筛板精馏塔设计图
苯―甲苯精馏分离板式塔设计
板式精馏塔设计任务书设计者：班级学号：指导老师：日期：一、设计题目：苯―甲苯精馏分离板式塔设计设计一座苯―氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯28000吨，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%，原料液中含氯苯30%（以上均为质量分数）二、设计任务及操作条件1、设计任务：生产能力（氯苯）20000吨/年塔顶馏出液含氯苯≤2%塔顶馏出液含苯%≥98塔底釜残液含氯苯%≥998.塔底釜残液含苯%≤2.0产品纯度99.8%操作周期7200小时/年进料组成50%塔效率60%2、操作条件操作压力常压（表压）进料热状态泡点进料回流比 2塔底加热蒸气压力0.5MP（表压）单板压降：≤0.7 kPa3、塔板类型筛板4、工作日每年300天每天24小时连续运行5、厂址三、设计内容：1、精馏塔的物料衡算；2、塔板数的确定；3、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4、精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5、塔板主要工艺尺寸的计算；6、塔板的流体力学验算；7、塔板负荷性能图；8、精馏塔接管尺寸计算；9、绘制生产工艺流程图；10、绘制精馏塔设计条件图；11、绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）；12、对设计过程的评述和有关问题的讨论。
四、设计基础数据其他物性数据可查相关手册目录1.精馏塔的概述 (4)1.1塔设备的类型 (4)1.2塔设备的性能指标 (4)1.3 板式塔与填料塔的比较 (5)1.4精馏原理 (5)2．设计标准 (6)3.设计方案的分析和拟订 (6)4.各部分结构尺寸的确定和设计计算 (6)4.1.设计方案的确定 (6)4.2.精馏塔的物料衡算 (8)4.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (9)4.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (9)4.2.3物料衡算 (9)4.3.塔板数的确定 (10)4.3.1理论板层数NT的求解 (10)4.3.2实际板层数的求取 (12)4.4.精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算 (12)4.4.1 精馏段操作压力计算 (12)4.4.2提馏段操作压力的计算 (12)4.4.3操作温度计算 (13)4.4.4平均摩尔质量计算 (13)4.4.5平均密度的计算 (14)4.4.6液体平均表面张力计算 (15)4.4.7液体平均黏度的计算 (16)4.5.精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 (16)4.5.1.塔径的计算 (16)4.5.2精馏塔有效高度的计算 (18)4.6.塔板主要工艺尺寸的计算 (18)4.6.1溢流装置计算 (18)4.6.2塔板布置 (19)4.7.筛板的流体力学验算 (21)4.7.1塔板压降 (21)4.7.2液面落差 (22)4.7.3液沫夹带 (22)4.7.4液漏 (22)4.7.5.液泛 (23)4.8.塔板负荷性能图 (23)4.8.1漏液线 (23)4.8.2液沫夹带线 (24)4.8.3液相负荷下限线 (25)4.8.4液相负荷上限线 (25)4.8.5液泛线 (25)五、设计小结 (28)六、参考资料 (29)设计说明书一、精馏塔的概述1.1塔设备的类型设备塔是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的汽液传质设备。
精馏塔设计图(参考)
设计数量职务姓名日期制图校核审核审定批准比例图幅1∶20A1版次设计项目设计阶段毕业设计施工图精馏塔重量（Kg）单件总重备注件号图号或标准号名称材料12345基础环筋板盖板垫板静电接地板14824241Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A·F 16MnR Q235-A 67891011121314151617JB4710-92GB/T3092-93HG20594-97JB4710-92GB/T3092-93HG20594-97JB4710-92GB/T3092-93HG20594-97HG5-1373-80引出孔 φ159×4.5引出管 DN40法兰 PN1.0，DN40排气管 φ80接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20液封盘塔釜隔板筒体 φ1600×16进料管 DN32法兰 PN1.0，DN32吊柱111411111111 6.723.931.55322.794.2374.19140.62.975.382.364.671.170.411.0321.9376181210.692.02380Q235-A·F Q235-A 1111111311177511组合件16MnR Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 45Q235-A·F Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 组合件Q235-A 111111224Q235-A 16MnR Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A181920212223242526272829303132333435363738394041扁钢 