化工原理浮閥塔設(shè)計(jì)

北京理工大學(xué)珠海學(xué)院 課程設(shè)計(jì)北京理工大學(xué)珠海學(xué)院課程設(shè)計(jì)任務(wù)書20112012學(xué)年第一學(xué)期學(xué)生姓名： * 專業(yè)班級(jí)： 09化工1班指導(dǎo)教師： * 工作部門： 化工與材料學(xué)院一、課程設(shè)計(jì)題目：乙醇和正丙醇物系分離系統(tǒng)的設(shè)計(jì)二、課程設(shè)計(jì)內(nèi)容（含技術(shù)指標(biāo)）1.設(shè)計(jì)條件生產(chǎn)能力：25000噸/年（每年按300天生產(chǎn)日計(jì)算）原料狀態(tài)：乙醇含量45%（wt%）；溫度：25；壓力：100kPa；泡點(diǎn)進(jìn)料；分離要求：塔頂餾出液中乙醇含量99%（wt%）；塔釜乙醇含量2%（wt%）操作壓力：100kPa其它條件：塔板類型：浮閥塔板；塔頂采用全凝器；R=1.9Rmin2.具體設(shè)計(jì)內(nèi)容和要求（1）設(shè)計(jì)工藝方案的選定（2）精餾塔的工藝計(jì)算（3）塔板和塔體的設(shè)計(jì)（4）水力學(xué)驗(yàn)算（5）塔頂全凝器的設(shè)計(jì)選型（6）塔釜再沸器的設(shè)計(jì)選型（7）進(jìn)料泵的選?。?）繪制流程圖（9）編寫設(shè)計(jì)說明書（10）答辯年處理量25000噸乙醇-正丙醇連續(xù)精餾浮閥塔設(shè)計(jì)摘 要本設(shè)計(jì)對(duì)年處理量為25000噸乙醇-正丙醇的浮閥連續(xù)精餾塔進(jìn)行了設(shè)計(jì)。通過查表得各組分物性數(shù)據(jù)后，再用試差法計(jì)算出特定組成的乙醇-正丙醇混合液的泡點(diǎn)溫度、密度、 表面張力以及粘度；用安托因方程求出相對(duì)揮發(fā)度；用最小回流比的方法求出精餾塔適宜操作回流比為3.306；通過逐板計(jì)算法用Excel快速計(jì)算出理論塔板數(shù)為18塊，并進(jìn)一步確定精餾塔的實(shí)際塔板數(shù)為36塊；分別對(duì)此精餾塔的精餾段及提餾段的塔體工藝尺寸進(jìn)行了設(shè)計(jì)，并對(duì)設(shè)計(jì)之后的浮閥板進(jìn)行了流體力學(xué)的驗(yàn)算；繪制出塔板負(fù)荷性能圖，從而得出精餾段的操作彈性為3.000，提餾段的操作彈性為2.969；并對(duì)輸送各股物流的管徑進(jìn)行了設(shè)計(jì),確定了塔頂全凝器冷卻水的用量以及塔底再沸器中加熱蒸汽的用量,結(jié)果表明，本設(shè)計(jì)合理。關(guān)鍵詞：連續(xù)精餾 浮閥精餾塔 精餾塔設(shè)計(jì) 乙醇 正丙醇V目錄北京理工大學(xué)珠海學(xué)院課程設(shè)計(jì)任務(wù)書摘 要目錄1 緒論11.1前言11.2設(shè)計(jì)任務(wù)31.3設(shè)計(jì)方案說明31.3.1設(shè)計(jì)方案的確定31.3.2 塔體工藝尺寸的計(jì)算41.3.3 塔板工藝尺寸的計(jì)算41.3.4 簡(jiǎn)易工藝流程圖52 精餾塔全塔物料衡算72.1物料衡算72.1.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的質(zhì)量分?jǐn)?shù)及摩爾分?jǐn)?shù)換算72.1.2 全塔物料衡算73 精餾段和提餾段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算93.1操作溫度計(jì)算93.2平均密度計(jì)算103.3混合液體平均表面張力計(jì)算133.4混合液體平均粘度計(jì)算143.5液體平均相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算154 理論塔板數(shù)的計(jì)算174.1最小回流比及操作回流比174.2精餾塔的氣液相負(fù)荷174.3操作線方程174.4逐板計(jì)算法求理論塔板層數(shù)184.5全塔效率和實(shí)際板層數(shù)195 塔徑計(jì)算215.1精餾段、提餾段氣液相體積流量計(jì)算215.2空塔氣速的計(jì)算225.3溢流裝置245.4塔板分布、浮閥數(shù)目與排列256 