1ρL,1=ω水,1ρ水,1+ω甲,1ρ甲,1=0.2988976.7+0.7012747.3 ∴ρL,1=803.70kg/m3
ρV,1=273.15×29.3922.4×(273.15+71.79)=1.0389kg/m3
④ 提馏段混合密度：
ω甲,2=0.0896×32.040.0896×32.04+1-0.0896×18.02=0.1489，
ω水,2=1-ω甲,2=1-0.1489=0.8511;
∴1ρL,2=ω水,2ρ水,2+ω甲,2ρ甲,2=0.8511966.3+ 0.1489726.7 ∴ρL,2=921.08kg/m3
ρV,2=273.15×23.5022.4×(273.15+88.53)=0.7923 kg/m3
5.2.4混合液体表面张力
① 精馏段：t1=71.79℃
V水,1=m水,1ρ水,1=18.02976.7=0.01845m3/kmol
V甲,1=m甲,1ρ甲,1=32.04747.3=0.04287m3/kmol
甲醇表面张力：
16.18-15.0470-80=σ甲,1-15.0471.79-80 ∴σ甲,1=15.98 mN/m
水的表面张力：
65.6-63.870-80=σ水,1-63.871.79-80 ∴σ水,1=65.28 mN/m
∴φ水,1=（1-0.5689）×0.018451-0.5689×0.01845+0.5689×0.04287=0.2459；
φ甲,1=0.5689×0.042871-0.5689×0.01845+0.5689×0.04287=0.7541；
B=lgφ水,1 φ甲,1=lg0.24590.7541=-0.4866;
=0.441×1273.15+71.79×15.98×42.87231-65.28×18.4523
=-0.3325
A=B+Q=-0.819
联立A=lgφs水2φs甲=-0.819φs甲+φs水=1 ∴解得φs甲=0.8642，φs水=0.1358
∴σm,114=φs甲×σ甲14+φs水×σ水14=0.8642×15.9814+0.1358×65.2814
=2.1139；
∴σm,1=19.97mN/m
② 提馏段：t2=88.53℃
V水,2=m水,2ρ水,2=18.02966.3=0.01865m3/kmol
V甲,2=m甲,2ρ甲,2=32.04726.7=0.04409m3/kmol
甲醇表面张力：
15.04-13.9180-90=σ甲,2-13.9188.53-90 ∴σ甲,2=14.08 mN/m
水的表面张力：
63.8-61.980-90=σ水,2-61.988.53-90 ∴σ水,2=62.18 mN/m
∴φ水,2=（1-0.0896）×0.018651-0.0896×0.01865+0.0896×0.04409=0.8112；
φ甲,2=0.0896×0.044091-0.0896×0.01865+0.0896×0.04409=0.1888；

B=lgφ水,2 φ甲,2=lg0.81120.1888=0.6331;
Q=0.441×1273.15+88.53×14.08×44.09231-62.18×18.6523
=-0.3189
A=B+Q=0.3142
联立A=lgφs水2φs甲=0.3142φs甲+φs水=1 ∴解得φs甲=0.3266，φs水=0.6734
∴σm,214=φs甲×σ甲14+φs水×σ水14
=0.3266×14.0814+0.6734×62.1814=2.52363
∴σm,2=40.560mNm
5.2.5混合物的粘度：
① 当t1=71.79℃ 时，
由图表可得，μ甲=0.3016mPa∙s ,μ水=0.4047mPa∙s
∴精馏段的平均粘度：
μ1=μ甲x1+μ水1-x1=0.3016×0.5689+0.4047×1-0.5689
=0.3460mPa∙s
② 当t2=88.53℃ 时，
由图表可得，μ甲=0.2540mPa∙s ,μ水=0.3270mPa∙s
∴提馏段的平均粘度：
μ2=μ甲x2+μ水1-x2=0.2540×0.0896+0.3270×1-0.0896
=0.3205mPa∙s
5.2.6相对挥发度：
① 精馏段相对挥发度：
由x甲,1=0.5689，y甲,1=0.8107 可知x水,1=0.4311，y水,1=0.1893
∴α1=y甲,1x甲,1y水,1x水,1=0.81070.56890.18930.4311=3.2453
② 提馏段相对挥发度：
由x甲,2=0.0896，y甲,2=0.3905 可知x水,2=0.9104，y水,2=0.6095
∴α2=y甲,2x甲,2y水,2x水,2=0.39050.08960.60950.9104=6.5099
5.2.7回流比：
① Rmin：泡点进料 q=1
