1、 化工原理课程设计任务书设计题目：乙醇水连续精馏塔的设计班级：化工131姓名：学号：指导老师：毛桃嫣目录前言.4设计任务书5第一章 设计方案简介.61.1 概念.61.1.1塔设备简介.61.1.2板式塔简介.61.2 设计方案.71.2.1塔类型的选用.71.2.2 操作压力.81.2.3进料状态.81.2.4 加热方式.81.2.5 回流比.81.2.6 冷却方式.81.2.7 工艺流程图.8第二章 工艺计算.92.1 精馏塔全塔物料衡算.92.2 常压下乙醇水气、液平衡组成与温度.102.3求最小回流比和操作回流比.112.4 求精馏塔的气、液相负荷122.5精馏段操作线方程.132.6
2、提馏段操作线方程.132.7图解法求理论板层数.132.8实际塔板数的求取.132.9冷凝器热负荷和冷却水消耗量.14第三章 主要工艺尺寸的计算143.1 操作压力.143.2 操作温度的计算.153.3 平均摩尔质量计算.153.4 密度.163.5 混合液体表面张力.173.6 混合物的黏度.193.7 相对挥发度.203.8 塔径计算.203.9 溢流装置.223.10 弓形降液管的宽度和横截面积233.11 降液管底隙高度243.12 塔板布置及浮阀数目与排列253.13 气体通过复发踏板的压降283.14 淹塔303.15 物沫夹带313.16 塔的负荷性能图33第四章 精馏塔的结构
3、设计404.1 接管.404.2 筒体与封头.434.3 除沫器.454.4 裙座.464.5 人孔.474.6 吊柱.474.7 塔总体高度设计.49第五章 辅助设备的选型和计算515.1 冷凝器1.515.2 冷凝器2.515.3 热量衡算.52第六章 设计结果一览表54参考文献.57结束语.58附录.59前言课程设计是课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性、学习化工设计基本知识的初次尝试。通过课程设计，要求学生能综合利用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步
4、训练。通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高责任感的工作作风。课程设计是增强工程观念，培养提高学生独立工作能力的有益实践。本设计采用连续精馏分离乙醇水二元混合物的方法。连续精馏塔在常压下操作，被分离的乙醇水二元混合物由连续精馏塔中部进入塔内，以一定的回流比由连续精馏塔的塔顶采出含量合格的乙醇，由塔底采出水。在设计过程中应考虑到设计的精馏塔应具有较大的生产能力，并且满足工艺要求，另外还要节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方
5、面影响到冷却水用量，另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此，设计是否合理关系到生产过程的经济问题。化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存、运输、加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本设计是针对工业生产中的乙醇水溶液这一二元物质中进行乙醇的提纯精馏方案，根据给出的原料性质及组成、产品性质及组成，对精馏塔进行设计和物料衡算。通过设计核算及试差等计算初步确定精馏塔的进料、塔顶、塔底操作条件及物料组成。同时对精馏的
6、基本结构包括塔的主要尺寸进行了计算和选型，对塔顶冷凝器、塔底再沸器、相关管道尺寸及储罐等进行了计算和选型。在计算设计过程中参考了有关的资料。为精馏塔的设计计算提供了技术支持和保证。通过对精馏塔进行设计和物料衡算等方面的计算，进一步加深了对化工原理、石油加工单元过程原理等的理解深度，开阔了视野，提高了计算、绘图、计算机的使用等方面的知识和能力。设计任务书一、 设计任务：试设计一连续浮阀精馏塔以分离乙醇水混合物。具体工艺参数如下：1、生产能力：原料处理量 105000吨/年 乙醇产品。 2、原料液中含乙醇 24 %（质量），其余为水。3、产品要求：馏出液中的乙醇含量为 93 %（质量）。 釜液中的
7、乙醇含量不高于 1 %（质量）。 设备的年运行时间平均为300天(7200小时）。二、设计条件：1、加热方式：直接蒸汽加热，蒸汽压力为 1.02.0kg/cm2。2、操作压力：常压。3、进料状况： 冷液进料 。4、冷却水进口温度： 30 ，出口温度 50 。5、塔板形式：浮阀塔板。三、应完成的工作量：1、确定全套精馏装置的流程，绘制工艺流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置。2、精馏塔的工艺设计，塔的结构尺寸设计。3、辅助装置的设计和选型；估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量。4、编写设计说明书一份。5、绘制精馏塔的装配图一张（一号图纸）。1.设计方案简介