塔板流體力學(xué)計(jì)算276.1氣相通過浮閥塔板的壓降276.1.1精餾段浮閥塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算276.1.2提餾段浮閥塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算276.2淹塔（液泛）286.2.1精餾段計(jì)算286.2.2提餾段計(jì)算296.3霧沫夾帶296.3.1精餾段計(jì)算306.3.2提餾段計(jì)算306.4塔板負(fù)荷性能圖316.4.1霧沫夾帶線316.4.2液泛線326.4.3 液相負(fù)荷上限326.4.4漏液線336.4.5液相負(fù)荷下限線337 塔附件設(shè)計(jì)377.1精餾塔塔體工藝尺寸的確定377.1.1 筒體工藝尺寸的確定377.1.2 封頭工藝尺寸的確定11377.1.3 裙座工藝尺寸的確定377.1.4 塔體人孔工藝尺寸的確定377.2接管工藝尺寸的確定387.2.1進(jìn)料管387.2.2回流管397.2.3塔底出料管397.2.4塔底蒸氣出料管397.2.5塔底進(jìn)氣管408 塔總體高度的設(shè)計(jì)418.1塔的頂部空間高度418.2塔的底部空間高度418.3塔總體高度419 熱量衡算429.1塔頂冷凝器的熱量衡算429.1.1冷凝器的熱負(fù)荷429.1.2冷凝器的選擇439.2全塔熱量衡算449.2.1比熱容449.2.2塔頂上升氣體及塔頂、進(jìn)料、塔底餾出液的熱量459.2.3再沸器的熱負(fù)荷(全塔范圍列衡算式)469.2.4加熱蒸氣的用量469.2.5再沸器的選擇469.2.6冷凝水消耗量47結(jié) 語48參考文獻(xiàn)49符號(hào)說明50附錄52附錄1 浮閥孔排布圖52附錄2工藝流程圖52后 記53致 謝541 緒論1.1前言工業(yè)上，精餾是應(yīng)用最為廣泛的傳質(zhì)分離操作。精餾裝置主要由精餾塔、冷凝器和再沸器等組成。精餾塔可分為板式塔和填料塔兩大類1。板式塔內(nèi)置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層，進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱。在正常操作下，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬逐級(jí)接觸逆流操作過程2。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流而上（有時(shí)也采用并流向下）流動(dòng)，汽液兩相密切接觸進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱。在正常操作下，氣相為連續(xù)相，液相為分散相，氣相組成呈連續(xù)變化，屬微分接觸逆流操作過程。板式塔是與填料塔具有不同特點(diǎn)的氣液傳質(zhì)設(shè)備。與填料塔比較，具有效率較穩(wěn)定，檢修清理較易，液氣比適應(yīng)范圍較大的優(yōu)點(diǎn)。但它也有結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，壓降較大且耐腐性較差的缺點(diǎn)。板式塔和填料塔的性能比較3詳見表1-1。表1-1 板式塔和填料塔的性能比較項(xiàng)目板式塔填料塔壓力降壓力降一般比填料塔大壓力降小，較適合要求壓力較小的場(chǎng)合空塔氣速空塔氣速小空塔氣速大塔效率效率穩(wěn)定，大塔效率比小塔有所提高塔徑在1400mm以下效率較高，塔徑增大，效率常會(huì)下降液氣比適應(yīng)范圍較大對(duì)液體噴淋量有一定要求持液量較大較小材質(zhì)要求一般用金屬材料制作可用非金屬耐腐蝕材料安裝維修較容易較困難造價(jià)直徑大時(shí)一般比填料塔造價(jià)低直徑小于800mm，一般比板式塔便宜，直徑增大，造價(jià)顯著增加重量較輕重目前研究最為熱門的精餾塔可算是填料塔，也是取得許多成果的領(lǐng)域。規(guī)整填料及各種高效填料開發(fā)成功后，在工業(yè)上的應(yīng)用范圍逐步擴(kuò)大，打破了填料只適用于小塔的概念，而且在減壓和常壓精餾場(chǎng)合呈現(xiàn)出了取代板式塔的趨勢(shì)，尤其是在老塔的擴(kuò)充改造中。