板式塔设计
板式塔设计
板式塔设计概述本章符号说明英文字母A a——塔板开孔区面积，m2；A f——降液管截面积，m2；A0——筛孔总面积，m2；A T——塔截面积，m2；c0——流量系数，无因次；C——计算u max时的负荷系数，m/s；C s——气相负荷因子，m/s；d0——筛孔直径，m；D——塔径，m；ev——液沫夹带量,kg(液)/kg(气)；E——液流收缩系数，无因次;E T——总板效率，无因次；F——气相动能因子，kg1/2/(s·m1/2)；F0——筛孔气相动能因子，kg1/2/(s·m1/2)；h1——进口堰与降液管间的水平距离，m；h c——与干板压降相当的液柱高度，m液柱；h d——与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m：h f——塔板上鼓泡层高度，m；h l——与板上液层阻力相当的液柱高度，m；h L——板上清液层高度，m；h0——降液管的底隙高度，m；h ow——堰上液层高度，m；h w——出口堰高度，m；h′w——进口堰高度，m；hσ——与克服σ的压降相当的液柱高度，m；H——板式塔高度;H B——塔底空间高度，m；H d——降液管内清液层高度，m；H D——塔顶空间高度，m；H F——进料板处塔板间距，m ；H P——人孔处塔板间距，m；H T——塔板间距，m；H1——封头高度，m；H2——裙座高度，m；K——稳定系数，无因次；l W——堰长，m；L h——液体体积流量，m3/h；L S——液体体积流量，m3/s；n——筛孔数目；N T——理论板层数；P——操作压力，Pa；△P——压力降，Pa；△P p——气体通过每层筛板的压降，Pa；r——鼓泡区半径，m；t——筛孔的中心距，m；u——空塔气速，m/s；u F——泛点气速，m/su0——气体通过筛孔的速度，m/s；u0.min——漏液点气速，m/s；u′0——液体通过降液管底隙的速度，m/s；V h——气体体积流量，m3/h；V S——气体体积流量，kg/s；W L——液体质量流量，kg/s；W V——气体质量流量，kg/s；W c——边缘无效区宽度，m；W d——弓形降液管宽度，m；W s——破沫区宽度，m；Z——板式塔的有效高度，m；希腊字母β——充气系数，无因次；δ——筛板厚度，mθ——液体在降液管内停留时间，s；μ——粘度，Pa·s；ρ——密度，kg/m3；σ——表面张力，N/m；φ——开孔率或孔流系数，无因次；ψ——液体密度校正系数，无因次。
板式塔的设计
泡罩实物
泡罩塔板 a.操作示意图；b.塔板平面图；c.圆形泡罩
一、塔板的类型
泡罩塔板的优缺点 优点
操作弹性大 塔板不易堵塞
缺点
生产能力及板效率较低 结构复杂、造价高
一、塔板的类型
(2)筛孔塔板
筛孔塔板简称筛板，1830年问世，其结构特 点是在塔板上开有许多均匀小孔，孔径一般为3～ 8mm。筛孔在塔板上为正三角形排列。塔板上设 置溢流堰，使板上能保持一定厚度的液层。
浮阀实物
浮阀塔板 a.F1 型浮阀；b. V-4 型浮阀；c. T 型浮阀
V－V塔板
梯形导向浮阀塔板
新型浮阀塔板
一、塔板的类型
浮阀塔板的优缺点 优点
结构简单、造价低 操作弹性大 生产能力大 塔板效率较高
缺点
处理易结焦、高黏度物料阀片易与塔板粘结 操作时阀片易脱落或卡死
喷射接触状态
五、板式塔的流体力学性能
2. 塔板压降 气体通过塔板需克服一定的阻力塔板压降。 干板阻力 板上各部件所造成的局部阻力。 塔板 充气液层阻力 阻力 板上充气液层的静压力形成的阻力。 表面张力阻力 液体表面张力形成的阻力。 塔板压降=干板压降+充气液层压降+表面张力压降
五、板式塔的流体力学性能
塔板的负荷性能 用负荷性能图表 示