8×16HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97GB/T3092-93GB/T3092-93GB/T3092-93HG8162-87JB/T4737-95HG20594-97HG20594-97GB/T3092-93GB/T3092-93GB/T3092-93JB/T4736-95HG21515-95HJ97403224-3HJ97403224-7JB/T4734-95JB4710-92JB4710-921Q235-A HG20652-1998JB/ZQ4363-86上封头DN1600×16接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20出气管 DN600法兰 PN1.0，DN600接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20气体出口挡板回流管 DN45法兰 PN1.0，DN45补强圈 DN450×8人孔 DN450塔盘接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20下封头DN1600×16裙座筒体法兰 PN1.0，DN20引出管 DN20引出孔 φ133×4检查孔排净孔地脚螺栓M42×4.5GB704-88370.70.411.0382.3248.10.411.031.874.150.962.36118.3310.10.411.03370.738021.032.612.2442.540.616.944.3δ=81406234541393837789101112363534333213143115163029172827262524231819202122abcdefighj1klnm5m7ⅥⅤⅣⅢⅡⅠ技术要求1、本设备按GB150-1998《钢制压力容器》和HG20652-95《钢制化工容器制造技术要求》进行制造、试验和验收，并接受劳动部颁发《压力容器安全技术监察规程》的监督；2、焊条采用电弧焊，焊条牌号E4301；3、焊接接头型式及尺寸，除图中标明外，按HG20583-1998规定，角焊缝的焊接尺寸按较薄板厚度，法兰焊接按相应法兰中的规定；4、容器上A、B类焊缝采用探伤检查，探伤长度20%；5、设备制造完毕后，卧立以0.2MPa进行水压试验；6、塔体直线允许度误差是H/1000，每米不得超过3mm，塔体安装垂直度允差是最大30mm；7、裙座螺栓孔中心圆直径允差以及相邻两孔或任意两弦长允差为2mm；8、塔盘制造安装按JB1205《塔盘技术条件》进行；9、管口及支座方位见接管方位图。
塔板式精馏塔设计(图文表)
塔板式精馏塔设计(图文表)（一）设计方案的确定本设计任务为乙醇-水混合物。
设计条件为塔顶常压操作，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
酒精精馏与化工精馏过程不同点就在于它不仅是一个将酒精浓缩的过程，而且还担负着把粗酒精中50多种挥发性杂质除去的任务，所以浓缩酒精和除去杂质的过程在酒精工业中称为精馏。
物料中的杂质基本上是在发酵过程中生成的，只是很少数的杂质是在蒸煮和蒸馏过程中生成的。
本次设计的精馏塔用板式塔，内部装有塔板、降液管、各种物料的进出口及附属结构（如全凝器等）。
此外，在塔板上有时还焊有保温材料的支撑圈，为了方便检修，在塔顶还装有可转动的吊柱。
塔板是板式塔的主要构件，本设计所用的塔板为筛板塔板。
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能使筛板塔满足要求的操作弹性，而且效率高，并且采用筛板可解决堵塞问题，还能适当控制漏液。
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。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。
该物系属不易分离物系，最小回流比较小，采用其1.5倍。
设计中采用图解法求理论塔板数，在溢流装置选择方面选择单溢流弓形降液管。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。
（二）精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量 M 乙醇=46kg/kmol纯水的摩尔质量 M 水 =18kg/kmolx F =18/65.046/35.046/35.0+=0.174x D =18/1.046/9.046/9.0+=0.779x W =46/995.018/005.018/005.0+=0.0022.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F =0.174×46＋18×(1-0.174)= 22.872 kg/kmol M D =0.779×46＋18×(1-0.779)= 39.812 kg/kmol M W =0.002×46＋18×(1-0.002)= 18.056 kg/kmol3.物料衡算 D=30024812.3948000000⨯⨯=167.454 kmol/hF=D+WF ·x F =D ·x D +W ·x W解得 F=756.464 kmol/h W=589.01 kmol/h｛（三）塔板数的确定1.回流比的选择由任务书提供的乙醇-水物系的气液平衡数据绘出x-y 图；由于设计中选用泡点式进料，q=1，故在图中对角线上自点a（x D,x D）作垂线，与Y轴截距oa=x D/(R min+1)=0.415 即最小回流比R min=x D/oa-1=0.877取比例系数为1.5，故操作回流比R为R=1.5×0.877=1.3162.