前言 4第一章 设计方案的确定 61.1精馏分离的原理、依据 61.2确定设计方案的原则 71.3设计方案的确定及流程说明 71.3.1 操作压力 71.3.2 进料状态 71.3.3 加热、冷却方式 81.3.4 冷却剂与出口温度 91.3.5 热能的利用 91.3.6 工艺流程说明 10第二章 板式精馏塔的工艺计算 10引言 102.1物性数据 112.1.1 关键组分 112.1.2 进料及塔顶、塔底产品的摩尔分率 112.1.3 平均分子量 112.1.4 常压下乙醇—水系统t—x—y数据 122.1.5 塔温度的确定 132.2最小回流比Rmin和操作回流比R的确定 142.2.1 最小回流比Rmin的确定 142.2.2 操作回流比R的选定 142.3物料衡算及操作线方程 152.3.1.全塔物料衡算 152.3.2 .操作线方程 162.4塔板数计算（直角梯级图解法） 162.4.1 理论塔板数的计算 162.4.2 全塔效率的估算 172.4.3 实际塔板数N确定 18第三章 板式塔主要尺寸设计计算 18引言 183.1 初选塔板间距 193.2物性数据计算 203.2.1 操作压力 203.2.2 温度 213.2.3 平均摩尔质量 213.2.4 平均密度 223.2.5 液体表面张力 233.2.6 液体粘度 233.3气液负荷计算 243.31精馏段气液负荷 243.3.2 提馏段气液负荷计算 243.4主要工艺尺寸计算 25塔径 253.4.2 精馏塔有效高度的计算 263.4.3 溢流装置的确定 27塔板布置 28浮阀数目击者及排列 29第四章 流体力学校核 314.1以精馏段为例 31气相通过浮塔板的压力降 31液泛的验算 32雾沫夹带的验算 33漏液验算 33塔板负荷性能图 354.2以提馏段为例 36气相通过浮塔板的压力降 36液泛的验算 37雾沫夹带的验算 37漏液验算 38塔板负荷性能图 394.3操作负荷性能图 41负荷性能图 414.3.2 操作弹性 42第五章 板式塔的结构设计 435.1总体结构 43塔顶空间HD 43人孔数目及尺寸确定 43塔底空间HB 44塔体总高度 44塔板结构 445.2热量衡算 45加热蒸汽用量的计算 45冷却水用量计算 465.3 塔主要接管尺寸计算 46塔顶蒸汽出口管径 46回流液管径 47加料管径 47釜液排出管径 47饱和水蒸气管径 475.4塔顶回流冷凝器 485.5蒸汽喷出器 58后记 49参考文献： 52 前言塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。
根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和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其内部设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大，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）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小，将大大节省动力消耗，从而降低操作费用；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便7）还要求耐腐蚀、不易堵塞等板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等本次设计主要是浮阀板式塔的设计。
F-1型 V-4型 A型十字架型 方形浮阀图2 浮阀塔板本设计书介绍的是板式塔的设计，其中包括设计方案的确定、塔主要设备的工艺设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图意见主要设备的工艺条件图等几大内容本设计主要用于分离酒精和水的混合物，利用板式塔将其进行精馏分离精馏所进行的是精馏所进行的是气(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，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率在本设计过程中，严格按照常用数据算图，化工设备常用材料性能以及化工图例国标规定进行设计，同时查阅了大量的有关资料每一步的计算都严格按照《化工原理课程设计》一书中的公式进行计算，并经过核对与验算，基本上可行，经济上有一定的合理性由于本人能力水平有限，设计书中难免会存在不完善的地方，我诚恳地希望老师批评改正，让我更进一步的努力第一章 设计方案的确定1.1精馏分离的原理、依据 精馏是多级分离过程，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，精馏可视为有多次蒸馏演变而来的。
