筛板精馏塔设计参考文档
筛板式精馏塔的设计
进料方式一般有冷液进料，泡点进料，气液混合物进料，露点进料，加热蒸汽进料五种。 泡点进料对塔操作方便，不受季节温度影响。由于泡点进料时塔的制造比较方便，而其他进 料方式对设备的要求高，设计起来难度相对加大，所以采用泡点进料。 2.3回流比选择 由乙醇-水的气液平衡数据，绘出 X-Y 图 常压下乙醇-水的气液平衡与温度关系（mol/%） 温 度 t/℃ 100 95.5 89.0 86.7 85.3 84.1 82.7 82.3 81.5
1. 概述 本设计为分离乙醇-水混合物，采用筛板式精馏塔。 1.1本设计在生产上的实用意义 乙醇的结构简式为 C2H5OH，俗称酒精，它在常温、常压下是一种易燃、易挥发的无色 透明液体，它的水溶液具有特殊的、令人愉快的香味，并略带刺激性。乙醇是一种很好的溶 剂，既能溶解许多无机物，又能溶解许多有机物，所以常用乙醇来溶解植物色素或其中的药 用成分，也常用乙醇作为反应的溶剂，使参加反应的有机物和无机物均能溶解，增大接触面 积，提高反应速率。乙醇的用途很广，可用乙醇来制造醋酸、饮料、香精、染料、染料等， 是农药、医药、橡胶、塑料、人造纤维、洗涤剂等的制造原料。医疗上也常用体积分数为 70%——75%的乙醇作消毒剂等。 工业上一般用淀粉发酵法或乙烯直接水化法制取乙醇。 1.发酵法制乙醇是在酿酒的基础上发展起来的，在相当长的历史时期内，曾是生产乙醇的 唯一工业方法。发酵法的原料可以是含淀粉的农产品，如谷类、薯类或野生植物果实等；也 可用制糖厂的废糖蜜；或者用含纤维素的木屑、植物茎秆等。这些物质经一定的预处理后， 经水解（用废蜜糖作原料不经这一步） 、发酵，即可制得乙醇。 2.乙烯直接水化法，就是在加热、加压和有催化剂存在的条件下，是乙烯与水直接反应， 生产乙醇：CH2═CH2 + H─OH→C2H5OH（该反应分两步进行，第一步是与醋酸汞等汞 盐在水-四氢呋喃溶液中生成有机汞化合物，而后用硼氢化钠还原） 。 若想要获得不同浓度的乙醇，可以采取精馏这种方法。譬如，75%的乙醇可以用蒸馏的方 法蒸馏到95.5%，此后形成恒沸物，不能提高纯度。 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。 互溶液体混合物 的分离有多种方法， 精馏是其中最常用的一种。 精馏是一种利用回流使液体混合物得到高纯 度分离的蒸馏方法， 精馏操作其基本原理是利用互溶液体混合物相对挥发度的不同， 实现各 组分分离的单元操作，是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻 工、食品、冶金等部门。 1.2 流程、设备及操作条件的确定 流程可由以下5个方面来确定。 （一）加料方式 加料分两种方式：泵加料和高位槽加料。高位槽加料通过控制液位高度，可以得到稳定流 量， 但要求搭建塔台， 增加基础建设费用； 泵加料属于强制进料方式， 本次加料可选泵加料， 泵和自动调节装置配合控制进料。 （二）加料状态 进料方式一般有冷液进料，泡点进料，气液混合物进料，露点进料，加热蒸汽进料五种。 泡点进料对塔操作方便，不受季节温度影响。由于泡点进料时塔的制造比较方便，而其他进 料方式对设备的要求高，设计起来难度相对加大，所以采用泡点进料。 （三）冷凝方式 选全凝器，塔顶出来的气体温度不高。冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，且 本次分离是为了分离乙醇和水，制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。 （四）回流方式 宜采用重力回流，对于小型塔，冷凝液由重力作用回流如塔。优点：回流冷凝器无需支撑 结构；缺点：回流控制较难安装，但强制回流需用泵，安装费用、点耗费用大，故不用强制 回流，塔顶上升蒸汽采用冷凝回流入塔内。 （五）加热方式
筛板式精馏塔机械设计说明书
一、塔设备课程设计任务书 ㈠设计课题筛板式精馏塔机械设计 ㈡工艺条件物料名称：甲醇-水 设计压力：0.1a MP 设计温度：C 100物料平均密度：3957m kg产品特性：易燃、有毒设计基本风压值：2300m N地震烈度：7度 ㈢工艺尺寸塔内径 精馏段板数提留段板数板间距 堰长 1400 33 17 500980堰高 筛孔直径孔间距 塔顶蒸汽出口管径50 624200D g管口符号 公称尺寸 用途 a Dg273 进料管口 b Dg38 出料管口 c Dg325 塔顶蒸汽出口 d Dg38 回流液口 e Dg20 液面计接口 fDg38釜液出口设计要求1、筛板精馏塔机械设计及整体结构设计。
2、绘制筛板式精馏塔装配图（一张一号图纸） 二、设计方法及步骤 1、材料选择设计压力MPa p 1.0 ，属于低压分离设备，一类容器，未提技术要求；产品特性为易燃、易挥发；设计温度为C 100,介质为甲醇和水，年腐蚀欲度很小，考虑到设备材料经济性，筒体，封头和补强圈材料选用R Q 245，裙座选用A Q 235。
2、塔设备主要结构尺寸的确定㈠塔高1）塔主体高度()mm H Z 2450050011733=⨯-+= 2）塔的顶部空间高度mm H a 1500= 3）塔的底部空间高度mm H b 2000= 4）裙座高度mm H S 3000= 5）封头高度mm H c 390= 6）塔高mm H H H H H H c S b a Z 3139039030002000150024500=++++=++++= 取m mm H 3232000==m mm H H H H H S b a Z 3131000300020001500245001==+++=+++= ㈡塔径1）筒体厚度计算[]mm ppD t i56.01.085.0147214001.02=-⨯⨯⨯=-=φσδ式中：[]t σ——材料的许用应力。
R Q 245在C 100厚度为3~16mm 时，[]MP a t 147=σ。
化工原理课程设计--苯-甲苯连续筛板式精馏塔的设计
0.0045
0.458
0.472
0.489
0.503
由上表数据可作出漏液线1
3.6.2 液沫夹带线
以 为限,求出 关系如下:
由
精馏段:
,
整理得:
在操作范围内,任取几个 值,依上式计算出 值
表2-4
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
2.457
2.362
2.24
2.138
提馏段:
提馏段:
板上不设进口堰，
故在本设计中不会发生液泛现象
3.6.1
由
,
得
精馏段:
=
在操作线范围内,任取几个 值,依上式计算出
表2-2
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
0.564
0.579
0.598
0.613
提馏段:
=4.870
操作线范围内,任取几个 值,依上式计算出
表2-3
0.0006
0.0015
对于进料： =93.52℃
得：
又
精馏段平均相对挥发度：
提馏段平均相对挥发度：
由液体平均粘度公式： 可求得不同温度下苯和甲苯的粘度
对于苯(A)，其中 ， 即：
当 ℃时，
当 ℃时，
对于甲苯(B)，其中 ， 即：
当 ℃时，
当 ℃时
又精馏段的液相组成：
提馏段的液相组成：
精馏段平均液相粘度：
提馏段的平均液相粘度:
塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。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。
【优秀毕设】化工原理课程设计筛板精馏塔的设计
化工原理课程设计任务书班级：生工081姓名：丁尚************陈国钰************设计题目：乙醇水溶液筛板精馏塔的工艺设计一.基础数据1.原料液量：8000kg·h-12.原料液组成：乙醇：22.6% ，水：77.4%3.原料液温度：25℃4.馏出液组成：乙醇含量大于：93.2%釜液组成：乙醇含量小于：1.1%(以上浓度均指质量分率)5.操作压力：常压二.设计范围1.精馏系统工艺流程设计，绘流程图一张2.筛板精馏塔的工艺计算3.筛板精馏塔塔板结构的工艺设计，绘制塔板负荷性能图，塔板结构图和整体设备结构图4.附属设备选型计算2011.7.8目录第一章：概述 (2)第二章：精馏工艺流程确定 (4)第三章：精馏塔的物料衡算 (5)第四章：塔板数的确定 (10)第五章：塔板结构的工艺设计 (19)第六章：塔板流体力学校核 (29)第七章：塔板负荷性能图 (33)第八章：塔的总体结构的确定 (39)第九章：馏塔附属设备选型计算 (46)参考文献 (51)附录 (52)第一章概述塔设备是化工，石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。
它可使气液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。
它是实现精馏，吸收，解吸和萃取等化工单元操作的主要设备。
塔设备在化工过程中有时也用来实现工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿，减湿等。
在板式塔中，塔内装有一定数量的塔盘，气体以鼓泡或喷射的形式穿过塔板上的液层使两相密切接触，进行传质，两相的组分浓度沿塔高呈阶梯式变化。
在填料塔中，塔内装填一定段数和一定高度的填料层，液体沿填料表面成膜状向下流动，作为连续相的液体自下向上流动，与液体逆流传质。
两相的组分浓度沿塔高呈阶梯式变化。
不管是何种塔型，除了首先要能使气（汽）液两相充分接触，获得较高的传热效率外，还希望能综合满足下列要求：(1)生产能力大。
在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的物沫夹带及液泛等破坏正常操作的现象。
