1、 目录摘要 1Abstract 21 概述 31.1 设计的背景 31.2 设计的意义和要求31.3 筛板塔的特点 41.4 筛板塔的发展及使用情况51.5 设计步骤及内容 52 设计方案的确定 72.1 操作压力72.2 进料热状态72.3 加热方式72.4 冷却方式72.5 回流比的选择83 精馏工艺的计算 93.1 设计条件的重述与分析93.2 理论板数的计算 103.3 物料衡算 143.4 塔板总效率的估算153.5 实际板数的计算163.6 热量恒算164 塔板和塔的主要尺寸设计 204.1 板间距的初选204.2 塔径的计算204.3 塔板详细设计234.3.1 塔板上的流型选择
2、234.3.2 溢流装置234.3.3 鼓泡区筛孔安排284.3.4 塔板布置295 塔板的流体力学验算及设计评述 325.1 塔板的流体力学验算 325.2 设计评述406 设计成果 427.主要符号一览表 45参考文献 46致谢 47青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计0筛板式乙醇精馏塔的设计摘要：化工生产中，常需要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。精馏因为有很多的优点，所以经常被优先考虑。长期以来精馏被误以为操作范围狭窄，筛孔容易堵塞而遭受冷遇。本次设计对其进行了重新的研究，结果表明：造成筛板操作范围狭窄的原因是设计不良，筛孔易堵塞的问题，可采用大孔径筛板
3、予以解决。本次对筛板式乙醇精馏塔的设计首先确定设计方案，再对精馏塔工艺各个环节进行计算，从而设计出塔板和塔的主要工艺尺寸，最后对塔板的流体力学验。关键词：乙醇；精馏塔；尺寸设计；塔板青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计1Design of Sieve the distillation of ethanolStudent majoring in biological Engineering Cui HaichaoTutor Zhang YanAbstract: In the chemical production. The Liquid mixture were separated
4、frequently. In order to purify or retrieve useful components. Distillation was choosed first of all, because distillation has a lot of advantages. Distillation was considered that scope of operation was narrow and sieve hole was jammed easily. Therefore, It was disesteemed. This design researched it
5、 again. Results indicate that the narrow scope of operation, because of the bad design, and using big sieve hole solved the problem of sieve was jammed easily. In the design. First of all, design plans were confirmed ,and all kinds of distillation processes were calculated. Then, the mian sizes of c
6、olumn plate and tower were designed. In the end, the Fluid mechanics of vcolumn plate was checked.Keywords: ethanol, distillation, dimension design, tray青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计21.概述1.1设计的背景精馏塔是石化工业中最为常见和能耗较大的设备之一。精馏塔能正常操作，并不能说明塔内件设计一定合理，往往由于设计者主观和客观的原因，存在着一些不合理之处，但因塔板数过多、塔径过大等原因而掩盖了这些方面的不足，而塔板数过多、塔