操 作 点
操作线
2
5
雾沫夹 带线
液泛线
液 相 负 荷 下 限 线
qV ,V1 qV ,V
3
4
1
qV ,L1 qV , L
液 相 负 荷 上 限 线 漏液线
塔板的负荷性能图
六、板式塔的操作特性
(1)漏液线
漏液线气相负荷下限线
板式塔的设计要点
板式塔的设计要点1、对于理想混合物，其相对挥发度可以取其纯组分蒸汽压的比值。
2、塔的操作压力主要取决于冷凝器中冷剂的冷凝温度，以及再沸器中为避免工艺物流热降解而允许的最高温度。
3、对于顺序分离精馏塔系列：首先进行最容易的分离(采用最小塔板数及最小回流比)如果相对挥发度及进料组成变化不是很大，可一次将需要的产品精馏出塔顶。
如果相对挥发度及进料组成变化很明显，按照其挥发度的降序排列，依次精馏出所需产品。
如果进料浓度变化很明显，但是相对挥发度相差不多，按照其浓度的降序排列，依次精馏出所需产品。
4、最经济的回流比通常在最小回流比的1.2 ~ 1.5倍之间。
5、最经济的塔板数通常取最小理论板数的两倍，而最小理论板数是由Fenske-Underwood关联式决定的6、通常塔盘设计中实际塔盘数目要比计算值富余出10 % 。
7、板间距应该取450 ~ 610 mm。
8、塔盘效率最高值通常在中等压力下蒸气线速度为0.6 m/s；真空条件下蒸气线速度为1.8 m/s。
9、每块塔盘的典型压降为0.007 bar。
10、水溶液物系精馏的塔盘效率通常在60 ~ 90 % ，而气体吸收和汽提塔的塔盘效率接近于10 ~ 20 %。
12、最常见的三类塔盘为浮阀、筛板和泡罩。
泡罩适用于要求低漏液率的工况，其压降比浮阀和筛板塔盘还要低。
13、筛板塔盘筛孔直径约为6 ~ 13mm，开孔面积约占塔盘总鼓泡面积的10 %。
14、浮阀塔盘阀孔直径为38mm，每平方米鼓泡面积中约设置130 ~ 150个浮阀。
15、最普通的堰高为50 ~ 76 mm，典型的堰长取塔径值的75 %。
16、回流泵的输送能力应该有至少10 %的设计余量。
17、适宜的Kremser吸收因子通常在1.25 ~ 2.00之间。
18、回流罐通常是卧式安装，设计停留时间为5分钟时充满罐容积的一半。
19、对大多数的塔，直径至少为0.9 m，其顶部应该留1.2 m高度的蒸气排放空间，底部应该留1.8 m高度的釜液累积排放和再沸器返回接口空间。
《化工原理》电子教案-板式塔及其设计计算
欢迎来到《化工原理》电子教案系列！在本节课中，我们将介绍板式塔及其 设计计算，帮助您深入了解这一关键概念，提升化工工程技能！
什么是板式塔
板式塔是化工工程中常用的分离设备，用于将混合物分离为不同组分。它结 构紧凑，高效可靠，广泛应用于石油、化工、制药等行业。
板式塔的结构和原理
通过分Байду номын сангаас混合物的组分、物理性质和工作条件，确定板式塔的输入和输出条 件。这对于塔设计的准确性和性能优化非常重要。
理论计算与模拟软件的应用
利用化学工程原理和计算方法，进行板式塔的理论计算。同时，计算软件如 Aspen Plus等也为塔设计和优化提供了强大的工具。
实际案例分析
通过实际案例的分析，深入了解板式塔设计和操作中的挑战和解决方案。这 将帮助您应对实际工程中的各种情况。
板式塔由一系列水平放置的平板组成，通过不同级别的填料和板间的液体-气体接触，实现物质的分离。 它运用传质和传质过程来促进组分之间的分离。
板式塔设计计算的基本步骤
板式塔的设计计算包括确定输入和输出条件、理论计算和模拟软件的应用。 了解这些步骤可以帮助您更好地设计和优化板式塔的操作。
确定输入和输出条件
总结和展望
在本节课中，我们回顾了板式塔的概念、结构、工作原理以及设计计算的基本步骤。接下来，我们将进 一步探索相关的研究和最新进展。
