乙醇水溶液连续板式精馏塔研究设计.doc

第一章 前言
乙醇在工业，医药，民用等方面，都有很广泛的应用，是一种很重要的原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，所以，想得到高纯度的乙醇很困难。
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，塔内装有若干层塔板和充填一定高度的填料。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。
浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔形，特别是在石油，化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的是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，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，采用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1，生产能力大。2，操作弹性大。3，塔板效率高。4，气体压强降及液面落差较小。5，塔的造价低。浮阀塔不宜处理宜结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。
第二章 绪论
§2.1 设计方案
本设计任务为分离乙醇-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内。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内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，故操作回流比取最小回流比的1.4倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
§2.2 设计方案的确定及流程说明
§2.2.1选塔依据
浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。
浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：
(１) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20～40％，而接近于筛板塔。
(２) 操作弹性大，一般约为5～9，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。
(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
(４) 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400～660N/m2。
(５) 液面梯度小。
(６) 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。
(７) 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的60～80％,为筛板塔的120～130％。
§2.2.2加热方式：直接蒸汽加热
蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。直接蒸汽加热由于塔底产物基本是水，又由于在化工厂蒸汽较多所以直接蒸汽加热。
§2.2.3选择适宜回流比
适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。确定回流比的方法为：先求出最小回流比R，根据经验取操作回流比为最小回流比的 1.2－2.0倍，考虑到原始数据和设计任务，本方案取1.4，即：R＝ 1.4R；采用釜液产品去预热原料，可以充分利用釜液产品的余热，节约能源。
§2.2.4回流方式：泡点回流
泡点回流易于控制,设计和控制时比较方便,而且可以节约能源。
§2.2.5操作流程说明
乙醇-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，进入回流罐部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用直接蒸汽供热，塔底产品用于预热原料 冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔低蒸汽输入，由冷凝器中的冷却介质将余热带走。
乙醇—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。
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第三章 塔板的工艺设计
§3.1 精馏塔全塔物料衡算
F：进料量（kmol/s） ：原料组成（摩尔分数，下同）
D：塔顶产品流量（kmol/s） ：塔顶组成
W：塔底残液流量（kmol/s） ：塔底组成

§3.2 主要数据参数的计算
§3.2.1乙醇—水系统t-x-y数据
表3-1乙醇—水系统的气液平衡数据
沸点t/℃
乙醇摩尔数/%
沸点t/℃
乙醇摩尔数/%
液相
气相
液相
气相
99.9
0.004
0.053
82
27.3
56.44
99.8
0.04
0.51
81.3
33.24
58.78
99.7
0.05
0.77
80.6
42.09
62.22
99.5
0.12
1.57
80.1
48.92
64.70
99.2
0.23
2.90
79.85
52.68
66.28
99.0
0.31
3.725
79.5
61.02
70.29
98.75
0.39
4.51
79.2
65.64
72.71
97.65
0.79
8.76
78.95
68.92
74.69
95.8
1.61
16.34
78.75
72.36
76.93
91.3
4.16
29.92
78.6
75.99
79.26
87.9
7.41
39.16
78.4
79.82
81.83
85.2
12.64
47.49
78.27
83.87
84.91
83.75
17.41
51.67
78.2
85.97
86.40
82.3
25.75
55.74
78.15
89.41
89.41

§3.2.2 温度的计算
利用表中数据用插值法求得
：= =85.32℃
：= =78.30℃
：= =95.11℃
精馏段平均温度 ===81.81℃
提馏段平均温度 ==90.22℃
§3.2.3 密度的计算
已知：混合液密度 依式 =（a为质量分数，为平均相对分子质量）
混合汽密度 依式
塔顶温度：=78.3℃
气相组成： =84.20％
进料温度：=85.32℃
气相组成： =47.12％
塔釜温度：=95.11℃
气相组成： =18.42％
① 精馏段：
液相组成：
气相组成：
所以
②提馏段
液相组成：
气相组成：
所以
表3-2 不同温度下乙醇和水的密度
温度/℃

温度/℃

80
735
971.8
95
720
961.85
85
730
968.6
100
716
958.4
90
724
965.3

求得在与下的乙醇和水的密度（单位：）

所以

§3.2.4混合液体表面张力
二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算

注：

式中下角标，w,o,s分别代表水、有机物及表面部分；xw、xo指主体部分的分子数，Vw、Vo主体部分的分子体积，δw、δo为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q = 2。

gh
表3-3不同温度下乙醇和水的表面张力
温度/℃
70
80
90
100
乙醇表面张力/10-3N/m
18
17.15
16.2
15.2
水表面张力/10-3N/m
64.3
62.6
60.7
58.8
求得在下的乙醇和水的表面张力（单位：10-3Nm-1）
乙醇表面张力：

