筛孔板式塔设计-毕业设计.doc

摘 要
筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。为完成苯-甲苯二元物系的精馏进行了相关塔设备的设计，本次设计的任务为分离进料量50000吨/年，质量分数为40%的苯-甲苯溶液，使塔顶产品苯的质量分数达到96%，塔底釜液质量分数为2%。我们对此塔进行了工艺设计，按照梯级图解法算求得理论板数为15，实际板数为27，,加料位置在第13块板。进行了塔板结构的设计，塔径1.2m，精馏段板间距0.35m，提馏段板间距为0.4m,对塔板进行了校核，均在安全操作范围内，确定了操作点，精馏段弹性操作为5.04，提馏段弹性操作为5.30，符合操作要求。最后进行辅助设备及塔高计算。本次设计包括设备分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，其设计结果满足设计任务要求，结构合理，是一次较理想的设计。

关键词：筛板塔 ；苯-甲苯；精馏；负荷性能图；塔设备；结构
Abstract
Sieve plate tower is the main gas liquid mass transfer in chemical production equipment.To complete the binary system benzene - toluene distillation tower equipment, the use of design, the design tasks for the separation of feed rate of 50000 tons/year, the mass fraction of 40% of benzene - toluene solution, make the top products of benzene mass fraction of 96%, the bottom kettle liquid mass fraction of 2%.We for the technological design of this tower, according to the theoretical plate number obtained by cascade graphical method calculation for 15, real plate number is 27, and feeding location in 13boards.For the design of the plate structure, the tower diameter 1.2 m, plate spacing of 0.4m on the plate, are within the scope of the safety operation, determine the operating point, rectifying section elastic operation is 5.04, stripping section of the elastic operating at 5.30, conform to the requirements of the operation.Finally auxiliary equipment and height calculation.This design including equipment analysis, selection, calculation, accounting, drawing, etc., is a complete distillation process design, the design result satisfies the requirement of design task, reasonable structure, is an ideal design.

Keywords: Sieve-plate tower ； Benzene-Toluene；Rectification；Load performance diagram；Distillation equipment ；structure
目录
第一章 概述 5
1.1苯的性质 5
1.1.1物理性质 5
1.1.2化学性质 6
1.1 3 基本用途 6
1.2甲苯 7
1.2.1物理性质 7
1.2.2化学性质 8
1.2.3基本用途 8
第二章 确定设计方案 9
第三章 工艺计算 11
3.1 物料衡算 11
3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 11
3.1.2全塔物料衡算 11
3.2 确定回流比 11
3.2.1 q线方程 12
3.2.2 Rmin和R的确定 14
3.3 确定理论塔板数和实际塔板数 15
3.3.1 精馏段操作线方程的确定 15
3.3.2 精馏段和提馏段气液流量的确定 15
3.3.3 提馏段操作线方程的确定 15
3.3.4塔板数的确定 15
3.3.5实际塔板数 16
3.4 塔的气液负荷计算 18
3.4.1操作压力 18
3.4.2操作温度 18
3.4.3平均摩尔质量计算 18
3.4.4平均密度计算 19
3.4.5液相平均表面张力的计算 20
3.4.6塔的气液负荷计算 21
第四章 精馏塔塔体工艺尺寸的计算 22
4.1塔间距的初估 22
4.2.塔径的计算 22
4.3 溢流装置设计 24
4.4塔板布置 26
4.4.1塔板的分块 26
4.4.2边缘区宽度 27
4.4.3开孔区面积计算 27
4.5 筛孔的尺寸及排列 27
4.5.1筛孔数n与开孔率 27
4.5.2筛孔气速 28
4.6 筛板的流体力学验算 28
4.6.1气体通过筛板压强降计算：液柱 28
4.6.2液面落差 30
4.6.3雾沫夹带 30
4.6.4漏液 32
4.6.5液泛 32
4.7负荷性能图 33
4.7.1雾沫夹带线 33
4.7.2液泛线 34
4.7.3液相负荷上限线 35
4.7.4漏液线 35
4.7.5液相负荷下限线 36
4.7.6负荷性能图 36
第五章 辅助设备的设计 38
5.1接管 38
5.1.1进料管 38
5.1.2回流管 38
5.1.3塔顶蒸汽出料管 39
5.1.4塔釜出料管 39
5.1.5再沸器返塔蒸汽管 39
5.2 冷凝器 40
5.3 再沸器 40
5.4 泵 41
5.4.1进料泵 41
5.4.2回流泵 42
第六章 板式塔结构 44
6.1塔顶空间 44
6.2塔底空间 44
6.3人孔 44
6.4进料板间距 45
6.5 塔顶封头 的确定 45
6.6 裙座高度HS的确定 45
6.7 塔高（不包括封头和裙座 ） 46
6.7.1精馏塔有效高度 46
6.7.2实际塔高 46
第七章 设计结果汇总 47
- 48
第八章 设计评述 52
第九章 设计感想 53
第十章 参考文献 54