7、径过大又往往由于塔能正常生产而不易觉察，造成浪费。精馏是利用各组分在相同条件下挥发性的差异而分离出各组分的过程，它广泛用于多组分混合物的分离。精馏过程的特点是重复进行汽化和冷凝，即不同沸点的组分通过一系列的馏分汽化和冷凝来实现分离，因此热效率很低。通常再沸器加热到精馏塔上的能量有95以上被塔顶冷凝器的冷却水带走，只有约5的能量被有效利用。据报道，我国目前精馏系统消耗的能量占总能耗的15以上。由于能源价格迅速升高，迫使人们想方设法降低能耗。如何降低精馏系统的能耗就成为化工设计工作者关注的重点。目前精馏系统节能的手段有：回收显热；回收潜热；减少系统的热损失；降低回流比来减少系统的能量需求等。回流比
8、对精馏塔节能的影响很大。1.2 设计的意义和要求本次设计为筛板式乙醇精馏塔的工艺设计 。化工生产中，常需要进行混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏就是一种分离互溶的液体混合物的常用方法之一。精馏在选择分离方案时常被优先考虑，因为它有下列优点：（1）精馏是一个使用能量分离剂的平衡分离过程；（2）系统内不含固体物料，操作方便；（3）有成熟的理论和实践；（4）没有产品数量的限制，从很小到很大的规模都能采用；（5）常常只需要能位等级很低的分离剂。对于工科类专业的学生，到工作岗位后都会遇到与设计基本知识有关的各种问题。在工厂中，技术人员必须对自己主管的设计有着清晰的了解，再结合现场的生产实际
9、情况，就能正确判断生产是否有进一步改善和提高的可能。因此，掌握化工设计的基本概念和方法能帮助我们完成从学校走向工作岗位的转变，对个人学科素质有质的提高。在设计过程中，对于精馏塔有如下设计要求：（1）生产能力大，及气、液处理量青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计3大；（2）操作弹性大，分离效率高；（3）流体流动阻力小，操作费用低；（4）结构简单，造价低，制造、安装、维修方便。1.3 筛板塔的特点 精馏属于气液传质过程，所用的设备应提供充分的气液接触。气液传质设备通常分为两大类：逐级接触式和微分接触式。逐级接触式的代表为板式塔。板式塔是一种应用极为广泛的气液传质设备，有一个通常呈圆柱形
10、的壳体及其中按一定间距水平设置的若干块塔板所组成 1。板式塔在正常工作时，液体在重力作用下自上而下通过各层塔板后有塔底排出；气体在压差推动下，经均布在板上的开孔由上而下穿过各层塔板后由塔顶排出，在每块塔板上皆贮存一定的液体，气体通过板上层液时进行传质。筛板塔有以下特点：（1）结构简单，易于加工，造价低；（2）生产能力大；（3）板效率较高；（4）操作压强低；（5）操作弹性相对较小，安装水平度要求高，筛孔易堵。图 1-1 连续精馏过程Fig.1-1 Continuous distillation process在进行设计时，应保证在塔板上气液两相有充分的接触之外，还应在塔内造成一个对传质过程最有利
11、的理想流动条件，在总体上使两相呈逆流流动，而在每一块塔板上两相呈均匀的错流接触。1.4 筛板塔的发展及使用情况青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计4筛板早在 1832 年问世，长期以来，一直被误认为操作范围狭窄，筛孔容易堵塞而受到冷遇。但因为其结构简单，在经济上有很大的吸引力，从 20 世纪 50 年代以来，许多研究者对其进行了重新研究。结果表明，造成筛板塔操作范围狭窄的原因是设计不良，而设计好的筛板是具有足够宽的操作范围的 。至于筛孔易堵塞的问题，可采用大孔径予以解决 2。20 世纪 60 年代，美国精馏公司（FRI）又以工业的规模，使用不同物质，在不同操作压强下，广泛的改变了筛
12、孔直径、开孔率、堰高等结构参数对筛板进行了系统的研究。这些研究成果，使筛板塔德设计更加完善，其中关于孔径筛板的设计方法属于专利。FRI 的研究表明，设计良好的筛板是一种高效率、生产能力大的塔板，对筛板的推广应用起到了很大的促进作用。目前，筛板已经发展为应用最为广泛的通用塔板。在我国，筛板塔的使用也日益普通。1.5 设计步骤和内容本次设计要求设计乙醇精馏塔，设计条件为：（1）进料含乙醇 38.2%，其余为水（均为质量分数，下同） ；（2）产品乙醇含量不低于 93.1%；（3）釜残液中乙醇不高于 0.01%；（ 4）要求生产能力为 5000T/Y，年开工 7200 小时；（5）操作条件为间接蒸汽加