《设计实例板式塔》PPT课件
板式塔的设计内容
工艺流程的设计 板式塔的工艺计算 板式塔的机械设计 塔的辅助设备设计与选型
工艺流程的设计
板式塔的设计从两方面考虑:
1.经济方面:应该充分考虑整个系 统热能的利用,以便降低操作费用. 例如:从塔顶出来的蒸气和从塔底 排出的液体带出的热量可用于预热 原料液或它处. 2.全塔操作的稳定性:若操作不稳 定,就不能保证产品质量的均匀. 有 时也把冷凝器分割为两部分,一部 分预热原料液,另一部分用冷却水 使蒸气冷凝.这样可以用控制冷却 水量来控制冷凝器的操作,同时保 证进料温度一定.为此
率控制。
漏液现象
控制阀孔动能因数在5~6之间。
浮阀塔的负荷性能图
• 雾沫夹带线：指控制ev=0.1kg液/kg气时的Vs—— Ls之间关系
• 溢流液泛线：指降液管内泡沫层高度达到最大允许值 时的Vs——Ls之间关系
• 液相负荷上限线（降液管超负荷线），反映了对于液 体在降液管内停留时间的起码要求
塔釜液体虽然温度很高,但用它来 预热原料液,对液-液传热过程其传 热系数很小,则所需传热面积必然 很大
精馏方案的选定
1.操作压力(常压,加压,减压)-----设计压力一般指塔顶压力 沸点低,常压下为气态的物料-----加压操作,
加压可提高操作的平均温度,有利于塔顶蒸气冷凝热的利用或可使用较便宜 的冷却剂,减少冷凝,冷却的费用.在相同的塔径下,适当提高操作压力,还可提 高塔的处理能力.但P提高,再沸器的T提高,相对挥发度下降.
对于选定的塔板间距是否合适，还要在后面进行 流体力学验算，如果不合适需要重新选定，再估 算塔径。
溢流装置 的结构尺寸
? 堰上清液层高度 作用：维持板上液层及液封
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塔
高
加料口板间距加大，设测试
口；
塔釜空间=1-3m，设人孔、测试口；
裙座=2m，设人孔两个。
绘图
➢物料流程图： 只标设备名称，物料构成、流量。
➢塔板构造图： 塔板分块、孔旳排列、降液管旳尺寸；
➢塔体工艺图： 总高、管口位置、板间距、管口方位、 管口表、技术特征表。
河北科技大学
设计 制图 审核 批准
D圆整 初选塔径 1米下列100
进制
构造参数旳设计
hw , ho ,Ws ,Ws' ,Wc ,do , t
how
hn
溢流强度 i= Lh < 3.5 ~ 4.5
hw
LW
计算hOW
hw 20 ~ 50mm
hw hL - how
ho 20 ~ 25mm hw
hL = 60mm
降液管、受液盘旳构造及尺寸
进料管：泵加料 u= 1-3m/s；高位槽进料u= 0.5-1m/s
回流液管：泵回流 u= 1.5-3m/s；重力回流u= 0.5-1m/s
（3）冷却剂、加热剂用量
Qc Vrc WcC p t2 t1
QB VrB W蒸汽 r蒸汽
t2 400C ~ 450C
冷却剂用量 加热剂用量
将工艺计算成果列表
用途
塔顶蒸汽管 排空管 回流管 进料管
塔底蒸进口管 热电阻接口 压力计接口 液位计接口
塔底液体出口管 人孔
河北科技大学
设计 制图 审核 批准
浮阀精馏塔 工艺条件图
图号
材料 比例
1:50
数量 第 1 页共
重量 1页
5、设计阐明书内容
每项单独一页 正文
每项单独一页
化工原理-板式塔设计-2016