作甲醇-水相平衡曲线y-x图可知：
Rmin=0.708
② 塔顶处：y1=xD=0.931，由图知，x1=0.8367
∴α塔顶=y1x11-y11-x1=0.9310.83671-0.9311-0.8367=2.6336
③ 实塔釜处：由xW=0.3%及平衡图可知，yW=2.2%
∴α塔釜=y2x21-y21-x2=2.2%0.3%1-2.2%1-0.3%=7.476
④ 全塔范围内：
α=α塔顶∙α塔釜=2.633×7.476=4.437
⑤ 回流比求解（用捷算法求解）
Nmin=lg⁡(xD1-xD∙1-xwxw）lgα=lg⁡(0.9311-0.931∙1-0.0030.003)lg4.437=5.643
X=R-RminR+1 , Y=0.75×1-X0.567， N=Nmin+Y1-Y
由数据及图，可以看出，在R=1.33 时，R+1N 达到最小。
5.2.8各段气液两相体积及质量流量：
① 精馏段：
L1=RD1=1.33×113.79=151.34 kmol/h
V1=R+1D1=2.33×113.79=265.13kmol/h
∴质量流量：
Lm,1=Mx1×L1=26.00×151.34=3934.84 kg/h=1.0930 kg/s
Vm,1=My1×V1=29.39×265.13=7792.17kg/h=2.1645kg/s
∴体积流量：
Ls,1=Lm,1ρL,1=1.0930803.70=1.3600×10-3m3/s
Vs,1=Vm,1ρV,1=2.16451.0389=2.0835 m3/s
② 提馏段：
L2=L1+qF=151.34+338.45=489.79 kmolh
V2=V1=265.13kmol/h
∴质量流量：
Lm,2=Mx2×L2=19.28×489.79=9443.15 kg/h=2.6231kg/s
Vm,2=My2×V2=23.50×265.13=6230.56kg/h=1.7307kg/s
∴体积流量：
Ls,2=Lm,2ρL,2=2.6231921.08=2.8479×10-3m3/s
Vs,2=Vm,2ρV,2=1.73070.7923=2.1844 m3/s
5.3塔板数
5.3.1 逐级法求理论板：
A. 精馏段：
y=RR+1x+xDR+1=1.331.33+1x+0.9311.33+1=0.5708x+0.3996
B. 提馏段：
y=L2V2x-WxWV2=489.79265.13x-224.66×0.003265.13=1.8474x-0.003
开始逐级计算理论板：
由y1=xD=0.931 , x1=0.8367可得
精馏段：y=0.5708x+0.3996
y2=0.5708×0.8367+0.3996=0.8772，由数据及图求得x2=0.7159
y3=0.5708×0.7159+0.3996=0.8082，由数据及图求得x3=0.5630
y4=0.5708×0.5630+0.3996=0.7210，由数据及图求得x4=0.3858
y5=0.5708×0.3858+0.3996=0.6198，由数据及图求得x5=0.2430
提馏段：y=1.8474x-0.003
y6=1.8474×0.2430-0.003=0.4459，由数据及图求得x6=0.1117
y7=1.8474×0.1117-0.003=0.2034，由数据及图求得 x7=0.0329
y8=1.8474×0.0329-0.003=0.0578，由数据及图求得x8=0.0087
y9=1.8474×0.0087-0.003=0.0131，由数据及图求得x9=0.0021
由上，可知精馏段有N1=4.5块理论塔板；
提馏段有N2=8.9-4.5-1=3.4 块理论塔板。
5.3.2实际塔板数的计算：
板效率可用奥康奈尔公式ET=0.49×(αμL)-0.245计算。
其中，α：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度，μL：塔顶与塔底平均温度下的液相粘度

精馏段：
已知：α1=3.2453 ，μ1=0.3460 mPa∙s
∴ET,1=0.49×(3.2453×0.3460)-0.245=0.4763；
∴NP,1=N1ET,1=4.50.4763=9.4478 块，即精馏段实际有10块塔板。
提馏段：
已知：α2=6.5099 ，μ2=0.3205 mPa∙s
∴ET,2=0.49×(6.5099×0.3205)-0.245=0.4092；
∴NP,2=N2ET,2=3.40.4092=8.3089块，即提馏段实际有9块塔板。
全塔范围：
NP=NP,1+NP,2=10+9=19；ET,全=NTNP=8.919=46.84%
5.4精馏塔塔板尺寸的初步设计
塔板的塔径
