物質(zhì)在相間的轉(zhuǎn)移過程稱為傳質(zhì)(分離)過程。常見的有蒸餾、吸收、萃取和干燥等單元操作。蒸餾是分離液體混合物的典型單元操作。它是通過加熱造成氣液兩相物系，利用物系中各組分的揮發(fā)度不同的特性以實(shí)現(xiàn)分離的目的。塔設(shè)備是能夠?qū)崿F(xiàn)蒸餾和吸收兩種分離操作的氣液傳質(zhì)設(shè)備，按結(jié)構(gòu)形式可以分為板式塔和填料塔兩大類。在工業(yè)生產(chǎn)上，一般當(dāng)處理量大時(shí)多采用板式塔，處理量小時(shí)采用填料塔。選用原則（典型的）1、腐蝕性介質(zhì)，易起泡物系，熱敏性物料，高粘性物料通常選用填料塔。2、對于中、小規(guī)模的塔器，和塔徑小于600mm時(shí)，宜選用填料塔，可節(jié)省費(fèi)用并方便施工。3、對于處理易聚合或含顆粒的物料，宜采用板式塔。不易堵塞也便于清洗。4、對于在分離過程中有明顯吸熱或放熱效應(yīng)的介質(zhì)，宜采用板式塔。5、對于有多個(gè)進(jìn)料及側(cè)線出料的塔器，且各側(cè)線之間板數(shù)較少，宜采用板式塔。采用填料塔時(shí)內(nèi)件結(jié)構(gòu)較復(fù)雜。6、對于處理量或負(fù)荷波動(dòng)較大的場合，宜采用板式塔。因液體量過小會(huì)造成填料層中液體分布不均勻，填料表面未充分潤濕，影響塔的效率；當(dāng)液體量過大時(shí)易產(chǎn)生液流影響傳質(zhì)，采用條閥等板式塔具有較大的操作彈性。7、對于塔頂、塔底產(chǎn)品均有質(zhì)量要求的塔系，宜采用板式塔。8、根據(jù)各種工藝流程和特點(diǎn)，在同一塔內(nèi)，可以采用板式及填料共存的塔型，即混合塔型。適用于沿塔高氣、液負(fù)荷變化較大的塔系。板式塔為逐板接觸式氣液傳質(zhì)設(shè)備。評價(jià)塔設(shè)備性能的主要指標(biāo)：生產(chǎn)能力、塔板效率、操作彈性、塔板壓強(qiáng)降浮閥塔的工藝計(jì)算：包括塔徑、塔高及塔板上主要部件工藝尺寸的計(jì)算。一、工藝模擬計(jì)算后能夠確定的參數(shù)（模擬計(jì)算可求得理論板層數(shù)、回流比、餾出液量、釜?dú)堃毫?、塔徑、每層塔板的氣液相?fù)荷、冷凝器和再沸器負(fù)荷）1、估算塔徑最常用的標(biāo)準(zhǔn)塔徑（mm）為600，700，800，1000，1200，1400，…，4200。原料通常從與原料組成相近處（加料板）進(jìn)入塔內(nèi)。加料板以上的塔段稱為精餾段，以下（包括加料板）成為提餾段。當(dāng)精餾塔的精餾段和提餾段上升氣量差別較大時(shí)，兩段的塔徑應(yīng)分別計(jì)算（需要圓整）。2、選定塔板間距浮閥塔板間距參考數(shù)值塔徑D，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.02.0～2.4>2.4板間距，mm200～300300～350350～450450～600500～800≥6003、塔高通常，在設(shè)計(jì)中先求得理論板層數(shù)，然后用塔板效率予以校正，即可求得實(shí)際板層數(shù)。由理論板層數(shù)折算出實(shí)際板層數(shù)，結(jié)合板間距算出的高度指精餾塔主體的有效高度（不包括塔底蒸餾釜和塔頂空間等高度在內(nèi)）。理論板：若離開該板的氣液兩相達(dá)到平衡狀態(tài)，則將這種塔板稱為理論板。理論板是不存在的。僅作為衡量實(shí)際板分離效率的依據(jù)和標(biāo)準(zhǔn)，它是一種理想板。塔板效率：反映了實(shí)際塔板上氣液兩相間傳質(zhì)的完善程度。板式塔的效率有：總板效率（全塔效率）、單板效率及點(diǎn)效率等。一般取經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)（50%～70%）。4、回流比回流是保證精餾塔連續(xù)穩(wěn)定操作的必要條件之一，且回流比是影響精餾操作費(fèi)用和投資費(fèi)用的重要因素。回流比有兩個(gè)極限值，上限為全回流時(shí)的回流比，下限為最小回流比，實(shí)際回流比為介于二者之間的某適宜值。在精餾設(shè)計(jì)中，一般不進(jìn)行詳細(xì)的經(jīng)濟(jì)衡算，而是根據(jù)經(jīng)驗(yàn)選取。通常，操作回流比可取為最小回流比的1.1～1.2倍。5、確定塔板形式按照塔內(nèi)氣、液流動(dòng)方式可將塔板分為錯(cuò)流塔板和逆流塔板兩類。逆流塔板亦稱穿流板，工業(yè)上應(yīng)用較少。錯(cuò)流塔板：泡罩、篩板、浮閥塔板。最常用的浮閥型式為F1（國外稱V-1）和V-4型。F1型浮閥又分為輕閥與重閥兩種。閥的質(zhì)量直接影響塔內(nèi)氣體的壓強(qiáng)降，輕閥壓強(qiáng)降小但操作穩(wěn)定性差，低氣速時(shí)易漏液。一般情況下都采用重閥，只在處理量大并且要求壓強(qiáng)降很低的系統(tǒng)（如減壓塔）中采用輕閥。V-4型浮閥適用于減壓系統(tǒng)。T型浮閥性能與F1型浮閥相近，但結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，適于處理含顆粒或易聚合的物料。浮閥塔具有以下優(yōu)點(diǎn)：1.

生產(chǎn)能力大2.操作彈性大3.

塔板效率高4.

氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小5.