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（强烈推荐）筛板式精馏塔设计_化工原理毕业论文中州大学化工原理课程设计设计题目：筛板式精馏塔设计学院：化工食品学院班级： 11级精化普招1班姓名：赵地指导老师：孙浩然2013年6月15日目录概述（前言）一、工艺计算二、塔高及塔径计算三、溢流装置设计四、塔板布置五、塔板校核六、塔板负荷性能图七、塔结构图八、计算结果列表参考文献后记（小结）设计任务书体系：苯-甲苯学号：31-35年处理量：12万吨开工天数：300天塔顶组成质量比：0.98塔底组成质量比：0.05进料组成质量比：0.50进料状况：泡点进料操作压力：常压概述一、筛板精馏塔的结构特点：筛板塔是扎板塔的一种，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。
塔内气体在压差作用下由下而上，液体在自身重力作用下由上而下总体呈逆流流动。
筛板精馏塔的结构特点有：1.结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%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，但低于浮阀塔。
4.气体压力较小，每板压力比泡罩塔约低30%左右。
二、操作要点：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.三、应用中的优缺点：优点:气液接触部件是引导气流进入液层，并保证气液充分，均匀而良好的接触，形成大量的又是不断更新的气液传质界面，而且要使气液间最后能够较易分离。
通过筛孔的局部阻力和板上液层的重力使气体由下而上保持一定的压差以克服板间流动阻力。
缺点:1.小孔筛板以堵塞，不适宜处理脏的、黏性大的和带固体粒子的料液。
2.操作弹性较小（约2~3）。
四、精馏装置流程图1-原料液贮槽；2-加料泵；3-原料预热器；4-精馏塔；5-冷凝器；6-冷凝液贮槽；7-冷却器；8-观测罩；9-馏出液贮槽；10-残液贮槽；11-再沸器操作流程如下：如图所示，用泵2将原料液从贮槽1送至原料预热器3中，加热至一定温度后进入精馏塔4的中部。
[优秀毕业设计]乙醇——水筛板式精馏塔的设计
![[优秀毕业设计]乙醇——水筛板式精馏塔的设计](https://img.taocdn.com/s3/m/fb3928b177232f60dccca134.png)
化工原理课程设计任务书设计题目：乙醇一一水筛板式精懈塔的设计设计条件：・常压：P=0. 92atm（绝压）；•原料来自粗镭塔，为95°C〜96°C饱和蒸汽，由于沿途热损失，进精憾塔时，原料温度约为90°C；•塔顶浓度为含乙醇92.41% （质量分率）的酒精，产量为25吨/天；•塔釜为饱和蒸汽直接加热，从塔釜出来的残液中乙醇浓度要求不大于0. 034% （质量分率）；•塔顶采用全凝器，泡点回流，回流比：R二（1. 1一2. 0）乂汰。
设计任務：1.完成该精憎塔工艺设计（包括塔顶冷凝器及进出口管路的设计与选型）。
2.画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精镭塔工艺条件图。
3.写出该精谓塔设计说明书，包括设计结果汇总及设计评价。
试针目感:W06耳吃R至2006年1月摘要 (1)引言 (2)第一章绪论 (3)§1」设计背景 (3)1.1.1发酵法. (3)1.1.2乙烯水合法. (4)1.1.3英他方法. (4)§1.2设计方案 (4)§ 1.3设计思路 (5)§1.4选塔依据 (6)第二章精馅塔的工艺设计 (7)§2.1全塔工艺设计计算 (7)2.1.1产品浓度的计算和进料组成确定 (7)2.1.2 q线方程的确定: (9)2.1.3平均相对挥发度的计算. (10)2.1.4最小回流比和适宜回流比的选取 (10)2.7.5物料衡算. (10)2.1.6精懈段和提懈段操作线 (11)2.1.7逐板法确泄理论板数. (11)2.1.8全塔效率、 (12)2.1.9实际塔板数及实际加料位置 (13)第三章板式塔主要工艺尺寸的设计计算 (14)§3.1塔的工艺条件及物性数据计算 (14)3丄1操作压强P (14)3丄2操作温度T. (14)3丄3塔内各段气、液两相组分的平均分子量 (14)3.1.4精懈段和提懈段各组分的密度. (15)3.1.5液体表而张力的计算. (16)3.L6液体粘度Pm (16)3.17气液负荷计算. (17)§ 3.2塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 (17)3.2.1 塔径 D (17)322液流形式、降液管及溢流装宜等尺寸的确定 (19)3.1.4筛孔数n及开孔率＜p (20)3.15塔有效高度乙 (21)3.1.6塔高的计算. (21)§3.3筛板塔的流体力学校核 (22)3.3.1板压降的校核. (22)3.3.2液沫夹带量e\，的校核. (23)3.3.3溢流液泛条件的校核. (24)3.3.4液体在降液管内停留时间的校核. (24)3.3.5漏液点的校核. (25)§3.4塔板负荷性能图 (26)3.4.1液相负荷下限线 (26)3.4.2液相负荷上限线 (26)343漏液线（气相负荷下限线） (26)3.4.4过量液沫夹带线（气相负荷上限线） (27)3.4.5溢流液泛线 (28)3.4.6塔气液负荷性能图. (30)第四章塔的附属设备的计算 (33)§4.1塔顶冷凝器设计计算 (33)4.1.1确定设计方案. (33)4.1.2确定物性数据. (33)4.1.3热负荷Q的计算. (33)4.1.4传热而积的计算. (33)4. 1. 5换热器工艺结构尺寸 (34)4.1.5核算总传热系数K。
筛板精馏塔设计
3.5 筛板精馏塔设计示例3.5.1 化工原理课程设计任务书设计题目:分离苯-甲苯混合液的筛板精馏塔在一常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合液。
已知原料液的处理量为4000kg/h，组成为0.41(苯的质量分率)，要求塔顶馏出液的组成为0.96，塔底釜液的组成为0.01。
设计条件如下：表3-18进料热状态回流比单板压降全塔效率建厂地址操作压力4kPa(塔顶常压) 自选自选≤0.7kPa ET=52% 天津地区试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。
3.5.2 设计计算 1 设计方案的确定本设计任务为分离苯一甲苯混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
2 精馏塔的物料衡算(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量（3）物料衡算原料处理量总物料衡算 46.61＝D＋W苯物料衡算 46.61×0.45＝0.966D＋0.012 W联立解得 D＝21.40 kmol／hW=25.21kmol／h3 塔板数的确定（1）理论板层数N T的求取苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。
①由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x~y图，见图3-22。
②求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。
在图3-19中对角线上，自点e（0.45，0.45）作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为y q＝0.667 xq＝0.450故最小回流比为取操作回流比为③求精馏塔的气、液相负荷图3-22 图解法求理论板层数④求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为⑤图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图3-22所示。
筛板精馏塔工艺设计
第一章概述精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。
1．精馏塔精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。
两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。
简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。
精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。
本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。
但易漏液，易堵塞。
然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。
2．再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。
本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。
液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。
立式热虹吸特点：▲循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。
▲结构紧凑、占地面积小、传热系数高。
▲壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。
▲塔釜提供气液分离空间和缓冲区。
3．冷凝器（设计从略）用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。
第二章方案流程简介1．精馏装置流程精馏就是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。
流程如下：原料（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。
气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。
将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。
筛板式精馏塔设计(化工原理)(2013).
