化工原理优秀课程设计板式精馏塔的设计.doc

化工原理课程设计
–––––板式精馏塔设计

摘 要 4
Abstract…………………………………………………………………………………………….
引言
第一章 设计条件和任务 8
第二章 设计方案确实定 10
第三章 精馏塔工艺计算 12
3.1 实际回流比 12
3.2 全塔物料衡算 12
3.3 塔板数计算 12
3.3.1 理论塔板数 12
3.3.2 实际塔板数 13
3.4 精馏塔物性参数计算 12
3.4.1 操作压力计算 12
3.4.2 操作温度计算 13
3.4.3 平均摩尔质量计算 12
3.4.4 平均密度计算 13
3.4.5 液体表面张力计算 12
3.4.6 液体表面黏度计算 13
3.5 精馏塔塔体工艺尺寸计算 12
3.5.1塔径计算 12
3.5.2 精馏塔有效高度计算 13
第四章 塔板工艺尺寸计算 14
4.1精馏段塔板工艺尺寸设计 15
4.1.1溢流装置设计 15
4.1.2塔板设计 15
4.2提馏段塔板工艺尺寸设计 15
4.2.1溢流装置设计 15
4.2.2塔板设计 15
4.3塔板流体力学性能验算 15
4.3.1精馏段塔板流体力学性能验算 15
4.3.2提馏段塔板流体力学性能验算 15
4.4塔板负荷性能图 15
4.4.1精馏段塔板负荷性能图 15
4.4.2提馏段塔板负荷性能图 15
第五章 设计结果汇总 17
5.1 设计小结和体会 17
5.2 参考文件 18
第六节 精馏装置隶属设备 20
6.1 回流冷凝器 20
6.2 管壳式换热器设计和选型 21
6.2.1流体流动阻力（压强降）计算 21
6.2.2管壳式换热器选型和设计计算步骤 22
6.3 再沸器 23
6.4接管直径 24
6.4加热蒸气鼓泡管 25
6.5离心泵选择 25
附录
工艺步骤图