塔的造價(jià)低浮閥塔不宜處理易結(jié)焦或黏度大的系統(tǒng)。塔板布置：塔板有整塊式和分塊式兩種。直徑在800mm以內(nèi)的小塔采用整塊式塔板；直徑在900mm以上通常都采用分塊式塔板，以便通過人孔裝卸塔板；直徑在800mm～900mm之間時(shí)，可根據(jù)制造與安裝具體情況，任意選用一種結(jié)構(gòu)。塔板面積可分為四個(gè)區(qū)域：鼓泡區(qū)：塔板上氣、液接觸構(gòu)件（浮閥）設(shè)置在此區(qū)域內(nèi)，故此區(qū)域?yàn)闅狻⒁簜髻|(zhì)的有效區(qū)域溢流區(qū)：降液管及受液盤所占的區(qū)域破沫區(qū)：鼓泡區(qū)和溢流區(qū)之間的區(qū)域?yàn)槠颇瓍^(qū)，也稱不安定區(qū)。此區(qū)域不裝浮閥，在液體進(jìn)入降液管之前，設(shè)置這段不鼓泡的安定地帶，以免液體大量夾帶泡沫進(jìn)入降液管。無效區(qū)：也稱邊緣區(qū)，因靠近塔壁的部分需要留出一圈邊緣區(qū)域，以供支承塔板的邊梁之用。為防止液體經(jīng)無效區(qū)流過而產(chǎn)生“短路”現(xiàn)象，可在塔板上沿塔壁設(shè)置擋板。二、水力學(xué)計(jì)算后確定的參數(shù)（塔的內(nèi)外部工藝結(jié)構(gòu)）除了塔板外塔的內(nèi)部結(jié)構(gòu)還包括塔頂、塔底、裙座以及各種類型的進(jìn)口、抽出板、出口、進(jìn)料分布管、破沫網(wǎng)等。1、浮閥數(shù)及開孔率浮閥的數(shù)目及安排：浮閥的開度與閥孔處氣相的動(dòng)壓有關(guān)，而動(dòng)壓又取決于氣體的速度和密度。綜合實(shí)驗(yàn)結(jié)果可知，可采用由氣體速度與密度組成的“動(dòng)能因數(shù)”作為衡量氣體流動(dòng)時(shí)動(dòng)壓的指標(biāo)，俗稱F因子。對于F1型浮閥（重閥）F的數(shù)值在9～12之間。浮閥在塔板鼓泡區(qū)內(nèi)的排列有正三角形與等腰三角形兩種方式，按照閥孔中心聯(lián)線與液流方向的關(guān)系，又有順排與叉排之分，一般都采用叉排。對整塊式塔板，多采用正三角形叉排；對于分塊式塔板，宜采用等腰三角形叉排。塔板開孔率一層板上的閥孔總面積與塔截面積之比稱為開孔率。開孔率也是空塔氣速與閥孔氣速之比。塔板的工藝尺寸計(jì)算完畢，應(yīng)核算塔板開孔率。對常壓塔或減壓塔開孔率在10%～14%之間，對加壓塔常小于10%。塔板開孔率是板式塔設(shè)計(jì)中的一個(gè)重要參數(shù),通常塔板開孔率有2種:一是塔截面積開孔率,二是鼓泡面積開孔率。合理的開孔率不但可以使氣體順利通過,而且還能減少霧沫夾帶和降低泄漏,同時(shí)防止發(fā)生噴射液泛。2、溢流堰和降液管（計(jì)算溢流堰長度、出口堰高度、堰上液層高度、塔板上液層高度、降液管停留時(shí)間、降液管底緣距塔板高度等）板式塔的溢流裝置是指溢流堰（出口堰）和降液管。為使不同塔徑和液流量的塔能正常操作，出現(xiàn)了幾種不同液流型式的塔板：U型流（僅用于小塔及液體流量小的情況）、單溢流（又稱直徑流，廣泛用于直徑2.2m以下的塔中）、雙溢流（用于直徑2m以上的大塔中）、階梯式雙溢流（塔板結(jié)構(gòu)最復(fù)雜，只適用于塔徑很大、液流量很大的特殊場合）降液管有圓形和弓形之分。除小塔外，一般不采用圓形降液管。降液管的截面積應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)有足夠的停留時(shí)間，使溢流液體中夾帶的氣體能來得及分離。停留時(shí)間不應(yīng)小于3～5S，對于高壓操作的塔及易起泡的系統(tǒng)，停留時(shí)間應(yīng)更長些3、塔頂塔頂氣相空間是塔頂?shù)谝粔K塔板到塔頂切線距離。為減少塔頂出口氣體中攜帶液體量，塔頂空間一般取1.2～1.5米。以利于氣體中的液滴自由沉降。破沫網(wǎng)用以分離氣體中攜帶的液體，提高產(chǎn)品質(zhì)量，是否設(shè)置根據(jù)具體工藝情況考慮。4、塔釜塔底空間是塔底第一塊板到塔底切線的距離。當(dāng)進(jìn)料設(shè)有15分鐘緩沖時(shí)間時(shí)，塔底產(chǎn)品緩沖時(shí)間可取3～5分鐘，否則需15分鐘左右。但對塔底產(chǎn)品量大的塔，停留時(shí)間一般也取3～5分鐘。對易結(jié)焦的介質(zhì)，塔底停留時(shí)間應(yīng)縮短，一般取1～1.5分鐘。塔底出口直徑一般與工藝管線直徑相同，對于易燃、易爆介質(zhì)塔底裙座內(nèi)不得設(shè)置法蘭連接，接管法蘭引至裙座外。5、裙座塔裙座有圓形和圓錐形兩種，采用形式由設(shè)備專業(yè)核算后確定。裙座高度首先必須滿足塔底泵氣蝕余量要求。對于重沸器出口應(yīng)根據(jù)重沸器安裝高度確定，保證重沸器入口管道盡可能短。重沸器按其結(jié)構(gòu)可分為立式和臥式兩種，按其作用又可分為罐式、熱虹吸式、泵強(qiáng)制循環(huán)式幾種。因一般再沸器內(nèi)氣液兩相視為平衡，再沸器相當(dāng)于一層理論板。塔頂冷凝器分全凝器和分凝器兩種。6、人孔：塔的人孔應(yīng)設(shè)在塔的操作側(cè)，一般應(yīng)設(shè)在塔板上方的鼓泡區(qū)，不得設(shè)在降液管上或降液管口的下方；每3～8層塔板布置一個(gè)人孔；人孔中心距平臺(tái)高可為600mm至1200mm之間，最適宜的高度為800mm。一座塔的人孔宜布置在同一垂線上7、手孔：由于塔徑小不能設(shè)置人孔時(shí)須設(shè)手孔，手孔在平臺(tái)上800～1400mm為宜。板式塔的流體力學(xué)性能（塔板水力學(xué)計(jì)算）包括：塔板壓降、液泛、霧沫夾帶、漏液、液面落差及降液管超負(fù)荷等。塔板水力學(xué)計(jì)算是在工藝計(jì)算完成后進(jìn)行的,通常應(yīng)用的工藝計(jì)算軟件主要有PRO/II,HYSYS,ASPENPLUS，TRAY。這4種工藝計(jì)算軟件對多數(shù)石化裝置都能得到與生產(chǎn)實(shí)際相吻合的工藝計(jì)算結(jié)果。工藝模擬計(jì)算完成之后,就可以通過塔板水力學(xué)計(jì)算來確定塔板結(jié)構(gòu)的工藝參數(shù)。常見的板式塔水力學(xué)計(jì)算方法都可以用塔板水力學(xué)計(jì)算軟件。PROII、ASPEN是流程模擬軟件，塔模塊集成了部分塔板水力學(xué)模型可以初步核算塔徑，在項(xiàng)目前期階段可用來估算裝置投資。TRAY是洛陽石化工程公司開發(fā)的塔板計(jì)算軟件，可計(jì)算浮閥、條閥、篩板、散堆填料、規(guī)整填料等塔內(nèi)件的水力學(xué)計(jì)算。在裝置詳細(xì)設(shè)計(jì)階段采用。新型塔板的水力學(xué)計(jì)算方法或計(jì)算軟件大多作為塔板制造商的專利技術(shù),如果需要,可以向?qū)＠套稍儭?、塔板壓降一般說來，浮閥塔的壓強(qiáng)降比篩板塔的大，比泡罩塔的小。根據(jù)國內(nèi)普查結(jié)果得知，常壓和加壓塔中每層浮閥塔板的壓強(qiáng)降為265～530Pa，減壓塔為200Pa左右。2、液泛（亦稱淹塔）塔內(nèi)氣相靠壓差自下而上逐板流動(dòng)，液體靠重力自上而下通過降液管而逐板流動(dòng)，液體是自低壓空間流至高壓空間。若氣、液兩相中之一的流量增大，使降液管內(nèi)液體不能順利下流，管內(nèi)液體增高到越過溢流堰頂部，于是兩板間液體相連。采用較大的板間距可提高液泛速度。液泛時(shí)的氣速為塔操作的極限速度，3、霧沫夾帶通常用操作時(shí)的空塔氣速與發(fā)生液泛時(shí)的空塔氣速的比值作為估算霧沫夾帶量的指標(biāo)。此比值稱為泛點(diǎn)百分?jǐn)?shù)，或稱泛點(diǎn)率。空塔氣速增高，霧沫夾帶量增大；塔板間距增大，可使霧沫夾帶量減小。4、漏液為保證塔的正常操作，漏液量應(yīng)不大于液體流量的10%。漏液量達(dá)10%的氣流速度為漏液速度，這是塔操作的下限氣速。1、設(shè)計(jì)題目：年產(chǎn)8000噸乙醇板式精餾塔工藝設(shè)計(jì)

