化工课程设计.doc

设计题目名称：甲醇---水溶液连续筛板精馏塔设计
设计条件：1．解决量：50000t/年；
2．料液组成（质量分数）：40%；
3．塔顶产品组成（质量分数）：93.0%；
4．塔顶易挥发组成回收率：99.5%；
5．年工作生产时间：330天；
6．全塔总效率：60%。
设计内容：
１．设计方案的拟定：（1）常压精馏；（2）进料状态：泡点进料；（3）加热方式：塔底间接加热，塔顶全凝；（4）热能的运用。
２．工艺计算：（1）物料衡算；（2）热量衡算；（3）回流比的拟定；（4）理论塔板数的拟定。
３．        塔板及其塔的重要尺寸的设计：（1）塔板间距的拟定；（2）塔径的拟定；（3）塔板的布置及其板上流流程的拟定。
４．        流体力学的计算及其有关水力性质的校核。
５．板式精馏塔辅助设备的选型。
６．绘制带控制的点工艺流程图及精馏塔设备的条件图。
编写设计说明书
厂址：长沙地区
设计任务
完毕精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统带控制点的工艺流程图及其精馏塔设备的工艺条件图，编写设计说明书。
设计时间安排
2023.5.29----2023.6.16
附：  汽液平衡数据

x        y        x        y        x        y
0.00        0.000        0.15        0.517        0.70        0.870
0.02        0.134        0.20        0.579        0.80        0.915
0.04        0.234        0.30        0.665        0.90        0.958
0.06        0.304        0.40        0.729        0.95        0.979
0.08        0.365        0.50        0.779        1.00        1.000
0.10        0.418        0.60        0.825               

符号说明：

英文字母

Aa---- 塔板的开孔区面积，m2
Af---- 降液管的截面积, m2
Ao---- 筛孔区面积, m2
AT----塔的截面积 m2        △PP----气体通过每层筛板的压降
C----负荷因子  无因次        t----筛孔的中心距
C20----表面张力为20mN/m的负荷因子
do----筛孔直径          u’o----液体通过降液管底隙的速度
D----塔径 m        Wc----边沿无效区宽度
ev----液沫夹带量 kg液/kg气        Wd----弓形降液管的宽度
ET----总板效率        Ws----破沫区宽度
R----回流比
Rmin----最小回流比
M----平均摩尔质量 kg/kmol
tm----平均温度 ℃
g----重力加速度 9.81m/s2        Z----板式塔的有效高度
Fo----筛孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2)
hl----进口堰与降液管间的水平距离 m        θ----液体在降液管内停留时间
hc----与干板压降相称的液柱高度 m        υ----粘度
hd----与液体流过降液管的压降相称的液注高度 m        ρ----密度
hf----塔板上鼓层高度 m        σ----表面张力
hL----板上清液层高度 m        Ψ----液体密度校正系数
h1----与板上液层阻力相称的液注高度 m        下标
ho----降液管的义底隙高度 m        max----最大的
how----堰上液层高度 m        min----最小的
hW----出口堰高度 m        L----液相的
h’W----进口堰高度 m        V----气相的
hσ----与克服表面张力的压降相称的液注高度 m
H----板式塔高度 m
HB----塔底空间高度 m
Hd----降液管内清液层高度 m
HD----塔顶空间高度 m
HF----进料板处塔板间距 m
HP----人孔处塔板间距 m
HT----塔板间距 m
H1----封头高度 m
H2----裙座高度 m
K----稳定系数
lW----堰长 m
Lh----液体体积流量 m3/h
Ls----液体体积流量 m3/s
n----筛孔数目
P----操作压力 KPa
△P---压力降 KPa
△Pp---气体通过每层筛的压降 KPa
T----理论板层数
u----空塔气速 m/s
u0,min----漏夜点气速 m/s
uo’ ----液体通过降液管底隙的速度 m/s
Vh----气体体积流量 m3/h
Vs----气体体积流量 m3/s
Wc----边沿无效区宽度 m
Wd----弓形降液管宽度 m
Ws ----破沫区宽度 m
Z ---- 板式塔的有效高度 m  

希腊字母

δ----筛板的厚度 m
θ----液体在降液管内停留的时间 s
υ----粘度 mPa.s
ρ----密度 kg/m3
σ----表面张力N/m
φ----开孔率 无因次
α----质量分率 无因次  
下标