第一章 概述
化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。
精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。
1.1苯的性质
苯在常温下为一种高度易燃，有香味的无色的液体，为一种有机化合物，
是组成结构最简单的芳香烃。苯有高的毒性，也是一种致癌物质。它难溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机溶剂。苯也是石油化工的基本原料，苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。

1.1.1物理性质
苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水轻。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂， 溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强,除甘油,乙二醇等多元醇 外能与大多数有机溶剂混溶.除碘和硫稍溶解外,无机物在苯中不溶解.苯对金 属无腐蚀性。
苯能与水生成恒沸物，沸点为69.25℃，含苯91.2%。因此，在有水生成的反应中常加苯蒸馏，以将水带出。

1.1.2化学性质
苯参加的化学反应大致有3种：一种是其他基团和苯环上的氢原子之间发生的取代反应；一种是发生在苯环上的加成反应（注：苯环无碳碳双键，而是一 种介于单键与双键的独特的键）；一种是普遍的燃烧（氧化反应）（不能使酸性 高锰酸钾褪色）。

1.1 3 基本用途
　脂肪、树脂和碘等的溶剂。测定矿物折射指数。有机合成。光学纯溶剂高压液相色谱溶剂、用作合成染料、医药、农药、照相胶片、以及石油化工制品的原料、清漆、硝基纤维素漆的稀释剂、脱漆剂、润滑油、油脂、蜡、赛璐珞、树脂、人造革等溶剂。
用作合成染料、合成橡胶、合成树脂、合成纤维、合成谷物、塑料、医药、农药、照相胶片以及石油化工制品的重要原料,本品具有良好的溶解性能,因而被广泛地用作胶黏剂及工业溶剂例如:清漆、硝基纤维漆的稀释剂、脱漆剂、润滑油、油脂、蜡、赛璐珞、树脂、人造革等溶剂。

1.2.2化学性质
化学性质活泼，与苯相像。可进行氧化、磺化、硝化和歧化反应，以及侧链氯化反应。甲苯能被氧化成苯甲酸。
1.2.3基本用途
甲苯大量用作溶剂和高辛烷值汽油添加剂，也是有机化工的重要原料，但与同时从煤和石油得到的苯和二甲苯相比，目前的产量相对过剩，因此相当数量的甲苯用于脱烷基制苯或岐化制二甲苯。甲苯衍生的一系列中间体，广泛用于染料；医药；农药；火炸药；助剂；香料等精细化学品的生产，也用于合成材料工业。甲苯进行侧链氯化得到的一氯苄；二氯苄和三氯苄，包括它们的衍生物苯甲醇；苯甲醛和苯甲酰氯（一般也从苯甲酸光气化得到），在医药；农药；染料，特别是香料合成中应用广泛。甲苯的环氯化产物是农药；医药；染料的中间体。甲苯氧化得到苯甲酸，是重要的食品防腐剂（主要使用其钠盐），也用作有机合成的中间体。甲苯及苯衍生物经磺化制得的中间体，包括对甲苯磺酸及其钠盐；CLT酸；甲苯-2,4-二磺酸；苯甲醛-2,4-二磺酸；甲苯磺酰氯等，用于洗涤剂添加剂，化肥防结块添加剂；有机颜料；医药；染料的生产。甲苯硝化制得大量的中间体。可衍生得到很多最终产品，其中在聚氨酯制品；染料和有机颜料；橡胶助剂；医药；炸药等方面最为重要。

第二章 确定设计方案
本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用80℃进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。
塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3～8mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：
(１) 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。
(２) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
(４) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
筛板塔的缺点是：
(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。

图1板式塔的简略图

第三章 工艺计算
3.1 物料衡算
3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量
甲苯的摩尔质量

3.1.2全塔物料衡算
原料处理量：
总物料 F = D + W
易挥发组分 FχF = DχD + WχW
式中 F、D、W——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h；
χF、χD、χW——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。
解得：