板式塔是目前最主要的精餾塔塔型，對(duì)它的研究一直長(zhǎng)盛不衰。篩板塔和浮閥塔成功取代泡罩塔是效益巨大的成果，板式塔的設(shè)計(jì)已達(dá)到較高的水平，結(jié)果比較可靠。具有各種特點(diǎn)的新型塔板的開發(fā)研究不斷展開。隨著篩板塔泡罩塔的不斷改進(jìn)， 浮閥塔產(chǎn)生了， 它結(jié)合了兩者的優(yōu)點(diǎn)有具有自己的特點(diǎn)。本設(shè)計(jì)中我們選用浮閥塔，浮閥塔具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，制造方便，塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點(diǎn)。但在設(shè)計(jì)中使用不當(dāng)，會(huì)引起閥片脫落或卡死等現(xiàn)象，使塔板效率和操作彈性下降。由于浮閥塔的上述優(yōu)點(diǎn)，且加工方便，故有關(guān)浮閥塔板的研究開發(fā)遠(yuǎn)較其他形式的塔板廣泛，是目前新型塔板研開發(fā)的主要方向。近年來與浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備，為減少對(duì)傳質(zhì)的不利影響，可將塔板的液體進(jìn)入?yún)^(qū)制突起的斜臺(tái)狀，這樣可以降低進(jìn)口 處的速度使塔板上氣流分布均勻。浮閥塔多用不銹鋼板或合金 。實(shí)際操作表明，浮閥在一定程度的漏夜?fàn)顟B(tài)下，使其操作板效率明顯下降，其操作的負(fù)荷范圍較泡罩塔窄，但設(shè)計(jì)良好的塔其操作彈性仍可達(dá)到滿意的程度。本設(shè)計(jì)是采用浮閥塔板連續(xù)精餾分離乙醇和正丙醇的混合溶液，由于浮閥塔的研究比較成熟，因此本設(shè)計(jì)的結(jié)果有較高的可信度。551.2設(shè)計(jì)任務(wù)1. 進(jìn)料組成：乙醇45%，正丙醇55%（均為質(zhì)量分率，下同）；2. 產(chǎn)品組成：餾出液中乙醇含量為99%，釜?dú)堃褐幸掖己繛?%；3. 生產(chǎn)能力：料液的處理量為25000噸/年；4. 生產(chǎn)時(shí)間：每年按300天生產(chǎn)日計(jì)算5. 操作條件 ：(1) 常壓操作(100kPa)；(2) 泡點(diǎn)進(jìn)料；(3) 間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為5kgf/cm2（絕對(duì)壓力）；(4) 冷卻水進(jìn)口溫度25，出口溫度45；(5) 設(shè)備熱損失為加熱蒸汽供熱量的10%；(6) 料液可視為理想物系。(7) 適宜回流比1.3設(shè)計(jì)方案說明1.3.1設(shè)計(jì)方案的確定1. 裝置流程的確定精餾有連續(xù)精餾和間歇精餾之分，連續(xù)精餾屬于穩(wěn)態(tài)操作，塔內(nèi)各項(xiàng)參數(shù)不隨時(shí)間變化，適合原料處理量大且需獲得組成一定的產(chǎn)品的混合物的分離；而間歇精餾為非穩(wěn)態(tài)操作。因此本設(shè)計(jì)中采用連續(xù)精餾。由于乙醇-正丙醇物系可以采用江河水或循環(huán)水作冷卻介質(zhì)，冷卻費(fèi)用較少，所以采用水作冷卻介質(zhì)。塔頂冷凝器可采用全凝器或分凝器，工業(yè)上以全凝器為主，以便準(zhǔn)確地控制回流比。塔頂分凝器對(duì)上升蒸汽有一定的增濃作用，若后續(xù)裝置使用氣態(tài)物料，宜用分凝器。由于本設(shè)計(jì)中塔頂產(chǎn)品為液態(tài)，故采用全凝器。對(duì)于小塔，回流冷凝器一般安裝在塔頂，冷凝液由重力作用回流入塔3，故本設(shè)計(jì)中將塔頂冷凝器安裝在塔頂平臺(tái)。由于乙醇-正丙醇物系性質(zhì)與水相近，故用來將原料液、釜液、產(chǎn)品液分別打入塔內(nèi)、釜液貯罐、原料貯罐的離心泵可采用清水型離心泵，本設(shè)計(jì)只是簡(jiǎn)單根據(jù)其流量來選定，所以不是很嚴(yán)謹(jǐn)。三臺(tái)離心泵的型號(hào)均為：。2. 操作壓力的選擇 蒸餾過程按操作壓力不同，分為常壓蒸餾、減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般除熱敏性物系外，凡通過常壓蒸餾能夠?qū)崿F(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的物系，都應(yīng)采用常壓蒸餾。