8、1.1 概念1.1.1 塔设备简介具有一定形状（截面大多是圆形）、一定容积、内外装置一定附件的容器。塔设备是石油、化工、医药、轻工等生产中的重要设备之一，在塔设备内可进行气液或液液两相间的充分接触，实施相间传质，因此在生产过程中常用塔设备进行精馏、吸收、解吸、气体的增湿及冷却等单元操作过程。一类塔形的化工设备。用以使气体与液体、气体与固体、液体与液体或液体与固体密切接触，并促进其相互作用，以完成化学工业中热量传递和质量传递过程。所采用材料必须对被处理的物料具有耐腐蚀性能。并按其所能承受的压力进行设计。根据其结构可分为板式塔和填料塔二类。常用的有泡罩塔、填料塔、筛板塔、淋降板塔、浮阀塔、凯特尔塔
9、、槽形塔（S型塔）、舌型塔、穿流栅板塔、转盘塔以及导向筛板塔等。应用于蒸馏、吸收、萃取、吸附等操作。1.1.2 板式塔简介板式塔是一类用于气液或液液系统的分级接触传质设备，由圆筒形塔体和按一定间距水平装置在塔内的若干塔板组成。广泛应用于精馏和吸收，有些类型（如筛板塔）也用于萃取，还可作为反应器用于气液相反应过程。操作时（以气液系统为例），液体在重力作用下，自上而下依次流过各层塔板，至塔底排出；气体在压力差推动下，自下而上依次穿过各层塔板，至塔顶排出。每块塔板上保持着一定深度的液层，气体通过塔板分散到液层中去，进行相际接触传质。（1）泡罩塔通常用来使蒸气（或气体）与液体密切接触以促进其相互间的传
10、质作用。塔内装有多层水平塔板，板上有若干个供蒸气（或气体）通过的短管，其上各覆盖底缘有齿缝或小槽的泡罩，并装有溢流管。操作时，液体由塔的上部连续进入，经溢流管逐板下降，并在各板上积存液层，形成液封；蒸汽（或气体）则由塔底进入，经由泡罩底缘上的齿缝或小槽分散成为小气泡，与液体充分接触，并穿过液层而达液面，然后升入上一层塔板。短管装在塔内的，称内溢流式；也有装在塔外的，称外溢流式。泡罩塔广泛用于精馏和气体吸收。泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，它主要由升气管及泡罩构成。泡罩安装在升气管的顶部，分圆形和条形两种，以前者使用较广。泡罩有f80、f100、f150mm三种尺寸，可根据塔径的大小选择。泡罩的
11、下部周边开有很多齿缝，齿缝一般为三角形、矩形或梯形。泡罩在塔板上为正三角形排列。操作时，液体横向流过塔板，靠溢流堰保持板上有一定厚度的液层，齿缝浸没于液层之中而形成液封。升气管的顶部应高于泡罩齿缝的上沿，以防止液体从中漏下。上升气体通过齿缝进入液层时，被分散成许多细小的气泡或流股，在板上形成鼓泡层，为气液两相的传热和传质提供大量的界面。泡罩塔板的优点是操作弹性较大，塔板不易堵塞；缺点是结构复杂、造价高，板上液层厚，塔板压降大，生产能力及板效率较低。泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所取代，在新建塔设备中已很少采用。（2）浮阀塔浮阀塔是开发的一种新塔型，广泛应用于精馏、吸收和解吸等过程，其特点是在每
12、个筛孔处安装一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时，阀片被顶起上升，空速低时，阀片因自身重而下降。阀片升降位置随气流量大小自动调节，从而使进入液层的气速基本稳定。又因气体在阀片下侧水平方向进入液层，既减少液沫夹带量，又延长气液接触时间。浮阀塔，一种板式塔，用于气液传质过程中。浮阀的阀片可以浮动，随着气体负荷的变化而调节其开启度，因此，浮阀塔的操作弹性大，特别是在低负荷时，仍能保持正常操作。浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力较大。塔结构简单，制造费用便宜，并能适应常用的物料状况，是化工、炼油行业中使用最广泛的塔型之一。在分离稳定同位素时采用在克服
13、泡罩塔缺陷的基础上发展起鼓泡式接触装置。浮阀塔有活动泡罩、圆盘浮阀、重盘浮阀和条形浮阀四种形式。浮阀主要有V型和T型两种，特点是：生产能力比泡罩塔约大20%40%；气体两个极限负荷比为56，操作弹性大；板效率比泡罩塔高10%15%；雾沫夹带少，液面梯度小；结构难于泡罩塔与筛板塔之间；对物料的适应性较好等，通量大、放大效应小，常用于初浓段的重水生产过程。（3）筛板塔扎板塔的一种，内装若干层水平塔板，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