FX F DX D WX W
塔顶产品易挥发组分回收 率 为： DX D ( FX F ) 式中 :F 、 D 、 W 分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液的摩尔流量 X (kmol/h), F 、 X D 、X W 分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液组 成的摩尔分率
2019/1/15
x n x q 且 x n 1 x q 时，就以第 n 块板为进料板。
（4）实际板数的确定 板效率：利用奥康奈尔的经验公式
E T 0 .4 9
L
L
0 .2 4 5
其中：
—塔顶与塔底的平均温度下的相对挥发度
—塔顶与塔底的平均温度下的液相粘度,
mpa s
Li
对于多组分的液相粘度： L
2019/1/15
b3.精馏塔塔径 按塔顶第一块塔板计算 板间距 HT= 0.30~0.45m b4.最小回流比 Rmin b5.精馏塔理论塔板数 N 采用逐板计算法在计算机上求得。 b6.精馏塔实际塔板数 Ne 全塔效率采用 O'connell 关联式计算。 (c).总费用和适宜回流比 总费用 CT=CD+CS+CW 元/年 总费用最低所对应的回流比作为最佳回流比， 然后四舍五入近似到小数点后一位，作为适宜回流 比。回流比的参考搜索范围： （1.1~2.0）Rmin。 在用计算机计算的同时，应有一组手算结果。 a. 精馏塔实际塔板数 用近似后的适宜回流比在计算机上通过逐板计 算得到全塔理论塔板数以及精馏段和提馏段各自的 理论塔板数。 然后根据全塔效率 ET，求得全塔、精馏段、提 馏段的实际塔板数，确定加料板位置。
三. 设计任务 完成精馏塔工艺设计，精馏设备设计，有关附 属设备的设计和选用，绘制带控制点工艺流程图， 塔板结构简图，编制设计说明书。
乙醇-水筛板精馏塔设(化工原理课程设计)
〔一〕 设计题目乙醇—水二元物系筛板式精馏塔的设计〔二〕设计条件常压： P=1atm处理量：100kmol/h进料组成：0.45馏出液组成：0.88釜液组成：0.12塔顶设全凝器，泡点回流加料热状况：q=0.98回流比 min )0.21.1(R R -=单板压降 ≤0.7kPa〔三〕设计内容(1)精馏塔塔体工艺设计，包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计计算(2)绘制带控制点的工艺流程图、精馏塔设计条件图。
(3)撰写精馏塔的设计说明书。
目 录化工原理单元设计任务书 ...................................................................................... 错误!未定义书签。
第一章 前言 (1)1.1精馏原理及其在工业生产中的应用 (1)1.2精馏操作对塔设备的要求 (1)1.3常用板式塔类型及本设计的选型 ............................................................ 错误!未定义书签。
1.4本设计所选塔的特性 (3)第二章 精馏塔的工艺设计 (5)2.1全塔物料衡算 (5)2.2温度计算 (5)2.3气相组成计算 (6)2.4摩尔组成计算 (8)2.5混合液体外表张力计算 (9)2.6平均相对挥发度的计算 (13)2.7精馏段和提馏段操作线方程 (14)2.8逐板法确定理论板数及进料位置 (14)2.8.1理论板数的计算 (14)2.8.2实际塔板数及加料位置的计算 ..................................................... 错误!未定义书签。
2.9全塔效率的计算 (16)2.9.1粘度计算 (16)2.9.2板效率计算 (17)第三章热量衡算 (18)3.1加热器热负荷及全塔热量衡算 (18)3.2热量衡算 (19)第四章 精馏塔的主要工艺尺寸的计算 (20)4 .1体积流量的计算 (20)4.2塔径的计算 (21)4.3溢流装置的计算 (22)4.3.1堰长W l (22)4.3.2溢流堰高度 ................................................................................................................ 22 4.3.3弓形降液管宽度d W 和截面积f A .. (23)4.3.4降液底隙高度 (23)4.4塔板布置 (24)4.4.1边缘区宽度确定 (24)4.4.2开孔区面积计算 (24)4.4.3筛孔计算及其排列 (25)4.4.4塔有效高度Z〔以精馏段为例 (25)4.4.5总高度计算 (26)第五章精馏塔立体力学计算 (27)5.1塔板压降 (27)5.2液面落差 (28)5.3液沫夹带 (29)5.4漏液 (29)5.5液泛 (30)第六章塔板负荷性能图 (31)6.1漏液线 (31)6.2液沫夹带线 (32)6.3液相负荷下限线 (33)6.4液相负荷上限线 (33)6.5液泛线 (33)结束语 (37)主要符号说明 (39)附录1............................................................................................................... 错误!未定义书签。
【优秀毕设】筛板精馏塔毕业设计说明书
本科毕业设计说明书筛板精馏塔设计DESIGN OF SIEVE PLATE DISTILLATION COLUMN学院（部）：专业班级：学生姓名：指导教师：2014 年X 月X 日XXXXX大学毕业设计筛板精馏塔设计摘要设计了年处理量为10万吨的分离苯和甲苯混合物的筛板精馏塔，由所给的任务，分离45%（苯的质量分数）苯-甲苯的混合物。
本设计为了满足生产工艺的要求，我对精馏塔各个方面进行了准确的计算，包括塔的工艺条件，材料性能参数，塔体结构，塔体尺寸等。
设计可以分为工艺设计和结构设计两部分。
工艺设计首先是确定工艺方案和工艺流程，然后对塔进行物料衡算，并用图解法计算理论塔板数，最后根据全塔效率计算实际塔板数。
工艺设计还需计算塔的物性参数和塔体工艺尺寸。
由以上工艺条件，可以初步设计出筛板的工艺尺寸，并对塔板进行负荷性能校核。
结构设计包括塔体壁厚计算，封头的设计，裙座的设计以及塔体的强度校核。
本设计还对塔的主要附件进行了选型及主要接管的尺寸进行了计算。
本设计设计合理，满足生产工艺要求。
关键词：苯-甲苯，精馏，筛板塔，工艺设计，结构设计IXXXXX大学毕业设计DESIGN OF SIEVE PLATE DISTILLATION COLUMNABSTRACTDesigned here is an distillation sieve plate column which has an annual handling capacity of 10 tons to separates benzene and toluene mixture.Given by the task, it separates 45% benzene from the mixture of the toluene.In order to satisfy the demend of the production, I did an accurate calculation for every aspects of the column as followings: the process condition, the properties of the material, the column, the specification of the tower plate, etc. The design can be divided into two parts, that is the process design and mechanical design. First, I determined the process, then calculated the mass balance of the column, as well as the theoretical plate number using graphic method.Finally I calculated the real plate number according to the efficiency of the whole column. Process design requires calculation of physical parameters and the geometries of the column. Given the above conditions, we can preliminarily caculate the process size of sieve, and check the load performance of the tray. Mechanical design includes the calculation of the thickness of column wall, the design of the head and skirt , and the strength check of column.I also made a selection of attachments of the column and calaculated the size of main nozzles. The column is proper designed and meets the demand of the production.KEYWORDS: Benzene-Toluene, Distillation, Sieve Plate Tower, Process Design，Mechanical Design.IIXXXXX大学毕业设计目录摘要 (I)ABSTRACT (II)1绪论 (1)1.1课题研究意义、研究现状及拟采用的技术路线 (1)1.1.1课题研究意义、研究现状 (1)1.1.2精馏塔设计的拟采用的技术路线 (2)2工艺设计 (4)2.1设计方案的确定及工艺流程的说明 (4)2.2全塔的物料衡算 (4)2.2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 (4)2.2.2平均摩尔质量 (4)2.2.3全塔物料衡算 (4)2.3塔板数的确定 (5)2.3.1理论塔板数的确定 (5)2.3.2实际塔板数的计算 (7)2.4塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 (7)2.4.1操作压力 (7)2.4.2操作温度 (8)2.4.3平均摩尔质量 (8)2.4.4平均密度 (8)2.4.5液体的平均表面张力 (9)2.5塔体和塔板主要工艺结构尺寸的计算 (10)2.5.1塔径的计算 (10)2.5.2塔板工艺结构尺寸的设计与计算 (12)2.6筛板的流体力学验算 (15)2.6.1精馏段筛板的流体力学验算 (15)2.6.1提馏段筛板的流体力学验算 (17)2.7塔板负荷性能图 (18)2.7.1精馏段的塔板负荷性能图 (18)2.7.2提馏段的塔板负荷性能图 (21)3塔盘结构设计 (24)3.1塔盘的选型 (24)iXXXXX大学毕业设计3.2降液管及受液盘 (24)3.2.1降液管 (24)3.2.2受液盘 (24)3.3溢流装置计算 (25)3.4塔板布置 (25)4塔体设计 (27)4.1壁厚计算 (27)4.1.1筒体壁厚计算 (27)4.1.2封头设计 (27)4.2接管、法兰设计 (28)4.2.1进料口、塔顶管径、回流管径、塔底管径 (28)4.3人孔设计 (31)4.3.1人孔选择 (31)4.4补强计算 (31)4.4.1人孔补强 (31)5附件设计 (34)5.1除沫器设计 (34)5.2平台、扶梯设计 (34)5.3保温层及保温圈设计及尺寸选择 (34)5.4吊柱设计 (35)5.5裙座结构设计 (36)5.6吊耳设计 (36)5.7防涡流挡板设计 (37)5.8塔高估算 (37)6塔体强度校核 (39)6.1塔设备质量 (39)6.2塔体载荷与强度校核 (41)6.2.1风载荷计算 (42)6.2.2风弯矩计算 (44)6.2.3最大弯矩确定 (44)6.2.4危险截面的组合应力校核 (45)6.2.5液压试验时应力校核 (46)6.2.6裙座厚度确定 (47)6.3基础环设计 (49)iiXXXXX大学毕业设计6.4地脚螺栓设计 (50)6.5裙座与塔体对接焊缝计算 (50)参考文献 (52)总结 (53)致谢 (54)iiiXXXX大学毕业设计1绪论1.1课题研究意义、研究现状及拟采用的技术路线1.1.1课题研究意义、研究现状在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量，质量，生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响。
板式塔(筛板塔)设计
4.3 筛孔塔板的设计程序
塔板设计的基本程序是：
（1）选择板间距和初步确定塔径；
（2）根据初选塔径，对筛板进行具体结构的设计；
（3）对所设计的塔板进行流体力学校核，如有必 要，需对某些结构参数加以调整。
4.3.1板间距的选择和塔径的初步确定
一、板间距的选择 HT的大小与液泛和雾沫夹带有密切关系 理论上，存在一个经济上最佳的HT； 实际上， HT 的选择常取决于制造和维修的方便，可 参考下表选择。
Ls L eV 1 Vs V
若算出的ev > 0.1kg液体/kg干气，可增大塔径或 板间距使ev下降。
三、溢流液泛条件的校核 为避免发生溢流液泛，必须满足
H fdห้องสมุดไป่ตู้
Hd
H T hw
式中相对泡沫密度 与物系的发泡性有关： 对一般物系， 可取为0.5；对不易发泡物 系 可取为0.6～0.7; 对于容易发泡物系， 可取为0.3～0.4。
精馏可在常压、加压或减压下进 行。 沸点低、常压下为气态的物料必 须选用加压精馏；热敏性、高沸点 物料常用减压精馏。
1.2 进料状态
一般将料液预热到泡点或接近泡点后 送入塔内。这样可使： (1)塔的操作比较容易控制； (2)精馏段和提馏段的上升蒸汽量相近， 塔径相似，设计制造比较方便。
1.3 加热方式
1、 2、 3
—— 分别为塔顶、加料、塔底组成的相 对挥发度。
汽液相平衡关系：
pA pB
2.2 相对挥发度 对于理想物系
1 2 3 3
x y 1 1x
3. 工艺计算
3.1 物料衡算
物料衡算的任务 （1）由设计任务所给定的F、 x
筛板式乙醇精馏塔的设计（可编辑）
筛板式乙醇精馏塔的设计筛板式乙醇精馏塔的设计1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求设计方案主要包括以下主要内容21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22进料热状态进料有5种状态分为过冷进料q 1泡点进料q 1气液混合进料0 q 1饱和蒸汽进进料q 0过热蒸汽进料q 0泡点进料时操作较易控制吗且不受季节气温的影响此外泡点进料时精馏段和提馏段塔径相等设计和制造比较方便根据要求采用泡点进料23加热方式通常蒸馏釜的加热方式多采用间接蒸汽加热但在塔底产物基本是水且在低浓度下的相对挥发度较大的体系也可采用直接蒸汽加热直接蒸汽加热可利用压力较低的蒸汽加热不必设置庞大的传热面塔斧只需安装鼓泡管故可节省设备费用和操作费用[]根据设计要求采用间接加热方式24冷却方式塔底冷凝器的冷却剂常采用水若所需冷却温度较低可采用冷却盐水根据冷源情况和工艺要求采用冷水冷却25回流比的选择回流比大小不仅影响到所需用的理论塔板数而且影响到加热和冷却剂的消耗量以及塔板塔径蒸馏釜和冷凝器的结构设计的选择因此适宜回流比的选择是一个重要问题作为目前的设计可先求出最小回流比Rmin再根据经验公式R 112～2 Rmin确定操作回流比也可以在一定范围内选择5种以上的回流比并计算相应的理论板数并做出回流比与理论塔板数的曲线当R Rmin时塔板数为∞当R Rmin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3精馏工艺的计算31设计条件的重述与分析设计条件如下进料含乙醇382其余为水均为质量分数下同产品乙醇含量不低于931釜残液中乙醇不高于001要求生产能力为5000TY年开工7200小时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103atm绝对压强分析过程如下组成分析xF 0195xD 0841xW 3913×10-52产量换算要求生产能力为5000TY年开工7200小时则馏出液流率D 464×10-3Kmols 公式3-1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783℃水沸点100℃在60℃温度时乙醇的摩尔汽化潜热为39300kJmol水的摩尔汽化潜热为40700kJmol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板上升的蒸汽量相等各板下降的液体量也相等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 即为精馏段逐板下降的液体量由此可得塔内各段气液两相的摩尔流量为精馏段公式3-2提馏段公式3-3图1-2 塔内摩尔流示意图1-2 The tower Moore flow schematic diagram32理论板数的计算精馏段中某一块上升蒸汽组成yn1与下降液体xn的关系为yn1 xn xnxD 公式3-4提馏段中同样的关系表述为yn1 xn 公式3-5以上两方程在y--x图上交于一点设此点的坐标为yq xq则有yq xq从两式中消去xD得yq xq为交点轨迹方程q线方程∵q 1∴q线为一条过xF xF且与x轴垂直的直线设此直线与平衡曲线交于exe ye则最小回流比为0486∴Rmin 0946图1-3 Rmin 0946理论塔板数1-3 Rmin 0946 Theoretical plates∵R 11～2R且当精馏塔操作方程在y轴上截距为039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 039R≈1156∴R应该大于1156即R 1222Rmin取R 2RminR 17RminR 14Rmin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 2Rmin1892 12 第 9 块板8 R 17Rmin 1609 16 第13块板12 R 14Rmin 1324 19 第16块板15R 2Rmin时≈0291理论塔板数 12第9块板为加料板精馏段需8块板图1-4 R 2Rmin理论塔板数Fig1-4 R 2Rmin Theoretical platesR 17Rmin时≈0322理论塔板数 16第13块板为加料板精馏段需12块板图1-5 R 17Rmin理论塔板数1-5 R 17Rmin Theoretical platesR 14Rmin时≈0362理论塔板数 19第16块板为加料板精馏段需15块板图1-6 R 14Rmin理论塔板数1-6 R 14Rmin Theoretical plates33物料恒算对于整个精馏塔存在物料守恒式公式3-6∵xF 0195xD 0841xW 391310-5D 46410-3Kmols∴W 15410-2KmolsF 20010-2Kmols对于塔内各段而言存在物料守恒式精馏段提馏段LV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--表示图1-7塔内摩尔流示意图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Kmols 表2-2不同的回流比的方案Table2-2 Different reflux ratioR L V R 2Rmin 1892 887×10-3 134×10-2 288×10-2 134×10-2 R 17Rmin 1608 746×10-3 121×10-2 275×10-2 121×10-2 R 14Rmin 1324614×10-3 109×10-2 261×10-2 109×10-2 34塔板数总效率的估算采用Oconnell法将精馏塔劝他效率关联呈α·μL的函数[4]ET 049α·μL-0245 公式3-7式中ET为全塔效率α为塔顶及塔底平均温度下的相对挥发度μL为塔底及塔底平均温度下进料相对平均粘度mPa·s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3-8对于两组份体系总压不太高时相对挥发度α·公式3-9∵≈而lgp A-mmHg式中t为温度℃ABC为常数表2-3常数取值Table2-3Constant valueA B C 水60150℃796681 166821 252800乙醇25～110℃811576 15957622652 ∵在89℃下水的饱和蒸汽压为6747776Pa[5] 因为公式计算不合理查化工手册得水的饱和蒸汽压为5062mmHg公式计算所得乙醇的饱和蒸汽压为11434mmHg公式计算所得∴α≈0547纯液体的粘度采用下式估算lg