2、已知條件：

A.進(jìn)料F=6kmol/h

q=0

Xf=0.45

B.壓力：p頂=4KPa

單板壓降≤0.7KPa

C.采用電加熱，塔頂冷凝水采用12℃深井水

D.要求：Xd=0.88

Xw=0.01

E.選定R/Rmin=1.6

3、設(shè)計(jì)要求（1）物料流程圖，塔版圖，塔體工藝圖（2）各接口尺寸（3）加熱劑及冷卻劑用量。

二、設(shè)計(jì)方案選定

2.1精餾方式：本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾方式。原料液連續(xù)加入精餾塔中，并連續(xù)收集產(chǎn)物和排出殘液。其優(yōu)點(diǎn)是集成度高，可控性好，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定。由于所涉濃度范圍內(nèi)乙醇和水的揮發(fā)度相差較大，因而無須采用特殊精餾。

2.2操作壓力：本設(shè)計(jì)選擇常壓，常壓操作對設(shè)備要求低，操作費(fèi)用低，適用于乙醇和水這類非熱敏沸點(diǎn)在常溫（工業(yè)低溫段）物系分離。

2.3塔板形式：根據(jù)生產(chǎn)要求，選擇結(jié)構(gòu)簡單，易于加工，造價(jià)低廉的篩板塔，篩板塔處理能力大，塔板效率高，壓降教低，在乙醇和水這種黏度不大的分離工藝中有很好表現(xiàn)。

2.4加料方式和加料熱狀態(tài)：加料方式選擇加料泵打入。由于原料溫度穩(wěn)定，為減少操作成本采用30度原料冷液進(jìn)料。

2.5由于蒸汽質(zhì)量不易保證，采用間接，蒸汽加熱。

2.6再沸器，冷凝器等附屬設(shè)備的安排：塔底設(shè)置再沸器，塔頂蒸汽完全冷凝后再冷卻至65度回流入塔。冷凝冷卻器安裝在較低的框架上，通過回流比控制期分流后，用回流泵打回塔內(nèi)，餾出產(chǎn)品進(jìn)入儲(chǔ)罐。塔釜產(chǎn)品接近純水，一部分用來補(bǔ)充加熱蒸汽，其余儲(chǔ)槽備稀釋其他工段污水排放。三、總體設(shè)計(jì)計(jì)算