水表面张力：

塔顶表面张力：

联立方程组：
代入求得：

原料表面张力：

联立方程组：
代入求得：

塔底表面张力：hjghgjhh

联立方程组：
代入求得：

（1）精馏段液相表面张力：==
（2）提馏段液相表面张力：＝＝
§3.2.5 混合物的黏度计算
表3-4水在不同温度下的黏度
温度／℃
黏度／
温度／℃
黏度／
81
0.3521
90
0.3165
82
0.3478
91
0.3130
表3-5乙醇在不同温度下的黏度
温度／℃
黏度／
80
0.495
100
0.361
个=81.05℃　查表得： =0.3486mPa.s =0.483mPa.s
=90。22℃　查表得： =0.3157mPa.s =0.427 mPa.s
精馏段黏度：
提馏段黏度：
§3.2.6相对挥发度计算
由 =0.4712 =0.124
得：
由 =0.8420 =0.83
=1.09
由 =0.1842 =0.02

（1）精馏段相对挥发度
（2）提馏段相对挥发度
(3)全塔平均相对挥发度
§3.3理论塔的计算
理论板：指离开此板的气液两相平衡，而且塔板上液相组成均匀。
理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，在本次实验设计中采用图解法。
根据1.01325×105Kpa下乙醇—水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即x—y曲线图，并绘出最小回流比图。
液相摩尔
分数x
气相摩尔分数y
温度/℃
液相摩尔
分数x
气相摩尔分数y
温度/℃
0.00
0.00
100
0.3273
0.5826
81.5
0.0190
0.1700
95.5
0.3965
0.6122
80.7
0.0721
0.3891
89.0
0.5079
0.6564
79.8
0.0966
0.4375
86.7
0.5198
0.6599
79.7
0.1238
0.4704
85.3
0.5732
0.6841
79.3
0.1661
0.5089
84.1
0.6763
0.7385
78.74
0.2337
0.5445
82.7
0.7472
0.7815
78.41
0.2608
0.5580
82.3
0.8943
0.8943
78.15
根据以上数据画出以下乙醇与水的t-x（y）相平衡图（图2）及乙醇与水的x-y（图3）

图3-1确定最小回流比的计算

所以

3.3.1精馏塔的气液相负荷
精馏段：

提馏段：

操作线方程：
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
3.3.3逐板法计算塔板数
操作线方程：
泡点进料，
第一块板上升的蒸汽组成
第一块板下降的液相组成
第二块板上升的蒸汽组成
第二块板下降的液相组成
由此逐渐循环计算，求得
，
可见第3块理论板为进料板，精馏段理论板板数为2块；
以进料板为提馏段的第一层理论板，则有：

可见提馏段的理论板数为7（包含再沸器）
综上，总理论板数为9（包含再沸器），精馏段理论板数为2，提馏段理论板数
为7（包含再沸器）
板效率计算
板效率与塔板结构，操作条件，物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式：
计算。
其中：—塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；
—塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa.s。
（1）精馏段
已知
= ，==
（2）提馏段
已知
===
全塔所需实际塔板数：= +
全塔效率：
加料板位置在由上至下第5块塔板
§3.4 塔径的初步设计
§3.4.1气、液相体积流量计算
（1）精馏段

则质量流量：
则体积流量：
（2）提馏段 q=1.0

则质量流量：
则体积流量：
§3.4.2精馏段塔径的计算
有=(安全系数)，安全系数=0.6～0.8，
式中可由史密斯关联图查出

图3-3史密斯关联图
横坐标数值为
取板间距 板上液层高度 则-
查图可知
=

取安全系数为0.7

圆整 塔截面积
实际空塔气速为 =
§3.4.3提馏段塔径的计算
横坐标数值为
取板间距 则-
查图可知

圆整 ，塔截面积
实际空塔气速为
由于精馏段与提馏段塔径相差较大,故塔径均取2.2m。
故全塔横截面积
修正后提馏段空塔气速
§3.5溢流装置
§3.5.1堰长的计算
本设计采用平直堰，设出口堰不设进口堰，堰上液高度按下式计算
=(近似取E=1)
取
（1）精馏段：
=
堰高
（2）提馏段：
=
堰高
§3.5.2弓降液管的宽度和横截面积