θ-1式中μL为液体的粘度单位为CP 1CP 10-3Pa·s ρL为液体的密度gcm3Tr为对比温度θ为结构加和因数对于89℃下的乙醇液体计算结果为2C6H10 2× -0462 602490054 0624Tr ≈070TC查表可得0789gcm-3 298K条件下∴乙醇在89℃下黏度为01919CP 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316510-4Pa·s 03165cp ∴μL 0195×019190805×03165 02922cp 公式3-10ET 049αμL-0245 049·02922×0547-0245≈7679 公式3-11故塔板总效率的估算值约为768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35实际塔板数的计算精馏塔的实际板数可按下式计算N NT-1ET 公式3-12式中N为塔内实际塔板数NT为理论塔板数∴对于R 2RminN1 12-1 0768≈15R 17RminN2 16-1 0768≈20R 2RminN3 19-1 0768≈2436热量横算图1-8乙醇水体系 t-x-y相图1-8 Ethanol - water system x-y phase diagram图1-9再沸器1-9 reboilers1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℃常温下乙醇的比热容为cp1 24kJkgK水的比热容cp2 42kJkgK采用R 17Rmin为计算条件则F 20×10-2Kmols∵ 0195×460805×18 235gmol∴F 047kgsQ1 n1·r1·△tn2·r2·△t 公式3-130195×047×240805×047×047×42 ·86-25 11035kw 采用再沸器使液体转化为气体乙醇的汽化潜热r 463kJkg水的汽化潜热r水 2270kJkg均在100℃条件下则 121×10-2kmols 055kgs∴ Q2 n1r1n2r2 055×0195×2270055×0805×463 26396kw 3采用冷水循环使蒸出的产物冷凝冷凝量为LD 746×10-3464×10-3 121×10-2kmols 055kgs则Q3 26396kw4．塔板和塔的主要工艺尺寸设计41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表所示经验关系选取表2-4经验关系Table2-4 empirical relationship塔径m 0305 0508 0816 1624 2440 板间距mm 200300 250350 300450 350600 400600 塔径在08～16范围内选取板间距为400mm为初选值42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μ Kw 公式3-14式中μ为塔内的容许蒸汽速度msρl为溢流液的密度kgm3ρv为上升蒸汽的密度kgm3Kv为常数可通过下图获得Kv板间距cm图1-10求K标准曲线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μ的过程如下溢流液密度ρL 水89℃·x水乙醇89℃·x乙醇公式3-159653×0159072×9999×084175900kgm3上升蒸汽密度ρv 公式3-160159×180842×46 416gmol根据PV nRT在1atm89℃条件下理想气体的体积为V 224× 297Lmol∴ρv 14kgm3在Kv--板间距关系图中查的板间距为400mm时Kv 006∴μ Kv 006 14ms确定μ后塔内径计算公式为D 2 公式3-17式中D为塔内径m V为塔内蒸汽上升量m3sμ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 17Rmin R 14Rmin V1 134×10-2 121×10-2 109 ×10-2 V2 040 036 032 ∴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 060m R 17Rmin时D 057mR 14Rmin时D 054m再分别选取板间距为300350400450500mm分别对不同条件下的R 计算塔内径计算结果如下表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 μ ms R D m3000042098 R 2Rmin 072 R 17Rmin 068R 14Rmin 0653500050116 R 2Rmin 066 R 17Rmin 063R 14Rmin 0594000060140 R 2Rmin 060 R 17Rmin 057R 14Rmin 0544500070163 R 2Rmin 055 R 17Rmin 053R 14Rmin 0505000080181 R 2Rmin 053 R 17Rmin 050R 14Rmin 048 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43塔板详细设计431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173m3h568m3h根据流型选择参考表选择回流型表2-7流型选择参考表Table2-7 flow type selection reference list塔径mm 液体流量m3h 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90160432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a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[]设计时应参考一下原则降液管中的液体线速度小于01ms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τ≥35s 公式式中Af为降液管横截面积弓形降液管宽度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- 00060012 mh0不宜小于0020025m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用平直溢流堰[9]主要计算堰长lw依据溢流形式及液体负荷决定堰长单单溢流型塔板l一般取0608D双溢流型板两侧堰长为0507D其中D为塔径堰长也可由溢流强度计算公式为Lhlw≤100～130m3mh 公式3-19式中lw为溢流堰长mLh为液体流量m3h堰高hw堰高与板上液层高度及堰上液层高度关系如下50-how≤hw≤100-how式中hwhow的单位为mm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how一般大于计算公式为how 公式3-20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00501m内取先求how再求hw工业塔中堰高一般为004005m一般不宜超过01m一般应该使堰高在降液管底端0006m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 07D当板间距HT 03mR 2Rmin时 D 072m∴lw 07×072 050m当R 2Rmin时 288×10-2kmols 158×10-3m3sL 878×10-3kmols 482×10-4m3s∴提馏段how精馏段hw m∴提馏段有50-14≤how≤100-14即36≤how≤86精馏段有50-7≤hw≤100-7即43≤hw≤93取ho hw-0009则提馏段 27≤how≤77精馏段 44≤hw≤84 根据弓形降液管宽度与面积关系图当∵AT 009∴Af 0037m2∵ 014∴wd 014D 010m此时τ 35s分别取lw 06D08D在不同的板间距及回流比下进行计算结果如下列出计算表2-8 lw 06D时的计算结果Table2-8 lw 06 Dcomputational resultslw 08D AfAT 016 WdD 020HT 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 ATm2 Afm2 Wd 提流段τs 精流段τs 03 2 072 0432 0016 0007 0034 0084 0043 0093 0407 00200072 39 127 03 17 068 0408 0016 0007 0034 0084 0043 0093 0363 0018 0068 36 133 03 14 065 0390 0016 0006 0034 0084 0044 0094 03320017 0065 35 148 035 2 066 0396 00170008 0033 0083 0042 0092 0342 0017 0066 38124 035 17 063 0378 0017 0007 0033 00830043 0093 0312 0016 0063 36 133 035 14059 0354 0017 0006 0033 0083 0044 0094 02730014 0059 33 142 04 2 06 0360 0018 00080032 0082 0042 0092 0283 0014 0060 36 11704 17 057 0342 0018 0008 0032 0082 0042 00920255 0013 0057 34 125 04 14 054 0324 0018 0007 0032 0082 0043 0093 0229 0011 0054 32136 045 2 055 0330 0019 0009 0031 00810041 0091 0237 0012 0055 34 111 045 17053 0318 0019 0008 0031 0081 0042 0092 0221 0011 0053 33 121 045 14 05 0300 0019 0007 0031 0081 0043 0093 0196 0010 0050 31 13105 2 053 0318 0019 0009 0031 0081 0041 0091 0221 0011 0053 35 115 05 17 05 0300 0020 0008 0030 0080 0042 0092 0196 0010 