3.1汽液平衡數(shù)據(jù)（760mmHg）

乙醇%（mol)

溫度

液相X氣相Y℃0.00

0.00

100

1.90

17.00

95.5

7.21

38.91

89.0

9.66

43.7586.7

12.38

47.0485.3

16.61

50.8984.1

23.37

54.4582.7

26.08

55.8082.3

32.73

58.2681.5

39.65

61.2280.7

50.79

65.6479.8

51.98

65.9979.7

57.32

68.4179.3

67.63

73.85

78.74

74.72

78.1578.41

89.43

89.4378.15

3.2物料衡算

3.2.1已知：

A.進(jìn)料：F=6kmol/h

q=0

Xf=0.45

B.壓力：p頂=4KPa

單板壓降≤0.7KPa

C.采用電加熱，塔頂冷凝水采用12℃深井水

D.要求：Xd=0.88

Xw=0.01

E、選定：R/Rmin=1.6

D=(Xf-Xw)/(Xd-Xw)×F

=(0.45-0.01)/(0.88-0.01)×6=3.03kmol/h

W=F-D=6-3.03=2.97kmol/h

查y-x圖得

Xd/(Rmin+1)=0.218

∴Rmin=3.037

∴R=1.6Rmin=4.859∵飽和蒸汽進(jìn)料

∴q=0

L=RD=4.859×3.03=14.723kmol/h

V=(R+1)D=(4.859+1)×3.03=17.753kmol/h

L'=L+qF=14.723+0×6=14.723kmol/h

V'=V-(1-q)F=17.753-(1-0)×6=11.753kmol/h

1.3操作線及塔板計(jì)算

1.精餾段操作線：

Y=R×X/(R+1)+Xd/(R+1)

∴Y=0.829X+0.150

3.2.2.提餾段操作線：

Y=(L'/V')×X-(W/V')×Xw

∴Y=1.253X-0.00025

3.3.理論塔板的計(jì)算

利用計(jì)算機(jī)制圖取得理論板數(shù)

Nt=29.33塊,其中精餾段塔板Nt1=26.85塊,第27塊為加料板,提餾段Nt2=2.48塊。

3.4全塔Et%和Np的計(jì)算

3.4.1.精餾段：

t=(t頂+t進(jìn))=(79.25+87.32)/2=83.285℃Xa=0.34

Xb=1-Xa=0.66

Ya=0.59

Yb=1-Ya=0.41

查得液體粘度共線圖

μa=0.382cp,μb=0.592cp

αμL=YaXbμL/XaYb=1.454

查得：Et1%=0.49(αμL)-0.245=0.5471

Np1=Nt1/Et1=49.08

3.4.2.提餾段：t=(t底+t進(jìn))/2=(99.9+87.32)/2=93.61

Xa=0.045

Xb=1-Xa=0.955

Ya=0.27

Yb=1-Ya=0.730

查得液體粘度共線圖

μa=0.468cp,

μb=0.532

cp

μL=ΣXiμi=0.045×0.468+0.955×0.532=0.5291

αμL=YaXbμL/XaYb=4.15

查得：Et2%=0.49(αμL)-0.245=0.346

Np2=Nt2/Et2=7.17

∴Np=Np1+Np2=49.08+7.17=56.25

圓整為57塊

其中精餾段49塊，提餾段8塊。

四、

混合參數(shù)計(jì)算

4.1混合參數(shù)計(jì)算

溶質(zhì)C2H5OH分子量：Ma=46.07kg/kmol

溶劑H2O

分子量：Mb=18.016kg/kmol

ρa(bǔ)=0.789g/ml

ρb=1.000g/ml

4.1.1精餾段：

進(jìn)料板液體溫度：t進(jìn)=87.32℃

塔頂溫度：t頂=79.25℃tm=(87.32+79.25)/2=83.285℃Xm=0.34

Ym=0.59

μa=0.382cp

μb=0.592cp

Ml=Xm×Ma+(1-Xm)Mb=0.34×46.07+(1-0.34)×18.016=2**5kg/kmol

Mg=Ym×Ma+(1-Ym)Mb=0.59×46.07+(10.59)

×18.016=34.56kg/kmol

質(zhì)量分率:Wa=XmMa/Ml=0.34×46.07/2**5=0.6855

Wb=1-Wa=1-0.6855=0.3145

1/ρl=Wa/ρa(bǔ)+Wb/ρb=0.6855/0.789+0.3145/1.00

ρl=845.1kg/m3

P=105325Pa

ρv=PMg/RT=105325×34.56/(8314×(273.15+79.25))

∴ρv=1.2424kg/m3

4.1.2提餾段：

t進(jìn)=87.32℃

t底=99.9℃

tm=93.61℃Xm=0.045

Ym=0.27

Ml=Xm×Ma+(1Xm)Mb

=0.045×46.07+(10.045)×18.016=19.278kg/kmol

Mg=Ym×Ma+(1-Ym)Mb

=0.27×46.07+(1-0.27)×18.016=25.59

kg/kmol

質(zhì)量分率:Wa=XmMa/Ml=0.045×46.07/19.278

=0.1275

Wb=1-Wa=1-0.1275=0.8725

1/ρl=Wa/ρa(bǔ)+Wb/ρb=0.1275/0.789+0.8725/1

ρl=1.0341kg/m3

P=105325Pa

ρv=PMg/RT=105325×25.59/(8314×(273.15+93.16))

∴ρv=0.8839kg/m3σa=58.46dyn/cm,

σb=18.4dyn/cm

σ=ΣXσ=0.688×58.46+(1-0.688)×18.4

=45.96dyn/cm

4.2塔徑計(jì)算

4.2.1精餾段：

Ls=L×Ml/(3600ρl)=442.03×2**5/(3600×845.1)

=0.004m/s

Vs=V×Mv(3600ρv)=543.39×34.56/(3600×1.1952)

=4.365m/s

tm=83.285℃

此溫度下液體的表面張力

σa=18.2dyn/cm

σb=67.3dyn/cm

σ=Xmσa+(1-Xm)σb=0.34×18.2+0.66×67.3=50.606

兩相流動(dòng)參數(shù)：

Flv=Ls/Vs×(ρl/ρv)0.5

=0.00013/0.137×(845.1/1.2424)0.5=0.0247

初設(shè)