混合液中组分间挥发度差异是精馏分离的前提和依据1.2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，尽量采用科学技术上的最新成就，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书上规定的要求，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其次，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，在适当的位置安装调节阀门，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次，要考虑必需装置的仪表位置，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比如在精馏过程中适当地利用塔顶、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。
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3)满足安全生产的要求酒精属易燃物料，如果其蒸气在车间扩散，一碰到火花就可能发生爆炸分离酒精的版式塔是在常压下操作的，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1.3设计方案的确定及流程说明 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例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述 操作压力精馏操作通常可在常压、加压和减压下进行确定操作压力主要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对于沸点低、常压下为气态的物料（如酒精）必须在加压下进行精馏加压可提高平衡温度，有利于塔顶蒸气冷凝热的利用，或者可以使用较便宜的冷却剂，减少冷凝、冷却费用。
在相同塔径下还可以提高塔的处理能力，不过会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；同时也提高再沸器的温度，使组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加由于乙醇~水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，本设计操作压力选为常压，其中塔顶压力为，单板的压强降为 进料状态从精馏原理上看，要使回流充分发挥作用，全部冷量应由塔顶加入，全部热量应由塔底加入那么，原料不应作任何预热，前道工序的来料状态就是热料状态进料热状态以进料热状况参数q表达进料状态有5种，可用进料状态参数q值来表示进料为过冷液体：q＞1；饱和液体（泡点）：q＝1；气、液混合物：0＜q＜1；饱和蒸气（露点）：q＝0；过热蒸气：q＜0在实际设计问题中应考虑操纵者费用和设备费用问题，还要考虑操作平稳等多种因素，较多的是将料液预热到泡点或接近泡点才送入精馏塔中，这样进料温度不致受季节气温的影响而且，精馏段和提留段的上升蒸气量接近，塔径可以相同，为设计和制造上提供了方便有时为了减少再沸器的热负荷，可在料液预热时加入更多的热量，甚至采用 饱和蒸汽进料必须注意的是，在实际设计中进料状态与总费用、操作调节方便与否有关，还与整个车间的 安排有关，须从整体上综合考虑。
加热、冷却方式精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的热量若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加热，把蒸汽直接通入塔釜以汽化釜液这样，利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面这样，可节省一些操作费用和设备费用但在塔顶轻组分回收率一定时，蒸汽的不断通入对塔底溶液起了稀释作用，塔底残液中易挥发组分的浓度降低，因而塔板数稍有增加但对于在酒精与水混合液的分离，浓度稀薄时溶液的相对挥发度很大，所增加的塔板数不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的若釜液粘度很大，用间壁式换热器加热困难，此时用直接蒸汽可以取得很好的效果在某些流程中为了充分利用低能位的能力，在提留段的某个部位设置中间再沸器这样设备费用虽然略有增加，但节约了操作费用，可获得很好的经济效益对于高温下易变质、结焦的物料液可采用中间再沸器以减少塔釜的加热量本设计采用的冷却方式为全凝器冷却 冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂如果能用常温水作冷却剂，是最经济的水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。
冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50℃，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热本设计中水和酒精的分离选用常温水作冷却剂，出口温度控制在30-45℃ 热能的利用精馏是工业上应用最广的分离操作，消耗大量能量减少精馏操作的能耗，一直是工业实践和科学研究的热门课题应用高效换热设备以及高效率、低压降的新型塔板和填料，均是实现节能的重要途径，采用适宜回流比和适当的进料热状况也可达到一定节能的效果，降低操作温度及做好系统包围液能得到直接的节能效果除此之外，已经开发和研究了多种节能方法有的已取得明显节能效果本设计要求充分利用热能，在设计中会多处采用热能集器，如塔顶和塔底，会设法去充分利用热能的精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的若不计进料、馏出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量，其数量是相当可观的然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。
此外，通过精馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果例如，采用中间再沸器和中间冷凝器的流程，可以适当提高冷源的温度，这样可以使用比塔顶冷凝器温度稍高且价格较低的冷却剂作为冷源，以代替一部分塔顶所用的价格较高的低温级冷却剂，从而节省有效恩给你精馏塔的热力学效率 工艺流程说明图1精馏简易流程图第二章 板式精馏塔的工艺计算 引言本章节通过全塔物料衡算，求出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的关系物料衡算主要解决以下问题：（1）根据设计任务所给定的处理原料量、原料浓度及分离要求（塔顶、塔底产品的浓度）计算出每小时塔顶、塔底的产量；（2）在加料热状态q和回流比R选定后，分别算出精馏段和提馏段的上升蒸汽量和下降液体量；（3）写出精馏段和提馏段的操作线方程，通过物料衡算可以确定精馏塔中各股物料的流量和组成情况，塔内各段的上升蒸汽量和下降液体量，为此求出理论板数以及实际塔板数通常，原料量和产量都以kg/h，但在理想板计算时均须转换为kmol/h在设计时，汽液流量又须用m3/s来表示因此不同的场合应使用不同的流量单位2.1物性数据 关键组分 挥发度高的乙醇作为轻组分在塔顶馏出挥发度低的水作为重组分在塔底分出。
进料及塔顶、塔底产品的摩尔分率 乙醇的摩尔质量 水的摩尔质量 平均分子量精馏段平均分子量： 提馏段平均分子量： 常压下乙醇—水系统t—x—y数据表1 乙醇—水系统t—x—y数据沸点t/℃乙醇摩尔数/%沸点t/℃乙醇摩尔数/%气相液相气相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41常压下乙醇和水的气液平衡图2 塔温度的确定由常压下乙醇-水系统t-x-y图数据，可查出：泡点进料，=83.81℃塔顶，=78.29℃塔底，=96.67℃ 精馏段温度 ℃提馏段温度 ℃全塔平均温度 ℃以上计算结果总结见表2：表2原料液、馏出液与釜残液的流量与温度名称原料液馏出液釜残液3692.83(摩尔分数)0.1800.8350.012摩尔质量23.0441.3818.336沸点温度/℃83.8178.2996.672.2最小回流比Rmin和操作回流比R的确定 最小回流比Rmin的确定因为乙醇-水物系的曲线是不正常的平衡曲线，当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已经与平衡线相切，此时恒浓区出现在切点附近，对应的回流比为最小的回流比。
由于是泡点进料，，过点（0.835，,0835）作平衡线的切线，切点为，读得其坐标为，因此： 操作回流比R的选定泡点进料，q=1，由附图得出一下数据:表3的倍数R截距b理论塔板数1.21.8480.293311.42.1560.265231.62.4640.241181.82.7720.221152.03.080.20515由表3绘制R-NT图由此，选出R=2.4642.3物料衡算及操作线方程.全塔物料衡算塔顶产品流量 总物料 易挥发组分 式中 、——直接蒸汽量（）及其组成恒摩尔流、泡点进料时 解得项目含乙醇摩尔分数平均摩尔质量kg/kmol进料量/( kmol/h)产品溜出液量/( kmol/h )产品釜液量/( kmol/h)塔顶0.83541.38016.110进料0.18023.0482.9100塔釜0.01218.33600122.60 .操作线方程直接蒸汽精馏段的操作情况与常规塔的没有区别，故其操作线不变q线的作法也跟常规塔的作法相同但由于塔底中增多了一股蒸汽，故提馏段操作线方程要修正精馏段操作线方程由 即提馏段操作线方程总物料 易挥发组分 塔内仍然是恒摩尔流，即是V=V’=V0, L’=W，可以得到即2.4塔板数计算（直角梯级图解法） 理论塔板数的计算精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：线方程： 在相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出块其中，精馏段15块，提馏段3块，第16块板为加料板。