代入数据可得：D=35.295 kmol/h W=44.915 kmol/h

3.2 确定回流比

3.2.1 q线方程
表1 常压下苯——甲苯的气液平衡数据

温度t
℃
液相中苯的摩尔分率
x
气相中苯的摩尔分率
y
110.56
0.00
0.00
109.91
1.00
2.50
108.79
3.00
7.11
107.61
5.00
11.2
105.05
10.0
20.8
102.79
15.0
29.4
100.75
20.0
37.2
98.84
25.0
44.2
97.13
30.0
50.7
95.58
35.0
56.6
94.09
40.0
61.9
92.69
45.0
66.7
91.40
50.0
71.3
90.11
55.0
75.5
80.80
60.0
79.1
87.63
65.0
82.5
86.52
70.0
85.7
85.44
75.0
88.5
84.40
80.0
91.2
83.33
85.0
93.6
82.25
90.0
95.9
81.11
95.0
98.0
80.66
97.0
98.8
80.21
99.0
99.61
80.01
100.0
100.0

图2 苯跟甲苯常压下气化平衡组成相图

可得平均温度（80+93.87）℃=86.94℃下，
参照《化学化工物性数据手册有机卷》第一版318页芳烃热容
表2苯—甲苯的比热容
温度（℃）
0
20
40
60
80
100
120
140
160
180
苯的比热容（ KJ/（kmol·K））
1.57
1.716
1.767
1.828
1.881
1.953
2.047
2.143
2.242
2.346
甲苯的比热容（KJ/（kmol·K））
1.63
1.681
1.757
1.834
1.902
1.97
2.073
2.149
2.229
2.313

参照《化学化工物性数据手册有机卷》327页芳烃汽化
表3 苯—甲苯的汽化热
温度（℃）
0
20
40
60
80
100
120
140
苯的汽化热（KJ/Kg）

431.1
41
407.7
394.1
379.3
363.2
345.5
甲苯的汽化热（KJ/Kg）
422.9
412.7
402.1
391
379.4
367.1
354.2
340.3

苯的比热容 =1.91 KJ/(Kg.K) 汽化潜热=383.84KJ/kg
甲苯的比热容=1.93 KJ/(Kg.K) 汽化潜热=370.86 KJ/kg
=1.910.44+1.93(1—0.444)=1.92KJ/(Kg.K)
同理：r=383.840.44+370.86(1-0.44)=376.57 KJ/k

所以q线方程为
3.2.2 Rmin和R的确定
由q线方程和平衡线方程相交确定Xe=0.46 Ye=0.68

R=1.5Rmin=1.5×1.32=1.98
3.3 确定理论塔板数和实际塔板数
3.3.1 精馏段操作线方程的确定
精馏段操作线方程：
L=RD V=(R+1)D

3.3.2 精馏段和提馏段气液流量的确定
已知 D＝35.295kmol/h R＝1.98
精馏段：L＝RD＝69.88kmol/h
V＝(R+1)D＝105.18kmol/h
提馏段：L′＝L+qF＝69.88+1.07×80.21=155.70kmol/h
V′＝V-(q-1)F＝105.18-(1.07-1)×80.21＝110.79kmol/h

3.3.3 提馏段操作线方程的确定

3.3.4塔板数的确定
提馏段方程
精馏段方程
作梯板

图3 苯-甲苯梯级图

作图得理论塔板数=15-1=14，其中
加料板为第7块

3.3.5实际塔板数
全塔效率
经查表
=80.93℃时 =104.67KPa =40.46Kpa
=109.21℃时 =235.40kpa =100.48Kpa
=93.87 ℃时 =155.79KPa =63.34KPa
则： =104.67/40.46=2.59
=235.40/100.48=2.34
=155.79/63.34=2.46
故=

参照《化学化工物性数据手册有机卷》第一版302页芳烃粘度
表4苯-甲苯的黏度
温度（℃）
0
20
40
60
80
100
120
140
苯的粘度（mPa·s）
0.742
0.638
0.485
0.381
0.308
0.255
0.215
0.184
甲苯的粘度（mPa·s）
0.758
0.58
0.459
0.373
0.311
0.264
0.228
0.2

