564501087化工原理课程设计乙醇水 筛板式精馏塔的设计.doc

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1、化工原理课程设计任务书1、设计题目：乙醇水 筛板式精馏塔的设计2、工艺操作条件：工艺条件：进料乙烯含量（表内）% (摩尔百分数，下同)；年开工8000小时。塔顶乙醇含量不低于（表内） ，釜液乙醇不高于含量（表内）%设计条件：常压 （绝压） 塔顶全凝器 泡点回流 单板压降 0.7kPa塔顶浓度为含乙醇93%（摩尔分率），产量为2万吨/年；塔釜为饱和蒸汽间接加热，从塔釜出来的残液中乙醇浓度要求不大于0.3%（摩尔分率）；（，摩尔分率）：=20塔顶采用全凝器，泡点回流，回流比：R=1.3Rmin 。3、设计任务：完成工艺设计与计算，画出塔板负荷性能图，有关附属设备的设计与选型，绘制工艺流程图和塔的工

2、艺条件图，编写设计说明书。目录化工原理课程设计任务书I摘 要I前 言1查 新1绪 论11.1设计背景11.2设计方案11.3 设计思路11.4选塔依据1第一章 精馏塔的工艺设计1 1.1全塔工艺设计计算101.1.1产品浓度的计算和进料组成确定101.1.2平均相对挥发度的计算101.1.3最小回流比的确定111.1.4物料衡算111.1.5精馏段和提馏段操作线111.1.6逐板法确定理论板数及理论加料板位置111.1.7全塔效率、实际塔板数及加料位置13第二章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算14 2.1 塔的工艺条件及物性数据计算142.1.1操作压强 P142.1.2操作温度 T142.1.

3、3塔内各段气、液两相组分的平均分子量152.1.4精馏段和提馏段各组分的密度152.1.5液体表面张力的计算182.1.6液体粘度m212.1.7相对挥发度222.1.8混合物的粘度222.1.9气液负荷计算222.2塔和塔板的主要工艺尺寸的计算232.2.1塔径 D232.2.2液流形式、降液管及溢流装置等尺寸的确定242.2.3塔板布置252.2.4筛孔数 n 及 开孔率 262.2.5塔有效高度Z262.2.6塔高的计算272.3筛板塔的流体力学校核272.3.1板压降的校核272.3.2液沫夹带量eV的校核282.3.3漏液点的校核282.3.4溢流液泛条件的校核282.4塔板负荷性能

4、图292.4.1漏液线292.4.2液沫夹带线292.4.3 液相负荷下限线302.4.4 液相负荷上限线312.4.5溢流液泛线312.4.6 塔气液负荷性能图322.4.7 热量衡算：33第三章 塔的附属设备的计算363.1塔顶冷凝器设计计算363.1.1 确定设计方案363.1.2 确定物性数据363.1.3热负荷Q的计算363.1.4传热面积的计算363.1.5换热器工艺结构尺寸373.1.6 核算总传热系数K0381.管程表面传热系数计算392. 计算壳程对流传热系数393. 确定污垢热阻RS394. 核算总传热系数K0395. 传热面积裕度403.1.7 壁温核算403.1.8 换

5、热器内流体的流动阻力（压降）403.2 接管设计413.2.1进料管413.2.2 回流管413.2.3釜液出口管423.2.4塔顶蒸汽管423.2.5加热蒸汽管423.2.6管线设计结果表423.3 泵的选型43第四章 设计结果汇总45结束语47参考文献48主要符号说明49附 录51摘 要化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是

6、非常重要的。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，我调试出塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，换热器和泵及各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。具体结果如下：主要参数：； 理论板数NT=15块，第5块为加料板。实际板数Np=34块

7、，进料位置为第10块板。其中精馏塔为等径塔，（D1=0.8m）、（D2=0.8m），板间距为上宽（NT1=0.35m）下窄（NT2=0.32m）总体塔高为10.48m。关键词：乙醇、水、精馏段、提馏段、筛板塔。前 言化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。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。精馏过程在能量剂的驱动下（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挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥

8、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。该过程是同时进行传质、传热的过程。在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏液。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构，近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备。为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比率较少。它的主要优点3是：1) 结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的6

9、0%左右，为浮阀塔的80%左右；2) 在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%40%；3) 塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；4) 气体压力降较小，每板压力降比泡罩塔约低30%左右；缺点是：1) 小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；2) 操作弹性较小（约23）；蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。精馏是典型的化工操作设备之一。进行此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识,来解决实际化工问题的能力,做到能独立进行化工设计初步训练，为以后从事设计工作打下坚实的基础。查 新筛板塔是扎板塔的一种，内装若干