14、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。在工业上实际应用的筛板塔中，两相接触不是泡沫状态就是喷射状态，很少采用鼓泡接触状态的。1.2 设计方案1.2.1 塔类型的选用本次设计方案的任务是设计一种精馏塔，来实现分离乙醇水混合物。应老师的要求，此次设计选用浮阀塔。浮阀塔是
15、开发的一种新塔型，广泛应用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触，浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节开度。1.2.2 操作压力精馏可在常压、加压或减压下进行，用哪种方式是通过处理的物料的性质及技术上的可行性和经济上的和理性来综合考虑确定的。本次设计方案采用的操作压力是：常压。1.2.3 进料状态进入精馏塔的原料液可能有5种热状况，由于不同的进料状态，上升到精馏段的蒸汽量和下降到提馏段的液体量会发生变化。本次设计方案采用的进料状态是：冷液进料。1.2.4 加热方式直接蒸汽加热可利用压力较低的蒸汽加
16、热，而且能节省费用。本次设计方案选用的是：直接蒸汽加热，蒸汽压力为 1.02.0kg/cm2。1.2.5 回流比回流比的上限为全回流时的回流比，下限就是最小回流比。在实际生产中，全回流情况下，虽然所需的理论板数为最少，但是得不到产品，若在最小回流比下工作，所需的理论板数则是无限大。因此，我们应通过经济衡算来在两个极值之间选择一个适宜的回流比来进行操作。1.2.6 冷却方式本次设计采用常温水进行冷却，冷却水进口温度：30，出口温度自定。1.2.7 工艺流程图2.工艺计算 已知：原料处理量105000吨/年乙醇产品； 原料液中含乙醇有24%（质量），其余为水； 设备的年运行时间平均为7200h；
17、馏出液中的乙醇含量为93%（质量）； 釜液中的乙醇含量不高于1%（质量）； 回流比R自选； 进料状况：冷液进料 q1； 操作压力：常压(101.3KPa) ； 加热方式：直接蒸汽加热，蒸汽压力为 1.02.0kg/cm2； 冷却水进口温度：30，出口温度自定。2.1 精馏塔全塔物料衡算F：原料液流量（kmol/s） XF：原料组成（mol%）D：塔顶产品流量（kmol/s） XD：塔顶组成（mol%）W：塔底产品流量（kmol/s） XW：塔底组成（mol%）原料乙醇组成：XF=11%塔顶组成：XD=84%塔底组成：XW=0.394%进料量：F=105000吨/年=0.1922（kmol/s）
18、=691.92（kmol/h）物料衡算式：F=D+W F XF=D XD+W XW联立代入求解：D=0.0244（kmol/s）=87.84（kmol/h） W=0.1678（kmol/s）=604.08（kmol/h）2.2常压下乙醇水气、液平衡组成与温度关系（如图所示）温度/液相气相温度/液相气相温度/液相气相1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.91782.326.0855.878.7467.6373.85897.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.15
19、89.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.6484.116.6150.8979.751.9865.99（1） 温度利用图表中的数据由拉格朗日插值可求得tF tD tWtF:= tF=85.44tD:= tD=78.25tW:= tW=99.07精馏段平均温度：=81.85提馏段平均温度：=92.262.3求最小回流比和操作回流比a.最小回流比采用作图法求最小回流比。因为是冷液体进料，指定原料液温度为30，由平衡数据使用插值法可得原料液的泡点温度是85.44。由表查得乙醇的汽化热为825.941kJ/,水的汽化热是357.810kJ/。故原料液的汽化热是进料温度为3
20、0，泡点温度是85.44，故平均温度为由附录查得57.72时，乙醇的比热容为2.853kJ/kgK,水的比热容为4.185kJ/kgK，故原料液的平均比热容为则进料热状况为则q线方程为：乙醇和水的汽化热和热容表温度乙醇水汽化热热容汽化热热容kJ/kgkJ/kg.KkJ/kgkJ/kg.K0985.292.2304.21210969.662.342.044.19120953.212.3883.94.18330936.032.46125.694.17440918.122.55167.514.17450899.312.65209.34.17460879.772.76251.124.17870859.