目 录第一章 板式精馏塔的设计1.1概述 (1)1.2板式精馏塔的设计原则与步骤 (1)1.3理论塔板数的确定 (3)1.4塔板效率和实际塔板数 (7)1.5 板式精馏塔的结构设计 (8)1.6 板式精馏塔高度及其辅助设备 (27)1.7 板式精馏塔的计算机设计 (31)第二章 板式精馏塔设计举例2.1 苯－甲苯板式精馏塔设计 (33)2.2 乙醇—水板式精馏塔设计 (47)2.3 甲醇—水板式精馏塔设计 (66)第三章 塔设备的机械计算3.1 塔体及裙座的强度计算 (86)3.2 塔盘板及其支撑梁的强度、挠度计算 (104)3.3 塔盘技术条件 (105)3.4 塔盘支撑件的尺寸公差 (109)附 录 (111)第一章 板式精馏塔的设计1.1概述蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。
蒸馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。
为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。
蒸馏过程按操作方式可分为间歇蒸馏和连续蒸馏。
间歇蒸馏是一种不稳态操作，主要应用于批量生产或某些有特殊要求的场合；连续蒸馏为稳态的连续过程，是化工生产常用的方法。
蒸馏过程按蒸馏方式可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏和特殊精馏等。
简单蒸馏是一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行。
平衡蒸馏又称闪蒸，也是一种单级蒸馏操作，常以连续方式进行。
简单蒸馏和平衡蒸馏一般用于较易分离的体系或分离要求不高的体系。
对于较难分离的体系可采用精馏，用普通精馏不能分离体系则可采用特殊精馏。
特殊精馏是在物系中加入第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分离的目的。
特殊精馏有萃取精馏、恒沸精馏和盐溶精馏等。
精馏过程按操作压强可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。
一般说来，当总压强增大时，平衡时气相浓度与液相浓度接近，对分离不利，但对在常压下为气态的混合物，可采用加压精馏；沸点高又是热敏性的混合液，可采用减压精馏。
板式塔设计
板式塔设计板式塔设计概述本章符号说明英文字母A a——塔板开孔区面积，m2；A f——降液管截面积，m2；A0——筛孔总面积，m2；A T——塔截面积，m2；c0——流量系数，无因次；C——计算u max时的负荷系数，m/s；C s——气相负荷因子，m/s；d0——筛孔直径，m；D——塔径，m；ev——液沫夹带量,kg(液)/kg(气)；E——液流收缩系数，无因次;E T——总板效率，无因次；F——气相动能因子，kg1/2/(s·m1/2)；F0——筛孔气相动能因子，kg1/2/(s·m1/2)；h1——进口堰与降液管间的水平距离，m；h c——与干板压降相当的液柱高度，m液柱；h d——与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m：h f——塔板上鼓泡层高度，m；h l——与板上液层阻力相当的液柱高度，m；h L——板上清液层高度，m；h0——降液管的底隙高度，m；h ow——堰上液层高度，m；h w——出口堰高度，m；h′w——进口堰高度，m；hσ——与克服σ的压降相当的液柱高度，m；H——板式塔高度;H B——塔底空间高度，m；H d——降液管内清液层高度，m；H D——塔顶空间高度，m；H F——进料板处塔板间距，m ；H P——人孔处塔板间距，m；H T——塔板间距，m；H1——封头高度，m；H2——裙座高度，m；K——稳定系数，无因次；l W——堰长，m；L h——液体体积流量，m3/h；L S——液体体积流量，m3/s；n——筛孔数目；N T——理论板层数；P——操作压力，Pa；△P——压力降，Pa；△P