图3-4 弓降液管的宽度与面积
查图得

验算降液管内停留时间
精馏段：

提馏段：

停留时间>5s 故降液管可以使用
§3.5.3降液管底隙高度
图3-5降液管示意图

（1）精馏段：
取降液管底隙流速 ,则
m 取
（2）提馏段：
取降液管底隙流速 ,则
m 取
4.2.塔板布置
4.2.1 塔板的分块
本设计塔径D=1.4m，故塔板采用分块式，以便通过入孔装拆塔板。
查表得，塔板分为6块。
表十一 塔板分块数
塔径/mm
800~1200
1400~1600
1800~2000
2200~2400
塔板分块数
3
4
5
6
4.2.2 边缘区宽度的确定
取边缘区宽度：Wc=0.05m，溢流堰前的安定区宽度：Ws=0.10m
4.2.3开孔区面积计算
开孔区面积按下式计算：
其中

=m2
4.2.4 筛板的筛孔和开孔率
因乙醇-水组分无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛空直径d0=5mm
筛空按正三角排列，孔中心距t=3d0=35=15mm
筛孔数目
开孔率 （在5--15%范围内）8
气体通过筛孔的气速为
则 精馏段
提馏段
3.9精馏塔高度的计算
塔的高度可以由下式计算：

--塔顶空间（不包括头盖部分）
--板间距
N---实际板数
S---人孔数
--进料板出板间距
--塔底空间（不包括底盖部分）
已知实际塔板数为N=22块，板间距。由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔7块板设一个人孔，则人孔的数目为：

取人孔两板之间的间距，则塔顶空间，塔底空间，进料板空间高度，那么，全塔高度：

第五章、塔板的流体力学验算
5.1 气体通过塔板的压力降液柱
气体通过塔板的压力降(单板压降)
——气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m液柱
——气体通过筛板的干板压降，m液柱
——气体通过板上液层的阻力，m液柱
——克服液体表面张力的阻力，m液柱
5.1.1 干板阻力
干板压降 =
——筛孔气速，m/s
——孔流系数
——分别为气液相密度，Kg/m3
塔板孔流系数

图14
根据d2/=5/3=1.67
查干筛孔的流量系数图C0 =0.78
精馏段 液柱
提馏段 液柱
5.1.2 板上充气液层阻力
板上液层阻力用下面的公式计算：

——板上清液层高度，m
——反映板上液层充气程度的因数，可称为充气因数
降液管横截面积=0.2661m2, 塔横截面积=3.801m2

图15 充气系数β与动能因子Fa的关系
精馏段
动能因子
查充气系数β与Fa的关联图可得 =0.61
则 hl=hL=0.61×0.08=0.0488m
提馏段
动能因子 Fa=
查充气系数与Fa的关联图可得 =0.63
则 =0.63×0.08=0.0504m
5.1.3 由表面张力引起的阻力
液体表面张力的阻力
精馏段 m
提馏段
综上， 精馏段压降 0.024+0.0488+0.00240 =0.0752m液柱
=809.77×9.8×0.0752=0.597KPa
提馏段压降 0.016+0.0504+0.00365=0.07005m
=911.5×9.8×0.07005=0.626KPa
5.2 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，可忽略液面落差的影响
5.3 液沫夹带（雾沫夹带）
液沫夹带是板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象，为保证板式塔能维持正常的操作效果，需满足液沫夹带量

（1）精馏段

（2）提馏段

故在本设计中液沫夹带常量在允许范围内，不会发生过量液沫夹带。
5.4 漏液
漏液验算

K=>1.5--2.0
——筛孔气速 ——漏液点气速
（1）精馏段

稳定系数为
（2）提馏段

稳定系数为,
故在本设计中无明显漏液。
5.5 液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从如下关系：

（1）精馏段

又
板上不设进口堰

（2）提馏段

故在本设计中不会发生液泛现象
第六章、塔板负荷性能图
6.1漏液线
（1）精馏段：

（2）提馏段：

据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线。
6.2液沫夹带线

（1）精馏段
hf=2.5hL=2.5(hw+how)
hw=0.0676m how=2.84/1000×1.0×(3600LS/1.43)2/3=0.526LS2/3
则hf=0.169+1.315 LS2/3 HT-hf=0.45-0.169-1.315 LS2/3=0.281-1.315 LS2/3