21、322.88292.994.18780838.053.01334.944.19590815.793.14376.984.208100792.523.29419.14.2200.100.200.300.400.50.60.70.80.91.00.100.200.300.400.500.600.700.800.901.0故最小回流比为：=1.54b. 实际回流比在实际操作中，常取最小回流比的（1.12.0）倍作为实际回流比，在本设计系统中，当回流比最小时，塔板数为无穷大，故设备费为无穷大。当R稍大于时，塔板数便从无穷多锐减到某一值，塔的设备费随之锐减。当R继续增加时，塔板数固然仍随之减少，但已较缓
22、慢。另一方面，由于R的增加，上升蒸汽量随之增加，从而使塔径、蒸馏釜、冷凝器等尺寸相应增大，故R增加到某一数值以后，设备费又回升。取R=1.7 =1.7*1.54=2.6182.4求精馏塔的气、液相负荷由于进料方式为冷液进料进料，故：2.5精馏段操作线方程为2.6提馏段操作线方程为2.7图解法求理论板层数 采用如图解法求理论板层数00.100.200.300.400.50.60.70.80.91.00.100.200.300.400.500.600.700.800.901.0求解结果为：总理论板层数NT=19，其中NT，精=15，NT，提=4，进料板位置NF=162.8实际塔板数的求取(1)精馏
23、段=3.44，=0.3738（mpa*s）精馏段实际板层数 N精=15/0.4607=32，同理：提馏段实际板层数 N提=4/0.39=10总实际板数 NP=N精+N提=32+10=42实际进料板为第33块板。全塔效率：2.9 全冷凝器热负荷和冷却水消耗量因塔顶溜出液几乎为纯乙醇，故其焓可按纯乙醇进行计算，tD=78.25,=841.71kJ/mol冷凝器的热负荷 设冷却水进、出冷凝器温度为30和50冷却水消耗量为：3.主要工艺尺寸的计算3.1 操作压力塔顶操作压力 (常压)每层塔板压降 进料板压力 塔底压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力 3.2操作温度的计算 进料板温度：=85.44 塔顶
24、温度： 塔釜温度： 精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 全塔平均温度： 3.3 平均摩尔质量计算塔顶的液相组成 塔顶的气相组成 则 =0.84*46+（1-0.84）*18=41.52kg/kmol 进料板液相组成 进料板气相组成 则 塔底液相组成 塔底气相组成 则 精馏段的平均摩尔质量提馏段的平均摩尔质量3.4 密度混合液密度：=混合气密度： 精馏段：=81.85液相组成： =27.47%气相组成： =56.61%所以 =46*0.2747+18*（1-0.2747）=25.69（kg/kmol） =46*0.5661+18*（1-0.5661）=33.85（kg/kmol） 提馏段：=92
25、.26液相组成： =4.55%气相组成： =27.92%所以=46*0.0455+18*（1-0.0455）=19.27（kg/kmol） =46*0.2792+18*（1-0.2792）=25.49（kg/kmol）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。=81.85， =733.82（kg/） ， =970.62（kg/）同理：=92.26，=722.19（kg/） =964.04（kg/）在精馏段：液相密度： = =796.60（kg/）气相密度：（kg/）在提
26、馏段：液相密度： = =908.18（kg/）气相密度：=25.49*=0.851（kg/）3.5混合液体表面张力下式中表w、o、s分别代表水、有机物及表面部分，、指主体部分的分子数，、为主体部分的分子体积，、为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q=2。精馏段=81.85乙醇和水不同温度下的表面张力温度/708090100乙醇表面张力/mN/m1817.1516.215.2水表面张力/mN/m64.362.660.758.8（）=（）乙醇表面张力：， =17.260水表面张力：， =62.249因为=0.2747，所以=1-0.2747=0.7253B=（）=0.90=-0.046Q=0.441*
27、 =0.441*（）*（）=-0.987A=B+Q=-0.046-0.987=-1.03联立方程组A=， 代入求得：= 0.262 ，=0.738 =0.262*62.249+0.738*17.26=2.24, =25.18提馏段=92.26（）54.05（）乙醇表面张力：，解得=15.974水表面张力：，解得=60.2718.84因为=0.0455，所以=1-0.0455=0.9545B=（）=8.84=0.95Q=0.441*)=-0.790A= B+ Q=0.95-0.790=0.160联立方程组A=（），代入求得：= 0.679 ，=0.321 =41.213.6 混合物的黏度=81.