全塔效率的估算根据t-x-y图查出一定温度下的x、y；用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：由相平衡方程式可得 全塔的相对平均挥发度： 全塔的平均温度： 因此可以得到以下表格：表4温度t/℃xyα塔顶第一块板78.290.8290.8581.25加料板83.810.1790.5164.89塔釜96.670.0120.12610.9tm=86.26αm=4.1在温度下查得 因为所以， 全塔液体的平均粘度：全塔效率2.4.3 实际塔板数N确定精馏段的塔板数为：块 提馏段的塔板数为：块第三章 板式塔主要尺寸设计计算引言高径比很大的设备称为塔器用于精馏的塔器亦称气液传质设备生产上对塔器在工艺上及结构上提出的要求有下列几方面： 1． 分离效率高——达到一定分离程度所需塔的高度低 2． 生产能力大——单位塔截面积处理量大 3． 操作弹性（flexibility）大——对一定的塔器，操作时气液流量（亦称气液负荷）的变化会影响分离效率若分离效率最高时的气液负荷作为最佳负荷点，可把分离效率比最高效率下降15%的最大负荷与最小负荷之比称为操作弹性工程上常用的，是液，气负荷比L/V为某一定值时，气相与液相的操作弹性。
操作弹性大的塔必然适应性强，易于稳定操作 4． 气体阻力小——气体阻力小可使气体输送的功率消耗小对真空精馏来说，降低塔器对气流的阻力可减小塔顶，底间的压差，降低塔的操作压强，从而可降低塔底溶液泡点，降低对塔釜加热剂的要求，还可防止塔底物料的分解 5． 结构简单，设备取材面广——便于加工制造与维修，价格低廉，使用面广根据塔板型式的重要性与代表性，主要分为泡罩塔、筛板塔、浮阀塔及淋降筛板塔四种塔型，本设计书中是关于浮阀板式精馏塔的设计浮阀塔是廿世纪五十年代初开发并推广使用的一种新塔型，是国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用广泛，对其性能研究也较充分其特点是在筛板塔基础上，在每个筛孔处安置一个可上下移动的阀片当筛孔气速高时，阀片被顶起、上升，孔速低时，阀片因自重而下降阀片升降位置随气流量大小作自动调节，从而使进入液层的气速基本稳定又因气体在阀片下测水平方向进入液层，既减少液沫夹带量，又延长气液接触时间，故收到很好的传质效果 浮阀塔具有一下有点：生产能力大；操作弹性大；塔板效率高；气体压强降及液面落差较小；塔的造价低同时，乙醇-水系统的黏度并不大，故选用浮阀塔更加适合板式塔主要尺寸的设计计算，包括塔高、塔径的设计计算，板上液流形式的选择、溢流装置的设计，塔板布置、气体通道的设计等工艺计算。
所设计的板式塔应为气液接触提供尽可能大的接触面积，应尽可能地减小雾沫夹带和气泡夹带，有较高的塔板效率和较大的操作弹性但是由于塔中两相流动情况和传质过程的复杂性，许多参数和塔板尺寸需根据经验来选取，而参数与尺寸之间又彼此互相影响和制约，因此设计过程中不可避免要进行试差，计算结果也需要工程标准化基于以上原因，在设计过程中需要不断地调整、修正、和核算，直到设计出较为满意的板式塔 3.1 初选塔板间距板间距HT的选定很重要选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素对完成一定生产任务，若采用较大的板间距，能允许较高的空塔气速，对塔板效率、操作弹性及安装检修有利；但板间距增大后，会增加塔身总高度，金属消耗量，塔基、支座等的负荷，从而导致全塔造价增加反之，采用较小的板间距，只能允许较小的空塔气速，塔径就要增大，但塔高可降低；但是板间距过小，容易产生液泛现象，降低板效率所以在选取板间距时，要根据各种不同情况予以考虑可参照下表所示经验关系选取表6 塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0板间距/HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600板间距需要初步选定，是因为计算空塔速度已估算塔径时，必须先选定板间距。