0050 33120 05 14 048 0288 0019 0007 0031 0081 0043 0093 0181 0009 0048 32 134表2-9 lw 07D时的计算结果Table2-9 lw 07 Dcomputational resultslw 08D AfAT 016 WdD 020HT 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 ATm2 Afm2 Wd 提流段τs 精流段τs 03 2 072 0504 0014 0006 0036 0086 0044 0094 0407 00370101 70 228 03 17 068 0476 0014 0006 00360086 0044 0094 0363 0033 0095 65 240 03 14065 0455 0014 0005 0036 0086 0045 0095 03320030 0091 63 266 035 2 066 0462 0015 0007 0035 0085 0043 0093 0342 0031 0092 68 224035 17 063 0441 0015 0006 0035 0085 0044 0094 0312 0028 0088 65 240 035 14 059 0413 0015 0006 0035 0085 0044 0094 0273 0025 0083 60 25604 2 06 0420 0016 0007 0034 0084 0043 00930283 0025 0084 64 211 04 17 057 0399 00160007 0034 0084 0043 0093 0255 0023 0080 61 22504 14 054 0378 0016 0006 0034 0084 0044 00940229 0021 0076 58 245 045 2 055 0385 0017 0008 0033 0083 0042 0092 0237 0021 0077 61 200 045 17 053 0371 0017 0007 0033 0083 00430093 0221 0020 0074 59 218 045 14 05 0350 0017 0006 0033 0083 0044 0094 0196 0018 0070 56 236 05 2 053 0371 0018 0008 0032 0082 0042 0092 0221 0020 0074 63 206 05 17 05 0350 0018 0007 0032 0082 0043 0093 0196 0018 0070 59 21605 14 048 0336 0018 0007 0032 0082 0043 0093 0181 0016 0067 57 242表2-10 lw 08D时的计算结果Table2-10 lw 07 Dcomputational resultslw 08D AfAT 016 WdD 020HT 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 ATm2 Afm2 Wd 提流段τs 精流段τs 03 2 072 0576 0013 0006 0037 0087 0044 0094 0407 00650144 124 406 03 17 068 0544 0013 0006 0037 0087 0044 0094 0363 0058 0136 116 426 03 14 065 052 0013 0005 0037 0087 0045 0095 03320053 0130 111 473 035 2 066 0528 00140006 0036 0086 0044 0094 0342 0055 0132 121398 035 17 063 0504 0014 0006 0036 00860044 0094 0312 0050 0126 116 427 035 14059 0472 0014 0005 0036 0086 0045 0095 02730044 0118 107 455 04 2 06 048 0015 00070035 0085 0043 0093 0283 0045 0120 115 37604 17 057 0456 0015 0006 0035 0085 0044 00940255 0041 0114 108 399 04 14 054 0432 0015 0006 0035 0085 0044 0094 0229 0037 0108 102435 045 2 055 044 0016 0007 0034 00840043 0093 0237 0038 0110 108 355 045 17053 0424 0016 0007 0034 0084 0043 0093 0221 0035 0106 105 388 045 14 05 04 0016 0006 0034 0084 0044 0094 0196 0031 0100 99 42005 2 053 0424 0016 0007 0034 0084 0043 0093 0221 0035 0106 112 367 05 17 05 04 0016 0007 0034 0084 0043 0093 0196 0031 0100 104 38405 14 048 0384 0016 0006 0034 0084 0044 0094 0181 0029 0096 101 430图1-11弓形降液管的宽度与面积Fig1-11 bow down the width of the tube with area433鼓泡区筛孔安排a孔径do筛孔的孔径do的选取与塔的操作性能要求物料性质探班厚度材质及加工费用等有关一般认为表面张力为正系统的物系易起泡沫可采用do常为46mm的小孔筛板属于鼓泡型操作表面张力为负系统的物系及易堵的物系可采用do为1025mm的大孔径筛板数喷射型操作[10] b筛孔排列筛孔在筛板上一般按正三角排列起孔心距a 255do常取a 34dado 过小易形成气流相互扰动过大则鼓泡不均匀影响塔板传质效率c开孔率ψ筛板上筛孔总面积与开孔面积之比成为开孔率ψ筛孔按正三角排列时可按下式计算ψ公式3-21式中Ao为筛板上为筛孔的总面积m2Aa为筛板上开孔的总面积m2一般开孔率越大塔板压降低雾沫夹带量少但操作弹性小漏液量大塔板效率低通常开孔率为515d筛孔数n筛板上的筛孔数按下式计算n 公式3-22式中a为孔心距mm孔数确定之后在塔板开孔区内布筛孔若孔数较多可在适当位置堵空应予注意若塔内上下段负荷拜变化较大时应根据流体力学验算情况分段改变筛孔数以提高全塔操作的稳定性Aa的计算公式为单流型计算公式Aa 公式3-23式中 x D2 - wd-wswd为弓形降液管的宽度mws为外堰侧安定区宽度mws 70100㎜r D2 -wcmwc为边缘区宽度小塔可取30～50mm434塔板布置塔板是企业两相传质的场所塔板上通常化肥为以下区域开孔区溢流区安定区边缘区a开孔区为布置筛孔浮阀等部件的有效传质区亦称鼓泡区其面积按在布置在板面上的开孔后求得b溢流区溢流区面积分别为降液管和受液盘所占面积c安定区开孔区与溢流区之间的不开孔区域为安定区破沫区其作用为使降液管流出液体在塔板上均布并防止液体夹带大量泡沫进入降液管其宽度指堰与它最近一排孔中心线之间的距离可参考一下经验值选定溢流堰前的安定区 ws 70100mm进口堰后的安定区 w 50100mm 直径小于1m的塔ws可适当减小d无效区在靠近塔壁的塔板部分需留出一圈边缘支撑塔板边梁之用称无效区[11]其其宽度视需要选定小塔为3050mm大塔为50～70mm为防止液体经过边缘区流过而产生短路现象可在塔板上沿设置旁流挡板在进行鼓泡区筛孔安排计算式当Lw 06DLw 07D时会出现 1的情况而当Lw 08D时可正常计算其计算结果如下表2-11Lw 08D计算结果Table 2-11 Lw 08D computational resultslw 08D AfAT 016 WdD 020 HT m R Rmin D m Wdm Wc m r m Ws m xm Aam2 030 2 0720 0144 003 0330 007 0286 0098 030 170680 0136 003 0310 007 0274 0083 030 140650 0130 003 0295 007 0265 0072 035 20660 0132 003 0300 007 0268 0076 035 170630 0126 003 0285 007 0259 0065 035 140590 0118 003 0265 007 0247 0050 040 20600 0120 003 0270 007 0250 0054 040 170570 0114 003 0255 007 0241 0043 040 140540 0108 003 0240 007 0232 0031 045 20550 0110 003 0245 007 0235 0035 045 17 0530 0106 003 0235 007 0229 0027 045 14 0500 0100 003 0220 007 0220 0003 050 2 0530 0106 003 0235 007 0229 0027 050 17 0500 0100 003 0220 007 0220 0003 050 14 0480 0096 003 0210 007 0214 -5塔板的流体力学验算及设计评述51塔板流体力学验算塔板流体力学验算目的在于检验以上各项工艺尺寸的计算是否合理塔板能否正常操作以便决定是否需要对有关工艺尺寸进行必要的调整[12]塔板压降气体通过塔板的压降包括干板压降hc板上液层阻力hf及鼓泡是克服液体表面张力的阻力h由下式计算ｈp＝ｈc＋ｈf＋h 公式3-24干板阻力ｈ一般可按以下简化式计算ｈ 0051 公式3-25式中为筛孔气速ｍ／ｓ为流量系数对于干板影响较大可通过图求得气体通过液层的阻力hfhf＝0ｈL＝0ｈw＋ｈow式中0为充气系数近似取05～06液体表面张力hh＝式中σ为液体表面张力Ｎ／ｍ．