28、85，查表得=0.3491（mpa*s），=0.4389（mpa*s）=92.26，查表得=0.3091（mpa*s），=0.385（mpa*s）精馏段黏度：=x+（1- x） =0.4389*0.2747+0.3491*（1-0.2747）=0.3738（mpa*s）提馏段黏度：=x+（1- x） =0.385*0.0455+0.3091*（1-0.0455）=0.3126（mpa*s）3.7相对挥发度精馏段挥发度：由x=0.2747，=0.5661得=0.7253，=0.4339所以 提馏段挥发度：x=0.0455，=0.2792得=0.9545，=0.72083.8塔径计算可依据流量公式
29、： 式中 塔径，m 气体体积流量，m3/s 空塔气速，m/s。表观空塔气相速度（按全塔截面计）按下式进行计算： 安全系数（0.60.8）。安全系数的选取与分离物系的发泡程度密切相关。对于不发泡的物系，可取较高的安全系数，对于直径较小及减压操作的以及严重起泡的物系，应取较低的安全系数。其中， 其中（为液相密度，为气相密度，kg/m3 C为负荷因子，为极限空塔气速，m/s）。C值可由Smith关联图查得：在关联图中，横坐标为；参数反映了液滴沉降空间高度对负荷因子的影响（为板间距，为板上液层高度） 图4-1-Smith关联图（1） 精馏段由u=(0.6-0.8)* ,式中C可由史密斯关联图查出；横坐
30、标数值：取板间距：HT=0.45m，=0.07m，则HT-=0.38（m）查图可知,=0.079*=2.069（m/s）（m/s）横截面积：，空塔气速（2） 提馏段横坐标数值：0.045HT=0.45m，=0.07m，则HT-=0.38（m）查图可知,=0.092*=3.00（m/s）（m/s）圆整：，横截面积：空塔气速3.9溢流装置溢流装置包括降液管、溢流堰、受液盘等几个部分，它们都是液体的通道，其结构和尺寸对塔的性能有着非常重要的影响，因此它的设计就显得极为重要。堰长根据液体负荷和溢流型式而定。对单溢流，一般取为（0.60.8）D,其中D为塔径。板上液层高度为堰高与堰上液层高度之和，即：
31、=+式中板上液层高度，m堰高，m堰上液层高度，m。堰高则由板上液层高度及堰上液层高度而定。（1） 堰长=0.65D=0.651.8=1.17出口堰高：本次设计采用平直堰，堰上液高度按下式计算：m ， 近似取E=1 精馏段=9.76*10-3-=0.07-9.76*10-3=0.060（m） 提馏段=0.0226（m）-=0.07-0.0226=0.0474（m）3.10 弓形降液管的宽度和横截面积弓形降液管的宽度及截面积可根据堰长与塔径之比查图来求算。实际上，在塔径D和板间距一定的条件下，确定了溢流堰长，就已固定了弓形降液管的尺寸。降液管的截面积应保证液体在降液管内有足够的停留时间，使溢流液体
32、中夹带的气泡能来得及分离。为此液体在降液管内的停留时间不应小于35s，对于高压下操作的塔及易起泡沫的系统，停留时间应更长些。因此，在求得降液管截面积之后，应按下式验算降液管内液体的停留时间，即：D=1800mm， ，查得：0.124 ，0.0721则 验算降液管内停留时间：精馏段：=提馏段：=停留时间5，故降液管可用。3.11 降液管底隙高度h0降液管下端与受液盘之间的距离称为底隙，以表示。降液管中的液体是经底隙和堰长构成的长方形截面流至下块塔板的，为减小液体阻力和考虑到固体杂质可能在底隙处沉积，所以不可过小。但若过大，气体又可能通过底隙窜入降液管，故一般底隙应小于溢流堰高，以保证形成一定的液