板间距的尺寸在最后还需进行流体力学验算，如不满足流体力学的要求，则可适当地调整板间距或塔径在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm 现初选板间距 3.2物性数据计算 操作压力塔顶压强： =101.3 kpa若取每层塔板压强 =0.7 kpa则进料板压强： =101.3+340.7=125.1kpa塔底压强： 精馏段平均操作压强=kpa提馏段平均操作压强kpa归纳入下表7：PDPFPW压强/kpa101.3125.1130平均压强/kpa=113.2 127.5 温度 根据操作压力，通过泡点方程及安托因方程可得 塔顶 =78.29进料板=83.81塔底 = 平均摩尔质量（1）塔顶==0.835 =0.821 = 0.83546+（1-0.835）18=41.38 kg/kmol =0.82146+（1-0.821）18=40.99 kg/kmol（2）进料板： = 0.519 =0.180= 0.51946+（1-0.519）18=32.532 kg/kmol=0.18046+（1-0.180）18=23.04 kg/kmol（3）塔釜 = 0.123 =0.012 =0.12346+(1-0.123)18=21.444 kg/kmol =0.01246+(1-0.012)18=18.336 kg/kmol精馏段的平均摩尔质量= kg/kmol= kg/kmol提馏段的平均摩尔质量 = kg/kmol= kg/kmol计算结果总结如下表8：温度/xykg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmol塔顶78.290.8350.82141.3840.9936.9632.02加料板83.310.5190.18032.53223.0426.9920.69塔釜96.670.1230.01221.4418.336 平均密度 ⑴液相密度表9温度/塔顶78.290.9280.072737.2973.3进料板83.310.360.64733968.6塔底96.670.030.97720960.1 =塔顶： = =796.7进料板： = =924.2塔釜： = =961.5故精馏段平均液相密度 =提馏段平均液相密度 =⑵气相密度 精馏段平均气相密度 ==提馏段平均气相密度 == 液体表面张力 =由tD=78.29℃ 查化工原理上册附表十九得0.63 17.25塔顶液体平均表面张力=0.83517.25+(1-0.835)0.63=14.51由tF=83.31℃ 查化工原理上册附表十九得0.63316.67加料板液体平均表面张力 =0.18016.71+(1-0.180)0.6233=2.20由tW=96.67℃ 查化工原理上册附表十九得0.60515.5精馏段平均表面张力 =提馏段平均表面张力 液体粘度 =tD=78.29℃，查化工原理上册0.55 0.3655 =0.8350.55+(1-0.835)0.3655=0.52tF=83.81℃，查化工原理上册0.42 0.3395=0.180.42+(1-0.180)0.3395=0.273 tW=96.67℃，查化工原理上册0.35 0.2930精馏段液体平均粘度 =提馏段液体平均粘度 3.3气液负荷计算3.31精馏段气液负荷V=（R+1）D=(2.464+1)16.11=55.81== mL=RD=2.46416.11=39.70= m 提馏段气液负荷计算V’=V=55.81= mL’=L+F=39.70+82.91=122.61= m3.4主要工艺尺寸计算塔径参考有关资料，初选板间距=0.40m，取板上液层高度=0.06m故 -=0.40-0.06=0.34m精馏段：=查史密斯关联图可得 =0.075校核至物系表面张力为9.02mN/m时的C，即 C==0.075 =C=0.064 m/s可取安全系数0.70，则 u=0.70=0.701.424=1.071 m/s故 D==0.693 m提馏段：=查图可得 =0.080校核至物系表面张力为2.155mN/m时的C，即 C==0.080 =C=0.0512 m/s可取安全系数0.70，则 u=0.70=0.701.445=1.012 m/s故 D’==0.679 m按标准，塔径圆整为0.7m，则精馏段空塔气速为u=0.48 m/s提馏段空塔气速为u=0.462 m/s 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 =(34-1)0.40=13.2m提馏段有效高度为 =(7-1)0.40=2.4m精馏塔的有效高度：13.2+2.4=15.6m 溢流装置的确定采用单溢流、弓形降液管，平形受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。