因在不同塔层中液体状态不同h用公式求解偏大故省略h采用lw 08Dado 3ado 4do 4mm5mm6mm时的设计参数计算结果如下表2-12 hp的计算结果Table2-12 hp computational resultslw 08D AfAT 016 WdD 020 d0 4mm ad0 3 a 12mm d0 5mm ad0 3 a 15mm d0 6mm ad0 3 a 18mm HT m R Rmin D m Aa m2 N A0 m2 υ n A0 m2 υ n A0 m2 υ030 2 0720 0098 7893 0010 0101 5052 0010 0101 3508 0010 0101 030 17 0680 00836682 0008 0101 4277 0008 0101 2970 0008 0101 030 14 0650 0072 5797 0007 0101 3710 0007 0101 2576 0007 0101 035 2 0660 0076 6090 00080101 3898 0008 0101 2707 0008 0101 035 170630 0065 5214 0007 0101 3337 0007 0101 23170007 0101 035 14 0590 0050 4050 0005 01012592 0005 0101 1800 0005 0101 040 2 06000054 4343 0005 0101 2779 0005 0101 1930 00050101 040 17 0570 0043 3456 0004 0101 22120004 0101 1536 0004 0101 040 14 0540 00312505 0003 0101 1603 0003 0101 1113 0003 0101 045 2 0550 0035 2835 0004 0101 1814 0004 0101 1260 0004 0101 045 17 0530 0027 2152 00030101 1377 0003 0101 956 0003 0101 045 140500 0003 213 0000 0101 137 **** **** 950000 0101 050 2 0530 0027 2152 0003 01011377 0003 0101 956 0003 0101 050 17 05000003 213 0000 0101 137 **** **** 95 00000101 050 14 0480 - - - - - - - - - -表2-13 hp的计算结果Table2-13 hp computational resultslw 08D AfAT 016 WdD 020 d0 7mm ad0 4 a 28mm d0 5mm ad0 4 a 20mm d0 6mm ad0 4 a 24mm HT m R Rmin D m Aa m2 N A0m2 υ n A0 m2 υ n A0 m2 υ030 2 0720 0098 4440 0006 0057 2842 0006 0057 1973 00060057 030 17 0680 0083 3759 0005 0057 24060005 0057 1671 0005 0057 030 14 0650 00723261 0004 0057 2087 0004 0057 1449 0004 0057 035 2 0660 0076 3426 0004 0057 2192 0004 0057 1523 0004 0057 035 17 0630 0065 2933 00040057 1877 0004 0057 1303 0004 0057 035 140590 0050 2278 0003 0057 1458 0003 0057 10130003 0057 040 2 0600 0054 2443 0003 00571563 0003 0057 1086 0003 0057 040 17 05700043 1944 0002 0057 1244 0002 0057 864 00020057 040 14 0540 0031 1409 0002 0057 9020002 0057 626 0002 0057 045 2 0550 00351595 0002 0057 1021 0002 0057 709 0002 0057045 17 0530 0027 1210 0002 0057 775 0002 0057 538 0002 0057 045 14 0500 0003 120 00000057 77 0000 0057 53 0000 0057 050 20530 0027 1210 0002 0057 775 0002 0057 5380002 0057 050 17 0500 0003 120 0000 0057 77 0000 0057 53 0000 0057 050 14 0480 - - -- - - - - - - 但由于计算而得的hp远大于题目要求的单板压降小于100㎜水柱的准其原因可能是筛板孔径过小气体流速过快使hc过大改进措施为将筛板孔径均乘以2重新计算的结果如下表2-14改进措施后hp的计算结果Table 2-14 measures to improve the calculation results after hplw 08D AfAT 016 WdD 020 d0 8mm ad0 3 a 24mm d0 10mm ad0 3 a 30mm d0 12mm ad0 3 a 36mm HT m R Rmin D m Aam2 N A0m2 υ n A0m2 υ n A0m2 υ030 2 0720 0098 7893 0040 0404 5052 0040 0404 3508 0040 0404 030 17 0680 0083 6682 00340404 4277 0034 0404 2970 0034 0404 030 140650 0072 5797 0029 0404 3710 0029 0404 2576 0029 0404 035 2 0660 0076 6090 0031 0404 3898 0031 0404 2707 0031 0404 035 17 0630 0065 5214 0026 0404 3337 0026 0404 2317 0026 0404 035 14 0590 0050 4050 0020 0404 2592 0020 0404 1800 0020 0404 040 2 0600 0054 4343 0022 0404 2779 0022 0404 1930 0022 0404 040 17 0570 0043 3456 0017 0404 2212 0017 0404 1536 0017 0404 040 14 0540 0031 2505 0013 0404 1603 0013 0404 1113 0013 0404 045 2 0550 0035 2835 0014 0404 1814 0014 0404 1260 0014 0404 045 17 0530 0027 2152 0011 0404 1377 0011 0404 956 0011 0404 045 14 0500 0003 213 0001 0404 137 **** **** 95 0001 0404 050 2 0530 0027 2152 0011 0404 1377 0011 0404 956 0011 0404 050 17 0500 0003 213 0001 0404 137 **** **** 95 0001 0404 050 14 0480 - - - - - - - - - -表2-15改进措施后hp的计算结果Table2-15 measures to improve the calculation results after hplw 08D AfAT 016 WdD 020 d0 8mm ad0 4 a 32mm d0 10mm ad0 4 a 40mm d0 12mm ad0 4 a 48mm HT m R Rmin D m Aam2 N A0m2 υ n A0m2 υ n A0m2 υ030 2 0720 0098 4440 0022 0227 2842 0022 0227 1973 0022 0227 030 17 0680 00833759 0019 0227 2406 0019 0227 1671 0019 0227030 14 0650 0072 3261 0016 0227 2087 0016 0227 1449 0016 0227 035 2 0660 0076 3426 00170227 2192 0017 0227 1523 0017 0227 035 170630 0065 2933 0015 0227 1877 0015 0227 13030015 0227 035 14 0590 0050 2278 0011 02271458 0011 0227 1013 0011 0227 040 2 06000054 2443 0012 0227 1563 0012 0227 1086 00120227 040 17 0570 0043 1944 0010 0227 12440010 0227 864 0010 0227 040 14 0540 00311409 0007 0227 902 0007 0227 626 0007 0227045 2 0550 0035 1595 0008 0227 1021 0008 0227 709 0008 0227 045 17 0530 0027 1210 0006 0227 775 0006 0227 538 0006 0227 045 14 0500 0003 120 0001 0227 77 0001 0227 530001 0227 050 2 0530 0027 1210 0006 0227 775 0006 0227 538 0006 0227 050 17 0500 0003 120 0001 0227 77 0001 0227 53 0001 0227 050 14 0480 - - - - - - - - - -表2-16 hf的计算结果为Table2-16 hf calculation resultsHT m R Rmin how提流段 m how精馏段m 提流段hwm 精流段hwm hf提馏段m hf精馏段m 03 2 0013 0006 0062 0069 00375 00375 03 17 0013 0006 0062 0069 00375 00375 03 14 0013 0005 0062 0070 00375 00375 035 2 0014 0006 0061 0069 00375 00375 035 17 0014 0006 0061 0069 00375 00375 035 14 0014 0005 0061 0070 00375 00375 04 2 0015 0007 0060 0068 00375 00375 04 17 0015 0006 0060 0069 00375 00375 04 14 0015 0006 0060 0069 00375 00375045 2 0016 0007 0059 0068 00375 00375 045 17 0016 0007 0059 0068 