课 程 设 计 说 明 书 武 汉 工 程 大 学 1化工与制药学院课程设计说明书课题名称 乙醇-水分离过程板式精馏塔设计专业班级 工催01班 学生学号 1006160121 学生姓名 吴 丹 学生成绩 指导教师 蔡 宁 课题工作时间 6月20——7月8 武汉工程大学化工与制药学院1武汉工程大学化工原理课程设计任务书专业 工催 班级 01班 学生姓名 吴丹 发题时间： 2013 年 6 月 17 日一、课题名称乙醇-水分离过程板式精馏塔设计二、课题条件n 参考文献1. 大连理工大学化工原理教研室. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，19942. 柴诚敬，刘国维，李阿娜. 化工原理课程设计. 天津：天津科学技术出版社，19953. 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津：天津大学出版社,20024. 王国胜. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，20055. 匡国柱,史启才.化工单元过程及设备课程设计. 北京:化学工业出版社,20026. 上海医药设计院. 化工工艺设计手册(上、下). 化学工业出版社，19867. 阮奇,叶长 ,黄诗煌. 化工原理优化设计与解题指南. 北京:化学工业出版社,2001.98. 化工设备技术全书编辑委员会. 化工设备全书—塔设备设计. 上海：上海科学技术出版社，19889. 邹兰，阎传智. 化工工艺工程设计. 成都：成都科技大学出版社,199810. 李功祥，陈兰英，崔英德. 常用化工单元设备设计. 广州：华南理工大学出版社,200311. 童景山, 李敬. 流体热物理性质的计算. 北京：清华大学出版社，198212. 马沛生. 化工数据. 北京：中国石化出版社，200313. 靳士兰, 邢凤兰. 化工制图. 北京：国防工业出版社，200614. 朱有庭,曲文海，于浦义.化工设备设计手册（上、下册). 北京：化学工业出版社,200415. 刘雪暖, 汤景凝.化工原理课程设计. 北京：石油大学出版社，2001三、设计任务 (含实验、分析、计算、绘图、论述等内容)1 全塔物料衡算。
2 操作回流比和理论塔板数的确定3 计算精馏段、提馏段的塔板效率，确定实际塔板数4 估算塔径5 板式塔的工艺尺寸计算，包括溢流装置与塔板的设计计算6 塔板的流体力学性能校核，包括板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液及液泛的校核7 绘制塔板的负荷性能图塔板的负荷性能图由液相负荷下限线、液相负荷上限线、漏液线、液沫夹带线和溢流液泛线确定 8 塔的结构确定，包括塔体结构与塔板结构塔体结构：塔顶空间，塔底空间，人孔（手孔），支座，封头，塔高等塔板结构：采用分块式塔板还是整块式塔板9 塔的附属设备选型，包括塔顶冷凝器，原料预热器的换热面积与泵的选型（视情况而定）10 精馏塔各接管尺寸的确定 11 绘制精馏塔系统工艺流程图12 绘制精馏塔装配图13 编写设计说明书14计算机要求：CAD绘图等15 英语要求：撰写英文摘要16 设计说明书要求：逻辑清楚，层次分明，书写工整，独立完成四、设计所需技术参数1. 设计条件在一常压操作的连续板式精馏塔(自选塔板类型)内分离乙醇-水混合物，间接蒸汽加热生产能力和产品的质量要求见下表处理量/t.a-1料液组成(质量分数)/%塔顶产品(质量分数)/%塔顶产品收率350000.450.9150.99操作条件：①塔顶压力：4kPa(表压)；② 进料热状态：自选；③ 回流比：自选；④ 单板压降 ≤0.7kPa。
工作日：每年300天，每天24小时2. 设计所需基础数据物性数据：液相粘度、液相表面张力、汽液相密度、气体热容、汽化潜热等相平衡数据：常压下乙醇-水二元物系的气液相平衡数据 五、设计说明书内容1 设计任务书2 目录(标出页码)3 前言4 设计方案论证5 按设计任务顺序说明6 设计结果汇总7 结语包括设计体会、收获、评述、建议、致谢等8 参考文献六、进度计划1 设计动员，下达设计任务书 0.5天2 搜集资料，阅读教材，拟订设计进度 0.5天3 设计计算 (包括电算) 4天4 绘图 2天5 整理设计资料，撰写设计说明书 2天6 设计小结及答辩 1天指导教师签名： 蔡宁 教研室主任签名： 徐志高 2013 年 6 月 17 日 2013 年 6 月 17 日 1附件2化工与制药学院《课程设计》综合成绩评定表学生姓名学生班级设计题目 吴丹工催01班 乙醇-水分离过程板式精馏塔设计指导教师评语指导教师签字：年 月 日答辩记录答辩组成员签字： 记录人：年 月 日成绩综合评定栏设计情况答辩情况项 目权重分值项 目权重分值1、计算和绘图能力351、回答问题能力202、综合运用专业知识能力102、表述能力（逻辑性、条理性）103、运用计算机能力和外语能力104、查阅资料、运用工具书的能力55、独立完成设计能力56、书写情况（文字能力、整洁度）5综合成绩指导教师签名： 学科部主任签名： 年 月 日 年 月 日1摘要化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。