精馏塔的气液相负荷的计算L=RD=1.316×167.454=220.369 kmol/hV=L+D=(R+1)D=2.316×167.454=387.823 kmol/h L ’=L+qF=220.369+756.464=976.833 kmol/h V ’=V+(q-1)F=V=387.823 kmol/h3.操作线方程精馏段操作线方程为 y=1+R R x+11+R x D =1316.1316.1+x+11.3161+×0.779即：y=0.568x+0.336提馏段操作线方程为y=F q D R qF RD )1()1(--++x-F q D R DF )1()1(--+-x W=1.316*167.454+1*756.464(1.316+1)*167.454x-756.464167.454(1.3161)*167.454-+×0.002 即：y=2.519x-0.0034.采用图解法求理论塔板数塔顶操作压力P D=101.3 KPa单板压降△P=0.7 kPa进料板压力P F=0.7×18+101.3=113.9 kPa塔底操作压力P W=101.3+0.7×26=119.5 kPa精馏段平均压力P m=(101.3+113.9)/2=107.6 kPa 压力P m=(113.9+119.5)/2=116.7 kPa2.操作温度计算计算全塔效率时已知塔顶温度t D=78.43 o C进料板温度 t F=83.75 o C塔底温度t W=99.53 o C精馏段平均温度t m=(t D+t F)/2=(78.43+83.75)/2=81.09 o C提馏段平均温度t m=(t W+t F)/2=(99.53+83.75)/2=91.64 o C3.平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由x D=y1=0.779 查上图可得x1=0.741M VDm=0.779×46+(1-0.779)×18=39.812 g/molM LDm=0.741×46+(1-0.741)×18=38.748 g/mol进料板平均摩尔质量计算 t f=83.74 o C由y F=0.518 查上图可得x F=0.183M VFm =0.518×46+(1-0.518)×18=32.504 g/mol M LFm =0.183×46+(1-0.183)×18=23.124 g/mol 精馏平均摩尔质量M Vm =( M VDm + M VFm )/2=36.158 g/molM Lm =( M LDm + M LFm )/2=30.936 g/mol4.平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即ρVm =RT PMv =)15.27309.81(314.8158.366.107+⨯⨯=1.321 kg/m 3 液相平均密度计算液相平均密度依1/ρLm =∑αi /ρi 计算 塔顶液相平均密度计算t D =78.43 o C 时 ρ乙醇=740 kg/m 3 ρ水=972.742 kg/m 3ρLDm =)742.972/1.0740/9.0(1+=758.14 kg/m 3进料板液相平均密度计算t F =83.75 o C 时 ρ乙醇=735 kg/m 3 ρ水=969.363 kg/m 3ρLFm =)363.969/636.0735/364.0(1+=868.554 kg/m 3塔底液相平均密度计算t W =99.53 o C 时 ρ乙醇=720 kg/m 3 ρ水=958.724 kg/m 3ρLWm =)724.958/995.0720/005.0(1 =957.137 kg/m 3精馏段液相平均密度计算ρLm =(ρLFm +ρLDm )/2=(758.14+868.554)/2=813.347 kg/m 3提馏段液相平均密度计算ρLm =(ρLFm +ρLWm ）/2=(957.137+868.554)/2=912.846 kg/m 35.液体平均表面张力计算液体平均表面张力依σLm =∑x i σi 计算塔顶液相平均表面张力计算t D =78.43时 σ乙醇=62.866 mN/m σ水=17.8 mN/m σLDm =0.779×17.8+0.221×62.886=84.446 mN/m 进料板液相平均表面张力计算t F =83.75时 σ乙醇=61.889 mN/m σ水=17.3 mN/m σLFm =0.183×17.3+0.817×61.889=53.729 mN/m 塔底液相平均表面张力计算t W =99.53时 σ乙醇=58.947 mN/m σ水=15.9 mN/m σLWm =0.005×15.9+0.995×58.947=58.732 mN/m 精馏段液相平均表面张力计算σLm =(84.446+53.729)/2=69.088 mN/m 提馏段液相平均表面张力计算σLm =(58.732+53.729)/2=56.231 mN/m6.