33、封，一般不应低于6mm，即。按下式计算： （1.9）式中，液体通过降液管底隙时的流速，m/s。根据经验，一般取。降液管底隙高度一般不宜小于2025mm。为简便起见，有时运用式子= -0.006 来确定 精馏段：取降液管底隙的流速则 提馏段：取降液管底隙的流速则因为不小于20mm，故满足要求。3.12塔板布置及浮阀数目与排列（1）塔板分布本设计塔径D=1.8m，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。（2）浮阀数目与排列精馏段：取浮阀动能因子=12，则孔速为： =10.34（m/s）每层塔板上浮阀数目为：（采用F1型浮阀）取边缘区宽度为0.06m，安定区宽度可取为0.10m鼓泡区为气液接触有效区，
34、其面积（单流型）按下式计算： 其中：=0.84（m）=0.577（m）所以，求得浮阀个数后，应在草图上进行试排列。阀孔一般按正三角形排列，常用的中心距有75、100、125、150（mm）等几种，它又分顺排和叉排两种，通常认为错排时的接触情况较好，采用较多。对于大塔，当采用分块式结构时，不便于错排，但本课程设计的塔径为1.8m，相对较小，所以选用错排。选用阀孔也可按等腰三角形排列，此时多固定底边尺寸B，例如B为70、75、80、90、100、110（mm）等。如果塔内气相流量变化范围较大，可采用排轻浮阀一排重浮阀相间排列，以提高塔的操作弹性。对于整块式塔板，多采用正三角形错排，孔心距t为751
35、25mm。对于分块式塔板，宜采用等腰三角形错排，此时常把同一横排的阀孔中心距，定为75mm，而相邻两排间的阀孔中心距可取为65mm，80mm，100mm等几种尺寸。故在本次课程设计中，采用等腰三角形叉排。浮阀排列采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距，则可按下式估算间距，即：排间距：由于塔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此，排间距应比计算的要小一些，故取为：。按, ，用AutoCAD画图，得阀数249个。按N=重新核算孔速及阀孔动能因数：10.68m/s阀孔动能因数变化不大，仍在9-13范围内。塔板开孔率=提馏段取浮阀动能因子=12，则孔速为： =
36、13.01（m/s）每层塔板上浮阀数目为：（采用F1型浮阀）按，取，排得阀数为246块。按N=重新核算孔速及阀孔动能因数：14.03m/s阀孔动能因数变化不大，仍在9-13范围内。塔板开孔率=3.13 气体通过浮阀塔板的压降气体通过每层浮阀塔板的压降应为：其中为气体通过一层浮阀塔板的压强降，Pa；为气体通过干板阻力所产生的压强降，Pa；为气体克服板上充气液层的静压强所产生的压强降，Pa；为气体克服液体表面张力所产生的压强，Pa。习惯上，常把这些压强降折合成塔内液体的液柱高度表示，故上式又可写成 式中，是与相当的液柱高度，=，m是与相当的液柱高度， =，m是与相当的液柱高度， =，m是与相当的液柱高度，=，m精馏段(1) 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。板上所有浮阀刚好全部开启时，气体通过阀孔的速度称为临界速度，以表示。因，故：=5.34*=0.03（m）(2) 板上充气液层阻力 一般用下面的经验公式计算= 式中，板上液层高度，m； 反映板上液层充气程度的因数，称为充气因数，无量纲，液相为水时，=0.5;为油时，=0.20.35;为碳氢化合物时，=0.40.5。取=0.5，（2） 液面表面张力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： 提馏段