所以本設(shè)計(jì)中的操作壓力采用常壓2。3. 進(jìn)料熱狀況的選擇精餾操作有五種進(jìn)料狀況，工業(yè)上常采用接近泡點(diǎn)的液體進(jìn)料和飽和液體進(jìn)料。這樣，進(jìn)料溫度就不受季節(jié)、氣溫變化和前道工序波動(dòng)的影響，塔的操作就比較容易控制。而且，精餾段和提餾段的上升蒸汽量相近，塔徑可以相同，設(shè)計(jì)制造也比較方便。又因?yàn)橐掖?正丙醇為一般物系，所以本設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料。4. 塔釜料液的加熱方式的選擇精餾塔通常設(shè)置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供足夠的能量。故本設(shè)計(jì)采用再沸器加熱塔釜料液。5. 回流比的選擇設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用之和為最低時(shí)所對(duì)應(yīng)的回流比為適宜回流比。要得到經(jīng)濟(jì)上合適的回流比, 必須進(jìn)行詳盡的經(jīng)濟(jì)衡算和最優(yōu)化設(shè)計(jì)。通常在設(shè)計(jì)過程中只作定性考慮，由此選用的回流比隨意性很大, 往往選取的不一定是合適的回流比。因此本設(shè)計(jì)中使用設(shè)計(jì)任務(wù)書中給出的適宜回流比，這樣本設(shè)計(jì)中所選用的適宜回流比是比較合理的。1.3.2 塔體工藝尺寸的計(jì)算因?yàn)橐掖?正丙醇可視為理想物系，故塔的平均相對(duì)揮發(fā)度的確定可運(yùn)用安托因方程和拉烏爾定律，采用試差法，用Excel快速、準(zhǔn)確地計(jì)算出特定組成下的相對(duì)揮發(fā)度，從而可以計(jì)算出全塔的平均相對(duì)揮發(fā)度。也因?yàn)橐掖?正丙醇可視為理想物系，所以可以采用逐板計(jì)算法，運(yùn)用Excel快速地計(jì)算出理論塔板數(shù)以及進(jìn)料板的位置。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)公式確定總板效率，從而可求出實(shí)際塔板數(shù)，并求出塔的有效高度。依據(jù)課程設(shè)計(jì)任務(wù)書的要求，通過相關(guān)經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算及圖表查取數(shù)據(jù)，取適宜的塔板間距算出塔徑。之后再根據(jù)相關(guān)參考書上的經(jīng)驗(yàn)值選取各物流的適宜流速，計(jì)算出各管徑的大小。由于物系不具有腐蝕性且在低的壓力下操作，故選用低壓流體輸送用焊接鋼管或普通熱軋無縫鋼管，查管徑規(guī)格，選取各管管徑。1.3.3 塔板工藝尺寸的計(jì)算 塔板工藝尺寸的計(jì)算包括溢流裝置的設(shè)計(jì)和塔板的設(shè)計(jì)。溢流裝置包括溢流堰、降液管和受液盤等幾部分，其結(jié)構(gòu)和尺寸對(duì)塔的性能有著重要的影響。在計(jì)算時(shí)，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)參數(shù)及相關(guān)公式計(jì)算出堰長(zhǎng)，堰高、降液管底隙高度等相關(guān)數(shù)據(jù)，然后根據(jù)計(jì)算結(jié)果選擇裝置。再進(jìn)行塔板設(shè)計(jì)，計(jì)算完后進(jìn)行核算，如不合理則反復(fù)調(diào)試至設(shè)計(jì)合理。1.3.4 簡(jiǎn)易工藝流程圖1. 原料液的走向如圖1-1所示。再沸器 精餾塔 泡點(diǎn)進(jìn)料 全凝器圖1-1精餾工藝流程圖注： F為進(jìn)料液物流，組成為xF ；D為塔頂餾出液物流，組成為xD； W為塔底釜液物流，組成為xW。2. 全凝器內(nèi)物流的走向如圖1-2所示。塔頂蒸汽 冷卻水 冷卻水 塔頂冷凝液 圖1-2 全凝器物流流程圖注：全凝器內(nèi)物料走殼程，冷卻水走管程；3. 再沸器內(nèi)物流的走向如圖1-3所示。