摘要
一、化工原理课程设计目标和要求
课程设计是《化工原理》课程一个总结性教学步骤，是培养学生综合利用本门课程及相关选修课程基础知识去处理某一设计任务一次训练。在整个教学计划中，它也起着培养学生独立工作能力关键作用。
课程设计不一样于平时作业，在设计中需要学生自己做出决议，即自己确定方案，选择步骤，查取资料，进行过程和设备计算，并要对自己选择做出论证和核实，经过反复分析比较，择优选定最理想方案和合理设计。所以，课程设计是培养学生独立工作能力有益实践。
经过课程设计,学生应该重视以下多个能力训练和培养：
1. 查阅资料，选择公式和搜集数据(包含从已发表文件中和从生产现场中搜集)能力；
2. 树立既考虑技术上优异性和可行性，又考虑经济上合理性，并注意到操作时劳动条件和环境保护正确设计思想，在这种设计思想指导下去分析和处理实际问题能力；
3. 快速正确进行工程计算能力；
4. 用简练文字，清楚图表来表示自己设计思想能力。
二、化工原理课程设计内容和步骤
（一）课程设计基础内容
1. 设计方案介绍 对给定或选定工艺步骤，关键设备型式进行简明叙述；
2. 关键设备工艺设计计算 包含工艺参数选定、物料衡算、热量衡算、设备工艺尺寸计算及结构设计；
3. 经典辅助设备选型和计算 包含经典辅助设备关键工艺尺寸计算和设备型号规格选定；
4. 带控制点工艺步骤简图 以单线图形式绘制，标出主体设备和辅助设备物料流向、物流量、能流量和关键化工参数测量点；
5. 主体设备工艺条件图 图面上应包含设备关键工艺尺寸，技术特征表和接管表；
完整课程设计由说明书和图纸两部分组成。说明书是设计书面总结，也是后续设计工作关键依据，应包含以下关键内容：
（1）封面（课程设计题目、班级、姓名、指导老师、时间 ）；
（2）目录；
（3）设计任务书；
（4）设计方案介绍；
（5）设计条件及关键物性参数表；
（6）工艺设计计算；
（7）辅助设备计算及选型；
（8）设计结果汇总表；
（9）设计评述及设计者对本设计相关问题讨论；
（10）工艺步骤图及设备工艺条件图；
（11）参考资料。
（二）课程设计步骤
1. 动员和部署任务；
2. 阅读指导书和查阅资料；
3. 现场调查；
4. 设计计算,绘图和编写说明书；
5. 考评和答辩。
整个设计是由叙述、计算和绘图三部分组成。叙述应该条理清楚，见解明确；计算要求方法正确，误差小于设计要求，计算公式和所用数据必需注明出处；图表应能简明表示计算结果。
设计后期答辩，立即了解学生设计能力补充过程，也是提升设计水平，交流心得和扩大收获关键过程。答辩通常包含部分答辩和公开答辩两种形式。部分答辩目标不仅是对学生进行全方面考评，更关键是促进学生开动脑筋,提升设计水平。所以，在部分答辩后，应许可学生修改补充自己图纸和说明书。公开答辩是在部分答辩基础上，选出多个有代表性学生在全班公开答辩，实际上是以她们中心讲话来引导全班性讨论，目标是交流心得、探讨问题和扩大收获。
三、带控制点工艺步骤图绘制
带控制点工艺步骤图是一个示意性图样,它以形象图形、符号、代号表示出化工设备、管路、附件和仪表自控等，借以表示出一个生产中物料及能量改变始末。工艺步骤图绘制范围以下：
必需反应出全部工艺物料和产品所经过设备；
1. 应全部反应出关键物料管路，并表示出进出装置界区流向；
2. 冷却水、冷冻盐水、工艺用压缩空气、蒸汽(不包含副产品蒸汽)及蒸汽冷凝液系统等整套设备和管线不在图内表示，仅示意工艺设备使用点进出位置；
3. 标出有利于用户确定及上级或相关领导审批用部分工艺数据(比如:温度、压力、物流质量流量或体积流量、密度、换热量等)；
4. 包含绘制图例，图画上必需说明和标注，并按图签要求签署；
5. 必需标注工艺设备，工艺物流线上关键控制点符及调整阀等。这里指控制点符包含被测变量仪表功效(如调整、纪录、指示、积算、连锁、报警、分析、检测及集中,就地仪表等)。
步骤图绘制步骤以下：
1. 用细实线(0.3mm)画出设备简单外形，设备通常按1:100或1:50百分比绘制，如某种设备过高(如精馏塔)，过大或过小，则可合适放大或缩小；
2. 常见设备外形可参考图0-1所表示，对于无示例设备可绘出其象征性简单外形，表明设备特征即可；
3. 用粗实线(0.9mm)画出连接设备关键物料管线，并注出流向箭头；
4. 物料平衡数据可直接在物料管道上用细实线引出并列成表；
5. 辅助物料管道(如冷却水、加热蒸汽等)，用中粗实线(0.6mm)表示；
6. 设备部署标准上按步骤图由左至右，图上一律不标示设备支脚、支架和平台等，通常情况下也不标注尺寸。
工艺物料介质代码自行编制，通常以分子式及其编写字母表示。辅助物料如公用系统介质代号要求如表0-1。
代号
汉字名称
代号
汉字名称
W
水
S
蒸汽
BW
锅炉给水
HS
高压蒸汽
BR
盐水
LS
低压蒸汽
BRR
盐水回水
MS
中压蒸汽
BRS
盐水补给水
C
冷凝液
CW
(循环)冷却水
PWW
生产废水
CWR
(循环)冷却回水
CS
化学污水
RW
冷却水
(用于零度以上)
RW
冷冻回水
表0-1 辅助物料和共用系数介质代号
图上应标注单元设备代号，单元设备分类代号见表0-2。
表0-2 单元设备分类代号
单元设备
代号
单元设备
代号
现场装置,基础,混凝土构件
转化器,反应器,再生器
槽、储罐
泵、压缩机、风机、驱动机和鼓风机
特殊装置
仪表
A
D
F
J
L
Q
炉子
换热器
塔
管道
电气

B
C
E
M
N

四、主体设备工艺条件图
主体设备是指在每个单元操作中处于关键地位关键设备，如传热中换热器，蒸发中蒸发器，蒸馏和吸收中塔设备(板式塔和填料塔)，干燥中干燥器等。通常，主体设备在不一样单元操作中是不一样，即使同一设备在不一样单元操作中其作用也不相同，如某一设备在某个单元操作中为主体设备，而在另一单元操作中就可变为辅助设备。比如，换热器在传热中为主体设备，而在精馏或干燥操作中就变为辅助设备。泵、压缩机等也有类似情况。
主体设备工艺条件图是将设备结构设计和工艺尺寸计算结果用一张总图表示出来。图面上应包含以下内容:
1. 设备图形 指关键尺寸(外形尺寸、结构尺寸、连接尺寸)、接管、人孔等；