在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易而在板式精馏塔中，筛板塔有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，处理能力大等优点，综合考虑更符合本设计的要求本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核关键词：板式精馏塔 筛板 计算 校核AbstractThe principles of chemical engineering course design is to cultivate students' ability of important chemical design teaching, through the curriculum design that we try to grasp the basic knowledge of chemical engineering design, design principles and methods, To learn all kinds of manual operation and physical properties, chemical properties of searching methods and techniques, Grasp the results, can draw process, tower structure, etc. In the design process should not only consider the feasibility of the theory, consider the safety in production and economic rationality. Plate column is an early tower, since the 1950s to plate column on a large scale, industrial master sieve-plate tower, and formed a complete design method. Compared with the blister tower, has the following advantages: board distillation production capacity (20-40%) tower efficiency (10-50% plate) and simple structure, cost reduce 40% tray, installation, maintenance is easier. But in the plate column, sieve-plate tower structure than float valves is 1more simple, easy processing, the cost is about 60% of the tower of blister, float valves for about 80% of the advantages of large capacity and processing, considering the design conforms to the requirements. The main contents of this course design is the process of material, craft calculation, the structure design and check.Keywords: plate rectifying column; sieve-plate tower; design1 目录第一章 前言 - 7 -1.1精馏操作对塔设备的要求 - 7 -1.2板式塔类型 - 8 -第二章 设计方案的确定 - 9 -2.1操作条件的确定 - 9 -2.1.1操作温度 - 9 -2.1.3加热方式 - 9 -2.1.4冷却装置 - 9 -2.2确定设计方案的原则 - 10 -2.2.1满足工艺和操作的要求 - 10 -2.2.2满足经济上的要求 - 10 -2.2.3保证安全生产 - 10 -第三章 塔的工艺尺寸的计算 - 11 -3.1精馏塔的物料衡算 - 11 -3.1.1摩尔分率 - 11 -3.1.2平均摩尔质量 - 11 -3.1.3物料衡算 - 11 -3.2塔板数的确定 - 12 -3.2.1最小回流比及操作回流比计算： - 12 -3.2.2理论板层数N的计算 - 14 -3.2.3图解法求理论塔板数： - 15 -3.2.4实际板层数的求取： - 16 -3.3 精馏塔有关物性数据的计算 - 17 -3.3.1乙醇—水系统t-x-y数据 - 17 -3.3.2操作温度的计算： - 17 -3.3.3操作压力的计算 - 17 -3.3.4平均摩尔质量计算 - 18 -3.3.5平均密度计算 - 19 -3.3.6液体平均表面张力计算 - 20 -3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计 - 21 -3.4.1塔径的计算 - 21 -3.4.2精馏塔有效高度的计算: - 23 -3.5 塔板主要工艺尺寸的计算 - 24 -3.5.1溢流装置计算 - 24 -3.5.2 塔板布置 - 26 -第四章 塔板的流体力学计算 - 30 -4.1气相通过浮阀塔板的压降 - 30 -4.1.1精馏段 - 30 -4.1.2提馏段 - 30 -4.2淹塔 - 31 -4.2.1精馏段 - 31 -4.2.2提馏段 - 31 -4.3 雾沫夹带 - 32 - 4.3.1 精馏段 - 33 -4.3.2 提馏段 - 33 -4.4塔板负荷性能图 - 34 -4.4.1 精馏段 - 34 -4.4.2 提馏段 - 36 -第五章 板式塔的结构 - 40 -5.1 塔体结构 - 40 -5.1.1塔高的确定 - 40 -5.1.2塔顶空间的确定 - 40 -5.1.3塔底空间的确定 - 40 -5.1.4塔顶封头 - 40 -5.1.5进料空间高度 - 41 -5.1.6人孔 - 41 -5.1.8塔高 - 42 -5.2塔板结构的确定 - 42 -第六章 塔的附属设备设计 - 44 -6.1 冷凝器的换热面积计算 - 44 -6.2预热器的换热面积计算 - 44 -6.3离心泵选型 - 45 -第七章 塔的主要接管尺寸的选取 - 47 -7.1塔顶蒸气管路 - 47 -7.2塔顶液相回流管路 - 47 -7.3进料管路 - 47 -7.4塔釜残液流出管路 - 48 -7.5塔顶馏出液管路 - 49 -7.6接口管路汇总表 - 49 -第八章 设计小结 - 50 -参考文献 - 52 -第一章 前言 在蔡老师的指导下，我们进行了几周的课程设计。