10、层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。气体（或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。为克服筛板安装水平要求过高的困难，发展了环流筛板；克服筛板在低负荷下出现漏液现象，设计了板下带盘的筛板；减轻筛板上雾沫夹带缩短板间距，制造出板上带挡的的筛板和突孔式筛板和用斜的增泡台代替进口堰，塔板上开设气体导向缝的林德筛板。筛板塔普遍用作H2S-H2O双温交换过程的冷、热塔。应用于蒸馏、吸收和除尘等。新垂直筛板塔：

11、产品和技术简介新垂直筛板塔是在塔板上开有直径较大的升气孔，孔上设置圆筒形罩体，其侧壁上部开有筛孔，下端与塔板保持一定距离。操作时，液体从底隙进入罩体，气体经升气孔进入罩体，其动能将液体拉成液膜并破碎成液滴，两相在罩体内进行传热传质，然后从筛孔喷出，气体上升，液体落回板面，液相在塔板上前进过程中，重复上述过程，最后由降液管流至下一层塔板。与一般鼓泡型板式塔相比，NewVST的关键是连续相和分散相发生了相转变，即气相转为连续相，液相转为分散相，使相际面积明显增加，从而强化传质。为了减少塔板阻力提高处理能力，我们将升气孔由平孔改成喷咀孔，使塔板阻力降低40%以上，可用于真空系统。应用范围可用于蒸镏、

12、吸收、水洗、除尘等过程，可用于常压，也可以用于加压和真空系统。将其用于丙烷脱沥青装置，处理能力提高50%以上，提高了产品质量。近年来开发出喷射型塔板，大致有以下几种类型：（1）舌型塔板 舌型塔板的结构下图所示，在塔板上冲出许多舌孔，方向朝塔板液体流出口一侧张开。舌片与板面成一定的角度，有18、20、25三种（一般为20），舌片尺寸有5050mm和2525mm两种。舌孔按正三角形排列，塔板的液体流出口一侧不设溢流堰，只保留降液管，降液管截面积要比一般塔板设计得大些。操作时，上升的气流沿舌片喷出，其喷出速度可达2030m/s。当液体流过每排舌孔时，即被喷出的气流强烈扰动而形成液沫，被斜向喷射到液层

13、上方，喷射的液流冲至降液管上方的塔壁后流入降液管中，流到下一层塔板舌型塔板的优点是：生产能力大，塔板压降低，传质效率较高；缺点是：操作弹性较小，气体喷射作用易使降液管中的液体夹带气泡流到下层塔板，从而 降低塔板效率。 （2）浮舌塔板 如上图所示，与舌型塔板相比，浮舌塔板的结构特点是其舌片可上下浮动。因此，浮舌塔板兼有浮阀塔板和固定舌型塔板的特点，具有处理能力大、压降低、操作弹性大等优点，特别适宜于热敏性物系的减压分离过程。 （3）斜孔塔板 斜孔塔板的结构如图片3-7所示。在板上开有斜孔，孔口向上与板面成一定角度。斜孔的开口方向与液流方向垂直，同一排孔的孔口方向一致，相邻两排开孔方向相反，使相邻

14、两排孔的气体向相反的方向喷出。这样，气流不会对喷，既可得到水平方向较大的气速，又阻止了液沫夹带，使板面上液层低而均匀，气体和液体不断分散和聚集，其表面不断更新，气液接触良好，传质效率提高。其中，筛孔板的造价是板式塔中最低的一种.并且负荷大.效率高.设计方法也较为成熟.近年来逐渐有采用大孔径(1025mm)的筛孔.因为大孔径筛板具有:加工制造简单.造价低.不易堵塞等优点.只要设计合理.同样可以得到满意的塔板效率.因此，我这次的设计中我选则筛孔.绪 论1.1设计背景乙醇是一种重要的基础化工原料，有着广泛的用途。它是基本有机化工及中间体的原料，还是一种重要的有机溶剂，在交通运输、医药、农业等方面都占