查得 =80.93℃时
=109.21℃时

全塔效率=0.49

实际塔板数 及加料板位置的确定
块
块

第13块板开始加料,
3.4 塔的气液负荷计算
3.4.1操作压力
塔顶
每层塔板压降
进料板压力
塔底操作压力
精馏段平均压力
提馏段平均压力

3.4.2操作温度
塔顶=81.35℃ 塔底=108.48℃ 进料板℃
精馏段平均温度
提馏段平均温度
3.4.3平均摩尔质量计算
a) 塔顶：
由汽液平衡曲线得

b) 进料板：
代入汽液平衡曲线方程

c) 塔底：
代入汽液平衡曲线方程得

d) 精馏段平均摩尔质量

提馏段平均摩尔质量

3.4.4平均密度计算
气相平均密度
精馏段：
提馏段：
液相平均密度计算
参照《化学化工物性数据手册有机卷》第一版299页芳烃密度
表5苯-甲苯密度
温度（℃）
80
90
100
110
120
苯的密度（kg/m3）
814
805
791
778
763
甲苯密度 (kg/m3)
809
801
791
780
768

=80.93℃
塔顶液相质量分率

=93.80℃
进料板质量分率 由 得

=109.21℃
塔釜液相质量分率

精馏段液相平均密度为

提馏段液相平均密度为

3.4.5液相平均表面张力的计算
液相平均表面张力计算式
参照《化学化工物性数据手册有机卷》第一版化学工业出版社305页芳烃表面张力
表6苯-甲苯的表面张力
温度t（℃）
80
90
100
110
120
苯的张力（mN/m）
21.27
20.06
18.85
17.66
16.49
甲苯的张力（mN/m）
21.69
20.59
19.94
18.41
17.31

塔顶 =80.93℃

进料板 =93.80℃

塔底 =109.21℃

精馏段液相平均表面张力
提馏段液相平均表面张力

3.4.6塔的气液负荷计算
精馏段:

提馏段：

第四章 精馏塔塔体工艺尺寸的计算
4.1塔间距的初估
表7 塔板间距和塔径的经验关系

4.2.塔径的计算
初选板间距 取板上液层高度

精馏段：

图4 史密斯关联图
查史密斯关联图得 物系表面张力=20.545mN/m

取安全系数f=0.8

按标准，塔径圆整后为D=1.2m
实际塔截面积
空塔气速为
校验：0.6＜＜0.8 故合理
提馏段：

取板间距，板上液层高度则
查史密斯关联图得

按标准，塔径圆整后为D=1.2m
空塔气速为
校验：0.6＜＜0.8 故合理

4.3 溢流装置设计

a)精馏段
因塔径D=1.2m 可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液板
堰长
溢流堰高度 =0.06m

近似取E=1

图5 液流收缩系数E

则精馏段
故
降液管宽度与截面积
查图得

图6 弓形降液管的宽度与面积

故

利用公式计算液体在降液管中停留时间以检验降液面积
符合要求
降液管底隙高度
取

符合要求

b)提馏段：
D=1.2m
堰长
溢流堰高度

故

降液管宽度与截面积

利用公式计算液体在降液管中停留时间以检验降液面积
符合要求（大于秒）
降液管底隙高度
取
符合要求
4.4塔板布置
4.4.1塔板的分块
因为D800mm，故塔板采用分块式,塔板分为3块