13、热，泡点进料，单板压降低于 100mm 水柱，塔板压强为 1.03atm（绝对压强） 。设计内容包括：（1）设计方案的确定和说明；（2）精馏塔工艺计算；（3）塔板主要尺寸设计。设计步骤如下：（1） 确定设计方案和工艺流程；（2） 进行工艺计算；（3） 塔板设计：主要包括塔板主要工艺尺寸，进行流体力学校核；（4） 板式塔的结构选择；（5） 管路和辅助设备的计算和选型；（6） 绘制图纸；（7） 编制设计说明书。青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计52.设计方案的确设计方案指精馏装置的流程、设备的结构类型和操作参数等。确定的设计方案应该满足工艺和操作的要求，满足经济性要求和满足安全生产要
14、求。设计方案主要包括以下主要内容：2.1 操作压力塔内操作压力的选择不仅牵涉分离问题，而且与塔顶和塔底温度选择有关。其选择原则是：对热敏性的物料可采用减压操作，对于常态下呈气态的物料可在加压下进行精馏，对于一般物料可采用常压蒸馏。根据物料应当选择常压蒸馏。2.2 进料热状态进料有 5 种状态，分为过冷进料（q1） ；泡点进料（q=1）; 气液混合进料（0Rmin 时，塔板数有无限多降至有限数；R 继续增加，塔板数虽然可以减少，但减少的速率很慢，因此可以在曲线倾斜部分区域选择一个合适的回流比。青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计73.精馏工艺的计算3.1 设计条件的重述与分析设计条件
15、如下：（1）进料含乙醇 38.2%，其余为水（均为质量分数，下同） ；（2）产品乙醇含量不低于 93.1%；（3）釜残液中乙醇不高于 0.01%；（4）要求生产能力为5000T/Y，年开工 7200 小时；（5）操作条件为间接蒸汽加热，泡点进料，单板压降低于 100mm 水柱，塔板压强为 1.03atm（绝对压强） 。分析过程如下:（1）组成分析xF = =0.195 xD= =0.84118/.64/2.388/19.6/4.3xW= =3.91310-590（2）产量换算要求生产能力为 5000T/Y，年开工 7200 小时，则馏出液流率D= =4.6410-3Kmol/s 公式（3-平
16、均 摩 尔 量年 开 工 时 间年 生 产 能 力1）（3）假设恒摩尔流物料为二元物系，且根据乙醇和水的物性可知，其组分分离的沸点相差较小，汽化潜热接近， （在 1atm 下，乙醇沸点 78.3，水沸点 100；在 60温度时，乙醇的摩尔汽化潜热为 39300kJ/mol，水的摩尔汽化潜热为 40700kJ/mol）,故符合恒摩尔流假设条件，结论为：在精馏塔内没有加料与出料的任一塔段中，各个板的上升的蒸汽量相等，各个板的下降的液体量也相等。（4）塔内摩尔流率设精馏塔塔顶冷凝器将蒸汽完全冷凝，凝液在泡点温度下部分回流入塔（泡点回流） 。根据恒摩尔流假设，此时回流液的流量 L 即为精馏段逐板的下降
17、的液体量，由此可得塔内各段气液两相的摩尔流量为：青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计8精馏段 公式（3-1)D(RLV2）提馏段 公式（3-Fq)1( ）泡 点 进 料 （ 1qVFL3）FV LVL精馏段加料版提留段图 1-2 塔内摩尔流示意图Fig.1-2 The tower Moore flow schematic diagram3.2 理论板数的计算精馏段中，某一块上升蒸汽组成 yn+1 与下降液体 xn 的关系为：yn+1= xn+ = xn+ xD 公式（3-1RDVL4）提馏段中，同样的关系表述为：yn+1= xn+ 公式（3-LFDx5）以上两方程在 y-x 图上交
18、于一点，设此点的坐标为（y q, xq）,则有：yq = ；x q= RDF qR)1(xFD）（从两式中消去 xD,得：青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计9yq= xq 为交点轨迹方程（ q 线方程）1Fq=1q 线为一条过（x F, xF）且与 x 轴垂直的直线，设此直线与平衡曲线交于 e（x e, ye） ，则最小回流比为：= = =0.4861RmineDxy195.084.27Rmin=0.946图 1-3 Rmin=0.946 理论塔板数Fig.1-3 Rmin=0.946 Theoretical platesR=(1.12）R 且当精馏塔操作方程在 y 轴上截距为