解得VS=1.98-9.26LS2/3
Ls/(m3/s)
0.002
0.004
0.006
0.008
0.01
0.012
0.014
0.016
Vs/(m3/s)
1.833
1.747
1.674
1.6096
1.550
1.495
1.442
1.392
表12
（2）提馏段：
hf=2.5hL=2.5（h’w+h’ow）
h’w=0.033m how=2.84/1000×1.145×(3600LS/0.84)2/3=1.14LS2/3
则hf=0.083+2.85 LS2/3 HT-hf=0.35-0.083-2.85 LS2/3=0.267-2.85 LS2/3

解得VS=3.001-32.038LS2/3
Ls/(m3/s)
0.002
0.004
0.006
0.008
0.01
0.012
0.014
0.016
Vs/(m3/s)
2.492
2.194
1.943
1.719
1.514
1.322
1.24
0.967
表13
可作出液沫夹带线。
6.3液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作最小液体负荷标准，由
=
E=1.0,则
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限。
6.4液相负荷上限线
以5s 作为液体在降液管中停留时间的下限

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。
6.5液泛线
令 ，，
，，联立得:
整理得：

（1）精馏段：

0.0772=0.231-110.68-0.8462
列表计算如下 表14
Ls/(m3/s)
0.004
0.006
0.008
0.010
0.012
0.014
Vs/(m3/s)
2.693
2.579
2.462
2.340
2.211
2.074
（2）提馏段：

0.0123=0.177-177.01-1.364
表15
Ls/(m3/s)
0.004
0.006
0.008
0.010
0.012
0.014
Vs/(m3/s)
3.374
3.201
3.004
2.794

由此表数据即可做出液泛线5。
根据以上各线方程，可做出筛板塔的精馏段负荷性能图如下：

图16
由图可知：故操作弹性为Vs，max/Vs，min=3.4469/0.592=5.822＞2
提馏段负荷性能图：

图17
由图可知：故操作弹性为Vs，max/Vs，min=3.7712/0.55=6.875
第七章、各接管尺寸的确定及选型
7.1进料管尺寸的计算及选型
料液质量流体：
由前面计算所得：
，
则其体积流量：
取管内流速：
则进料管管径：
则可选择进料管冷拔无缝钢管，此时管内液体流速1.897m/s
7.2釜液出口管尺寸的计算及选型
釜液质量流率：
由前面计算所得：
Kg/m3
体积流率：
取釜液出塔的速度
则釜液出口管管径：
则可选择釜液出口管热轧无缝钢管，此时管内液体流速1.764m/s
7.3回流管尺寸的计算及选型
回流液质量流率：
由前面计算所得：
回流温度，Kg/m3
体积流率：
取釜液出塔的速度
则釜液出口管管径：
则可选择回流管热轧无缝钢管，此时管内液体流速1.712m/s
7.4塔顶蒸汽出口径及选型
从前面计算已知：

塔顶上升蒸汽的体积流率：

取适当流速 u=25m/s
d=
所选规格为：承插式铸铁管，此时管内流速24.79m/s
第八章、精馏塔的主要附属设备
8.1冷凝器
（1）冷凝器的选择：强制循环式冷凝器
冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。
（2）冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量
塔顶全凝器的热负荷：Q=qm1r1=cpcqm2(t2-t1)
qm1=(R+1)DMD
Q—单位时间内的传热量，J/s或W；
qm1, qm2—热、冷流体的质量流量，kg/s;
r1 ,r2—热，冷流体的汽化潜热，J/kg
时
查表得
则
取水为冷凝器介质，其进出冷凝器的温度为20℃和30℃
平均温度25℃下水的比热
于是冷凝水用量：

又 Q=KA
K取
所以，传热面积： A=
==℃
A=
8.2预热器
以釜残液对原料液预热，则将原料加热至泡点所需的热量可记为：
=
其中（设原料液的温度为35度）
在进出预热器的平均温度下可以查得比热，所以，

釜残液放出的热量
若将釜残液温度降至tw2=45℃
那么平均温度twn=(97.65+45)/2=71.325℃
其比热为，因此，

于是，理论上可以用釜残液加热原料液至泡点
8.3再沸器
选用120℃饱和水蒸气加热，传热系数取K取700W·m-2/℃
料液温度：97.65℃100℃，水蒸汽温度：120℃120℃
逆流操作：则,℃，℃
=℃
查的塔釜温度97.65℃下，
∵ rA=1203.8 kJ/㎏ rB=2497.2kJ/㎏
r=0.00792×1203.8+(1-0.00792)×2497.8=2487.55 kJ/㎏