加熱蒸汽 物料 物料 加熱蒸汽 圖1-3 再沸器物流流程圖注：再沸器內(nèi)加熱蒸汽走殼程，物料走管程；浮閥塔的主要設(shè)計(jì)如表1-2所示。表1-2 浮閥塔主要設(shè)計(jì)條件項(xiàng)目工作方式操作壓力加料方式適宜回流比冷凝器冷凝介質(zhì)板式塔離心泵選取連續(xù)精餾常壓(100kPa)間接蒸汽全凝器自來水浮閥塔2 精餾塔全塔物料衡算2.1物料衡算2.1.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的質(zhì)量分?jǐn)?shù)及摩爾分?jǐn)?shù)換算乙醇的摩爾質(zhì)量 正丙醇的摩爾質(zhì)量 F：進(jìn)料量（Kmol/s） : 原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）D：塔頂產(chǎn)品流量（Kmol/s） : 塔頂組成W：塔底殘液流量（Kmol/s） : 塔底組成 (質(zhì)量分?jǐn)?shù),左同)原料乙醇組成：塔頂組成：塔底組成：2.1.2 全塔物料衡算年處理量為25000噸/年，按300天生產(chǎn)日計(jì)算，則：進(jìn)料量：=65.88kmol/s總塔物料衡算式： (2-1)乙醇物料衡算式： (2-2)即： 聯(lián)立解得： D=0.0093kmol/s=33.48kmol/hW=0.0090kmol/s=32.4kmol/s物料衡算結(jié)果如表2-1所示表2-1 物料衡算表摩爾分?jǐn)?shù) %51.6399.232.59摩爾流量 kmol/sF0.0183D0.0093W0.00903 精餾段和提餾段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算3.1操作溫度計(jì)算表3-1常壓下乙醇-正丙醇?xì)?液平衡組成（摩爾）與溫度關(guān)系溫度 t/液相組成 x氣相組成 y溫度 t/液相組成 x氣相組成 y97.600084.980.5460.71193.850.1260.24084.130.6000.76092.660.1880.31883.060.6630.79991.600.2100.34980.500.8840.91488.320.3580.55078.381.01.086.250.4610.650利用上表中的數(shù)據(jù)由插值法可求得、。：， =85.42：， =78.49：， =96.83精餾段平均溫度：提餾段平均溫度：計(jì)算結(jié)果如表2-2所示表3-2進(jìn)料、塔頂、塔底溫度及精餾段和提餾段平均溫度表狀態(tài)溫度 85.4278.4996.8381.9691.133.2平均密度計(jì)算已知：混合液密度：（為質(zhì)量分?jǐn)?shù)，為平均相對(duì)分子質(zhì)量） （3-1）混合氣密度： （3-2）塔頂溫度：=78.49氣相組成: ， =99.43%進(jìn)料溫度：=85.42氣相組成: ， =68.99%塔底溫度：=96.83氣相組成: ， =4.93%（1）精餾段液相組成:，=75.43%氣相組成:，=84.21%所以 （2）提餾段液相組成:，=27.11%氣相組成:，=36.96%所以 由下表表3-3不同溫度下乙醇和正丙醇的密度溫度/708090100110乙醇(kg/m)754.2742.3730.1717.4704.3正丙醇(kg/m)759.6748.7737.5726.1714.2求得在、下的乙醇和正丙醇的密度（單位：kg/m）=85.42 , ， ， ， =78.49 , ， , , =96.83 , , , ， 所以 表3-4精餾段和提餾段中下降及上升氣體和液體的平均密度及平均摩爾質(zhì)量表密度kg/m741.83734.521.661.83摩爾質(zhì)量kg/kmol49.4456.2148.2154.833.3混合液體平均表面張力計(jì)算非水溶液混合液的表面張力可用下列公式計(jì)算 （3-3）表3-5不同溫度下乙醇和正丙醇的表面張力T/6080100乙醇/mN/m20.2518.2816.29水 /mN/m21.2719.4017.50由上表求得在、下的乙醇和正丙醇的表面張力（下列各式中A、B分別指乙醇及正丙醇）乙醇的表面張力： , , , , , , 精餾段的平均表面張力為：提餾段的平均表面張力為：3.4混合液體平均粘度計(jì)算表3-6不同溫度下乙醇和正丙醇的粘度溫度T/6080100乙醇/mPas0.6010.4950.361正丙醇/mPas0.8990.6190.444利用上表數(shù)據(jù)由插值法可求得， , , , 3.5液體平均相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算由溫度-飽和蒸氣壓關(guān)系式（安托因方程12）及烏拉爾定律12可求得相對(duì)揮發(fā)度。 