由气速u=(安全系数)×umax,安全系数=0.6～0.8（取0.7），umax=CρL-ρVρV（其中C参考文献1，P27，图2-13查得）
当σ≠20mN/m时，修正C=C20×(σ20)0.2
① 精馏段：
已知：
ρL,1=803.70kg/m3, ρV,1=1.0389 kg/m3 ,Ls,1=1.3600×10-3m3/s ,
Vs,1=2.0835 m3/s ,σm,1=19.97mN/m
在史密斯关系图中：
Ls,1Vs,1ρL,1ρV,1=1.3600×10-32.0835×803.701.0389=0.02
假设板间距HT,1=0.45m，板上清夜层高度hL,1=0.05m
H=HT,1-hL,1=0.40m,查图可知道C20=0.083
∴C=0.083×(19.9720)0.2=0.08298
∴umax=0.08298×803.70-1.03891.0389=2.3064 m/s
∴u=0.7umax=1.6145 m/s
∴D=4Vs,1πu=4×2.0835π×1.6145=1.2818(m) 圆整D=1400mm
因此，实际塔截面积AT=π4D2=1.5394（m2)，实际u=Vs,1AT=1.3534m/s
② 提馏段：
已知：
ρL,2=921.08kg/m3, ρV,2=0.7923kg/m3 ,Ls,2=2.8479×10-3m3/s ,
Vs,2=2.1844 m3/s, σm,2=40.560mN/m
在史密斯关系图中：
Ls,2Vs,2ρL,2ρV,2=2.8479×10-32.1844×921.080.7923=0.04445
假设板间距HT,2=0.40m，板上清夜层高度hL,2=0.05m
H=HT,2-hL,2=0.35m,查图可知道C20=0.062
∴C=0.062×(40.56020)0.2=0.0714
∴umax=0.0714×921.08-0.79230.7923=2.4334 m/s
∴u=0.7umax=1.7034 m/s
∴D=4Vs,2πu=4×2.1844π×1.7034=1.2778(m) 圆整D=1400mm
因此，实际塔截面积AT=π4D2=1.5394（m2)，
实际u=Vs,2AT=1.4190m/s
5.6塔板溢流堰工艺尺寸计算：
1. 溢流堰：
可知：
当D=1400mm，LS<70m3∙h-1时，选用单溢流型、弓形降液管。
对于塔径大于800mm的采用凹形受液盘。
另外，采用平直堰，堰上液层高度hOW=2.841000E(3600LslW)23
① 堰长lW:
lW=（0.6～0.8）D ，取lW=0.7D=0.98m
② 堰高hW:
a) 精馏段：
堰上液层高度hOW,1=2.841000E(3600×1.3600×10-30.98)23=0.0083m
堰高hW,1=hL,1-hOW,1=0.05-0.0083=0.0417m
b) 提馏段：
堰上液层高度hOW,2=2.841000E(3600×2.8479×10-30.98)23=0.0136m
③ 弓形降液管宽度Wd和面积Af:
lWD=0.7，AfAT=0.0878，WdD=0.1430
则，Af=0.0878×1.5394=0.1352m2；
Wd=0.1430×1.400=0.2002m
④ 验算降液管内停留时间：
a) 精馏段：
θ1=AfHT,1Ls,1=0.1352×0.451.3600×10-3=44.735 (s)
b) 提馏段：
θ2=AfHT,2Ls,2=0.1352×0.402.8479×10-3=18.989(s)
⑤ 降液管底隙高度：
a) 精馏段：
ho,1=hW,1-0.006=0.0417-0.006=0.0357m>(20~25)mm
b) 提馏段：
ho,2=hW,2-0.006=0.0364-0.006=0.0304m>(20~25)mm
故，符合要求。
⑥ 凹形受液盘的深度：50mm

5.7塔板布置
5.7.1 塔径在800mm以上时，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。
同时，塔板分块为4块
5.7.2 边缘区：
对于2.5m以下的塔径，WC可取为50mm，WS可取为85mm
5.7.3 开孔面积计算：
AS=2（xr2-x2+πr2180arcsinxr)
x=D2-WS+Wd=1.42-0.2002+0.085=0.4148(m)
r=D2-WC=1.42-0.05=0.65(m)
∴AS=20.4148×0.652-0.41482+π×0.652180×arcsin0.41480.65
=0.9999（m2)
5.7.4 筛孔计算及其排列：
由于物系为无腐蚀性，可选用筛板厚度：δ=3mm的碳钢板，筛孔直径dO=4mm
另外，开孔一般为正三角排列。