板間距HT=0.5m清液層高度HL=0.06m∴HT-HL=0.44m

查得：Cf,20=0.093

液氣氣相負(fù)荷因子：Cf=[(σ/20)0.20]×Cf,20=0.112

氣體氣速：

un,f=Cf[(ρl-ρv)/ρv]0.5

=0.112×[(845.1-1.2424)/1.2424]0.5=2.919m/s

空速：un=0.7un,f=0.7×2.919=2.0433m/s

初估塔徑：

D=(Vs/(0.785un))0.5

=(0.137/(0.785×2.0433))0.5=0.292m

圓整為

D=0.3muf=vs/(0.785×D2)=0.137/（0.785×0.32）=1.939m/s

實(shí)際泛點(diǎn)百分率：

uf/un,f=1.939/2.919=0.6643

4.2.2提餾段：

Ls=L’×Ml/(3600ρl)

=14.723×19.278/(3600×1034.1)=0.000076m/s

Vs=V’×Mv(3600ρv)

=11.753×25.59/(3600×0.8839)=0.0945m/s

tm=93.61℃

此溫度下液體的表面張力

σa=18.2dyn/cm

σb=67.3dyn/cm

σ=Xmσa+(1-Xm)σb=0.045×18.2+0.955×67.3=65.091

兩相流動(dòng)參數(shù)：

Flv=Ls/Vs×(ρl/ρv)0.5

=0.000076/0.0945×(1034.1/0.8839)0.5=0.0275

初設(shè)

板間距HT=0.5m清液層高度HL=0.06m∴HT-HL=0.44m查得：Cf,20=0.0947

液氣氣相負(fù)荷因子：Cf=[(σ/20)0.20]×Cf,20=0.1199

氣體氣速：

un,f=Cf[(ρl-ρv)/ρv]0.5

=0.1199×[(1034.1-0.8839)/0.8839]0.5=4.099m/s

空速：un=0.7un,f=0.7×4.099=2.869m/s

初估塔徑：

D=(Vs/(0.785un))0.5

=(0.0945/(0.785×2.869))0.5=0.205m

圓整為

D=0.25muf=vs/(0.785×D2)=0.0945/（0.785×0.252）=1.926m/s

實(shí)際泛點(diǎn)百分率：

uf/un,f=1.926/4.099=0.470

4.3

塔板的詳細(xì)計(jì)算

4.3.1.流動(dòng)型式:選取單溢流型

4.3.2.堰的計(jì)算:

A、精餾段：

堰長取

lw=0.6D=0.6×0.3=0.18m堰高

hw=0.04mlh/lw2.5=0.00013×3600/0.182.5=34.046

又lw/D=0.6

查得：

E=1.03

堰上清液高h(yuǎn)ow=0.00284E(Lh/lw)2/3=0.00553m

清液層高度hl=hw+how=0.04+0.00553=0.04553m

降液管底隙高h(yuǎn)o=hw-0.008=0.032m

B、提餾段：

堰長取

lw=0.6D=0.6×0.25=0.15m

堰高

hw=0.04m

lh/lw2.5=0.00013×3600/0.152.5=53.705

又lw/D=0.6

查得：

E=1.03

堰上清液高h(yuǎn)ow=0.00284E(Lh/lw)2/3=0.00137m

清液層高度hl=hw+how=0.04+0.00137=0.04137m降液管底隙高h(yuǎn)o=hw-0.012=0.028

Ｃ.塔板的布置

(1)精餾段：

選取碳鋼為篩板的材料，板厚δ=4mm，孔徑do=6mm

取孔中心距t=18mm，t/do=3

開孔率φ=Ao/Aa=0.907/(t/do)2=0.1008

Ao—開孔面積，

Aa—開孔區(qū)面積

Af—降液管截面積，At—空塔截面積

取外堰前的安定區(qū)：Ws1=0.02m

取內(nèi)堰前的安定區(qū)：Ws2=0.02m邊緣區(qū)：Wc=20mm（D≤2.5m）

lw/D=0.6

r=D/2-Wc=0.3/2-0.02=0.13m

Wd=0.1×0.3=0.03

x=D/2-(Wd+Ws)=0.1

An=2[x×(r2-x2)0.5+r2arcsin(x/r)]=0.0463

開孔區(qū)面積/塔板面積=0.0463/(0.785×0.32)=0.6553m2篩孔總面積A0=An×φ=0.0463×0.1008=0.004667m2

孔數(shù)：N=A0/u=0.004667/(0.785×0.0062)=165.15

取整：N=166孔

(2)提餾段：

選取碳鋼為篩板的材料，板厚δ=4mm，孔徑do=6mm取孔中心距t=18mm，t/do=3

開孔率φ=Ao/Aa=0.907/(t/do)2=0.1008

Ao—開孔面積，

Aa—開孔區(qū)面積

Af—降液管截面積，At—空塔截面積

取外堰前的安定區(qū)：Ws1=20mm

取內(nèi)堰前的安定區(qū)：Ws2=20mm邊緣區(qū)：Wc=20mm（D≤2.5m）

lw/D=0.6

r=D/2-Wc=0.25/2-0.02=0.105mWd=0.1×0.25=0.025

x=D/2-(Wd+Ws)=0.08

An=2[x×(r2-x2)0.5+r2arcsin(x/r)]=0.030

開孔區(qū)面積/塔板面積=0.030/(0.785×0.252)=0.7856

m2

篩孔總面積A0=An×φ=0.030×0.1008=0.003024m2

孔數(shù)：N=A0/u=0.003024/(0.785×0.0062)=107.006

取整：N=108孔

４.4校核

4.4.1精餾段

A.壓降校核

δ=4mm，do/δ=1.5，查圖得Co=0.78

Hc—干板壓降，Co—孔流系數(shù)