Max---- 最大的
Min ---- 最小的
L---- 液相的
V---- 气相的     

目   录
一、概述        5
1．精馏操作对塔设备的规定        5
2．板式塔类型        5
3．精馏塔的设计环节        6
二、精馏塔的物料衡算        6
三、塔板数的拟定        7
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算        7
五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算        10
六、塔板重要工艺尺寸的计算        12
七、筛板的流体力学验算        15
八、塔板负荷性能图        18
九、筛板塔设计计算结果        21
十、辅助设备的计算及选型        22
⒈ 原料贮罐        22
2．产品贮罐        23
３．原料预热器        23
4．塔顶全凝器        24
5．塔底再沸器        24
6．产品冷凝器        25
7．精馏塔        25
8．管径的设计        26
9．泵的计算及选型        27
十一、参文献考        27

一、概述
1． 精馏操作对塔设备的规定和类型
㈠　对塔设备的规定
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，一方面必须要能使气(汽)、液两相得到充足的接触，以达成较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具有下列各种基本规定：
    ⑴ 气(汽)、液解决量大，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。
    ⑵ 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。
    ⑶ 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，从而减少操作费用。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。
    ⑷ 结构简朴，材料耗用量小，制造和安装容易。
    ⑸ 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。
    ⑹ 塔内的滞留量要小。
事实上，任何塔设备都难以满足上述所有规定，况且上述规定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规定，抓住重要矛盾，进行选型。
㈡　板式塔类型
    气－液传质设备重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，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(182023)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、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。目前从国内外实际使用情况看，重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。
筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的重要优点有：
    ⑴ 结构比浮阀塔更简朴，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。
    ⑵ 解决能力大，比同塔径的泡罩塔可增长10～15％。
    ⑶ 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
    ⑷ 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
    筛板塔的缺陷是：
    ⑴ 塔板安装的水平度规定较高，否则气液接触不匀。
    ⑵ 操作弹性较小(约2～3)。
    ⑶ 小孔筛板容易堵塞。
2．精馏塔的设计环节
    本设计按以下几个阶段进行：
    ⑴ 设计方案拟定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、重要设备型式及其材质的选取等进行论述。
    ⑵ 蒸馏塔的工艺计算，拟定塔高和塔径。
    ⑶ 塔板设计：计算塔板各重要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。
    ⑷ 管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。
⑸ 誊录说明书。
⑹ 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。

本设计任务为分离醇和水的混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续常压精馏流程。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贮罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。塔底采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。
二、精馏塔的物料衡算
⑴ 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率
甲醇的摩尔质量为：32.04kg/kmol
水的摩尔质量为：  18.01kg/kmol
xf=(0.40/32.04)/(0.40/32.04+0.60/18.01)=0.273
xd=(0.93/32.04)/(0.93/32.04+0.07/18.01)=0.882                                                                ⑵ 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量
Mf=32.04×0.273+18.01×(1-0.273)=21.84kg/mol
Md=32.04×0.882+18.01×(1-0.882)=30.38kg/mol
则可知：
原料的解决量：F=50000/(330×24×21.84)=289.06kmol/h
根据回收率：  η= xd×D/(xf×F)=99.5%
则有：        D=89.02kmol/h
由总物料衡算：F= D+W
以及:         xf×F= xd ×D+W×xw
容易得出：    W=200.04kmol/h
xw=0.00199
三、塔板数的拟定
⑴ 理论板层数NT的求取
由于甲醇与水属于抱负物系，可采用图解法求解（见相平衡图1---1）
最小回流比及其操作回流比的求解：yδ=0.647，xδ=0.273
Rmin=(xD-yδ)/(yδ-xδ)
=(0.882-0.647)/(0.647-0.273)
=0.628
取操作回流比为：R=1.8Rmin=1.8×0.628=1.130
a．精馏塔的气、液相负荷
L=R×D=1.13×89.02=100.59kmol/h
V=(R+1)×D=2.13×89.02=189.61kmol/h
L’=L+F=100.59+289.06=389.65kmol/h
V’=V=189.61kmol/h
b．精馏段、提馏段操作线方程
精馏段操作线：y=L/V×x+D/V×xd=0.5305x+0.414
提馏段操作线：y’=L’/V’×x’－W/V’×xw=2.055x’-0.002
c．图解法求理论塔板层数
根据图一所示，可求得结果为
总理论塔板数NT为8块(涉及再沸器)
进料板位置NF为自塔顶数起第4块
⑵ 理论板层数NT的求取
精馏段实际塔板数  N精=3/60%=5块
提馏段实际塔板数  N提=5/60%=9块
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算
⑴ 操作压力的计算
设每层塔压降：  △P=0.9KPa（一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.4~1.1kPa）
进料板压力：    PF=101.3+5×0.9=105.8(KPa)
精馏段平均压力：Pm=(101.3+105.8)/2=103.5(KPa)
塔釜板压力：    PW=101.3+14×0.9=113.9(KPa)
提馏段平均压力：Pm’=(105.8+113.9)/2=109.85(KPa)
⑵ 操作温度的计算
查表⑴可得