乙醇： (3-4) 正丙醇： (3-5) 相對(duì)揮發(fā)度： (3-6) 求得各條件下的相對(duì)揮發(fā)度 , , , , , , 精餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度：提餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度：總塔平均相對(duì)揮發(fā)度：液體平均表面張力、粘度、相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算結(jié)果見表3-7表3-7 液體平均表面張力、粘度及相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算結(jié)果項(xiàng) 目符 號(hào)單 位計(jì) 算 數(shù) 據(jù)精餾段提餾段液體平均表面張力mNm-118.4118.08液體粘度mPas0.5110.494相對(duì)揮發(fā)度/2.11292.05834 理論塔板數(shù)的計(jì)算理論板：指離開此板的氣液兩相平衡，而且塔板上液相組成均勻。理論板的計(jì)算方法：可采用逐板計(jì)算法、圖解法，在本次實(shí)驗(yàn)設(shè)計(jì)中采用逐板計(jì)算法。4.1最小回流比及操作回流比 由最小回流比的公式： (4-1)求得： 所以， 4.2精餾塔的氣液相負(fù)荷 泡點(diǎn)（飽和液體）進(jìn)料： 精餾段回流流量： 精餾段上升蒸汽量： 提餾段回流流量： 提餾段上升蒸汽量：4.3操作線方程 精餾段的操作線方程為：精餾段的氣液平衡方程為：提餾段的操作線方程為： 提餾段的氣液平衡方程為：4.4逐板計(jì)算法求理論塔板層數(shù)根據(jù)上一節(jié)的精餾段和提餾段的操作線及氣液平衡方程采用逐板計(jì)算法，運(yùn)用Excel快捷、準(zhǔn)確地計(jì)算出理論塔板數(shù)。其Excel表格設(shè)計(jì)原理如下：精餾段理論塔板數(shù)的計(jì)算（交替使用氣液平衡方程和精餾段操作線方程）：計(jì)算到則進(jìn)料板為第n-1塊。 提餾段理論塔板數(shù)的計(jì)算（交替使用氣液平衡方程和提餾段操作線方程）：計(jì)算到則理論塔板數(shù)為N塊。 有Excel計(jì)算結(jié)果見表3-1表4-1逐板法計(jì)算理論塔板數(shù)結(jié)果編號(hào)xy10.98390.992320.97050.985830.94970.975540.91830.959650.87270.935460.81070.900570.73290.852980.64470.793190.55560.7254100.47550.6570編號(hào)xy110.39820.5766120.31130.4819130.22610.3755140.15300.2711150.09730.1817160.05850.1134170.03310.0659180.01720.0347由計(jì)算結(jié)果可知：全塔理論板層數(shù)為18塊（包括再沸器），其中第10塊板為進(jìn)料板，精餾段塔板數(shù)為9塊，提餾段塔板數(shù)為9塊。4.5全塔效率和實(shí)際板層數(shù)根據(jù)奧康奈爾經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)公式6計(jì)算全塔效率，該公式的使用范圍為 (4-2) 式中, 全塔效率； 進(jìn)料液在進(jìn)料板與塔頂或塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度； 進(jìn)料液在進(jìn)料板與塔頂或塔底平均溫度下的粘度，mPas。 (4-3)式中， 實(shí)際塔板數(shù) 理論塔板數(shù) 1.在精餾段中：； 因此， ； 2.在提餾段中：； 因此， 所以，全塔所需實(shí)際塔板數(shù)： 全塔效率： 加料板位置在第：5 塔徑計(jì)算5.1精餾段、提餾段氣液相體積流量計(jì)算 已知： ， ， ， 1.