p——气体通过每层筛板的压降，Pa；r——鼓泡区半径，m；t——筛孔的中心距，m；u——空塔气速，m/s；u F——泛点气速，m/su0——气体通过筛孔的速度，m/s；u0.min——漏液点气速，m/s；u′0——液体通过降液管底隙的速度，m/s；V h——气体体积流量，m3/h；V S——气体体积流量，kg/s；W L——液体质量流量，kg/s；W V——气体质量流量，kg/s；W c——边缘无效区宽度，m；W d——弓形降液管宽度，m；W s——破沫区宽度，m；Z——板式塔的有效高度，m；希腊字母β——充气系数，无因次；δ——筛板厚度，mθ——液体在降液管内停留时间，s；μ——粘度，Pa·s；ρ——密度，kg/m3；σ——表面张力，N/m；φ——开孔率或孔流系数，无因次；ψ——液体密度校正系数，无因次。
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4、确定操作条件（压力、温度） 精馏操作最好在常压下进行，不能在常压下进行时， 可根据下述因素考虑加压或减压操作。 （1）对热敏性物质，为降低操作温度，可考虑减压操作。
（2）若常压下塔釜残液的泡点超过或接近200℃时，可考 虑减压操作。因为加热蒸汽温度一般低于200℃。
（3）最方便最经济的冷却介质为水。若常压下塔顶蒸汽全 凝时的温度低于冷却介质的温度时可考虑加压操作。 还应该指出压力增大时，操作温度随之升高，轻、重 组分相对挥发度减少，分离所需的理论板数增加。
6
在确定操作压力时，除了上面所述诸因素之外，尚需考 虑设备的结构、材料等。 通常按下述步骤确定操作压力。 （1）选择冷却介质，确定冷却介质温度。 最为方便、来源最广的冷却介质为水。设计时应了解本地区 水的资源情况及水温。 （2）确定冷却器及回流罐系统压力 P冷 。 塔顶蒸汽全部冷凝时的温度一般比冷却介质温度高 10～20℃。冷却器和回流罐系统压力即为该温度下的蒸汽压 （平衡压力），可由泡点方程式得。
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7、确定冷凝器和再沸器的热负荷 Q C 、Q r
对于全凝器，由冷凝器热平衡可得：
QC (R 1)qn, D (H1 hD )
式中： R—回流比 qn,D—馏出液流率。
（13）
—塔顶蒸汽、馏出液焓。 H1、hD 对全塔做热平衡有 Qr qn , D hD qn,W hW QC qn, F hF （14） 式中： h W —塔釜残液焓。
简捷法求理论板数时，有吉利兰（Gilliland）。图解法和 简捷法的具体操作法可参考参阅教材，此处不再讨论。 实际板数等于理论板数除以总板效率，即
N实 N理 ET
（12）
式中： N 实——实际板数
N 理——不包括分凝器、再沸器在内的理论板数。
E T——总板效率（全塔效率）
影响总板效率的因素较多，目前尚无准确的关联式可用于 计算，只能根据经验估计。对于双组份精馏塔，多在0.5～0.7 左右。
1
2、工艺流程的选择
精馏装置一般包括塔顶冷凝器，塔釜再沸器，原
料预热器及流体输送泵等。流程选择应结合实际 进行，考虑经济性、稳定性。如进料是否需要预 热、冷凝器的型式及布置、及再沸器的型号等。
当塔顶需汽相出料时，采用分凝器，除此之外，
一般均采用全凝器。对于小塔，通常将冷凝器放
于塔顶，采用重力回流。对于大塔，冷凝器可放 至适当位置，用泵进行强制回流。
精馏装置的设计
精馏装置设计的内容与步骤大致如下：
1、收集基础数据 设计所需的基础数据包括： ①进料流量及组成。
②分离要求。
③原料的热力学状态。 ④冷却介质及其温度、加热介质及温度。
⑤物性数据（如密度、表面张力等）。