15、有重要地位。工业上生产乙醇的方法有很多，其中真正有工业意义的，概括起来可分为两大类，即发酵法和乙烯水合法。发酵法有粮食发酵法、木材水解发酵法、亚硫酸盐废碱液法；水合法有乙烯间接水合法和乙烯直接水合法。此外,最近美国、日本、意大利等国家正在开发一种用一氧化碳、氢气（或甲烷）进行羰基合成制取乙醇的方法。1.2设计方案乙醇和水的混合液是使用机泵经原料预热器加热后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出经冷却器冷却后送至产品罐。塔釜采用直接蒸汽（108.5291的水蒸汽）加热，塔底废水经冷却后送入贮槽。具体连续精馏流程参见下图： 全凝器 回流 出料 乙醇水溶

16、液 饱和水蒸汽塔釜出料1.3 设计思路全塔物料衡算求理论塔板数气液相负荷计算筛板塔设计流体力学性能校核画出负荷性能图全塔热量衡算塔附属设备计算1.4选塔依据筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：1) 结构简单、金属耗量少、造价低廉.2) 气体压降小、板上液面落差也较小.3) 塔板效率较高.4) 改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔.第一章 精馏塔的工艺设计 1.1全塔工艺设计计算1.1.1产品浓度的计算和进料组成确定1. 原料液及塔顶，塔底产品质量分数乙醇的摩尔质量M=46.07kg/kmol水的摩尔质量M=18.02 kg/kmolx= x=97%x=

17、x=0.8%=0.20 =39%2. 原料液及塔顶，塔底产品平均摩尔质量M=M=M=由条件可知，因为要求设计的生产能力是2万t/年，年开工8000小时，所以D= 105.918kmol1.1.2平均相对挥发度的计算由式得到相对挥发度，有： 同理，有： 1.6401766 1.915452 =2.386010 3.156863 4.333 6.78947 7.55368 7.05256 = 8.02869 8.536 所以，有：1.1.3最小回流比的确定由q=1时，则有：确定回流比，R=1.3=1.31.7117=2.2251.1.4物料衡算和易计算得： W=83.4kmol/h D=22.51

18、8kmol/h1.1.5精馏段和提馏段操作线精馏段操作线方程： 即提馏段操作线方程： (因q=1)即1.1.6精馏塔理论板数的确定及理论加料板位置由q=1，=0.2第一块塔板上升的气相组成：=0.93从第一块板下降的液体组成由由第二块板上升的气相组成用得：第二块板下降的液体组成：第三块板上升的气相组成：第三块板下降液相组成： 由于，第六块板上升的气相组成由提馏段操作线方程计算 所需总理论板数为15块，精馏段4块，提馏段11块，第5块加料.1.1.7全塔效率、实际塔板数及实际加料位置利用板效率奥康奈尔公式：（1）精馏段 已知：=2.519 所以： （2）提馏段 已知： 所以： 全塔所需实际塔板数

19、：全塔效率：则实际进料位置为第10块板，实际塔板数N=34块第二章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算 2.1 塔的工艺条件及物性数据计算2.1.1操作压强 P塔顶操作压强 每层塔板压降p=0.7kPa进料板压力塔釜压力精馏段平均操作压强提馏段平均操作压强:kPa2.1.2操作温度 T常压下乙醇-水气液平衡组成与温度关系温度 液相组成 气相组成 /% /%100 0 095.5 1.90 17.0089.0 7.21 38.9186.7 9.66 43.7585.3 12.38 47.0484.1 16.61 50.89温度 液相组成 气相组成 /% /%82.7 23.37 54.4582.3 2

20、6.08 55.8081.5 32.73 59.2680.0 39.65 61.2279.8 50.97 65.6479.7 51.98 65.99温度 液相组成 气相组成 /% /%79.3 57.32 68.4178.74 67.63 73.8578.41 74.72 78.1578.15 89.43 89.43利用表中数据由内插法可求得、. =83.39 =78.25 =99.29精馏段的平均温度：=提馏段的平均温度：=2.1.3塔内各段气、液两相组分的平均分子量乙醇分子量为MA=46.07,水分子量MB=18.02由公式：M=X imi1.对于塔顶： XD=Y1=0.93,X1=0.7

21、879则气相平均分子量为：MVD = YD1M1+YD2M = 0.9346.07+(1-0.93)18.02=44.1065Kg/Kmol液相平均分子量为： MLD = XD1M1+XD2M2 =0.787946.07+(1-0.7879)18.02=40.1206Kg/Kmol2.对于进料板： XF=0.4390,YF=0.1812 则气相平均分子量为：MVF=YF1M1+YF2M2 =0.439046.07+(1-0.4390)18.02=30.334Kg/Kmol液相平均分子量为： MLF=XF1M1+ XF2M2 =0.181246.07 +(1-0.1812)18.02=23.10