化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要环节，是综合应用本门课程和有关先修课程所学知识，完成以单元操作为主的一次设计实践通过课程设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，并在查阅技术资料、选用公式和数据、用简洁文字和图表表达设计结果、制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，在设计过程中还应培养学生树立正确的设计思想和实事求是、严肃负责的工作作风 乙醇~水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用山东业已推出了推广燃料乙醇的法规 长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇~水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇`水体系的精馏设备是非常重要的 塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。
1.1精馏操作对塔设备的要求 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但是，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，况且上述要求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要求，抓住主要矛盾，进行选型1.2板式塔类型 气－液传质设备主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 第二章 设计方案的确定 本设计任务为乙醇—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2倍塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐2.1操作条件的确定 操作条件对操作有着重要的影响，若条件不当则会导致生产效果不理想，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等都岁生产有着重要的影响下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述2.1.1操作温度 操作温度主要计算进料口温度、塔顶温度、塔釜温度，从而得到精馏段温度和提馏段温度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，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，设置再沸器有时也可采用直接蒸汽加热若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热直接蒸汽加热的优点是：可以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然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加但对有些物系(如酒精与水的二元混合液)，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力对于酒精水溶液，一般采用0.4~0.7KPa（表压）2.1.4冷却装置 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：2.2.1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2.2.2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2.2.3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 塔的工艺尺寸的计算3.1精馏塔的物料衡算3.1.1摩尔分率乙醇的摩尔质量 水的摩尔质量 原料液塔顶3.1.2平均摩尔质量同理可得：塔顶3.1.3物料衡算进料流量馏出液流量釜液流量由 3.1.4回收率 塔釜水的回收率：3.2塔板数的确定3.2.1最小回流比及操作回流比计算： 表3-1 最小回流比的确定由图估算的：xe=0.64 ye=0.72 图3-2 吉利兰图已知R、Rmin、Nmin由经验公式进行经济核算，经计算可得： 表3-1 