00375 00375 045 14 0016 0006 0059 0069 00375 00375 05 2 0016 0007 00590068 00375 00375 05 17 0016 0007 0059 0068 00375 00375 05 14 0016 0006 0059 0069 00375 00375表2-17hc的计算结果Table2-17 hc calculation resultsHT m R Rmin ad0 3A0m2 u0 ms d0 0008C0 hcm d0 0010C0 hcm d0 0012C0 hcm 030 2 0040 1009 075 00170 073 00180 07 00195 030 17 0034 1192 075 00237 073 00251 07 00273 030 14 0029 1373 075 00315 073 00333 07 00362 035 2 0031 1307 075 00286 073 00302 07 00328 035 17 0026 1527 075 00390 073 00412 07 00448035 14 0020 1966 075 00646 073 00682 07 00742 040 2 0022 1833 075 00562 073 00593 07 00645 040 17 0017 2304 075 00888 073 00937 07 01019 040 14 0013 3179 075 01690 073 01783 07 01940 045 2 0014 2809 075 01319 073 01392 07 01514 045 17 0011 3700 075 02290 073 02417 07 02629045 14 0001 37326 075 233001 073 24594307 267476 050 2 0011 3700 075 02290 073 02417 07 02629 050 17 0001 37326 075 233001 073 245943 07 267476 050 14 - - -- - - - - 表2-18 hc的计算结果Table2-18 hc calculation resultsHT m R Rmin ad0 4A0m2。
筛板精馏塔课程设计
化工原理课程设计说明书筛板式精馏塔设计系别：化学工程系班级：水净化1001学号：0903100108 姓名：张泽于指导老师；黄秋颖目录第一部分概述 (4)一、设计目标 (4)二、设计任务 (4)三、设计条件 (4)四、设计内容 (4)五、工艺流程图 (5)第二部分工艺设计计算 (6)一、设计方案的确定 (6)二、精馏塔的物料衡算 (6)1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (6)2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和质量分数 (6)3.物料衡算原料处理量 (6)三、塔板数的确定 (7)1.理论板层数T N的求取 (7)2.全塔效率T E (8)3.实际板层数的求取 (8)四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8)1.操作压强计算 (9)2.操作温度计算 (9)3.平均摩尔质量计算 (9)5.液相平均表面张力计算 (10)6.液相平均粘度计算 (11)五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (11)1.塔径的计算 (11)2.精馏塔的有效高度的计算 (12)六、塔板主要工艺尺寸的计算 (13)1.溢流装置计算 (13)2.塔板布置 (14)3.筛孔数n与开孔率 (15)七、筛板的流体力学验算 (15)1.气体通过筛板压降相当的液柱高度P h (15)2.雾沫夹带量V e的验算 (16)3.漏液的验算 (17)4.液泛验算 (17)八、塔板负荷性能图 (17)1.漏液线 (17)2.雾沫夹带线 (18)3.液相负荷下限线 (19)4.液相负荷上限线 (19)5.液泛线 (20)6. 操作线 (21)十、操作方案的说明： (23)附表 (24)总结 (26)参考文献 (26)第一部分概述一、设计目标分离苯—甲苯混合液的筛板式精馏塔设计二、设计任务试设计分离苯-甲苯混合物的筛板精馏塔。
已知原料液的处理量为9000kg/h，组成为0.49（苯的摩尔分数），要求塔顶馏出液的组成为0.93，塔底釜液的组成为0.02。
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回流比
表2 塔板计算结果
理论板数
板效率
实际板数
理论加料位置
实际加料位置
4. 塔板结构设计
包括板间距的初估，塔径的计算，塔板溢流 形式的确定，板上清液高度、堰长、堰高的初 估与计算，降液管的选型及系列参数的计算， 塔板布置和筛孔/阀孔的布置等，最后是水力 学校核和负荷性能图。
0.76
2. 确定操作回流比R 由Fenske方程计算最小理论板数Nmin
N m in
lg
1
xD xD
1 xw xw
lg m
1
3.9(不包括塔釜)
利用吉利兰关联图，计算NT ~ R如下：
R 0.863 0.988 1.140 1.292 1.444 1.520
NT 14.7 11.8 10.7 9.9 9.3 9.0
0.099
4.28
176.4
0.050
0.186
4.34
173.8
0.075
0.263
4.40
171.3
0.100
i
yi xi
1 xi 1 yi
0.333
4.49
m
1 39
i
说明：平均相对挥发度为 5.62
3.2 绘制t-x-y图及x-y图 在坐标纸上绘图，上大小要求t-x-y图为10×10cm， x-y图为 20×20cm
课程设计的要求
❖带控制点工艺流程图,用3号图纸画 ❖塔设备条件图（带管口）,用3号图纸画 ❖其余工艺设计图,用坐标纸
➢注意事项: 写出详细计算步骤,并注明选用数据的来源 每项设计结束后,列出计算结果明细表 设计说明书要求字迹工整,装订成册上交
学号1-10号 单号 双号
处理量 环己醇组成 45000 t/a 35% 55000 t/a 28%
常压分离环己醇―苯酚连续操作 筛板塔设计计算示例
1. 设计任务书 按要求填入处理量和进料组成
2. 带控制点工艺流程图与工艺说明 （1）带控制点工艺流程图 （2）操作压力的选择 （3）工艺流程叙述
3. 精馏塔工艺计算
3.1 平均相对挥发度的计算
t℃
x
y
i
181.9
0.000
0.000
179.1
0.025
塔釜釜残液组成：环己醇1%，苯酚99% 5. 塔顶压强：101kPa（绝压） 6. 公用工程：循环冷却水：进口温度32℃，出口温度38℃
导热油：进口温度260℃，出口温度250℃
总体要求： 绘制带控制点工艺流程图，完成精馏塔工艺设计以及有关附
属设备的计算与选型。绘制塔板结构简图，编制设计说明书。 1. 精馏塔工艺设计内容：全塔物料恒算、确定回流比；确定塔
苯酚组成 65% 72%
学号11-21号 单号 双号
处理量 环己醇组成 55000 t/a 32% 45000 t/a 28%
苯酚组成 68% 72%
学号22以后 单号 双号
处理量 环己醇组成 50000 t/a 26% 45000 t/a 23%
苯酚组成 74% 77%
计算说明书目录
1. 设计任务书 2. 带控制点工艺流程图与工艺说明 3. 精馏塔工艺计算 4. 塔板结构设计 5. 换热器选型 6. 精馏塔工艺条件图 7. 塔板结构设计结果汇总 8. 符号说明 9. 结束语
化工原理课程设计
筛板精馏塔设计
常压分离环己醇–苯酚连续操作
筛板精馏塔工艺设计任务书
基础设计数据： 1. 处理能力：50000 t/a（年工作按8000小时计） 2. 进料组成：环己醇30%，苯酚70%（mol%，下同） 3. 进料状态：泡点进料 4. 产品要求：塔顶馏出液组成：环己醇98%，苯酚2%
4.1 常用塔板的类型
塔板是气液两相接触传质的场所，为提高塔板性能，采用 各种形式塔板。 （1）泡罩塔
组成：升气管和泡罩
优点：塔板操作弹性大，塔效率也比较高，不易堵。 缺点：结构复杂，制造成本高，塔板阻力大但生产能力不大。
泡罩塔
圆形泡罩 条形泡罩
（2）筛板塔板 塔板上开圆孔，孔径d0：3 - 8 mm; 大孔径筛板d0 ：12 - 25 mm。
绘制NT ~ R关系图，找出最佳回流比。
说明：R取(1.0、1.2、1.4、1.6、 1.8、2.0)Rmin 6 个点
3. 图解法求理论板数及加料板位置 图解法求得NT =5.5（不包括塔釜） 加料板位置nT = 3.0
4.实际板数及加料板位置的确定 全塔效率由O’connell关联式计算：
ET 0.49 m' L 0.245 0.49 5.32 0.30.245 0.44
径、实际板数及加料板位置。 2. 精馏塔塔板工艺设计内容：塔板结构设计、流体力学计算、
负荷性能图、工艺尺寸装配图。 3. 换热器设计：确定冷热流体流动方式，根据换热面积初选换
热器；核算总传热系数；计算实际传热面积；选定换热器型号， 计算管程、壳程压降。
说明： 1. 写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源。 2. 每项设计结束后，列出计算结果明细表。 3. 设计说明书要求字迹工整，按规范装订成册。
进料流量F，kmol/h
塔顶产品流量D，kmol/h
塔釜残液流量W，kmol/h
进料组成，xF(摩尔分数） 塔顶产品组成，xD(摩尔分数） 塔釜残液组成，xW(摩尔分数）
3.4 实际板数及进料位置的确定
1. 确定最小回流比Rmin
Rmin
xD yq
yq xq
0.98 0.687 0.687 0.30
3.3 全塔物料衡算
料液平均分子量：Mm = 0.3×100 + 0.7×94 = 95.8 进料流量：F = 50000×103 /8000×95.8 = 65.24 kmol/h
F=D+W
D=19.5 kmol/h
Fxf = DxD + Wxw
W=45.74 kmol/h
表1 物料衡算表
项目
数值
lw
WD 优点：结构简单、造价低、塔板阻力小。
目前，广泛应用的一种塔型。
（3）浮阀塔板 浮阀塔盘
方形浮阀
圆形浮阀
条形浮阀
方形浮阀
F1型浮阀
优点：浮阀根据气体流量，自动调节开度，提高了塔板的操作弹 性、降低塔板的压降，同时具有较高塔板效率，在生产中得到广 泛的应用。
缺点：浮阀易脱落或损坏。
（4）喷射型塔板 气流方向：垂直 → 小角度倾斜， 改善液沫夹带、液面落差 。 形式：舌形塔板、浮舌塔板、斜孔塔板、垂直筛板等。 气液接触状态：喷射状态 连续相：气相；分散相：液相 促进两相传质。