22、3Kg/Kmol3.对于塔底： Yw=0.00435,Xw=0.00123则气相平均分子量为：MVw = YwM1+(1-Yw)M2 =0.0043546.07 +(1-0.00435)18.02=18.1420 Kg/Kmol液相平均分子量为： MLw = Xw M1+(1-Xw)M2 =0.0012346.07+(1-0.00123)18.02=18.1111Kg/Kmol 则精馏段的平均分子量 气相： Mvm1=37.220Kg/Kmol液相： MLm1=31.6118Kg/Kmol则提馏段的平均分子量 气相: Mvm2=24.238Kg/Kmol液相： MLm2=20.607Kg/Km

23、ol2.1.4精馏段和提馏段各组分的密度 依式 =（a为质量分数，为平均相对分子质量）混合汽密度 依式 塔顶温度：=78.25气相组成： =88.56进料温度：=83.39气相组成： =52.695塔府温度：=99.29气相组成： =2.682 精馏段：液相组成： 气相组成： 所以 提馏段液相组成： 气相组成： 所以 表3-2 不同温度下乙醇和水的密度 ：温度/温度/80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在与下的乙醇和水的密度（单位：） 所以 2.1.5液体表面张力的计算二元有机物水溶液表面张力可用下列公式计算：注： ； A

24、=B+Q， 对于乙醇q=1； 不同温度下乙醇和水的表面张力温度/乙醇表面张力/（10-3N/m）水表面张力/（10-3N/m）701864.38017.1562.69016.260.710015.258.8乙醇表面张力：水表面张力： 塔顶表面张力：联立方程组： 代入求得： 原料表面张力：联立方程组： 代入求得： 塔底表面张力：联立方程组：代入求得： （1）精馏段液相表面张力：=25.985（2）提馏段液相表面张力：44.62.1.6液体粘度m液体平均粘度可由下试计算：m=（1）.对于塔顶：时，=0.4999mPa，=0.365mPa（2）.对于进料板: 时，=0.39mPa，=0.0.3429

25、mPa（3）.对于塔底: 时，=0.364mPa，=0.2861mPa=0.0030.364+(1-0.003)0.2861=0.2863mpa.s则精馏段平均液相粘度:=则提馏段平均液相粘度:=2.1.7相对挥发度由 =0.52695 =0.20 得：由 =0.8856 =0.93由 =0.02682 =0.003（1）精馏段相对挥发度 （2）提馏段相对挥发度 2.1.8混合物的粘度=80.82查表得： =0.371mPa.s =0.431 mPa.s=991.34查表得： =0.315mPa.s =0.361 mPa.s精馏段粘度：提馏段粘度：2.1.9气液负荷计算精馏段气液负荷计算由公式

26、：V=（R+1）D=（2.225+1）22.518=72.621kmolh-1 得：=0.5756由L=RD=2.22522.518=50.10255kmolh-1=0.0005492Lh=0.00054923600=1.977m3h-1提馏段气液负荷V=V+(q-1)F=72.621kmolh-1 (q=1为饱和液体进料) =0.0009815=0.00098153600=3.533m3h-1 2.2塔和塔板的主要工艺尺寸的计算2.2.1塔径 D由不同塔径的板间距3参考表3-1：表3-1：不同塔径的板间距塔径DT/m0.30.50.50.80.81.6 1.62.4 2.44.0 板间距HT

27、/mm200300250350 300450 350600 400600 初选所设计的精馏塔为中型塔，采用单流型塔板，因精馏段气相流量较大，故采用分段设计，以适应两相体积流量的变化。精馏段板间距H1T=0.35m,提馏段板间距H2T=0.32m。液气流动参数精馏段：=0.02365提馏段：= =0.05701查图可得，表面张力为20mN/m时的负荷因子：精馏段C20,1=0.083,提馏段C20,2=0.084.精馏段校正物系表面张力为25.985mN/m,提馏段校正物系表面张力为44.6mN/m。由如下公式（20mN/m）计算气体负荷因子C:C=C20（ 将C20,1,C20,2及分别代入解

28、得精馏段的气体负荷因子：C1=0.083=0.08746提馏段的气体负荷因子：C2=0.084=0.09861根据如下公式计算液泛速度值: =则精馏段有：=0.08746 =2.16m/s则提馏段有: =0.09861=3.15m/s取安全系数为0.6，则设计气速为:=0.6umax则精馏段： m/s 则提馏段： m/s则精馏段塔径： =0.75m则提馏段塔径：=0.625m按标准塔径圆整精馏段塔径为D1=0.8m,提馏段塔径D2=0.8m。此塔径与表5-1塔板间距HT相符。由此初选塔径可以计算出：精馏段实际塔板总面积：提馏段实际塔板总面积：精馏段实际气速：u1=VS1AT1=0.57560.