图0-1 步骤图设备外形图例
2. 技术特征 指装置用途、生产能力、最大许可压强、最高介质温度、介质毒性和爆炸危险性；
3. 设备组成一览表 注明组成设备各部件名称等。
应给予指出，以上设计全过程统称为设备工艺设计。完整设备设计，应在上述工艺设计基础上再进行机械强度设计，最终提供可供加工制造施工图。这一步骤在高等院校教学中，属于化工机械专业中专业课程，在设计部门则属于机械设计组职责。

第一节 概 述

1.1精馏操作对塔设备要求
精馏所进行是气(汽)、液两相之间传质，而作为气(汽)、液两相传质所用塔设备，首先必需要能使气(汽)、液两相得到充足接触，以达成较高传质效率。不过，为了满足工业生产和需要，塔设备还得含有下列多种基础要求：
(１) 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作现象。
(２) 操作稳定，弹性大，即当塔设备气(汽)、液负荷有较大范围变动时，仍能在较高传质效率下进行稳定操作并应确保长久连续操作所必需含有可靠性。
(３) 流体流动阻力小，即流体流经塔设备压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大压力降还将使整个系统无法维持必需真空度，最终破坏物系操作。
(４) 结构简单，材料耗用量小，制造和安装轻易。
(５) 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调整和检修。
(６) 塔内滞留量要小。
实际上，任何塔设备全部难以满足上述全部要求，况且上述要求中有些也是相互矛盾。不一样塔型各有一些独特优点，设计时应依据物系性质和具体要求，抓住关键矛盾，进行选型。
1.2板式塔类型
气－液传质设备关键分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采取板式塔，也可采取填料塔，填料塔设计将在其它分册中作具体介绍，故本书将只介绍板式塔。
板式塔为逐层接触型气－液传质设备，其种类繁多，依据塔板上气－液接触元件不一样，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多个。
板式塔在工业上最早使用是泡罩塔(18)、筛板塔(1832年)，其后，尤其是在本世纪五十年代以后，伴随石油、化学工业生产快速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。现在从中国外实际使用情况看，关键塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前二者使用尤为广泛，所以，本章只讨论浮阀塔和筛板塔设计。
1.2.1筛板塔
筛板塔也是传质过程常见塔设备，它关键优点有：
(１) 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔60％，为浮阀塔80％左右。
(２) 处理能力大，比同塔径泡罩塔可增加10～15％。
(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
(４) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
筛板塔缺点是：
(１) 塔板安装水平度要求较高，不然气液接触不匀。
(２) 操作弹性较小(约2～3)。
(３) 小孔筛板轻易堵塞。
1.2.2浮阀塔
浮阀塔是在泡罩塔基础上发展起来，它关键改善是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动浮阀，浮阀可依据气体流量上下浮动，自行调整，使气缝速度稳定在某一数值。这一改善使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力和设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收和脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均很好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有多达数百块。
浮阀塔之所以这么广泛地被采取，是因为它含有下列特点：
(１) 处理能力大，比同塔径泡罩塔可增加20～40％，而靠近于筛板塔。
(２) 操作弹性大，通常约为5～9，比筛板、泡罩、舌形塔板操作弹性要大得多。
(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
(４) 压强小，在常压塔中每块板压强降通常为400～660N/m2。
(５) 液面梯度小。
(６) 使用周期长。粘度稍大和有通常聚合现象系统也能正常操作。
(７) 结构简单，安装轻易，制造费为泡罩塔板60～80％,为筛板塔120～130％。
本书虽未包含其它塔板设计资料，但其设计基础方法和浮阀塔和筛板塔是相同。学生在设计时，能够依据具体条件进行板塔选型，而不限于选择上述两种塔板。
1.3精馏塔设计步骤
本设计按以下多个阶段进行：
(１) 设计方案确定和说明。依据给定任务，对精馏装置步骤、操作条件、关键设备型式及其材质选择等进行叙述。
（２）蒸馏塔工艺计算，确定塔高和塔径。
（３）塔板设计：计算塔板各关键工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔操作性能图。
（４）管路及隶属设备计算和选型，如再沸器、冷凝器。
(5) 誊录说明书。
(6) 绘制精馏装置工艺步骤图和精馏塔设备图。