最优回流比的确定RXYNN(R+1)1.21140.04980.571516.041735.47461.32160.09490.518614.060532.64281.43170.13590.485713.031431.68851.54180.17330.459212.295031.25141.6520.20770.436211.713431.06411.76210.23920.415811.234031.02951.87220.26840.397310.828031.10011.98230.29540.380410.477931.24822.09250.32050.364810.171931.45662.20260.34390.35049.902131.7126吉利兰图拟合公式：Y=0.545827-0.591422X+0.002743/XX=(R-Rm)/(R+1),Y=(N-Nm)/(N+2),费用=（R+1)N由上表可知，Ropt=1.6Rmin=1.7621作出经济核算图N(R+1)-R，如下图所示： 图3-3 最优回流比的确定3.2.2理论板层数N的计算由相平衡方程式 根据乙醇水体系的相平衡数据可得： 相对挥发度：因此可以求得：则最小理论板数：3.2.3图解法求理论塔板数：精馏段操作线、提留段操作线、乙醇-水汽液相平衡线如下图所示： 表3-2 理论板数的确定 部分回流实验 y x b精馏段操作线 y=0.6380x+0.2926 1 -0.638 0.2926 yq=0.4473 提馏段操作线 y=1.8566x-0.00296 1 -1.8566-0.00296xq=0.2425 馏出液组成 xD=0.8081釜液组成 xW =0.003450 x y00.80810.808110.7836 0.8081 0.0870 1.9453 0.7836 20.7612 0.7925 0.0853 1.7416 0.7612 30.7398 0.7783 0.0837 1.5701 0.7398 40.7184 0.7646 0.0823 1.4192 0.7184 50.6961 0.7509 0.0808 1.2805 0.6961 60.6718 0.7367 0.0793 1.1482 0.6718 70.6439 0.7212 0.0776 1.0170 0.6439 80.6100 0.7034 0.0757 0.8822 0.6100 90.5656 0.6818 0.0734 0.7390 0.5656 100.5020 0.6535 0.0703 0.5826 0.5020 110.3984 0.6129 0.0659 0.4103 0.3984 120.2301 0.5468 0.0588 0.2301 0.1929 130.0898 0.4243 0.0457 0.0898 -0.3382 140.0176 0.1638 0.0176 0.0203 -2.3649 150.0032 0.0298 0.0032 0.1261 -4.0376 160.0003 0.0030 0.0003 0.1843 -4.4332 17-0.0003 -0.0024 -0.0003 0.1981 -4.5148 由图可知：精馏段理论塔板数11块，提留段理论塔板数5块；总的理论塔板数16块，从第12块板开始加料。
3.2.4实际板层数的求取：查液体黏度共线图[1]得在温度86.44℃下水的粘度全塔效率：总的实际塔板数33块,实际加料板位置为第25块3.3 精馏塔有关物性数据的计算3.3.1乙醇—水系统t-x-y数据查阅资料[2]得到不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成如表3-1所示： 表3-1乙醇—水气、液平衡组成（摩尔）与温度关系 温度/℃液相/×0.01气相/×0.01温度/℃液相/×0.01气相/×0.01温度/℃液相/×0.01气相/×0.011000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7358.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.6484.116.6150.8979.751.9865.993.3.2操作温度的计算：利用表3-1中数据由拉格朗日插值可求得、、 进料口： , =82.57℃ 塔顶：，=78.30℃ 塔釜：，=99.18℃精馏段平均温度 ℃提馏段平均温度 ℃全塔的平均温度 ℃3.3.3操作压力的计算因为常压下乙醇－水是液态混合物，其沸点较低（小于100℃），且不是热敏性材料，采用常压精馏就可以成功分离。
故塔顶压强： PD=101.3+4=105.3KPa取每层压强降：塔底压强：进料板压强：精馏段平均操作压强：提馏段平均操作压强： 3.3.4平均摩尔质量计算 1、精馏段的平均摩尔质量 精馏段平均温度=80.44℃ 液相组成：，=42.87% 气相组成 ：，=62.50% 所以 kg/kmol kg/kmol2、提馏段平均摩尔质量 提馏段平均温度=90.88℃ 液相组成：，=5.67% 气相组成：，=32.57% 所以 kg/kmol kg/kmol3.3.5平均密度计算求得在与下乙醇与水的密度不同温度下乙醇和水的密度见表3-4 表3-4不同温度下乙醇和水的密度温度/℃/(kg/m³)/(kg/m³)温度/℃/(kg/m³)/(kg/m³)8073597195720961.8585730968.6100716958.490724965.31、精馏段平均温度=80.44℃ ，=734.56 kg/ ，=971.52 kg/在精馏段，液相密度：气相密度： ==1.2243 kg/2、提馏段平均温度 =90.88℃ ， =723.2960kg/ ， =964.6928 kg/液相密度：气相密度： ==0.9085 kg/3.3.6液体平均表面张力计算不同温度下乙醇和水的表面张力见表3-5。