⑴ 堰长 取堰长 =0.66D =0.660.7=0.462m⑵ 出口堰高 =选用平直堰，堰上液层高度由下式计算 =精馏段：由查图可知E=1.02,则 =0.0067 故 =提馏段：由查图可知E=1.03,则 =0.0097 故 =⑶弓形降液管的宽度与弓形降液管的面积 由查《化工设计手册》得 =0.125, =0.072 故 =0.125D=0.088m =0.072=0.0277 依下式验算液体在降液管中停留时间，即精馏段： >5s提馏段： >5s ，故降液管设计合理⑷ 降液管底隙高度 精馏段： =-0.006=0.0533-0.006=0.0473m提馏段： =-0.006=0.0503-0.006=0.0443m降液管底细隙高度壁溢流堰高度低0.006mm，以保证降液管底部的液封塔板布置溢流区：降液管及受液盘所占的区域破沫区：鼓泡区与溢流区之间的区域，=0.07m无效边缘区：靠近塔壁的部分需要留出一圈边缘区域，以供支撑塔板的边梁之用。
=0.06m开孔区面积 R==0.7/2-0.06=0.29mx==0.192m故 ==0.205m浮阀数目击者及排列 (1)浮阀的排列 采用F1型浮，由于塔径为0.7m，故塔板采用整块式浮阀排列方式采用正三角形叉排，孔心距 t=75mm=0.075m2）阀数确定气相体积流量VS=0.4035已知，由于阀孔直径d0=0.039m，因而塔板上浮阀数目n就取决于阀孔的气速u0浮阀在刚全开时操作， 取阀孔动能因子 =10精馏段：孔速 ==8.39m/s浮阀数 N===41(个)按等边三角形叉排方式作图，排得阀数38个提馏段：孔速==8.43 m/s阀数N===38(个)按等边三角形叉排方式作图，排得阀数38个图3-3 塔板阀数图按n=38，重新核算孔速及阀孔动能因数 精馏段 仍在9～12范围内提馏段；仍在9～12范围内3）开孔率精馏段：提馏段：开孔率在5%~15%范围内，故符合设计要求每层塔板上的开孔面积精馏段： 提馏段： 第四章 流体力学校核4.1以精馏段为例气相通过浮塔板的压力降由 知⑴ 干板阻力 气体通过浮阀塔板的干板阻力，在浮阀全部开启前后有着不同的规律。
对F1型重阀来说可以用一下经验公式求取hc阀全开前 （1）阀全开后 （2）令=，得因为，故=液柱⑵ 液层阻力 取充气系数数 =0.5,则 ==0.50.06=0.03⑶ 液体表面张力所造成阻力据国内普查结果得知，常压和加压塔中每层浮阀塔板压降为260～530Pa，而通过每块减压塔塔板的压降约为200Pa，很小，计算时可以忽略不计故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：=0.036+0.03=0.066m常板压降 =0.066809.29.81=524(<0.7K,符合设计要求)液泛的验算为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度符合，其中 由前计算知 =0.066m, 取=0.5,板间距今为0.40m,=0.0533m, 故=0.5(0.40+0.0533)=0.227m又塔板上不设进口堰，则=0.153==0.00006m板上液层高度 =0.06m,得： =0.066+0.06+0.00006=0.126m由此可见：<，符合要求，在设计负荷下不会发生液泛现象雾沫夹带的验算 == kg液/kg气由上式可知 <0.1kg液/kg气浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。
泛点率=100%=D-2=0.7-20.088 =0.524m=-2=0.385-20.0277=0.3296 m式中——板上液体流经长度，m； ——板上液流面积，； ——泛点负荷系数，取0. 102； K——特性系数，取1.0 泛点率= 泛点率<80%,符合要求漏液验算取F0＝5作为控制漏液量的操作下限， 由 可知，塔板负荷性能图1、雾沫夹带线依式泛点率的两计算式作出即 泛点率按泛点率为80％计算如下泛点率整理得 由式知雾沫夹带线为直线，在操作范围内任取5点，5可做出精馏段的雾沫夹带线相应的和值如下表10Ls s0.00030.0010.0020.00250.003Vs s0.77490.7630.7460.73750.7292、液泛线 通过式以及式得 = 由此确定液泛线方程 =由于物系一定，塔板结构尺寸一定，而且＝取E=1.02 , , 综上所计算整理得＝0.722-1090-5.78相应的和值如下表11 1 2 3 45 Ls s0.000250.0010.0020.00280.003Vs s0.8361 0.8143 0.7911 0.7737 0.7694 3、液相负荷上限线求出上限液体流量值（常数） 以降液管内停留时间=4s，则 s4、漏夜线对于型重阀，由，计算得 则s 5、液相负荷下限线若操作的液相负荷低于此线时，表明液体流量过小，板上的液流不能均匀分布，汽液接触不良，易产生干吹、偏流等现象，导致塔板效率的下降。