表8

4.4.2边缘区宽度
取 出口
4.4.3开孔区面积计算

代入得
4.5 筛孔的尺寸及排列
4.5.1筛孔数n与开孔率
取筛孔孔径，正三角形排列，碳钢板
取空中心距=0.02m
筛孔数
开孔率＜10%

图7 筛板俯视图
4.5.2筛孔气速
每层开孔面积
气体通过筛孔气速度为
提馏段：
4.6 筛板的流体力学验算
4.6.1气体通过筛板压强降计算：液柱

精馏段：
平板压降

图8
查图得 孔流系数

液层阻力

图9
查图得

液体表面张力的阻力

气体通过每层塔板的液柱
＜0.075m液柱

提馏段：
① 平板压降相当的液柱高度

② 体穿过板上液层压降相当的液柱高度

查图

③ 体表面张力的阻力

＜0.075m液柱

4.6.2液面落差
由于筛板塔液面落差很小，而且塔径和液流量均不打，此影响可以忽略

4.6.3雾沫夹带
泛点百分率=
精馏段：

泛点百分率=

查Fair关联图：

图10液沫夹带关联图
提馏段：

泛点百分率=
查Fair关联图：

4.6.4漏液
干板阻力
精馏段：计算
对筛板塔，漏液点气速
稳定系数 设计不会发生明显漏液
提馏段：

稳定系数
4.6.5液泛
为防止降液管液泛发生，应使
取
精馏段：

板上不设进口堰

液面落差较小不计
＜0.258m
该设计不会发生液泛
提馏段：

该设计不会发生液泛

4.7负荷性能图
4.7.1雾沫夹带线
精馏段：

取E=1
故
取雾沫夹带极限值
即
解得
提馏段：

取E=1

取雾沫夹带极限值
即
解得

4.7.2液泛线

精馏段：

代入
整理得
提馏段：

代入
整理得

4.7.3液相负荷上限线

精馏段
提馏段
据此可作出气体流量无关的垂直液相负荷上限线

4.7.4漏液线
=0.044
精馏段：
代入得

提馏段：
代入得

4.7.5液相负荷下限线
以作为最小液体负荷标准

取
得
据此可液相负荷下限线

4.7.6负荷性能图
精馏段操作弹性：

图11 精馏段气液负荷性能图
提馏段弹性：

图12 提馏段气液负荷性能图

第五章 辅助设备的设计
5.1接管
5.1.1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形进料管。本设计采用直管进料管。F=80.21Kmol/h ,
80℃时，经查表得
计算得 =812.0Kg/
则体积流量
取管内流速
则管径=45mm
取进料管为规格Φ50×2.5的热轧无缝钢管。

5.1.2回流管
采用直管回流管
液体流量
取管内流速
则回流管直径
取回流管规格为Φ452.5的热轧无缝钢管。

5.1.3塔顶蒸汽出料管
取管内蒸汽流速

取塔顶蒸汽出料管规格为Φ2739的热轧无缝钢管。

5.1.4塔釜出料管
塔底w=30kmol/h 平均密度
平均摩尔质量
体积流量：
取管内流速
则
可取塔釜出料管规格为Φ68 的热轧无缝钢管。

5.1.5再沸器返塔蒸汽管

可取再沸器返塔蒸汽管规格为的热轧无缝钢管。

5.2 冷凝器
塔顶温度tD=80.93℃ 冷凝水t1=25℃ t2=40℃

则
由tD=80.93℃ 查液体比汽化热共线图得
又气体流量=0.81m3/s
塔顶被冷凝量
冷凝的热量
取传热系数K=600W/m2k，
则传热面积
冷凝水流量
根据JB/T 4714-92 选择固定管板式管壳换热器，换热管为19mm，公称直径DN=450mm，公称压力PN=1.00MPa，管程数N=2，管子根n=220，中心排管数为16，管程流通面积为0.0194m2，换热管长度3000mm,换热面积为38.1m2。

5.3 再沸器
塔底温度tw=109.21℃ 用t1=135℃的蒸汽，釜液出口温度t2=112℃
则

由tw=109.21℃ 查液体比汽化热共线图得
又气体流量 密度
则

取传热系数K=600W/m2k，
则传热面积
加热蒸汽的质量流量
根据JB/T 4714-92选择固定管板式管壳换热器，换热管为19mm，公称直径DN=450mm，公称压力PN=1.00MPa，管程数N=4，管子根数n=200，中心管数16，管程流通面积为0.0088 m2，换热管长度6000mm，换热面积为70.4 m2。

5.4 泵

5.4.1进料泵
进料管径=45mm
取进料管径规格Φ50×2.5的油泵
查得 ℃时

则

取绝对粗糙度,则相对粗糙度为
摩擦系数：
由得

在进料板上方开一个小口，其高度为0.8m
进料口位置高度 h=Z提+ 0.8 =5.6+0.8=6.4m
则能量耗损
扬程H＞+h=1.14+6.4=7.54m
根据化工原理第三册下版293页泵与风机可选型号为IS65-50-160，转速n为1450r/min，流量3.47L/s，扬程H为8.0m，效率为60%，轴功率为0.45Kw，电机功率0.75Kw，必须汽蚀余量为2.0m。
5.4.2回流泵
回流管径
取规格为Φ452.5的油泵
取管内流速

取绝对粗糙度,则相对粗糙度为
摩擦系数：由
解得
取回流口位置高度
则能量耗损
扬程 H＞+h= 0.1033+0.5=0.6033m
根据化工原理第三册下版293页泵与风机可选型号为IS50-32-125，转速n为1450m/s，流量2.08L/s ，扬程H为4.6m，效率为55%，轴功率为0.17Kw，电机功率0.55Kw，必须汽蚀余量为2.5m。