表3-5 乙醇和水不同温度下的表面张力温度/℃708090100乙醇表面张力/1817.1516.215.2水表面张力/64.362.660.758.81 精馏段液体平均表面张力精馏段平均温度=80.44℃乙醇表面张力：水表面张力：2 提馏段液体平均表面张力提馏段平均温度=90.88℃乙醇表面张力：水表面张力：3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计3.4.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为 (精馏段V=L+D=(R+1)D,L=RD)提馏段的气、液相体积流率为由 式中 C由式 计算，其中 由史密斯关联图[3]查取 图3-4 史密斯关联图 图横坐标为：（1）精馏段 取板间距 ，板上液层高度 ，则 由史密斯关联图知取安全系数0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为D=1.2m塔截面积为实际空塔气速为（2）提馏段 同理，提馏段的板间距取 ，板上液层高度 。
查史密斯关联图得 按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为实际空塔气速为取较大的精馏段塔径D=1.2m塔的截面积3.4.2精馏塔有效高度的计算: 精馏段有效高度： 在进料板上方开一入孔，其高度为0.8m3.5 塔板主要工艺尺寸的计算3.5.1溢流装置计算因塔径 D=1.2m ，可选用单溢流弓形降液管，各项计算如下：1、堰长同理，提馏段的为2、溢流堰高度由选用平直堰，堰上液层高度：，近似取E=1则同理，提馏段的为取板上清液层高度故同理，提馏段的为3、弓形降液管宽度和截面积根据 图3-5 弓形降液管的参数图由弓形降液管的参数图[3]查得，故同理，提馏段的为 验算液体在降液管中停留时间为：同理，提馏段的为 故降液管设计合理4 、降液管底隙高度 图3-6降液管示意图[3] 则同理，提馏段的为 5、塔板的分块a塔板的分块因，故塔板采用分块式查得塔板分块数表得，塔板分为3块b边缘区宽度的确定取 3.5.2 塔板布置1、鼓泡区面积的计算 开孔区面积按照如下公式计算： 2、阀孔计算及其排列（1）精馏段采用F1型重阀，重量为33g,孔径为39mm浮阀数目气体通过阀孔时的速度：取动能因数F=11，那么由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。
取中心距t=75mm，则等边三角形的高度以等腰三角形排列，排得阀数为108 图3-7精馏段浮阀数目的确定校核：气体通过阀孔时的实际速度：实际动能因素：（在9和12之间）开孔率:开孔率在10% ~14%之间满足要求（2）提馏段采用F1型重阀，重量为33g,孔径为39mm浮阀数目气体通过阀孔时的速度：取动能因数F=11，那么 由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排取中心距t=75mm，则等腰三角形的高度以等腰三角形排列，排得阀数为94 图3-8提馏段浮阀数目的确定校核：气体通过阀孔时的实际速度：实际动能因素：（在9和12之间）开孔率:开孔率在10%~14%之间满足要求第四章 塔板的流体力学计算4.1气相通过浮阀塔板的压降气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）4.1.1精馏段（1）干板阻力浮阀由部分全开转为全部全开的临界速度为因为<=10.05m/s,所以（2）板上充气液层阻力（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踏板的压降相当的高度为 满足设计允许条件4.1.2提馏段干板阻力 因，故 （2）板上充气液层阻力取（3）液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计。
因此与气体流经踏板的压降相当的高度为 满足设计允许条件4.2淹塔为了防止淹塔现象，要求控制降液管中清液高度，即4.2.1精馏段（1）单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 （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 可见所以符合防止淹塔的要求4.2.2提馏段（1）单板压降所相当的液柱高度 （2）液体通过降液管的压头损失 ： （3）板上液层高度： 则 取，则 可见 ，所以符合防止湮塔的要求4.3 雾沫夹带 图4-1 泛点负荷因数 表4-1 物性系数 泛点率 = 泛点率 = 板上液体流经长度：板上液流面积；4.3.1 精馏段取物性系数，泛点负荷系数泛点率 = 泛点率 = 对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%hf=2.5HL=2.5×0.05=0.125m 雾沫夹带==由以上计算可知精馏段雾沫夹带能满足（g液kg气）的要求4.3.2 提馏段取物性系数，泛点负荷系数 泛点率 = 泛点率 = 由计算可知，符合要求hf=2.5HL=2.5×0.05=0.125m 雾沫夹带==由以上计算可知提馏段雾沫夹带能满足（g液kg气）的要求4.4塔板负荷性能图 4.4.1 精馏段1、雾沫夹带线泛点率 = 据此可计算出负荷性能图中的雾沫夹带线，按泛点率80%计算：整理得：，即由式子可知雾沫夹带线为直线，通过取可算出 表4-2 雾沫夹带线数据表精馏段 Ls1/(m³/s)0.0022.1462Vs1/(m³/s)0.0081.94832、液泛线由此确定液泛线，忽略式中而整理得：在操作范围内，取若干，算出相应的值 表4-3 液泛线数据表精馏段 Ls1/(m³/s)0.0010.0020.0040.0060.008 