19、0.39 时，操作线大致与平衡曲线重合，计算理论塔板数较为困难，且此时板数较多。此时 =0.39，R1.1561xDR 应该大于 1.156，即 R=（1.222 ）R min取 R=2Rmin,R=1.7Rmin,R=1.4Rmin,分别计算不同情况下的回流比与理论塔板数（图解法） ，结果如下：表 2-1 回流比与理论塔板数Table 2-1Reflux ratio and Theoretical platesR 理论板数 加料板的位置 精馏段的板数R=2Rmin 1.892 12 第 9 块板 8R=1.7Rmin 1.609 16 第 13 块板 12青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇
20、精馏塔的设计10R=1.4Rmin 1.324 19 第 16 块板 15图 1-4 R=2Rmin 理论塔板数Fig.1-4 R=2Rmin Theoretical plates图 1-5 R=1.7Rmin 理论塔板数Fig. 1-5 R=1.7Rmin Theoretical platesR=2Rmin 时 0.2911xRD理论塔板数=12第 9 块板为加料板精馏段需 8 块板R=1.7Rmin 时0.3221xRD理论塔板数=16第 13 块板为加料板精馏段需 12 块板青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计11青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计12图 1-6
21、 R=1.4Rmin 理论塔板数Fig.1-6 R=1.4Rmin Theoretical plates3.3 物料恒算对于整个精馏塔，存在物料守恒式：公式（3-WDFxx6）xF=0.195，x D=0.841，x W=3.913 10-5，D=4.64 10-3Kmol/sW=1.54 10-2Kmol/s，F=2.00 10-2Kmol/s对于塔内各段而言，存在物料守恒式：精馏段 提馏段 1)(RVLVFL（L、V 、 、 分别为精馏段和提馏段的下降液体与上升液体蒸汽量，提馏段上标“-”表示）R=1.4Rmin 时0.3621xRD理论塔板数=19第 16 块板为加料板精馏段需 15 块
22、板青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计13FV LVL精馏段加料版提留段图 1-7 塔内摩尔流示意图Fig.1-7 The tower Moore flows chematic diagram对于选用不同的回流比的方案，计算结果如下：（流量单位均为 Kmol/s）表 2-2 不同的回流比的方案Table2-2 Different reflux ratioR L V LVR=2Rmin 1.892 8.8710-3 1.3410-2 2.8810-2 1.3410-2R=1.7Rmin 1.608 7.4610-3 1.2110-2 2.7510-2 1.2110-2R=1.4Rmi
23、n 1.324 6.1410-3 1.0910-2 2.6110-2 1.0910-23.4 塔板数总效率的估算采用 Oconnell 法，将精馏塔劝他效率关联呈 L 的函数 4ET=0.49（ L） -0.245 公式（3-7）式中，E T 为全塔效率， 为塔顶及塔底平均温度下的相对挥发度， L 为塔底及塔底平均温度下进料相对平均粘度 mPas。有乙醇-水体系 t-x-y 平衡相图，塔底易挥发成分摩尔比率约为 0，对应塔底温度为 100，塔底易挥发成分摩尔比率约为 84%，对应塔底温度为 78。故塔顶、塔底平均温度为：= =89 公式（3-2t底顶 10788）对于两组份体系，总压不太高时，
24、相对挥发度青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计14= = 公式（3-AxypBAxy9） ；而 lgp*=A- （mmHg）ByA*Pct式中，t 为温度（） ，A、 B、C 为常数。表 2-3 常数取值Table2-3Constant valueA B C水（60150） 7.96681 1668.21 2528.00乙醇（25110） 8.11576 1595.76 226.52在 89下，水的饱和蒸汽压为 67477.76Pa5，(因为公式计算不合理，查化工手册得) 水的饱和蒸汽压为 506.2mmHg（公式计算所得）乙醇的饱和蒸汽压为 1143.4mmHg（公式计算所得）=