液体平均粘度计算液体平均粘度依lgμLm=∑x i lgμi计算塔顶液相平均粘度计算t D=78.43o C时μ乙醇=0.364mPa·s μ水=0.455 mPa·slgμLDm=0.779lg(0.455)+0.221lg(0.364)=-0.363μLDm =0.436 mPa·s进料液相平均粘度计算t F=83.75 o C时μ乙醇=0.341mPa·s μ水=0.415 mPa·slgμLFm=0.183lg(0.415)+0.817lg(0.341)=-0.452μLFm=0.353 mPa·s塔底液相平均粘度计算t W=99.53 o C时μ乙醇=0.285mPa·s μ水=0.335 mPa·slgμLWm=0.002lg(0.335)+0.998lg(0.285)=-0.544μLWm=0.285 mPa·s精馏段液相平均粘度计算μLm=(0.436+0.353)/2=0.395 mPa·s提馏段液相平均粘度计算μLm=(0.285+0.353)/2=0.319 mPa·s（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算精馏段的气液相体积流率为V S =ρ3600VM =2.949 m 3/s L S =ρ3600LM =0.0023 m 3/s 查史密斯关联图，横坐标为Vh Lh (vlρρ)21=949.20023.0(321.1347.813) 1/2=0.0196取板间距H T =0.45m ，板上液层高度h L =0.06m ， 则H T -h L =0.39m 查图可得C 20=0.08 由C=C 20(20L σ)0.2=0.08(69.088/20)0.2=0.103u max =C (ρL -ρV )/ ρV =2.554 m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为 u=0.7u max =1.788 m/sD=4V s /πu=788.1/14.3/949.2*4=1.39 m 按标准塔径元整后 D=1.4 m 塔截面积A T =(π/4)×1.42=1.539 ㎡ 实际空塔气速为 u=2.717/1.539=1.765 m/s 2.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 精=（N 精-1）H T =7.65 m 提馏段有效高度为Z 提=（N 提-1）H T =3.15 m在进料板上方开一人孔，其高度为 1m 故精馏塔的有效高度为 Z=Z 精+Z 提+1=7.65+3.15+1=11.8 m（六）塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算因塔径D=1.4 m ，可选用单溢流弓形降液管 堰长l W =0.7×1.4=0.98 m 2.溢流强度i 的校核i=L h /l W =0.0023×3600/0.98=8.449≤100~130m 3/h ·m 故堰长符合标准 3.溢流堰高度h W平直堰堰上液层高度h ow =100084.2E （L h /l W ）2/3由于L h 不大，通过液流收缩系数计算图可知E 近似可取E=1h ow =100084.2×1×（L h /l W ）2/3=0.0119 mh W =h L -h ow =0.06-0.0119=0.0481 m 4.降液管尺寸计算查弓形降液管参数图，横坐标l W /D=0.7 可查得A f /A T =0.093 W d /D=0.151 故 A f =0.093A T =0.143 ㎡ W d =0.151W d =0.211 ㎡留管时间θ=3600A T H T /L H =27.64 s ＞5 s 符合设计要求5.降液管底隙高度h oh O =L h /3600l W u 0’=0.0023/0.98×0.08=0.03 m h W -h O =0.0481-0.03=0.0181 m ＞0.006 m 6.塔板布置塔板的分块 D=1400 mm ＞800 mm ，故塔板采用分块式。
筛板精馏塔设计PPT课件
导热油：进口温度260℃，出口温度250℃
筛板精馏塔设计
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
2. 确定操作回流比R 由Fenske方程计算最小理论板数Nmin
Nminlg1xlD xgDm 1xwxw13.9(不包括)塔釜
筛板精馏塔设计
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
筛板精馏塔设计
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
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
筛板精馏塔设计
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：
筛板精馏塔设计
苯酚组成 74% 77%
分离乙醇水精馏塔设计(含经典工艺流程图和塔设备图)
分离乙醇-水的精馏塔设计设计人员：所在班级：化学工程与工艺成绩：指导老师：日期：化工原理课程设计任务书一、设计题目：乙醇---水连续精馏塔的设计二、设计任务及操作条件（1）进精馏塔的料液含乙醇35％（质量分数，下同），其余为水；（2）产品的乙醇含量不得低于90％；（3）塔顶易挥发组分回收率为99％；（4）生产能力为50000吨/年90％的乙醇产品；（5）每年按330天计，每天24小时连续运行。
（6）操作条件a）塔顶压强 4kPa （表压）b）进料热状态自选c）回流比自选d）加热蒸汽压力低压蒸汽（或自选）e）单板压降 kPa。
三、设备形式：筛板塔或浮阀塔四、设计内容：1、设计说明书的内容1）精馏塔的物料衡算；2）塔板数的确定；3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4）精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5）塔板主要工艺尺寸的计算；6）塔板的流体力学验算；7）塔板负荷性能图；8）精馏塔接管尺寸计算；9）对设计过程的评述和有关问题的讨论；2、设计图纸要求；1）绘制生产工艺流程图（A2 号图纸）；2）绘制精馏塔设计条件图（A2 号图纸）；五、设计基础数据：1.常压下乙醇---水体系的t-x-y 数据；2.乙醇的密度、粘度、表面张力等物性参数。