安托尼系数        A        B        C        Min～Max
H2O        7.07406        1657.46        227.02        10～168
CH3OH        7.19736        1574.99        238.23        -16～91
H2O的安托尼方程：   lgPAO=7.07406-1657.46/(tA+227.02)
CH3OH的安托尼方程： lgPBO=7.19736-1574.99/(tB+238.86)
甲醇的tB
lg101.3=7.19736-1574.99/(tB+238.86)
        tB=64.5(℃)
由泡点方程试差可得当   tD=67.0℃时  ∑Kixi≈1
        同理可求出             tF=85.2℃时  ∑Kixi≈1
                        tW=103.2℃时 ∑Kixi≈1
        所以        塔顶温度         tD=67.0℃
      进料板温度       tF=85.2℃
         塔釜温度         tW=103.2℃
精馏段平均温度  tm=(67.0+85.2)/2=76.1(℃)
        提馏段平均温度  t’m=(103.2+85.2)=94.2(℃)
        ⑶ 平均摩尔质量的计算
a. 塔顶平均摩尔质量计算
        由xD=y1=0.882  查平衡曲线(图一)得   x1=0.727
        MVDm=0.882×32.04+(1-0.882)×18.01=30.38kg/mol
        MLDm=0.727×32.04+(1-0.727)×18.01=28.21kg/mol
b. 进料板平均摩尔质量计算
        由yF=0.600     查平衡曲线(图一)得    x1=0.220
        MVFm=0.600×32.04+(1-0.600)×18.01=26.43kg/mol
        MLFm=0.220×32.04+(1-0.220)×18.01=21.10kg/mol
        c. 塔釜平均摩尔质量计算
        由y1’=0.006    查平衡曲线(图一)得     x1’=0.001
        M’VWm=0.006×32.04+(1-0.006)×18.01=18.09kg/mol
        M’LWm=0.001×32.04+(1-0.001)×18.01=18.02kg/mol
        d. 精馏段平均摩尔质量
        MVm=(30.38+26.43)/2=28.41kg/mol
        MLm=(28.21+21.10)/2=24.66kg/mol
        e. 提馏段平均摩尔质量
        M’Vm=(26.43+18.09)/2=22.26kg/mol
        M’Lm=(21.10+18.02)/2=19.56kg/mol
⑷ 平均密度的计算
a. 精馏段平均密度的计算
Ⅰ　气相　　由抱负气体状态方程得
ρVm=PmMvw/RTm=(103.5×28.41)/[8.314×(273.15+76.1)]=1.01kg/m3
Ⅱ　液相　　查⑵可得tD=67.0℃时  ρA＝979.4kg/m3  ρB=750.0kg/m3
                tF=85.2℃时  ρA＝968.5kg/m3  ρB=735.0kg/m3       
ρLDm=1/(0.93/750.0+0.07/979.4)=762.5kg/m3
        进料板液相的质量分率
αA=(0.220×32.04)/(0.220×32.04+0.780×18.01)=0.334
                ρLFm=1/(0.334/735.0+0.666/968.5)=875.6kg/m3
精馏段液相平均密度为
        ρLm=(762.5+875.6)/2=819.1 kg/m3
        b. 提馏段平均密度的计算
Ⅰ 气相　　由抱负气体状态方程得
ρ’Vm=PmMvw/RTm=(109.35×22.27)/[8.314×(273.15+94.2)]=0.80kg/m3