=
因为设备蒸汽热损失为加热蒸汽供热量的5%，所以所需蒸汽的质量流量为：

A===
设计结果一览表
项目
符号
单位
计算数据
精馏段
提留段
各段平均温度

℃
80.16
82.26
平均流量
气相
VS
m3/s
1.552
1.1.828
液相
LS
m3/s
0.001786
0.00279
实际塔板数
N
块
21
2
板间距
HT
m
0.4
0.4
塔径
D
m
1.4
1.4
空塔气速
u
m/s
1.008
1.188
塔板液流形式

单流型
单流型
溢
流
装
置
溢流管型式

弓形
弓形
堰长
lw
m
0.84
0.84
堰高
hw
m
0.0386
0.033
溢流堰宽度
Wd
m
0.253
0.253
管底与受液盘距离
ho
m
0.023
0.035
板上清液层高度
hL
m
0.0285
0.0295
孔径
do
mm
5.0
5.0
孔中心距
t
mm
15.0
15.0
孔数
n
孔
4910
4910
开孔面积

m2
0.954
0.954
筛孔气速
uo
m/s
16.155
19.028
塔板压降
hP
kPa
0.65
0.66
液体在降液管中停留时间
τ
s
15.93
10.39
降液管内清液层高度
Hd
m
0.108
0.112
雾沫夹带
eV
kg液/kg气
0.0879
0.0641
负荷上限

液沫夹带控制
液沫夹带控制
负荷下限

液相负荷下限控制
漏液控制
气相最大负荷
VS·max
m3/s
3.4469
3.7712
气相最小负荷
VS·min
m3/s
0.592
0.55
操作弹性

5.822
6.875
参考文献:
1. 王志魁. 化工原理 [M]. 北京：化学工业出版社，2004
2. 陈敏恒 化工原理（下）[M]. 北京：化学工业出版社，1989
3. 贾绍义 化工原理课程设计[M]. 天津：天津大学出版社，2002
4. 匡国柱等 化工单元过程及设备课程设计[M].北京：化学工业出版社，2002
§3.6塔板的结构尺寸、浮阀数目及排列
采用斤型重阀，重量为32g，孔径为39mm。
§3.6.1塔板的结构尺寸
由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板，塔板面积可分为四个区域：鼓泡区，溢流区，破沫区，无效区。
图3-6分块式塔板示意图

本设计塔径D=1.2m，故塔板采用分块式，以便通过入孔装拆塔板。
§3.6.2浮阀数目及排列
（1）精馏段：取阀孔动能因子F0=11，孔速为：
==9.648
每层塔板上的浮阀数目为：
==111个
取边缘区宽度Wc=0.06m，破沫区宽度Ws=0.06m。
计算塔板上的鼓泡区面积，按式计算
其中：

所以：==0.715
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=0.075m
则排间距：==0.092m
因塔径较大，需采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用0.092m，而应小些，故取=0.08m，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数目为115个。
图3-7精馏段浮阀数目的确定

按N=115，重新核算孔速及阀孔动能因子：
=9.31
=9.31=10.615
阀动能因子变化不大，仍在9~13范围内。
塔板开孔率==12.18%
（2）提馏段：取阀孔动能因子=11，孔速为：
=11.3
每层塔板上的浮阀数目为：
==97个
取t=0.070m
则排间距：
同上取=90mm，则排得阀数目为101个。
图3-8提馏段浮阀数目的确定

按N=101，重新核算孔速及阀孔动能因子：

阀动能因子变化不大，仍在9~13范围内。
塔板开孔率
第四章 塔板的流体力学验算
§4.1气相通过浮阀塔板的压降
根据，计算。
1.精馏段：
（1）干板阻力：

因<，故
（2）板上充气液层阻力：
取则
（3）液体表面张力所造成的阻力
此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为：

2.提馏段：
（1）干板阻力：

因<，故
（2）板上充气液层阻力：
取则
（3）液体表面张力所造成的阻力
此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为：

=568pa
§4.2液泛
为了防止液泛现象的发生，要控制降液管高度，
即
1.精馏段：
（1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度： =0.07m
（2）液体通过降液管的压头损失：