29、5024=1.15m/s提馏段实际气速：u2=VS2AT2=0.55150.5024=1.10m/s2.2.2液流形式、降液管及溢流装置等尺寸的确定因塔径和流量适中，选取单溢流、垂直弓形降液管、普通平底受液盘及平顶溢流堰、不设进口堰。各项取值计算如下：1. 溢流堰长LW的值：由以上设计结果可得溢流堰长LW=0.6D为： 精馏段堰长：Lw1=0.6D=0.60.8=0.48m 提馏段堰长：Lw2=0.6D=0.60.8=0.48m2. 溢流堰长hW：由hw=hL-how选用平直堰，堰上液层高度精馏段因为 查图5-5可得E1=1.042 取板上清液层高度hL1=60mm 故精馏段hw1=0.06-

30、0.010=0.050m提留段因为 查图5-5可得E2=1.235 取板上清液层高度hL2=60mm故提留段hw2=0.06-0.0133=0.0467m3.降液管的宽度Wd和降液管的面积Af精馏段由lW1/D1=0.6，查图5-7得：Wd1/D1=0.11 Af1/ At1=0.057故Af1=0.057 At1=0.0570.5024=0.02864m2 Wd1=0.110.8=0.088m依式（5-9）验算液体在降液管中停留时5s提留段由lW2/D2=0.2, 查图5-7得: Wd2/D2=0.11 Af2/ At2=0.057故Af2=0.057 At2=0.0570.5024=0.0

31、2684m2 Wd2=0.110.8=0.088m依式（5-9）验算液体在降液管中停留时5s故精馏段提留段降液管设计合理4.降液管底隙高度ho精馏段： hw1-ho1=0.05-0.026=0.024m0.013m提馏段： hw2-ho2=0.0467-0.026=0.0207m0.013m故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度为hw1=50mm hw2=50mm2.2.3塔板布置1塔板的分块 因D800mm故塔板采用分块式。查表5-3得塔板分为3块2边缘区宽度确定 取Wc1=Wc2=0.035m ， Ws1=Ws2=0.060m3根据以下公式计算开孔区面积。Aa=(其中 X=D/2-

32、(Wd+Ws) R=D/2-Wc )则精馏段：X1=0.257m; R1=0.365m 则提馏段：X2=0.252m; R2=0.365m 代入上式得：精馏段开孔区有效面积：Aa1=0.3433m2提馏段开孔区有效面积：Aa2=0.3433m22.2.4筛孔数 n 及 开孔率 精馏段和提馏段均取筛孔的孔径do=4mm;精馏段：孔径do与孔间距t之比：t1/do=3；在有效传质区内，筛孔呈正三角形排列。提馏段：孔径do与孔间距t之比：t2/do=3；在有效传质区内，筛孔呈正三角形排列。则精馏段孔间距：t1=3do=44=12mm则提馏段孔间距：t2=3do=34=12mm依据下式计算开孔率：精馏

33、段：=0.90732=0.1008提馏段：=0.90732=0.1008塔板上的筛孔数n：n=则精馏段：n1=2754个则提馏段：n2=2754个气体通过筛孔的气速：精馏段uo1=VS1Ao1=0.5756/0.10080.3433=16.63m/s提馏段uo2=VS2AO2=0.5515/0.10080.3433=16.01m/s2.2.5塔有效高度Z精馏段：Z1=(N1-1)0.45=(9-1)0.35=2.8m提馏段：Z2=(N2-1)0.40=(25-1)0.32=7.68m塔有效高度：Z=Z1+Z2=2.8+7.68=10.48m2.2.6塔高的计算由下式计算塔高：H=Z+h式中：h