第六章 板式塔结构
板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。

6.1塔顶空间
塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出一倍以上），本塔塔顶空间取

6.2塔底空间
塔底空间指塔内最下层塔底间距。其值由如下两个因素决定。
①塔底驻液空间依贮存液量停留3~5min或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。
②塔底液面至最下层塔板之间要有1~2m的间距，大塔可大于此值。本塔取

6.3人孔
一般每隔6~8层塔板设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600mm，人孔直径一般为450~500mm，其伸出塔体得筒体长为200~250mm，人孔中心距操作平台约800~1200mm。本塔设计每7块板设一个人孔，共4个，即
np=4个
每个人孔直径为500mm，设置人孔处塔板间距为。

6.4进料板间距
考虑进口处安装防冲设施，取进料板处间距为HF=800mm。

6.5 塔顶封头 的确定

椭圆形封头在化工中应用最广，它有曲面部分和直边部分组成。标准椭圆封头的长短之比为2。此塔采用标准椭圆封头，材料选用16MnR。查表可知，公称直径时，可取曲面高度，直边高度，封头厚度S=6mm。=375mm。

图13标准椭圆封头

6.6 裙座高度HS的确定
为了制作方便,裙座为圆形,HS/D=3,
HS=3×1.4=4.2m

图14裙座结构

6.7 塔高（不包括封头和裙座 ）
6.7.1精馏塔有效高度
Z=+0.8
==10.25
6.7.2实际塔高

n——实际塔板数；
nF——进料板数
HF——进料板处板间距，m
nP——人孔数 图15
Hp——设人孔处的板间距，m
HD——塔顶空间，m
HB——塔底空间，m
Hf--塔顶封头高度，m
Hs--裙座高度，m

第七章 设计结果汇总
表9筛板塔的工艺设计结果汇总表

项目
符 号
单 位
计算数据
备注
精馏段
提馏段
各段平均压力
Pm
kPa

117.66

各段平均温度
tm
℃
87.365
101.505

平均
流量
气 相
Vs
m3/s
0.81
0.814

液 相
Ls
m3/s
0.00199
0.00487

实际塔板数
N
块
12
15

板间距
HT
m
0.35
0.4

塔的有效高度
Z
m
10.25

塔的实际高度
H
m
14.40

塔径
D
m
1.2
1.2

实际空塔气速
u
m/s
0.76
0.765

溢流装置
堰长
lW
m
0.72
0.72
单溢流
弓形降液管
凹形受液盘
平形溢流堰
堰高
hW
m
0.047
0.026
堰液层高度
how
m
0.013
0.024
降液管的宽度
Wd
m
0.144
0.144
降液管的面积
Af
m2
0.066
0.066
降液管底隙高度
h0
m
0.039
0.019
板上清液层高度
hL
m
0.06
0.05

孔径
d0
m
0.005
0.005
正三角形排列
孔间距
t
m
0.02
0.02
孔数
n
个
4533

开孔面积
A0
m2
0.089
0.089

筛孔气速
u0
m/s
9.74
9.79

塔板压降
hP
m
0.07
0.0655

液体在降液管停留时间

s
11.61
5.42

稳定系数
K
-
1.62
1.83

液沫夹带
ev
kg液/kg气
0.04
0.011

液相负荷下限线
Ls,min
m3/s
0.000614
0.000614

相液负荷上限线
Ls,max
m3/s
0.00462
0.00528

气相最大负荷
Vs，max
m3/s
1.2618
0.8859

气相最小负荷
Vs，min
m3/s
0.2536
0.167

操作弹性

5.05
5.30

接
塔顶蒸汽出料管
dp
Φ2739mm
16m/s
管
尺
再沸器返塔蒸汽管
dV
mm
15 m/s
寸
进料管
dF
Φ50×2.5 mm
1.5 m/s
确
回流管
dR
Φ452.5mm
1.5 m/s
定
塔釜出料管
dW
Φ68 mm
0.5 m/s

符号说明：
Aa——塔板开孔区面积，m2；
Af——降液管截面积，m2；
A0——筛孔总面积，m2；
AT——塔截面积，m2；
C0——流量系数，无因次；
C——计算umax时的负荷系数，m/s；
Cs——气相负荷因子，m/s；
d0——筛孔直径，m；
D——塔