一、设计题目：乙醇---水连续精馏塔的设计二、设计任务及操作条件：进精馏塔的料液含乙醇35％（质量分数，下同），其余为水；产品的乙醇含量不得低于90％；塔顶易挥发组分回收率为99％，生产能力为50000吨/年90％的乙醇产品；每年按330天计，每天24小时连续运行。
塔顶压强 4kPa （表压）进料热状态自选回流比自选加热蒸汽压力低压蒸汽（或自选）单板压降≤0.7kPa。
三、设备形式：筛板塔四、设计内容：1）精馏塔的物料衡算：原料乙醇的组成 xF＝＝0.1740原料乙醇组成 xD0.7788塔顶易挥发组分回收率90％平均摩尔质量 MF =由于生产能力50000吨／年，.则 qn，F所以，qn，D2）塔板数的确定：甲醇—水属非理想体系，但可采用逐板计算求理论板数,本设计中理论塔板数的计算采用图解法。
《课程设计筛板塔设计》PPT课件
精选PPT
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5、回流比的选择
计算最小回流比；
确定适宜的回流比，R=(1.1~2)Rmin
R=(1.6~1.9)Rmin
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6、塔板效率的估算
经验式估算 关联图估算
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四、塔板结构设计
1、板间距的选定 因素：雾沫夹带，物料的发
泡性，操作弹性，安装后检 修方便。
2、塔盘类型及塔盘结构： 300~900mm，用整块塔盘， 定管距式支撑结构： 重叠式支撑结构 >700mm 塔节长度；决定于塔径和支
撑结构。
塔径300~500mm，塔节长度 800~1000mm，以手臂深入 塔节内操作； 塔径600~700mm，塔节长度 1200~1500mm，以上身深入 塔节内操作； 塔径800mm，塔节长度 2000~2500mm，以人体深入 塔节内操作。 定距管结构，每个塔节内 5~6个塔板。 重叠式不受限制。 精选分PP块T 式塔盘，>800mm。 26
6.078 1343.94 219.58
5
4、苯的生产工艺流程
5
6
7
8
3
9
4
1
2
4 11 12
1.轻苯储槽 2.进料泵 3.纯苯精馏塔 4.加热器 5.冷凝冷却器 6.油水分离器 7.回流槽 8.计量槽 9.回流泵 10.喷淋式冷却器 11.釜液储槽
精选PPT
6
精馏塔流程
精选PPT
7
精馏段 提馏段
3、板式塔内部工艺结构
四、塔板结构设计
（1）人孔:
（3）塔底空间:
筛孔板式塔设计
χF、χD、χW——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。
解得：
代入数据可得：D=35.295kmol/h W=44.915kmol/h
3.2
3.2.1
表1常压下苯——甲苯的气液平衡数据
温度t
℃
液相中苯的摩尔分率
x
气相中苯的摩尔分率
关键词：筛板塔；苯-甲苯；精馏；负荷性能图；塔设备；结构
Abstract
Sieve plate tower is the main gas liquid mass transfer in chemical production equipment.To complete the binary system benzene - toluene distillation tower equipment, the use of design, the design tasks for the separation of feed rate of 50000 tons/year, the mass fraction of40% of benzene - toluene solution, make the top products of benzene mass fraction of 96%, the bottom kettle liquid mass fraction of2%.We for the technological design of this tower, according to the theoretical plate number obtained by cascade graphical method calculation for 15, real plate number is 27, and feeding location in13boards.For the design of the plate structure, the tower diameter 1.2m, plate spacingof 0.4mon the plate, are within the scope of the safety operation, determine the operating point, rectifying section elastic operation is5.04, stripping section of the elastic operating at5.30, conform to the requirements of the operation.Finally auxiliary equipment and height calculation.This design including equipment analysis, selection, calculation, accounting, drawing, etc., is a complete distillation process design, the design result satisfies the requirement of design task, reasonable structure, is an ideal design.