上述基础数据中①、②两项由设计任务给出。③、④两项 若任务中未曾给出，则应根据具体情况确定。物性数据可 从有关资料中查取。
11
8、初估冷凝器和再沸器的传热面积
传热面积A可由传热方程计算，即 Q A （15） K t m 式中：Q—热负荷。
K—传热系数。
t m—冷热流体平均温度差。
对于低沸点烃类，冷凝介质为水时，传热系数
2 m 为390～980（千卡/ · 时· ℃）。加热介质为水蒸
汽时，再沸器的传热系数为390～880（千卡
K x
i 1 i
c
Di
1
7
式中 K i —平衡指数。烃类 K i 可由资料查得。
（3）确定塔顶和塔釜压力。 塔顶压力 P顶等于冷凝器压力 P冷 加上蒸汽从塔顶至冷凝 器的流动阻力 P顶冷凝器 ，即
P 顶 P 冷 P 顶冷凝器
（3）
塔釜压力 P底 等于塔顶压力加上全塔板阻力 P 塔。全塔 阻力 P塔等于塔板阻力乘实际板数，即
/ m · 时· ℃）。
12
2
9、塔的有效高度和板间距的初选
9.1 塔的有效高度 板式塔的有效高度是指安装塔板部分的高度，可按下 式计算：
NT Z ( 1) HT ET
（9-1）
式中 Z——塔的有效高度，m； ET——全塔总板效率； NT ——塔内所需的理论板层数； HT——塔板间距，m。
13
8
5、确定回流比 对于平衡线向下弯曲的物系，最小回流比的计算式为： 式中：
R min
xD yq y 线与平衡线交点坐标。 q xq
x q , yq q
适宜回流比通常为最小回流比的1.2～2倍，设计时应根 据理论板和回流比的关系图确定。
N
Rm
R适宜
R
9
6、理论板数与实际板数
对于双组份精馏塔，求解理论板数可用图解法或简捷法。 若理论板数较多，且溶液接近理论溶液时，可作简捷法计算。
产 品
（a） （3）卧式再沸器 图1 几种再沸器型式
(b)
4
3、做全塔的物料衡算
对于双组分的连续精馏塔，由总物料平衡及
分物料平衡有：
（ 1） qn , D qn ,W qn , F qn , D xD qn ,W xW qn , F xF
根据进料流量qn,F及组成xF，分离要求，解方程组 （1）即可求得馏出液流率qn,D及残液流率qn,W。
P 顶 P 塔 P 顶 nP 底 P 板
（4）
ห้องสมุดไป่ตู้
式中： P板—塔板阻力，通常为3～5（mm汞柱）
在确定了操作压力之后，塔顶温度可由式（5）确定， 塔釜温度由式（6）确定。 c yt xDt 1 （5） kt t 1 kt c （6） Ki xWi 1
i 1
9.2 板间距的初选
板间距NT的选定很重要。选取时应考虑塔高、塔径、物 系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。 对完成一定生产任务，若采用较大的板间距，能允许较 高的空塔气速，对塔板效率、操作弹性及安装检修有利；但 板间距增大后，会增加塔身总高度，金属消耗量，塔基、支 座等的负荷，从而导致全塔造价增加。反之，采用较小的板 间距，只能允许较小的空塔气速，塔径就要增大，但塔高可 降低；但是板间距过小，容易产生液泛现象，降低板效率。 所以在选取板间距时，要根据各种不同情况予以考虑。如对 易发泡的物系，板间距应取大一些，以保证塔的分离效果。 板间距与塔径之间的关系，应根据实际情况，结合经济权衡， 反复调整，已做出最佳选择。
2
再沸器的型式有立式与卧式、热虹吸式与强 制循环式之外。当传热量较小时，选用立式热式
再沸器较为有利。传热量较大时，采用卧式热虹
吸式再沸器。当塔釜物料粘度很大，或易受热分 解时，宜采用泵强制循环型再沸器。几种再沸器 型式如图1所示。
3
（1）立式热虹吸型
加 热 介 质
（2）泵强制循环型
加 热 介 质