第二节 设计方案确实定
2.1操作条件确实定
确定设计方案是指确定整个精馏装置步骤、多种设备结构型式和一些操作指标。比如组分分离次序、塔设备型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽冷凝方法、余热利用方案和安全、调整机构和测量控制仪表设置等。下面结合课程设计需要，对一些问题作些叙述。
2.1.1操作压力
蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必需依据所处理物料性质，兼顾技术上可行性和经济上合理性进行考虑。比如，采取减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性物料，但压力降低将造成塔径增加，同时还需要使用抽真空设备。对于沸点低、在常压下为气态物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，通常是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同情况下，合适地提升操作压力能够提升塔处理能力。有时应用加压蒸馏原因，则在于提升平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时热量，或可用较低品位冷却剂使蒸汽冷凝，从而降低蒸馏能量消耗。
2.1.2 进料状态
进料状态和塔板数、塔径、回流量及塔热负荷全部有亲密联络。在实际生产中进料状态有多个，但通常全部将料液预热到泡点或靠近泡点才送入塔中，这关键是因为此时塔操作比较轻易控制，不致受季节气温影响。另外，在泡点进料时，精馏段和提馏段塔径相同，为设计和制造上提供了方便。
2.1.3加热方法
蒸馏釜加热方法通常采取间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采取直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液相对挥发度较大(如酒精和水混合液)，便可采取直接蒸汽加热。直接蒸汽加热优点是：能够利用压力较低蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大传热面。这么，可节省部分操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，因为蒸汽不停通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同情况下，塔底残液中易挥发组分浓度应较低，所以塔板数稍有增加。但对有些物系(如酒精和水二元混合液)，当残液浓度稀薄时，溶液相对挥发度很大，轻易分离，故所增加塔板数并不多，此时采取直接蒸汽加热是适宜。
值得提及是，采取直接蒸汽加热时，加热蒸汽压力要高于釜中压力，方便克服蒸汽喷出小孔阻力及釜中液柱静压力。对于酒精水溶液，通常采取0.4~0.7KPa（表压）。
饱和水蒸汽温度和压力互为单值函数关系，其温度可经过压力调整。同时，饱和水蒸汽冷凝潜热较大，价格较低廉，所以通常见饱和水蒸汽作为加热剂。但若要求加热温度超出180℃时，应考虑采取其它加热剂，如烟道气或热油。
当采取饱和水蒸汽作为加热剂时，选择较高蒸汽压力，能够提升传热温度差，从而提升传热效率，但蒸汽压力提升对锅炉提出了更高要求。同时对于釜液沸腾，温度差过大，形成膜状沸腾，反而对传热不利。
2.1.4冷却剂和出口温度
冷却剂选择由塔顶蒸汽温度决定。假如塔顶蒸汽温度低，可选择冷冻盐水或深井水作冷却剂。假如能用常温水作冷却剂，是最经济。水入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂消耗能够降低，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度选择由当地水资源确定，但通常不宜超出50℃，不然溶于水中无机盐将析出，生成水垢附着在换热器表面而影响传热。
2.1.5热能利用
精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝过程，耗能较多，怎样节省和合理地利用精馏过程本身热能是十分关键。
选择适宜回流比，使过程处于最好条件下进行，可使能耗降至最低。和此同时，合理利用精馏过程本身热能也是节省关键举措。
若不计进料、馏出液和釜液间焓差，塔顶冷凝器所输出热量近似等于塔底再沸器所输入热量，其数量是相当可观。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。假如采取釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽冷凝潜热去加热能级低部分物料，能够将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品余热充足利用。
另外，经过蒸馏系统合理设置，也能够取得节能效果。比如，采取中间再沸器和中间冷凝器步骤[1]，能够提升精馏塔热力学效率。因为设置中间再沸器，能够利用温度比塔底低热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高热量。
2.2确定设计方案标准
确定设计方案总标准是在可能条件下，尽可能采取科学技术上最新成就，使生产达成技术上最优异、经济上最合理要求，符合优质、高产、安全、低消耗标准。为此，必需具体考虑以下几点：
(1) 满足工艺和操作要求
所设计出来步骤和设备，首先必需确保产品达成任务要求要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液温度和状态稳定，从而需要采取对应方法。其次所定设计方案需要有一定操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调整，必需时传热量也可进行调整。所以，在必需位置上要装置调整阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选择操作指标时，也应考虑到生产上可能波动。再其次，要考虑必需装置仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置位置，方便能经过这些仪表来观察生产过程是否正常，从而帮助找出不正常原因，方便采取对应方法。
(2) 满足经济上要求
要节省热能和电能消耗，降低设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能合适地利用塔顶、塔底废热，就能节省很多生蒸汽和冷却水，也能降低电能消耗。又如冷却水出口温度高低，首先影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积大小，即对操作费和设备费全部有影响。一样，回流比大小对操作费和设备费也有很大影响。
降低生产成本是各部门常常性任务，所以在设计时，是否合理利用热能，采取哪种加热方法，和回流比和其它操作参数是否选得适宜等，均要作全方面考虑，努力争取总费用尽可能低部分。而且，应结合具体条件，选择最好方案。比如，在缺水地域，冷却水节省就很关键；在水源充足及电力充沛、价廉地域，冷却水出口温度就可选低部分，以节省传热面积。
(3) 确保安全生产
比如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用轻易发生火花设备。又如，塔是指定在常压下操作，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，全部会使塔受到破坏，所以需要安全装置。
以上三项标准在生产中全部是一样关键。但在化工原理课程设计中，对第一个标准应作较多考虑，对第二个标准只作定性考虑，而对第三个标准只要求作通常考虑。