Vs1/(m³/s) 2.45862.39212.24252.04901.78963、液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3~5 s液体降液管中停留时间s以s作为液体在降液管中停留时间的下限，则4、漏液线对于型重阀，依=5作为规定气体最小负荷的标准，则5、液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线 取，则由以上1~5作出塔板负荷性能图 图4-2 精馏段塔板负荷性能图 P点为操作点，其坐标为： ， OP为操作线，OP与雾沫夹带线的交点对应气相负荷为Vs,max , 与液相负荷下限线的交点对应气相负荷为Vs,min 可知：精馏段的操作弹性=4.4.2 提馏段1、雾沫夹带线泛点率 = 据此可计算出负荷性能图中的雾沫夹带线，按泛点率80%计算：整理得：，即由式子可知雾沫夹带线为直线，通过取可算出 表4-4 雾沫夹带线数据表 提馏段 Ls2/(m³/s)0.0012.6005 Vs2/(m³/s)0.012.22512、液泛线由此确定液泛线，忽略式中而整理得：在操作范围内，取若干，算出相应的值 表4-5 液泛线数据表提馏段 Ls2/(m³/s) 0.001 0.002 0.004 0.006 0.008Vs2/(m³/s) 2.7802 2.6979 2.5117 2.2688 1.93793、漏液线对于型重阀，依=5作为规定气体最小负荷的标准，则4、液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3~5 s液体降液管中停留时间s以s作为液体在降液管中停留时间的下限，则5、液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线 取，则由以上1~5作出塔板负荷性能图 图4-3提馏段塔板负荷性能图P点为操作点，其坐标为： ， OP为操作线，OP与雾沫夹带线的交点对应气相负荷为,与漏夜线的交点对应气相负荷为可知：精馏段的操作弹性=第五章 板式塔的结构5.1 塔体结构5.1.1塔高的确定塔高主要由下列几部分组成:塔顶空HD，塔底空间HB,人孔处板间距,加料板空间高度及群座高度，即: 5.1.2塔顶空间的确定 塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的距离。
其距离取远高于板间距的值，本设计计算中板间距为0.45m，根据经验取塔顶空间HD=1.2m（塔顶封头1米）5.1.3塔底空间的确定 塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底间距其值由塔底贮液取停留时间τ和塔底液面到最下层塔板间距（一般要有1-2m）决定 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6min，装填系数取0.5，塔釜高h/塔釜直径d=1:2塔釜液量=0.0024118×60×6＝0.868m3塔釜体积Vw=Lw/0.5=0.868/0.5=1.736Vw= 所以d=1.64m 塔釜高度 HB=0.5d=0.82m取0.8m5.1.4塔顶封头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Dg=1400mm时，可取曲面高度h1=350mm，直边高度h2=25mm，封头厚度S=6mm5.1.5进料空间高度HF进料是液相，HF应大于一般的板间距，并满足安装人孔的需要即可，可取HF=1.0m5.1.6人孔塔径D=1.2m>1m,为了安装和检修的需要，每隔6层塔板设一人孔，共有四个人孔。
人孔的直径为500mm，其伸出塔体的筒体长度为200mm，人孔中心距操作平台约1000mm人孔处的板间距等于600mm5.1.7支座此塔的高径比小于30，风力稳定性较好，可采用圆筒形群座群座筒体上一般需要开排气孔，人孔及引出管孔道塔径为1200mm，需要开4个Φ50mm的排气孔，两个Dg450的人孔，引出管道孔一般有一个到两个取群座高度H座=2×1.2=2.4m5.1.8塔高H=(Np-NF-n-1)HT+Np×Hp+n×Hp+HD+HB+H座=(33-1-4-1)×0.45+1×1+4×0.6+1.2+0.8+2.4=19.95m取整为20m5.2塔板结构的确定 塔板按结构特点，大致分为整块式和分块式两类塔径为300-900mm时，一般采用整块式；塔径超过800-900mm时，由于钢度，安装，检修等要求将塔板分成数块本设计采用分块式，将塔板分为四块分块式塔板的结构型式目前推荐采用自身梁及槽式塔板，它们具有结构简单，便于制造和安装，刚度好的优点 表5-1 板式塔设计计算结果总汇项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压力KPa116.85125.25各段平均温度℃80.4490.88平均流量气相1.29601.3343液相0.0010960.001749实际塔板数N块249板间距m0.450.45塔的有效高度Zm10.353.6塔径Dm1.21.2空塔气速um/s1.14601.6989塔板液流形式单溢流单溢流溢流装置溢流管形式弓形弓形堰长m0.720.72堰高m0.041170.03794堰上液层高度m0.008830.01206弓形降液管宽m0.120.12降液管底隙高度mm2121板上清液层高度m0.050.05孔径mm3939孔间距tmm7575孔数n个10894开孔面积0.12900.1123筛孔气速m/s10.0511.88每层塔板平均压降KPa0.52180.5738液体在降液管中的停留时间s24.1515.13液沫夹带kg（液。