34、调整板间距，塔两端空间以及裙坐所占的总高度。将进料板间距增至600mm,再考虑塔顶端及釜液上方的气液分离空间均取1.0m,裙坐取3m.两边封头取0.6m,共取4个人孔，并将入孔处板间距增至600mm。所以塔高（从塔顶至塔底计算）H=Z+h=10.48+0.6+1.0+0.6+（0.6-0.35）2+（0.6-0.32）4+1.0+3.0=18.3m2.3筛板塔的流体力学校核2.3.1板压降的校核精馏段和提馏段均取塔板厚度=4mm，则4/do=44=1。1.干板压降（以液柱高度表示）由孔径与板厚之比/do =1和开孔率（以AT-2Af为基准）：查图5-10得干板孔流系数Co1= Co2=0.83

35、则各段的干板压降分别：hd=精馏段：hd1=0.0333m提馏段：hd2=0.0185m2气流穿过板上液层压降（以液柱高度表示）hL精馏段： Fa1=ua1=1.388 m/s查图5-11得1=0.61 故hL2=2(hw1+how1)=0.630.06=0.0378m提馏段： Fa2=ua2=1.10查图5-11得2=0.63 故hL1=1(hw1+how1)=0.610.06=0.0366m3.克服液体表面张力压降（以液柱高度表示）依据下式计算克服液体表面张力压降h: h=4/(Lgdo)精馏段 :h1=425.98510-3/（801.3059.810.004）=0.003301m提馏段

36、 :h2=444.610-3/（909.9539.810.004）=0.00499m则各段板压降hf分别为：精馏段：hf1=hd1+hL1+h1=0.0333+0.0366+0.003301=0.072m提馏段：hf2=hd2+hL2+h2=0.0185+0.0378+0.00499=0.0613m根据以上所求条件并根据公式 P=hpLg 可以得出实际单板压降分别为： P1=hp1L1g=0.072801.3059.81=565.978Pa P2=hptL2g=0.0613909.9539.81=547.203Pa以上所得均700pa在允许范围之内。2.3.2液沫夹带量eV的校核根据如下公式计

37、算液沫夹带量eV 值：eV=，hf1=hf2=2.5hL=2.50.06=0.15m则有：精馏段：eV1=0.07055kg液/kg气0.1kg液/kg气提馏段：eV2=0.06027kg液/kg气1.5则提馏段筛板的稳定性系数：=1.841.5以上各段均符合设计要求。设计负荷下不会产生过量漏液。2.3.4溢流液泛条件的校核为了防止液泛现象的产生，使降液管中清液层的高度HfdHd/HT+hW。乙醇-水系属一般物系，取=0.5板上不设进口堰，可由式（5-30）计算即hd1=hd2= 0.1532=0.1530.08=0.001m精馏段：Hd1=hP1+hL1+ hd1=0.072+0.0366+

38、0.00333=0.1419m （HT1+hW1）=0.5（0.35+0.05）=0.2m Hd1（HT1+hW1）提馏段：Hd2=hP2+hL2+hd2=0.0613+0.0378+0.0185=0.1176m （HT2+hW2）=0.5（0.32+0.0467）=0.18335m Hd2（HT2+hW2）因在精馏段及提馏段，所以在设计负荷下不会出现液泛现象。2.4塔板负荷性能图2.4.1漏液线把漏液线看作直线，可由两点大致确定其位置。1. hL=hw+how 精馏段：提馏段：。表2-4-1 漏液线计算结果表：设计区精馏段提馏段序号1212Ls（m3/s）0.00060.00450.0006

39、0.0045Vs（m3/s）0.25850.31830.33390.41262.4.2液沫夹带线以eV =0.1kg 液/kg气为限，求VS 关系如下：eV = ，精馏段： ， eV =0.1 从而精馏段提馏段：， eV =0.1从而提馏段表2-4-2 过量液沫夹带线计算结果表：设计区精馏段提馏段序号1212Ls（m3/s）0.00060.00450.00060.0045Vs（m3/s）1.15210.78291.03640.64532.4.3 液相负荷下限线取平直堰，堰上液层高度: 精馏段取hOW1=0.006m；提馏段取hOW2=0.006m作为液相负荷下限线的条件，取E=1.0 则精馏段:=0.006m=0.00041 m3/s 提馏段:=0.006m=0.0004 m3/s 2.4.4 液相负荷上限线液体在降液管中停留时间：精馏段取为4秒；提馏段取4秒。由式可计算得：精馏段最大液体流量：=0.002506m3/s提馏段最大液体流量：=0.002291m3/s液相负荷上限线在VSLS坐标图上，是与气体流量VS无关的垂直线。2.4.5溢流液泛线当降液管内当量清液高度时，将发生溢流液泛。hd1=； 代入整理得