Ⅱ 液相　　查⑵可得tw=103.2℃时  ρA＝956.1kg/m3  ρB=720.0kg/m3
αA=(0.001×32.04)/(0.001×32.04+0.999×18.01)=0.0018
        ρ’Lwm=1/(0.0018/720.0+0.9982/956.18)=955.62kg/m3
提馏段平均密度
        ρ’Lm=(955.62+875.6)/2=915.6 kg/m3
        ⑸ 平均粘度的计算
        液相平均粘度依下式计算 即
        lgμLm=∑xilgμi
a．塔顶液相平均粘度的计算    由tD=67.0℃查⑵得
        μA=0.4233mPa.s             μB=0.3110mPa.s
        lgμLDm=0.882lg(0.3110)+0.118lg(0.4233)
                =-0.49
μLDm=0.323mPa.s
        b．进料板平均粘度的计算        由tF=85.2℃查⑵得
        μA=0.3320mPa.s               μB=0.2550mPa.s
        lgμLFm=0.220lg(0.2550)+0.780lg(0.3320)
                =-0.50
        μLFm=0.313mPa.s
        精馏段平均粘度
        μLm=(0.323+0.313)/2=0.318mPa.s
c．塔底液相平均粘度的计算          由tW=103.2℃查⑵得
        μA=0.275mPa.s             μB=0.220mPa.s
        lgμLWm=0.00199lg(0.220)+0.99801lg(0.275)
                =-0.56
                 μLWm=0.275mPa.s
        提馏段平均粘度
        μL’m=(0.275+0.313)/2=0.294mPa.s
        ⑹ 平均表面张力的计算
        液相平均表面张力依下式计算 即
        σLm=∑xiσi
a. 塔顶液相平均表面张力的计算     由tD=67.0℃查⑵得
        σA=64.91mN/m           σB=18.30mN/m
σLDm=0.882×18.30+0.118×64.91=23.80 mN/m
b. 进料板液相平均表面张力的计算   由tF=85.2℃查⑵得
        σA=62.22mN/m           σB=16.40N/m
σLFM=0.220×16.4+0.780×62.22=52.14 mN/m
c. 塔底液相平均表面张力的计算     由tW=103.2℃查⑵得
        σA=58.20mN/m           σB=14.40N/m
σLWm=0.00199×14.40+0.99801×58.2=58.11 mN/m
        精馏段液相平均表面张力
σLm=(52.14+23.80)/2=37.97 mN/m
        提馏段液相平均表面张力
σ’Lm=(52.14+58.11)/2=55.13 mN/m
五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算
    　⑴　由上面可知精馏段 L=100.59kmol/h
V=189.61kmol/h
      a． 塔径的计算
        精馏段的气、液相体积流率为
        　VS=VMVm/3600ρVm=(189.61×28.405)/(3600×1.01)=1.481m3/s
        LS=LMLm/3600ρLm=(100.59×24.655)/(3600×819.1)=0.00084m3/s
式中，负荷因子 由史密斯关联图⑶查得C20再求
图的横坐标为  Flv=L/V×(ρl/ρv)0.5=0.0162
取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.05m，则HT-hL=0.35 m