25、 = 0.547ABxP*805.261943纯液体的粘度采用下式估算：lg（ ）=（ -1）5.0L98 rT1式中： L 为液体的粘度，单位为 CP(1CP=10-3Pas)， L 为液体的密度，g cm3，Tr为对比温度， 为结构加和因数。对于 89下的乙醇液体，计算结果为：=2 C+6 H+1.0=2 (-0.462) +6 0.249+0.054=0.624 Tr= c= 2.51673890.70（T C 查表可得）=0.789g cm-3 （ 298K 条件下）乙醇在 89下黏度为 0.1919CP(公式应用温度应在沸点以下，故有误差),查表得水在 89下黏度为 3.165 10
26、-4Pas=0.3165cpL= =0.1950.1919+0.8050.3165=0.2922cp 公式（3-10）iixLET=0.49（ L） -0.245=0.49（0.29220.547） -0.24576.79% 青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计15公式（3-11）故塔板总效率的估算值约为 76.8%（采用 Oconnell 方法是未考虑啊板上液层高度及液汽比对塔板效率的影响） 。3.5 实际塔板数的计算精馏塔的实际板数可按下式计算：N=（N T-1）/E T 公式（3-12）式中，N 为塔内实际塔板数，N T 为理论塔板数对于 R=2Rmin,N1=(12-1)/
27、0.76815R=1.7Rmin,N2=(16-1)/0.76820R=2Rmin,N3=(19-1)/0.768243.6 热量横算75808590951000 10 20 30 40 50 60 70 80 90图 1-8 乙醇水体系 t-x-y 相图Fig. 1-8 Ethanol - water system, x-y phase diagram青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计16FQ 1V LVLQ 3DQ 2图 1-9 再沸器Fig. 1-9 reboilers（1）由于采用泡点进料，进料前应将原料预热，有 t-x-y 图得，进料状态的泡点温度为 86，常温下乙醇的
28、比热容为 cp1=24kJ/kg.K，水的比热容 cp2=4.2kJ/kg.K采用 R=1.7Rmin 为计算条件，则 F=2.010-2Kmol/s =0.19546+0.80518=23.5g/molMF=0.47kg/sQ1=n1r1t+n2r2t 公式（3-13）=(0.1950.472.4+0.8050.470.474.2 （86-25）=110.35kw （2）采用再沸器使液体转化为气体，乙醇的汽化潜热 r 乙 =46.3kJ/kg,水的汽化潜热青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计17r 水 =2270kJ/kg（均在 100条件下） ，则 =1.2110-2kmol/
29、s=0.55kg/s。V Q2=n1r1+n2r2=0.550.1952270+0.550.80546.3=263.96kw（3）采用冷水循环使蒸出的产物冷凝，冷凝量为: L+D=7.4610-3+4.6410-3=1.2110-2kmol/s=0.55kg/s则 Q3=263.96kw青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计184塔板和塔的主要工艺尺寸设计4.1 塔板间距的初选塔板间距的大小液沫夹带和液泛气速有重要影响，板距大，塔身高度达，但允许气速大，对一定的生产任务而言，所需塔径较小，故在经济上存在一个合理的板间距，板间距还要考虑到制造、安装、维修的方便 6。选择板间距时，可按下
30、表所示经验关系选取：表 2-4 经验关系Table2-4 empirical relationship塔径/m 0.30.5 0.50.8 0.81.6 1.62.4 2.44.0板间距/mm 200300 250350 300450 350600 400600塔径在 0.81.6 范围内，选取板间距为 400mm 为初选值。4.2 塔径的计算由于蒸汽速度太快会产生液沫，故蒸汽有一定的限速，成为容许蒸汽速度，已知容许蒸汽速度后可计算它的内径，计算公式为：max =Kw. 公式（3-14）vl 式中： max 为塔内的容许蒸汽速度，m/s;l 为溢流液的密度，kg/m 3；v 为上升蒸汽的密度，