精餾段：質(zhì)量流量： 體積流量： 2.提餾段： 已知： ， ， ， 質(zhì)量流量： 體積流量： 體積流率計(jì)算結(jié)果見表5-1表5-1 體積流率計(jì)算結(jié)果項(xiàng) 目符 號(hào)單 位計(jì) 算 數(shù) 據(jù)精餾段提餾段體積流率氣相1.1611.198液相5.2空塔氣速的計(jì)算由 ，安全系數(shù)=0.60.8，,式中C可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出。 1.精餾段： 橫坐標(biāo)數(shù)值：取板間距：；板上液層高度：；則 查化工原理下冊(cè)P158史密斯圖得所以 取安全系數(shù)為0.7， 圓整：，橫截面積：空塔氣速： 2.提餾段：橫坐標(biāo)數(shù)值：取板間距：；板上液層高度：；則 查化工原理下冊(cè)P158史密斯圖得所以 取安全系數(shù)為0.7， 圓整：，橫截面積：空塔氣速： 塔徑及空速等的計(jì)算結(jié)果見表5-2 表5-2 塔徑及空塔氣速等計(jì)算結(jié)果項(xiàng) 目符 號(hào)單 位計(jì) 算 數(shù) 據(jù)精餾段提餾段塔截面積1.131.13圓整后的塔徑1.201.20實(shí)際空塔氣速1.0271.0605.3溢流裝置 1.堰長(zhǎng) 取 出口堰高：本設(shè)計(jì)采用平直堰，堰上液高度按下式計(jì)算 (近似去E=1) （5-1）精餾段： 提餾段： 2.弓形降液管的寬度和截面已知，通過查化工原理下冊(cè)P163圖3-2得，,則：，驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間：精餾段：提餾段：停留時(shí)間，故降液管可以使用3.降液管底隙高度精餾段： 取降液管底隙的流速，則，取提餾段：取降液管底隙的流速，則，取5.4塔板分布、浮閥數(shù)目與排列1.塔板分布本設(shè)計(jì)塔徑D=1.2m，采用分塊式塔板，塔板分3塊，以便通過人孔裝拆塔板。2.浮閥數(shù)目與排列取浮閥的直徑為39mm。精餾段：取閥孔動(dòng)能因子,則孔速為：每層塔板上浮閥數(shù)目為： 取邊緣區(qū)寬度,破沫區(qū)寬度計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即： (4-2)其中 所以 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距。則排間距： 因?yàn)樗闹睆捷^大，采用的是分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用92mm，而應(yīng)小些，故，按， ，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)為124個(gè)。 按N=124重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因子 閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在913范圍內(nèi)。塔板開孔率提餾段：取閥孔動(dòng)能因子,則孔速為：每層塔板上浮閥數(shù)目為： 按，估算排間距： 取，排得閥數(shù)為124個(gè)。 按N=124重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因子 閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在913范圍內(nèi)。塔板開孔率 6 塔板流體力學(xué)計(jì)算6.1氣相通過浮閥塔板的壓降 可根據(jù)下式計(jì)算塔板壓降： （6-1） （6-2）6.1.1精餾段浮閥塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算1. 干板阻力 因，故2. 板上充氣液層阻力取，則3. 液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計(jì)，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋?6.1.2提餾段浮閥塔板的流體力