史密斯关联图如下

由上面史密斯关联图，得知　　C20=0.075
气体负荷因子　C= C20×(σ/20)0.2=0.08526
Umax=2.43
取安全系数为0.8，则空塔气速为  U=0.8Umax=0.8×2.43=1.94m/s
=0.986m
按标准塔径圆整后为D=1.0m
塔截面积为At=3.14×1×1=0.785 m2
实际空塔气速为U实际=1.481/0.785=1.887 m/s
U实际/ Umax=1.887/2.43=0.78(安全系数在充许的范围内，符全设计规定)
    　⑵　由上面可知提馏段  L=389.65kmol/h
V=189.61kmol/h
       a．提馏段塔径的计算
        提馏段的气、液相体积流率为
        　V’S=V’MVm/3600ρ’Vm=(189.61×22.26)/(3600×0.80)=1.4660m3/s
        L’S=L’MLm/3600ρ’Lm=(389.65×19.56)/(3600×915.6)=0.2200m3/s
式中，负荷因子 由史密斯关联图⑶查得C20再求
图的横坐标为  Flv=L/V×(ρl/ρv)0.5=0.051
取板间距，HT=0.40m，板上清液层高度取hL=0.06m，则HT-hL=0.34 m
由史密斯关联图，得知      C20=0.076
气体负荷因子　　  C= C20×(σ/20)0.2=0.093
Umax=3.14m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为  U=0.7Umax=0.7×3.14=2.20m/s
=0.921m
按标准塔径圆整后为D=1.0m
塔截面积为At=3.14×1×1=0.785 m2
实际空塔气速为U实际=1.466/0.785=1.868 m/s
U实际/ Umax=1.868/3.14=0.59(安全系数在充许的范围内，符全设计规定)
⑶ 精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为   Z精=（N精-1）HT=（5-1）×0.40=1.6 m
提馏段有效高度为   Z提=（N提-1）HT=（9-1）×0.40=3.2 m
在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8 m
故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.5=1.6+3.2+0.8=5.6m
六、塔板重要工艺尺寸的计算
⑴ 精馏段
a．溢流装置计算
因塔径　D=1.0m，
所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。( 此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简朴，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。)各项计算如下：
1) 堰长lw
可取lw=0.60D=0.60m
2) 溢流堰高度hw
由hw=hL－how
选用平直堰，( 溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。) 堰上层液高度how由下列公式⑷计算，即有
how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)
并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用E= 1.0 ，则
how=0.0083m
取板上清液层高度hL=0.05 m
故 hw=0.0417m
3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af
由Wd/D=0.6 m    查⑷可求得
Af/AT=0.057      Wd/D=0.125
Af=0.057×0.785=0.0448 m2
Wd=0.125×1.0=0.125 m
并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即
θ=3600 Af×HT/Lh= 3600 ×0.0448×0.40/ (3600×0.0084)=21.31s＞5s  
其中HT即为板间距0.40m，Lh即为每小时的体积流量
验证结果为降液管设计符合规定。
4）降液管底隙高度ho
ho= Lh/（3600×lw×uo'）
取uo'=0.07m/s
则ho=0.0084×3600/(3600×0.6×0.07)
=0.020234 m＞0.02m
Hw-ho=0.0417-0.020234=0.02167191＞0.006 m
故降液管底隙高度设计合理
选用凹形受液盘，深度h’w=55mm。
　　b．塔板布置
1) 塔板的分块
由于D≥ 800mm，所以选择采用分块式，查⑷可得，塔板可分为3块。
2) 边沿区宽度拟定
取Ws=W’s= 65mm ,  Wc=35mm
c．开孔区面积计算
开孔区面积Aa按下面式子计算，则有
Aa=2【x（r2－x2）0.5+∏ r2/180×sin-1（x/r）】
其中   x=D/2－(Wd＋Ws)
r= D/2－Wc
并由Wd/D=0.125， 推出Wd=0.125
由上面推出        Aa=0.530m2
d  筛孔计算与排列
本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用δ= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm⑷
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为
t=3    do=15mm
筛孔的数目n为
n=1.155Ao/t2=2721个
开孔率为φ=0.907（do/t）2=10.1%
气体通过阀孔的气速为
uo=Vs/Ao=1.481/（Aa×φ）=27.67m/s
⑵　提馏段 (计算公式和原理同精馏段)
a．溢流装置计算
因塔径D=1.0m，
所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（同精馏段）。各项计算如下：
1)  堰长lw
可取lw=0.60D=0.60m
2)  溢流堰高度hw
由hw=hL－how可选取平直堰，堰上层液高度how由下列公式计算，即有
how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)
并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用E= 1.0 ，则
how=0.0159m
取板上清液层高度hL=0.06 m
故 hw=0.06-0.0159=0.0441 m
3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af