31、kg/m 3；Kv 为常数，可通过下图获得： 青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计19Kv555 55 5 5444 44 4 43333 33 322222 2 211111 1100.020.040.060.080.10.1230 40 50 60 70 80 90板间距（cm）图 1-10 求 Kv 标准曲线Fig.1-10 solve Kv standard curve1 为筛板、无溢流筛板、阶梯式塔板标准值 2 为泡罩塔标准值 3 为苏德斯-布朗值 4 为吸收塔 5 为处理发泡性及高粘度液体的减压塔计算 max 的过程如下：溢流液密度 L= (水，89 ) x 水 + (
32、乙醇，89 )x 乙醇 公式（3-15 ）=965.30.159+0.72999.90.841=759.00kg/m3上升蒸汽密度 v= = 公式（3-mVM16）=0.15918+0.84246=41.6g/molM根据 PV=nRT，在 1atm,89条件下理想气体的体积为：V=22.4 =29.7L/mol27389青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计20v= = =1.4kg/m3VM29.7416在 Kv-板间距关系图中，查的板间距为 400mm 时，K v=0.06max=Kv. =0.06 =1.4m/sV L4.1759确定 max 后，塔内径计算公式为：D=2 公
33、式（3-max17）式中：D 为塔内径，m; V 为塔内蒸汽上升量，m 3/s;max 为容许蒸汽速度。V 值在先前塔内的物料守恒中已经算出，可根据 V2= 1M对 V 进行单位换算，结果如下：表 2-5 不同 R 求 VTable2-5 Different R solving VR=2Rmin R=1.7Rmin R=1.4RminV1 1.3410-2 1.2110-2 1.09 10-2V2 0.40 0.36 0.32对于选取板间距 400mm 情况下，R 取不同值时，塔内径不同：R=2Rmin 时，D=0.60m ；R=1.7R min 时，D=0.57m；R=1.4R min 时，
34、D=0.54m ；再分别选取板间距为 300，350，400，450，500（mm） ，分别对不同条件下的 R 计算塔内径，计算结果如下：青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计21表 2-6 不同条件下的 R 计算塔内径Table 2-6 different conditions of R calculation tower diameter板间距（mm） Kv max(m/s) R D(m)R=2Rmin 0.72R=1.7Rmin 0.68300 0.042 0.98R=1.4Rmin 0.65R=2Rmin 0.66R=1.7Rmin 0.63350 0.050 1.16R=1
35、.4Rmin 0.59R=2Rmin 0.60R=1.7Rmin 0.57400 0.060 1.40R=1.4Rmin 0.54R=2Rmin 0.55R=1.7Rmin 0.53450 0.070 1.63R=1.4Rmin 0.50R=2Rmin 0.53R=1.7Rmin 0.50500 0.080 1.81R=1.4Rmin 0.48通过此法计算出的塔径为初步塔径，此后需进行流体力学校核，合格后能定出实际的塔径。4.3 塔板详细设计4.3.1 塔板上的流型选择塔板上的流型有三种形式：回流型、单流型、双流型。对于 R=2Rmin 有最大的精馏段、提馏段液体流量，分别为 1.73m3/h
36、，5.68m 3/h。根据流型选择参考表选择回流型7。表 2-7 流型选择参考表Table2-7 flow type selection reference list液体流量（m 3/h）塔径（mm）回流型 单流型 双流型1000 以下 7 以下 45 以下 -1400 9 以下 70 以下 -2000 11 以下 90 以下 90160 4.3.2 溢流装置板式塔的溢流装置包括降液管、溢流堰、受液盘、入口堰。青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计22a.降液管降液管是塔板间液体流动的通道，也是溢流液中夹带的气体得以分离的场所。降液管有圆形、弓形两类，生产中多采用弓形降液管 8。设计