取堰上液层高度=0.006m，根据计算式求的下限值 ， 取E=1.02 =s 经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出见后面）4.2以提馏段为例 气相通过浮塔板的压力降 由⑴ 干板阻力 气体通过浮阀塔板的干板阻力，在浮阀全部开启前后有着不同的规律对F1型重阀来说可以用一下经验公式求取hc阀全开前 （1）阀全开后 （2）令=，得因为，故=液柱⑵ 液层阻力 取充气系数数 =0.5,则 ==0.50.06=0.03⑶ 液体表面张力所造成阻力据国内普查结果得知，常压和加压塔中每层浮阀塔板压降为260～530Pa，而通过每块减压塔塔板的压降约为200Pa，很小，计算时可以忽略不计故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：=0.032+0.03=0.062m常板压降 =0.062909.359.81=553(<0.7K,符合设计要求)液泛的验算为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度符合，其中 由前计算知 =0.062m, 取=0.5,板间距今为0.40m,=0.0503m, 故=0.5(0.40+0.0503)=0.225m又塔板上不设进口堰，则=0.153==0.00022m板上液层高度 =0.06m,得： =0.062+0.06+0.00022=0.122m由此可见：<，符合要求，在设计负荷下不会发生液泛现象。
雾沫夹带的验算 == kg液/kg气由上式可知 <0.1kg液/kg气浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册 泛点率=100%=D-2=0.7-20.088 =0.524m=-2=0.385-20.0277=0.3296 m式中——板上液体流经长度，m; ——板上液流面积，； ——泛点负荷系数，取0.093 K——特性系数，取1.0. 泛点率= 泛点率<80%,符合要求漏液验算取F0＝5作为控制漏液量的操作下限， 由 可知，塔板负荷性能图1、雾沫夹带线依式泛点率的两计算式作出即 泛点率按泛点率为80％计算如下泛点率整理得 由式知雾沫夹带线为直线，在操作范围内任取5点，5可做出精馏段的雾沫夹带线相应的和值如下表12 1 23 4 5 Ls s0.0002 0.0010 0.0020 0.0030 0.0035 Vs s0.7759 0.7596 0.7393 0.7189 0.7087 2、液泛线 通过式以及式得 =由此确定液泛线方程 =由于物系一定，塔板结构尺寸一定，而且＝取E=1.03 , , 综上所计算整理得＝0.75-2147-6.76相应的和值如下表13 12 3 4 5 Ls s0.000250.0010.0020.00250.003Vs s0.85030.82480.79630.78230.76823、液相负荷上限线求出上限液体流量值（常数） 以降液管内停留时间=4s，则 s4、漏夜线对于型重阀，由，计算则s 5、液相负荷下限线若操作的液相负荷低于此线时，表明液体流量过小，板上的液流不能均匀分布，汽液接触不良，易产生干吹、偏流等现象，导致塔板效率的下降。
取堰上液层高度=0.006m，根据计算式求的下限值 ， 取E=1.03 =s 经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出见后面）4.3操作负荷性能图负荷性能图将5条线标绘于图上，及可以得到负荷性能图，5条线包围的区域为精馏段或提馏段塔板操作区，黑点位操作线，系列6为操作线精馏段：图2 精馏段操作负荷性能图提馏段：图3 提馏段操作负荷性能图 操作弹性精馏段的塔板气相负荷上限＝0.76气相负荷下限＝0.191 提馏段的塔板气相负荷上限＝0.75气相负荷下限＝0.212精馏段的操作弹性/＝3.97提馏段的操作弹性/＝3.54第五章 板式塔的结构设计5.1总体结构塔的外壳多用钢板焊接，如外壳采用铸铁铸造，则往往以每层塔板为一节，然后用法兰连接板式塔除内部装有塔板、降液管及各种物料的进出口之外，还有很多附属装置，如除沫器、人（手）孔、基座，有时外部还有扶梯或平台此外，在塔体上有时还焊有保温材料的支承圈为了检修方便，有时在塔顶装有可转动的吊柱本设计的各层塔板的结构是相同的，只有最高一层，最低一层和进料层的结构有所不同最高一层塔板与塔顶的距离常大于一般塔板间距，以便能良好的除沫。