（3）板上液层高度
，则
取，已选定
则
可见，所以符合防止液泛的要求。
2.提馏段：
（1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度：
（2）液体通过降液管的压头损失：

（3）板上液层高度
，则
取，已选定
则，
可见＜，所以符合防止液泛的要求。
§4.3 雾沫夹带
泛点率：=
板上液体流经长度：=
板上液体流经面积：
取物性系数K=1.0，泛点负荷系数=0.10
(1)精馏段：

对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算知，雾沫夹带能够满足＜0.11㎏（液/㎏气）的要求。
(2)提馏段：取物性系数K=1.0，泛点负荷系数=0.101则
泛点率

由以上计算知，符合要求。
§4.4塔板负荷性能图
1. 雾沫夹带线
泛点率
据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率80%计算。
（1）精馏段

整理得：
由上式和雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个Ls值，可算出Vs。
（2）提馏段

整理得：
在操作范围内，任取若干个，算出相应的值。
表4-1雾沫夹带线数据
精馏段
提馏段

0.006
1．618778
0.001
1.992411
0.002
1.578572
0.005
1.850055
0.006
1．463776
0.013
1.565343
0.01
1.34896
0.014
1.529754
由上述数据即可作出雾沫夹带线
1. 液泛线
根据
确定液泛线，由于很小，故忽略式中的

其中
（1）精馏段：

整理得：
在操作范围内任取两个值，可求出与之对应的值，计算结果列于表4-2：
表4-2精馏段液泛线数据

0.005
0.0055
0.006
0.0065

2.6047
2.002268
1.354812
0.662029
由上表数据即可作出液泛线。
（2）提馏段：
同理可得：
在操作范围内任取两个值，可求出与之对应的值，计算结果列于表4-3：
表4-3提馏段液泛线数据

0.001
0.01
0.012
0.014

7.794968
4.266636
3.321763
2.291779
由上表数据即可作出液泛线。
2. 液相负荷上限线
液体的最大流量应保证其在降液管中停留的时间不低于3~5s。
液体在降液管中停留的时间由下式：

以作为液体在降液管内停留时间的下限，则：

据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷上限线。
3. 漏液线
对于型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则
由知：
（1）精馏段：
（2）提馏段：
据此可作出与液体流量无关的漏液线。
5.液相负荷下限线
取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。由式：

则：
据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷下限线。
根据以上数据作出塔板负荷性能图
图4-1精馏段负荷性能图

由塔板负荷性能图可以看出：
1. 在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点）处在适宜的操作区内的适中位置。
2. 塔板的气相负荷上限完全由液沫夹带控制，操作下限由漏液控制。
3. 按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限。
气相负荷下限。
所以，精馏段操作弹性=1.7/0.55=3.09 。
图4-2提馏段负荷性能图

由塔板负荷性能图可以看出：
4. 在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点）处在适宜的操作区内的适中位置。
5. 塔板的气相负荷上限完全由液沫夹带控制，操作下限由漏液控制。
6. 按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限。
气相负荷下限。
所以，提留段操作弹性=2.0/0.7=2.86 。
第五章 塔附件设计
§5.1接管
1. 进料管
进料管的结构类型很多，有直管进料管，弯管进料管，T型进料管。
本设计采用直管进料管，管径计算如下：

查标准系列选取Φ57×3.5
校核设计流速：

经校核，设备适用。
2.回流管
采用直管回流管，取

查表取Φ57×3.5
校核设计流速：

经校核，设备适用。
3.塔底出料管
取 ，直管出料

查表取Φ57×3.5
校核设计流速，

经校核，设备适用。
4.塔顶蒸气出料管
直管出气，取出口气速为：u=15 m/s则：

查表取Φ377×8
校核设计流速：

经校核，设备适用。
5.塔底进气管
采用直管进气，取出口气速为：u=23 m/s则：

查表取Φ300×7.5
校核设计流速：

§5.2人孔
人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般每隔10块塔板才设一个人孔，本塔中共45块板，则S为：

在设置人孔处，板间距为800mm，直径为500mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。
第六章 塔总体高度的设计
§6.1塔的顶部空间高度
塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度为1200mm。
§6.2塔的底部空间高度
塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取10min。
V釜液=0.00344×600＝2.064m3

§6.3进料板空间高度
进料段空间高度取决于进料口的结构型式和物料状况，一般
比大，有时要大一倍。为了防止进料直冲塔板，常