下板阻力Hc=0.051（ρv/ρl）×（Uo/Co）2

Uo篩孔汽速，Uo=Vs/Ao=0.137/0.004667=29.355

∴Hc=01062（m液柱）

Hl—液層有效阻力，F(xiàn)o—?dú)庀鄤?dòng)能因子

Ua=Vs/(At-2Af)=0.137/0.063162=2.169

Fa=Ua(pv)0.5=2.4176

查表得β=0.6

Hl=β(hw+how)=0.6×0.04553=0.02732m（液柱）

總壓降--Hp=Hl+Hc=0.1335（m液柱）≤0.6kg液/kg氣

∴合格

B.液沫夾帶的校核

Ug--氣體通過有效截面的面積的速率

Ug=Vs/(At-Af)=2.0477m/s

hf板上鼓泡層高度

Φ物系的起泡系數(shù)

hf=hl/Φ=0.07167m,Φ=0.6

∴Ev=(5.7E10-3/σ)(Ug/(Ht-hf))3.2

=0.01392kg(液)/kg（汽）≤0.1kg(液)/kg(汽)

∴不產(chǎn)生過量液沫夾帶，合格.

C.液泛校核

Hd降液管液面高度，hd液相流經(jīng)降液管的阻力

hd=0.153(Ls/(lw×ho))2=0.0000779ｍ

Hd=hw+how+hd+Hp=0.179m,

Φ=0.6

Hd/φ=0.2984m≤0.44m∴合格，不會(huì)產(chǎn)生液泛

D.停留時(shí)間的校核

Af=0.003744m2τ=Af×Ht/Ls=0.003744×0.5/0.004=27.91≥(3∽5s)

∴合格

E.漏液校核

hσ-表面張力壓頭,Uom-漏點(diǎn)氣速,Co-孔流系數(shù)

hσ=4σ/9810ρl×do=0.00407(m液柱)

do/δ=1.5

查圖得Co=0.78

Uom=4.4Co×((0.0056+0.13hl-hσ)×ρl/ρv)0.5＝6.381m/s

K=Uo/Uom=4.6≥1.5

∴操作彈性大，不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，合格。

δ=4mm，do/δ=1.5，查圖得Co=0.78

Hc-干板壓降，Co-孔流系數(shù)

下板阻力Hc=0.051（ρv/ρl）×（Uo/Co）2

Uo篩孔汽速，Uo=Vs/Ao=0.0945/0.003024=31.25∴Hc=0.0700（m液柱）

Hl—液層有效阻力，F(xiàn)o氣相動(dòng)能因子

Ua=Vs/(At-2Af)=2.153

Fa=Ua(pv)0.5=2.0239

查表得β=0.6

Hl=β(hw+how)=0.02482m（液柱）

總壓降--Hp=Hl+Hc=0.09482（m液柱）≤0.6kg液/kg氣

∴合格

B.液沫夾帶的校核

Ug--氣體通過有效截面的面積的速率

Ug=Vs/(At-Af)=2.032m/s

hf板上鼓泡層高度

Φ物系的起泡系數(shù)

hf=hl/Φ=0.04137

m,Φ=0.6

∴Ev=(5.7E10-3/σ)(Ug/(Ht-hf))3.2

=0.01453

kg(液)/kg（汽）≤0.1kg(液)/kg(汽)

∴不產(chǎn)生過量液沫夾帶，合格.

C.液泛校核

Hd降液管液面高度，hd液相流經(jīng)降液管的阻力

hd=0.153(Ls/(lw×ho))2=0.0000501ｍ

Hd=hw+how+hd+Hp=0.1362

m,

Φ=0.6

Hd/φ=0.2270

m≤0.44m∴合格，不會(huì)產(chǎn)生液泛

D.停留時(shí)間的校核

Af=0.0026

m2

τ=Af×Ht/Ls=0.0026×0.5/0.000076=17.105

≥(3∽5s)

∴合格

E.漏液校核

hσ-表面張力壓頭,Uom-漏點(diǎn)氣速,Co-孔流系數(shù)

hσ=4σ/(9810ρl×do)=0.00428(m液柱)