∵tdO=3~4，∴孔中心距：t=3.5dO=3.5×4=14(mm)
筛孔数目：
n=1158×103t2AS=1158×103142×0.9999=5907.57≈5908个
开孔率：
φ开=0.907（dOt）2=0.907×(414)2=7.4%
5.7.5气体通过筛孔的气速为
① 精馏段：
uo,1=Vs,1φAS=2.08357.4%×0.9999=28.16(m/s)
② 精馏段：
uo,2=Vs,2φAS=2.18447.4%×0.9999=29.52(m/s)
5.8筛孔流体力学计算：
5.8.1塔板压降：
① 干板压降hC:
hC=0.051uoCO2(ρVρL)
CO=0.8
a) 精馏段：
hC,1=0.051×(28.160.8)2×1.0389803.70=0.0817m液柱
b) 提馏段：
hC,2=0.051×(29.520.8)2×0.7923921.08=0.0597m液柱
② 板上液层的有效阻力hl：
a) 精馏段：
气相动能因数FO,1=uo,1ρV,1=28.16×1.0389=28.70>17
板上清夜层高度hL,1=0.05m
∴hl ,1=0.04m液柱
b) 提馏段：
气相动能因数FO,2=uo,2ρV,2=29.52×0.7923=26.28>17
板上清夜层高度hL,2=0.05m
∴hl ,2=0.04m液柱
③ 液体通过每层塔板的液柱高度及压降：(hP=hC+hl)
a) 精馏段：
每层液柱高度hP,1=0.0817+0.04=0.1217m液柱
压降：∆P1=ρL,1ghP,1=803.70×9.8×0.1217=958.54Pa
a) 提馏段：
每层液柱高度hP,2=0.0587+0.04=0.0997m液柱
压降：∆P2=ρL,2ghP,2=921.08×9.8×0.0997=899.95Pa
5.8.2 液面落差：
对于筛板塔，液面落差很小，故可忽略液面落差的影响。
5.8.3液沫夹带：
eV=0.0057σ(uGHT-hf)3.2
泡沫层高度：hf=2.5hL
① 精馏段：
uG,1=Vs,1AT-Af=2.08351.5394-0.1352=1.4838(m/s)
eV,1=0.005719.971.48380.45-2.5×0.053.2=0.0368kg液/kg气<0.1kg液/kg气
② 提馏段：
uG,2=Vs,2AT-Af=2.18441.5394-0.1352=1.5556(m/s)
eV,2=0.005740.561.55560.40-2.5×0.053.2=0.0360kg液/kg气<0.1kg液/kg气
故液沫夹带量eV在允许范围内。

5.8.4 漏液点：
eV=0.0057σ(uGHT-hf)3.2
泡沫层高度：hf=2.5hL
③ 精馏段：
uG,1=Vs,1AT-Af=2.08351.5394-0.1352=1.4838(m/s)
eV,1=0.005719.971.48380.45-2.5×0.053.2=0.0368kg液/kg气<0.1kg液/kg气
④ 提馏段：
uG,2=Vs,2AT-Af=2.18441.5394-0.1352=1.5556(m/s)
eV,2=0.005740.561.55560.40-2.5×0.053.2=0.0360kg液/kg气<0.1kg液/kg气
故液沫夹带量eV在允许范围内。
1. 漏液点：
uOM=4.4CO(0.0056+0.13hL-hσ)ρLρV
hσ=4σ9810ρLd0
① 精馏段：
hσ,1=4×19.979810ρL,1dO,1=4×19.979810×803.70×0.004=0.00253(m)
uOM,1=4.4×0.8×0.0056+0.13×0.05-0.00253×803.701.0389
=9.5776(m/s)
气体实际通过筛孔气速为uo,1=28.16m/s>9.5776m/s
稳定系数为K1=uo,1uOM,1=28.169.5776=2.940>1.5
具有较大弹性。
② 提馏段：
hσ,2=4×40.569810ρL,2dO,2=4×40.569810×921.08×0.004=0.00449(m)
uOM,2=4.4×0.8×0.0056+0.13×0.05-0.00449×921.080.7923
=10.4698(m/s)
气体实际通过筛孔气速为uo,2=29.52m/s>10.4698m/s
稳定系数为K2=uo,2uOM,2=29.5210.4698=2.820>1.5
具有较大弹性。
综上，本设计无明显漏液。
5.8.5液泛:
为了防止液泛现象，降液管内液层高Hd应服从Hd《∅（HT+hW）
对于甲醇-水物系（一般物系）∅=0.5
Hd=hP+hL+hd
板上不设进口堰，hd=0.153×LSlW