精馏塔设计图(参考)
40 HG20652-1998 排净孔
2
39 JB4710-92
检查孔
1 Q235-A
38 JB4710-92
引出孔 φ133×4 1 Q235-A
37 GB/T3092-93 引出管 DN20
1 Q235-A
36 HG20594-97 法兰 PN1.0，DN20 1 Q235-A
35 HJ97403224-7 裙座筒体
筒体、封头、法兰 170 0.58 1 57.9327
50
16 15
Ⅴf
14
13
12 11 10
i 9
8
j1
7
6
k 5
4 3 2 1
35
34
33 29 30
32 m5
31
30
31 5
4
3
2
32
1
Ⅳ
33
g
h
n
34
Ⅲ
35
j3
36
Ⅱ
37
38
l
39
40 41
Ⅰ
m7
51
50 平台一
49
48
47
46
45
44
43
排气管 φ80
4 Q235-A
8
HG20594-97
法兰 PN1.0，DN40 1 Q235-A
7
GB/T3092-93 引出管 DN40
1 Q235-A
6 JB4710-92
引出孔 φ159×4.5 1 Q235-A
5
静电接地板
1
Q235-A
4
垫板
24 Q235-A
3
盖板
化工原理课程设计---筛板塔的设计--讲解PPT课件
计算气体流通面积 A VS u
5
确定液流型式：
由液体流量确定 单溢流型或双溢流型 • 确定 lW D ：
单溢流型lW D = 0.6---0.8 ， 双溢流型lW D = 0.5—0.7
查图10—40 查得 溢流管面积与塔板总面积比
A f AT
6
计算塔板总面积 AT
由 Af AT A
15
• 其中 hW 取值
堰上液高
2
2
hoW
C0
1 2g
Lh lW
3
2.84
103
E
Lh lW
3
液面落差
=0.0476b 4H f 2 L LS z bH f 3 L V
有时可忽略
降液管阻力
hf
1
2 gC 02
• 计算
eV
L 1 V
≤0.1kg液体/kg干气
其中液沫夹带分率 由图10-47查得
14
3.溢流液泛条件的校核：
• 必须满足以下条件
H fd
Hd
<
H T hW
相对泡沫密度
易起泡0.3—0.4；不易起泡0.6—0.7
式中计算降液管中清液层高度
Hd hw how hf hf
21
• 第二点：取任意液相流量 Lh = 100m3/h ， 同样方法计算得 气体流量 Vh u0W A0 =4040 m3/h 得第二点 Lh = 100m3/h ， 气体流量 Vh =4040 m3/h
筛板塔的设计
限于一般孔径的泡沫型操作的筛板 塔的设计
10.1板式塔
Vyn1 eVVxn1
2020/5/6
Dx D
L eVV xn
L eVV
第10章 气液传质设备
eVV L
V
25
（4）全塔效率
ET
NT NP
NT Np------分别为完成同样分离任务所需的理论板数及实际板数。
影响 ET 的因素：
（1）塔板结构；
（2）气液流动状况； （3）物系的难易分离程度 P118 图10-19、图10-20、图10-21
1）克服板上泡沫层的静压；
hl hL
2）形成气液界面的能量消耗； 3）通过液层的摩擦阻力损失。
hL为板上清液层厚度， 实际含泡沫的液层厚
度大于此值。
2020/5/6
第10章 气液传质设备
12
10.1.4 塔板上气液两相的非理想流动 10.1.4.1 空间上的反向流动 1、液沫夹带(entrainment)
y
n
可能大于平衡组成
y
* n