do/δ=1.5

查圖得Co=0.78

Uom=4.4Co×((0.0056+0.13hl-hσ)×ρl/ρv)0.5＝7.915m/s

K=Uo/Uom=3.948≥1.5

∴操作彈性大，不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，合格。

4.5負(fù)荷性能圖

4.5.1精餾段：

A.液相下限線

取how=0.006

m

E=1.04

how=0.00284E(3600ls/lw)2/3

∴

ls=0.000145m3/s

B.液相上限線

取τ=5s

τ=Af×HT/Ls

Ls=Af×HT/τ=(0.5×0.003744)/5=0.0003744

C.漏液線

hl=hw+how=0.04+2.155ls2/3

m

Uom=Vsmin/A0=Vsmin/0.2028

Uom=4.4C0[(0.0056+0.13hl-hσ)×(ρl/ρv)]0.5

Vsmin=0.016[4.578+190.56ls2/3]0.5

D.過量液沫夾帶線：

取ev=0.1

,

E=1.04

hf=2.5hl=0.1+5.388Ls2/3

Ug=Vs/(AT-Af)=Vs/0.0669

ev=(0.0057/σ)[Ug/(HT-hf)]3.2

Vs=0.459-6.176Ls2/3

E.液泛線：

取φ=0.6

HT+hw≥Hdφ,Hd≤(0.4+0.04)/0.6=0.7333

hd=0.153(Ls/(lw×h0)2=4611.55Ls2

hc=0.051(Vs/A0C0)2×(ρv/ρl)=5.658Vs2

hl'=0.024+1.293Ls2/3

hp=hc+hl'=0.024+1.293Ls2/3+5.658Vs2

Hd=0.7333=hl+hd+hp

=0.1+5.388Ls2/3+4611.55Ls2+5.658Vs2

∴Vs2=0.112-0.952Ls2/3-815.05Ls2

4.5.2提餾段：

A.液相下限線

取how=0.006

m

E=1.04

how=0.00284E(3600ls/lw)2/3

∴l(xiāng)s=0.000121m3/s

B.液相上限線

取τ=5s

τ=Af×HT/Ls,

Ls=Af×HT/τ=(0.5×0.000076)/5=0.0000076

C.漏液線

hl=hw+how=0.04+2.434ls2/3mUom=Vsmin/A0=Vsmin/0.003024

Uom=4.4C0[(0.0056+0.13hl-hσ)×(ρl/ρv)]0.5

Vsmin=0.0104[7.628+370.19ls2/3]0.5

D.過量液沫夾帶線：

取ev=0.1

,

E=1.04

hf=2.5hl=0.1+6.085Ls2/3

Ug=Vs/(AT-Af)=Vs/0.0465

ev=(0.0057/σ)[Ug/(HT-hf)]3.2

Vs=0.151-2.291Ls2/3

E.液泛線：

取φ=0.6

HT+hw≥Hdφ,Hd≤(0.4+0.04)/0.6=0.7333

hd=0.153(Ls/(lw×h0)2=8673.47Ls2

hc=0.051(Vs/A0C0)2×(ρv/ρl)=7.835Vs2

hl'=0.024+1.4604Ls2/3

hp=hc+hl'=0.024+1.4604Ls2/3+7.835Vs2

Hd=0.7333=hl+hd+hp

=0.1+6.085Ls2/3+8673.47Ls2+73835Vs2

∴Vs2=0.081-0.7766Ls2/3-1107.02Ls2

一）物料衡算

1.原料液量、殘液量及加熱蒸汽消耗量的計(jì)算

（1）單位換算，將質(zhì)量分率換算成摩爾分率

原料液組成用xF表示。每位同學(xué)課程設(shè)計(jì)的進(jìn)料濃度計(jì)算方法如下：

aF=（30+班號(hào)后三位×0.04+學(xué)號(hào)后兩位×0.1）%（質(zhì)量分率）

（2）計(jì)算混合物的平均分子量

（3）作乙醇—水物系的平衡曲線，確定回流比

①按設(shè)計(jì)指導(dǎo)書附錄的平衡數(shù)據(jù)作x-y平衡曲線

由塔頂餾出液組成（xD）點(diǎn)作平衡曲線最凹處的切線，其斜率為k=Rmin/(Rmin+1)，進(jìn)而求出Rmin②確定回流比R

R=(1.1～2)Rmin,，每位同學(xué)課程設(shè)計(jì)的回流比計(jì)算方法如下：

R=Rmin（1.2+學(xué)號(hào)后兩位×0.03）

（4）全塔物料衡算

2.計(jì)算結(jié)果:

塔頂產(chǎn)品量Dkmol/h，

原料液量Fkmol/h，

殘液量Wkmol/h，

加熱蒸汽消耗量Skmol/h，

實(shí)際回流比R，

直接蒸汽加熱時(shí)殘液量W*kmol/h

直接蒸汽加熱時(shí)殘液組成xW*，

塔頂上升蒸汽量Vkmol/h

（二）實(shí)際塔板數(shù)的確定

1.理論塔板數(shù)的確定

2.總板效率

3.實(shí)際板數(shù)Ne

（三）塔徑的計(jì)算

精餾段：

1.汽液相流量

2.氣液負(fù)荷參數(shù)

3液泛氣速

4.實(shí)際氣速

5.計(jì)算塔徑

6.圓整

7.校核塔徑

提餾段：

（四）

塔高計(jì)算

塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的確定

（一）

堰及溢流管尺寸

1.

lW的確定：

2.降液管截面積Ad與弓型降液管寬Wd的確定：

3.出口堰上液層高度how

4.出口堰高度hw：

5.降液管底隙高h(yuǎn)H：

（二）

塔板布置

1.塔板的區(qū)域劃分

⑴安定區(qū)寬度Ws

⑵邊緣區(qū)寬度Wc

2.孔數(shù)的確定

3.提餾段篩板的孔數(shù)及排布

塔板流體力學(xué)校核，負(fù)荷性能圖：

1.氣體通過塔板的壓力降——單板壓降。

（1）干板壓降h0的計(jì)算：

（2）液層（泡沫層）壓降he計(jì)算：

2.液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間τ

3.液沫夾帶量eV的計(jì)算（kmol液沫/kmol氣體）

⑴圖解法

⑵計(jì)算法

3.負(fù)荷性能圖：

⑴氣相負(fù)荷上限

⑵氣相負(fù)荷下限

⑶液相負(fù)荷上、下限線

4、操作彈性、穩(wěn)定系數(shù)

輔助設(shè)備的計(jì)算和選型

1．熱負(fù)荷

2．冷卻水消耗量

3．所需傳熱面積

4．選型

四、課程學(xué)時(shí)分配

講

課

內(nèi)

容

學(xué)時(shí)

合計(jì)學(xué)時(shí)

觀看教學(xué)錄像《板式塔》

2

2

講課

2

4

板

式

塔

設(shè)

計(jì)

工

藝

計(jì)

算

板式精餾塔設(shè)計(jì)方案的選定，操作壓力、進(jìn)料狀態(tài)及加熱方式的確定，并形成文字

2

6

全塔物料衡算求出進(jìn)料量、塔釡產(chǎn)品量，加熱蒸汽消耗量，確定回流比，精餾段、提餾段上升蒸汽量，下降液體量

4

10

按直接蒸汽加熱，塔頂設(shè)全凝器，飽和液體進(jìn)料圖解求理論板數(shù)，奧克奈爾關(guān)聯(lián)圖求塔板效率及實(shí)際塔板數(shù)的確定，由汽、液負(fù)荷參數(shù)，操作氣速等確定塔徑

4

14

塔板的型式、結(jié)構(gòu)參數(shù)及主要尺寸、板間距，塔體總高度的計(jì)算，堰及溢流管尺寸，液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間，出口堰上液層高度，出口堰高，降液管底隙高度，塔板安定區(qū)寬度，邊緣區(qū)寬度，鼓泡區(qū)面積，開孔率及孔數(shù)的確定

6

20

塔板流體力學(xué)校核，單板壓降，全塔壓降，液面落差，降液管內(nèi)清液層高度計(jì)算，降液管不發(fā)生液泛條件的校核，液沫夾帶量的計(jì)算，負(fù)荷性能圖