37、时应参考一下原则：（1）降液管中的液体线速度小于 0.1m/s，液体在降液管中的停留时间一般应等于或大于 35s,以保证溢流中的气泡以足够的时间在降液管中分离：= 35s 公式（3-STLHfA18）式中：A f 为降液管横截面积（2）弓形降液管宽度 wd 与截面积 Af 可根据堰长与塔径的比值，查图获得。（3）降液管底隙高度即降液管下端与塔板间的距离，以 h0 表示，为保证良好的液封，又不使液流阻力过大，一般 h0 可按下式计算：h0=hw-(0.0060.012)mh0 不宜小于 0.020.025m。弓形降液管宽度 wd 可有图查得。b.溢流堰为了维持塔板上一定高度的均匀流动液层，一般采
38、用平直溢流堰 9。主要计算：（1）堰长 lw。依据溢流形式及液体负荷决定堰长，单单溢流型塔板 lw 一般取（0.60.8）D ，双溢流型板两侧堰长为（ 0.50.7）D ，其中 D 为塔径。堰长也可由溢流强度计算，公式为：Lh/lw100130m 3/m.h 公式（3-19）式中：l w 为溢流堰长，m；L h 为液体流量，m 3/h（2）堰高 hw。堰高与板上液层高度及堰上液层高度关系如下：（50-h ow）h w（100-h ow）式中 hw、h ow 的单位为 mm（3）堰上液层高度 how。堰上液层高度应适宜，大小则堰上液体均布差，太大则塔板压降增加，雾沫夹带增加。平直堰要求设计时 h
39、ow 一般大于 0.006m。计算公式为：how= 公式（3-3/2hE1084.2）（ wl青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计2320） 式中：E 为液流收缩系数，一般可取值为 1。一般筛板板上液层高度在 0.050.1m 内取，先求 how，再求 hw。工业塔中，堰高一般为 0.040.05m，一般不宜超过 0.1m，一般应该使堰高在降液管底端 0.006m 以上，以实现降液管底端的液封。c.受液盘及入口堰塔板上接受上一层流下的液体的地方为受液盘。目前生产的受液盘有 2 种：平受液盘，用于塔径小于 800mm 及含固体悬浮液的液体；凹形受液盘，用于塔径大于800mm 的场合，
40、其深度一般为 50mm。当大直径塔采用平行受液盘是，为保证降液管的液封并均匀进入塔板的液流，也可设进口堰。对于溢流装置的具体计算过程如下：取堰长 lw=0.7D；当板间距 HT=0.3m，R=2R min 时 D=0.72mlw=0.70.72=0.50m当 R=2Rmin 时， =2.8810-2kmol/s=1.5810-3m3/sLL=8.7810-3kmol/s=4.8210-4m3/s提馏段 how= 014.5.03618.14.2/2-精馏段 hw= m7./324提馏段有 50-14how100-14，即 36how86，精馏段有 50-7hw100-7，即43hw93取 ho
41、=hw-0.009；则提馏段 27how77，精馏段 44hw84根据弓形降液管宽度与面积关系图，当 时7.0LwDAT= =0.092220.41.7D4mTfAAf=0.037m2 =0.14dw青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计24wd=0.14D=0.10m；此时 = 35sSTfLHA分别取 lw=0.6D、0.8D，在不同的板间距及回流比下进行计算，结果如下：hmLhLRm/21.,/15.,4.147 4373in时 时 ，列出计算青岛农业大学学士学位论文 筛板式乙醇精馏塔的设计25表 2-8 lw=0.6D 时的计算结果Table2-8 lw=0.6 Dcomputational resultslw=0.8D Af/AT=0.16Wd/D=0.20HT(m) R=?Rmin D(m) lw(m) how提流段(m)how精馏段（m ）提流段hw下限（m ）提流段hw上限（m ）精流段hw下限（m ）精流段hw上限（m ）AT（m2）Af（m2） Wd提流段（s）精流段（s）0.3 2 0.72 0.432 0.016 0.007 0.034 0.084 0.043 0.093 0.407 0