最低一层塔板到塔底的距离较大，以便有较大的塔底空间贮液，保证液体能有10～15min的停留时间，使塔底液体不致流空直接蒸汽加热，在釜的下部装一鼓泡管，直接接入加热蒸汽另外，进料板的板间距也比一般间距大 塔体总高度 5.1.1塔顶空间HD 塔顶空间（见右图）指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距， 本设计HD选用2.5HT，即人孔数目及尺寸确定人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定故人孔处板间距，每隔八、九块设计一人孔，总共6个人孔；人孔直径为450mm进料段高度HF＝800mm塔底空间HB塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距设塔釜液停留时间为5min，所以根据液相流量计算得：取HB为1100mm塔体总高度板式塔的塔高（如右图所示），塔体总高度（不包括裙座）由下式决定： =1+（41-2-4）0.4+40.6+0.8+1.1=19.3m 式中 HD——塔顶空间，m； HB——塔底空间，m；HT——塔板间距，m；HT’——开有人孔的塔板间距，m； HF——进料段高度，m； Np——实际塔板数；S——人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。
塔板结构 塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种本设计的的塔径为700mm，故采用整块式塔板小塔的塔板均做成整块式的，相应地，塔体则分成若干段塔节，塔节与塔节之间用法兰连接每个塔节中安装若干块叠置起来的塔板塔板与塔板之间用一段管子支承，并保持所需要的板间距5.2热量衡算 加热蒸汽用量的计算由热量衡算得，即1. 原料液带进的热量 原料液泡点进料，进料温度,查表可得： 2.回流液带进的热量回流液温度,查表得： 3.塔顶蒸汽带出的热量塔顶温度，查表得： 4.塔底蒸汽带出的热量塔釜温度,查表得： 5.水蒸汽的用量的计算 绝压为3.2atm的水蒸气进入塔内，器汽化热为 冷却水用量计算间接冷却加热，进口温度,故查表的温度下水的比热容为 冷却水的用量为：5.3 塔主要接管尺寸计算 接管尺寸有管内各流股的速度及体积流量决定塔顶蒸汽出口管径塔顶操作压强为常压，故取,已知： 经圆整选取热轧无缝钢管(GB163-87)，规格： 180mm×5mm实际管内流速： 回流液管径由泵输送时，已知 经圆整选取热轧无缝钢管(GB163-87)，规格：32mm×4mm加料管径由泵输入塔内，取，已知进料管 经圆整选取热轧无缝钢管(GB163-87)，规格：32mm×4mm釜液排出管径，已知经圆整选取热轧无缝钢管(GB163-87)，规格：42mm×4mm饱和水蒸气管径 本设计的饱和蒸汽压强为3.2atm（绝压），及选取，已知，查表知在该压强下水的密度为经圆整选取热轧无缝钢管(GB163-87)，规格：102mm×6mm5.4塔顶回流冷凝器采用固定管板式换热器冷凝冷却水消耗量由前面求得：设采用逆流的方式，且设塔顶产品的出口温度为35℃，水的出口温度为45℃，由管式换热器总传热系数K可知K＝700W/(m2.℃)。
所以对数平均温度差换热面积为： 因水的对流传热系数一般较大，且易结垢，故选择冷却水走换热器管程，酒精走壳程因此查管壳式换热器系列标准得：应选用的固定管板式换热器即其公称直径为700mm、公称压强为1.0Mpa的1管程、换热器面积为105.1m2 的冷凝器且列管尺寸为19mm，列管长度为3000mm，管子总根数为6075.5蒸汽喷出器 本设计采用直接蒸汽加热，釜中安装蒸汽喷出器，是加热蒸汽均匀分布于釜液中其结构为环形蒸汽管，管的下面和上面适当开一些小孔供蒸汽喷出小孔直径为d=7mm，孔心距为8×7=56mm因为水和酒精的黏度较小，故选择管内蒸汽速度为23m/s加热蒸汽管进入釜液中液层0.8m，这样就保证蒸汽与溶液可以充分接触数据总表表4－1 精馏塔工艺设计结果总表1项目指标设计压力/kpa塔顶101.3压强降0.7进料温度/℃83.81含苯的摩尔分数塔顶xD0.835原料xF0.18塔底xw0.012平均摩尔流量(kg/h）塔顶MD41.38原料MF23.04塔底Mw18.336流量(kmol/h）塔顶产品D16.11原料F82.91塔底产品W122.6上升蒸汽摩尔流量(kmol/h）精馏段V55.81提馏段V'55.81降液体的摩尔流量(kmol/h）精馏段L39.7提馏段L'22.61温度（℃）精馏段81.05提馏段90.24液相平均摩尔质量（kg/kmol）精馏段32.02提馏段20.69气相平均摩尔质量（kg/kmol）精馏段36.96提馏段26.99液相平均密度（kg/m3）精馏段809.2提馏段909.35气相平均密度（kg/m3）精馏段1.42提馏段1.14液体表面张力mN/m精馏段9.02提馏段2.155液体黏度（mPa.s）精馏段0.3965提馏段0.284表4－1 精馏塔工艺设计结果总表2 项目指标备注塔径D/m 0.7 板间距HT/m 0.4 塔板形式单溢流、弓形降液管，平行受液盘，不设进口堰整块式塔板实际空塔气速uk/（m/s)精馏段0.48 提馏段0.462 堰长lw/m0.462 堰高hw/m精馏段0.0533 提馏段0.0503 板上液层高度hL/m0.06 降液管底隙高度h0/m精馏段0.0473 提馏段0.0443 浮阀数N/个精馏段38 提馏段38 阀孔气速u0/（m/s）精馏段8.89 提馏段8.78 阀孔动能因数F0精馏段10.59 提馏段9。