6

26

輔助設(shè)備的計(jì)算與選型：塔頂全凝器、塔釡再沸器、料液預(yù)熱器，塔釡直接蒸汽加熱裝置的設(shè)計(jì)選型，各接管尺寸的確定

4

30

作篩板正視及俯視圖，工藝流程圖，塔體總裝圖（局部刨

4

34

檢查整理、裝訂成冊

2

36板式塔

一類用于氣液或液液系統(tǒng)的分級(jí)接觸傳質(zhì)設(shè)備，由圓筒形塔體和按一定間距水平裝置在塔內(nèi)的若干塔板組成（圖1）。廣泛應(yīng)用于精餾和吸收,有些類型（如篩板塔）也用于萃取，還可作為反應(yīng)器用于氣液相反應(yīng)過程。操作時(shí)（以氣液系統(tǒng)為例），液體在重力作用下,自上而下依次流過各層塔板,至塔底排出；氣體在壓力差推動(dòng)下，自下而上依次穿過各層塔板，至塔頂排出。每塊塔板上保持著一定深度的液層，氣體通過塔板分散到液層中去，進(jìn)行相際接觸傳質(zhì)。

沿革工業(yè)上最早出現(xiàn)的板式塔是篩板塔和泡罩塔。篩板塔出現(xiàn)于1830年，很長一段時(shí)間內(nèi)被認(rèn)為難以操作而未得到重視。泡罩塔結(jié)構(gòu)復(fù)雜，但容易操作，自1854年應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)以后，很快得到推廣，直到20世紀(jì)50年代初，它始終處于主導(dǎo)地位。第二次世界大戰(zhàn)后，煉油和化學(xué)工業(yè)發(fā)展迅速，泡罩塔結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價(jià)高的缺點(diǎn)日益突出，而結(jié)構(gòu)簡單的篩板塔重新受到重視。通過大量的實(shí)驗(yàn)研究和工業(yè)實(shí)踐，逐步掌握了篩板塔的操作規(guī)律和正確設(shè)計(jì)方法，還開發(fā)了大孔徑篩板，解決了篩孔容易堵塞的問題。因此，50年代起，篩板塔迅速發(fā)展成為工業(yè)上廣泛應(yīng)用的塔型。與此同時(shí)，還出現(xiàn)了浮閥塔，它操作容易，結(jié)構(gòu)也比較簡單，同樣得到了廣泛應(yīng)用。而泡罩塔的應(yīng)用則日益減少，除特殊場合外，已不再新建。60年代以后,石油化工的生產(chǎn)規(guī)模不斷擴(kuò)大,大型塔的直徑已超過10m。為滿足設(shè)備大型化及有關(guān)分離操作所提出的各種要求，新型塔板不斷出現(xiàn)，已有數(shù)十種。

塔板又稱塔盤，是板式塔中氣液兩相接觸傳質(zhì)的部位，決定塔的操作性能，通常主要由以下三部分組成：

①氣體通道為保證氣液兩相充分接觸，塔板上均勻地開有一定數(shù)量的通道供氣體自下而上穿過板上的液層。氣體通道的形式很多，它對塔板性能有決定性影響，也是區(qū)別塔板類型的主要標(biāo)志。篩板塔塔板的氣體通道最簡單，只是在塔板上均勻地開設(shè)許多小孔（通稱篩孔）,氣體穿過篩孔上升并分散到液層中（圖2）。泡罩塔塔板的氣體通道最復(fù)雜，它是在塔板上開有若干較大的圓孔，孔上接有升氣管，升氣管上覆蓋分散氣體的泡罩（圖3）。浮閥塔塔板則直接在圓孔上蓋以可浮動(dòng)的閥片,根據(jù)氣體的流量,閥片自行調(diào)節(jié)開度（圖4）。

②溢流堰為保證氣液兩相在塔板上形成足夠的相際傳質(zhì)表面,塔板上須保持一定深度的液層，為此,在塔板的出口端設(shè)置溢流堰。塔板上液層高度在很大程度上由堰高決定。對于大型塔板，為保證液流均布，還在塔板的進(jìn)口端設(shè)置進(jìn)口堰。

③降液管液體自上層塔板流至下層塔板的通道，也是氣（汽）體與液體分離的部位。為此，降液管中必須有足夠的空間，讓液體有所需的停留時(shí)間。此外，還有一類無溢流塔板，塔板上不設(shè)降液管，僅是塊均勻開設(shè)篩孔或縫隙的圓形篩板。操作時(shí)，板上液體隨機(jī)地經(jīng)某些篩孔流下，而氣體則穿過另一些篩孔上升。無溢流塔板雖然結(jié)構(gòu)簡單，造價(jià)低廉，板面利用率高，但操作彈性太小，板效率較低，故應(yīng)用不廣。

操作特性各種塔板只有在一定的氣液流量范圍內(nèi)操作，才能保證氣液兩相有效接觸，從而得到較好的傳質(zhì)效果。可用塔板負(fù)荷性能圖(圖5)來表示塔板正常操作時(shí)氣液流量的范圍，圖中的幾條邊線所表示的氣液流量限度為：①漏液線。氣體流量低于此限時(shí)，液體經(jīng)開孔大量泄漏。②過量霧沫夾帶線。氣體流量高于此限時(shí)，霧沫夾帶量超過允許值，會(huì)使板效率顯著下降。③液流下限線。若液體流量過小，則溢流堰上的液層高度不足，會(huì)影響液流的均勻分布，致使板效率降低。④液流上限線。液體流量太大時(shí)，液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間過短,液相夾帶的氣泡來不及分離,會(huì)造成氣相返混，板效率降低。⑤液泛線。氣液流量超過此線時(shí)，引起降液管液泛，使塔的正常操作受到破壞。如果塔板的正常操作范圍大，對氣液負(fù)荷變化的適應(yīng)性好，就稱這些塔板的操作彈性大。浮閥塔和泡罩塔的操作彈性較大，篩板塔稍差。這三種塔型在正常范圍內(nèi)操作的板效率大致相同。

工業(yè)要求