由Wd/D=0.6 m    查图⑷可求得
Af/AT=0.057      Wd/D=0.125
Af=0.057×0.785=0.044745 m
Wd=0.125×1.0=0.125 m
并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即
θ=3600 Af×HT/Lh= 3600 ×0.044745×0.40/ (3600×0.0022)=8.14s＞5s  
其中HT即为板间距0.40m，Lh即为每小时的体积流量
验证结果为降液管设计符合规定。
4）降液管底隙高度ho
ho= Lh/（3600×lw×uo'）
取 uo'=0.17m
则ho=0.0022×3600/(3600×0.6×0.17)
=0.022 m＞0.02m
Hw-hO=0.0417-0.022=0.0197m＞0.006 m
故降液管底隙高度设计合理
选用凹形受液盘，深度h’w=55mm。
　　 b  塔板布置
1) 塔板的分块
由于D≥ 800mm，所以选择采用分块式，查表⑷可得，塔板可分为3块。
2) 边沿区宽度拟定
取Ws=W’s= 65mm ,  Wc=35mm
c  开孔区面积计算
开孔区面积Aa按式子5-12计算，则有
Aa=2【x（r2－x2）0.5+∏ r2/180×sin-1（x/r）】
其中   x=D/2－(Wd＋Ws)
r= D/2－Wc
并由Wd/D=0.125，推出Wd=0.125
由上面推出Aa=0.530m2
d  筛孔计算与排列
本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用δ= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm    筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为
t=3    do=15mm
筛孔的数目n为
n=1.155Ao/t2=2721个
开孔率为φ=0.907（do/t）2=10.1%
气体通过阀孔的气速为
uo=V’s/Ao=1.466/（0.101×0.530）=27.38m/s
七、筛板的流体力学验算
   　⑴ 精馏段
1) 塔板的压降
a 干板的阻力hc计算
干板的阻力hc计算由公式
hc=0.051(uo/co)2×（ρv/ρl）
并取do/δ= 5/3=1.67 ,可查史密斯关联图得，co=0.772
所以hc=0.051(27.67/0.772) 2×(1.01/819.1)=0.0786m液柱
b 气体通过液层的阻力hl的计算
气体通过液层的阻力hl由公式
hl=βhL
ua=Vs/（AT－Af）=1.481/(0.785-0.0047)=1.897m/s
Fo=1.897(1.01)1/2=1.90kg1/2/(s m1/2)
可查⑸得，得β=0.54
所以hl=βhL=0.54×(0.0417+0.0083)=0.027 m液柱
c 液体表面张力的阻力hσ计算
液体表面张力的阻力hσ由公式hσ=4σL/（ρl×g×do）计算,则有
hσ=(4×37.97×10-3)/(819.1×9.81×0.005)=0.0038 m液柱
气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按下面公式计算
hP=hc+hl+hσ=0.0786+0.027+0.0038=0.1094m液柱
气体通过每层塔板的压降为
△        Pp= hP×ρl×g =0.1094×819.1×9.81=879.07Pa＜0.9KPa（设计允许值）
2) 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。
3) 液沫夹带
       液沫夹带量，采用公式
    ev=5.7×106/σL×【 ua/(HT－hf)】3.2
由hf=2.5hL=2.5×0.05=0.125m     所以：
ev=(5.7×10-6/37.97×10-3) 【1.897/(0.4-0.125)】
=0.068kg液/kg气＜0.1kg液/kg气
可知液沫夹带量在设计范围之内。
4) 漏液
对于筛板塔，漏液点气速uo¬,min可由公式
Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-hσ)/ρL /ρV】1/2=8.81m/s
实际孔速为Ｕo27.67m/s＞Uo,min
稳定系数为   Ｋ=Uo/Uo,min=27.67/8.81=3.14＞1.5
故在本设计中无明显漏液。
5) 液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子
Hd≤ψ(HT＋hw)
甲醇与水属于一般物系，取ψ= 0.5，则
ψ(HT＋hw)=0.5（0.40+0.0417）=0.221m
而Hd=hp+hL+hd
板上不设进口堰，则有
hd=0.153(uo’)2=0.153×(0.07)2=0.0007m液柱
Hd=hp+hL+hd=0.1094+0.05+0.0007=0.160m液柱
则有：  Hd≤ψ(HT＋hw)
于是可知本设计不会发生液泛
⑵ 提馏段
1) 塔板的压降
a 干板的阻力hc计算
干板的阻力hc计算由公式
hc=0.051(uo/co)2×（ρv/ρl）
并取do/δ= 5/3=1.67 ,可查图得，co=0.772
所以h’c= 0.0561m液柱
b 气体通过液层的阻力hl计算
气体通过液层的阻力hl由公式
hl=βhL
ua=Vs/（AT－Af）=1.879m/s
Fo=1.897×0.80.5=1.68kg1/2/s m1/2
可查图得β=0.58
所以hl=βhL=0.0344m液柱
c 液体表面张力的阻力hσ计算
液体表面张力的阻力hσ
由公式hσ=σL/（ρl×g×do）计算,则有
hσ=0.0052m液柱
气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按公式
hP=hc+hl+hσ=0.0947m液柱
气体通过每层塔板的压降为　
△Pp= hP×ρl×g = 850.59Pa＜0.9kPa   计算结果在设计充值内
2) 液面落差
  对于筛板塔，液面落差很小，因塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。
3) 液沫夹带
液沫夹带量，采用公式
ev=5.7×10-6/σL×【 ua/(HT－hf)】3.2     由
hf=2.5hL=0.125m
所以ev=5.7×10-6/55.13×10-3【 1.879/(0.40-0.125)】3.2  
=0.048 kg液/kg气＜0.1 kg液/kg气
可知液沫夹带量在设计范围之内。
4) 漏液
对于筛板塔，漏液点气速uo¬,min可由公式
Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-hσ)/ρL /ρV】1/2=9.55m/s
Uo=27