即默费里板效率可以大于 1 。
G
xn yn
L
L y'n
x'n
也就是说实际塔板原则上可以优于
理论塔板。
但是，通常点效率值远小于 1 ，实
G
际塔板的默费里板效率值一般是小
于 1 的。
可见，返混对传质不利，返混程度越大，默费里板效率越低。
2020/5/6
第10章 气液传质设备
23
第10章 液体精馏 （4学时）
10.1 板式精馏塔(tray tower)
10.1.1板式塔的构造
首先观看录像片
板式塔的设计意图：
（1）在每块塔板上汽液两相必须保持密切而 充分的接触，为传质过程提供足够大而且不断 更新的相际接触面积，减小传质阻力；
板式塔筛板塔设计ppt课件
uf
uf Cf20200.2LVV0.5
式中
—— 气体负荷u因f 子，m/s；可由
查取
C f 20 —— 液相表面张力，mN/m
图3
—— 气、液相密度，kg / m³
注意V：、L是以塔内气体流通Fra bibliotek积，即塔的横截面积减去降
液管面积（uAfT –Af ）为依据计算的。
为深入学习习近平新时代中国特色社 会主义 思想和 党的十 九大精 神,贯彻 全国教 育大会 精神,充 分发挥 中小学 图书室 育人功 能
（1）塔板直径D； （2）板间距HT； （3）溢流堰的型式，长度 lW 和高度 hw； （4）降液管型式、降液管底部与塔板间的距离ho；
（5）液体进、出口安定区的宽度Ws’、Ws ,边缘
区宽度Wc；
（6）筛孔直径do,孔间距t。
为深入学习习近平新时代中国特色社 会主义 思想和 党的十 九大精 神,贯彻 全国教 育大会 精神,充 分发挥 中小学 图书室 育人功 能
(1) 若V、L变化不大，可以精馏段或提馏段的平均值为
代表进行设计.
(2) 若V、L变化较大，应分段处理，各段分别取平均值
进行设计。
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4.2塔板的设计参数
筛板塔设计必须确定的主要结构参数有（参阅 图 2 ）：
3.4.2塔板效率的估计
塔板效率与物系性质、塔板结构及操作条件 等众多因素有关，尚无精确的计算方法。
常用的估计方法有： （1）参考生产现场同类型的塔板、物系性质
相同（或相近）的塔板效率数据。 （2） O’connell关联图 （3）朱汝瑾公式 （4）Van Winkle 关联 （5）A·I·Ch·E 法
苯甲苯筛板精馏塔装配图
管口方位示意图
b
c
d
b
c
d a
e
m7
f
m5
g
h i
j1
j3
k
l
e l j3
m1-7
j4
g
h
j2
n
a
f k j1
i
筛板结构图
1:20（除筛孔外）
Ⅰ
Ⅰ
Ⅱ
Ⅱ
1:6
1
2
3
4
15
14
13
35
34
技术要求
1.本设备按GB150-1998《钢制压力容器》和HG20625-95《钢制化工
容器制造技术要求》进行制造、试验和验收，并接受劳动部颁发《》的监督；
2.焊条采用电弧焊，焊条牌号E4301；
3.焊接接头型式及尺寸，除图中标明外，按HG20583-1998规定，
角焊缝的焊接尺寸按较薄板厚度，法兰焊接按相应法兰中的规定；
4.容器上A、B类焊缝采用探伤检查，探伤长度20%；
5.设备制造完毕后，卧立以0.2MPa进行水压试验；
6.塔体直线允许度误差是H/1000，每米不得超过3mm，
塔体安装垂直度允许误差是最大30mm；
7.裙座螺栓孔中心圆直径允差以及相邻两孔或任意两弦长允差为2mm；
8.塔盘制造安装按JB1205《塔盘技术条件》进行；
9.管口及支座方位见接管方位图。