第三节 板式精馏塔工艺计算

精馏塔工艺设计计算，包含塔高、塔径、塔板各部分尺寸设计计算，塔板部署，塔板流体力学性能校核及绘出塔板性能负荷图。
3.1 物料衡算和操作线方程
经过全塔物料衡算，能够求出精馏产品流量、组成和进料流量、组成之间关系。物料衡算关键处理以下问题：
（1）依据设计任务所给定处理原料量、原料浓度及分离要求（塔顶、塔底产品浓度）计算出每小时塔顶、塔底产量；
（2）在加料热状态q和回流比R选定后，分别算出精馏段和提馏段上升蒸汽量和下降液体量；
（3）写出精馏段和提馏段操作线方程，经过物料衡算能够确定精馏塔中各股物料流量和组成情况，塔内各段上升蒸汽量和下降液体量，为计算理论板数和塔径和塔板结构参数提供依据。
通常，原料量和产量全部以kg/h或吨/年来表示，但在理想板计算时均须转换为kmol/h。在设计时，汽液流量又须用m3/s来表示。所以要注意不一样场所应使用不一样流量单位。
3.1.1 常规塔
常规塔指仅有一处进料和塔顶、塔底各有一个产品，塔釜间接蒸汽加热精馏塔。
（1）全塔总物料衡算
总物料 F = D + W （3-1）
易挥发组分 FχF = DχD + WχW （3-2）
若以塔顶易挥发组分为关键产品，则回收率η为
（3-3）
式中 F、D、W——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h；
χF、χD、χW——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分摩尔分率。
由（3-1）和（3-2）式得：
（3-4）
（3-5）
（2）操作线方程
（ⅰ）精馏段
上升蒸汽量： （3-6）
下降液体量： （3-7）
操作线方程： （3-8）
或： （3-8a）
式中 R —— 回流比；
χn —— 精馏段内第n层板下降液体中易挥发组分摩尔分率；
Уn+1——精馏段内第n+1层板上升蒸汽中易挥发组分摩尔分率。
（ⅱ）提馏段
上升蒸汽量： （3-9）
或： (3-10)
下降液体量： （3-11）
操作线方程： （3-12）
式中：χ’m—— 提馏段内第m层板下降液体中易挥发组分摩尔分率；
У’m+1——提馏段内第m+1层板上升蒸汽中易挥发组分摩尔分率。
(3) 进料线方程（ q线方程）
（3-13）
3.1.2 直接蒸汽加热
（1）全塔总物料衡算
总物料 （3-14）
易挥发组分 （3-15）式中 V0 ——直接加热蒸汽流量，kmol/h；
У0 ——加热蒸汽中易挥发组分摩尔分率，通常У0=0；
W* ——直接蒸汽加热时釜液流量，kmol/h；
χ*W——直接蒸汽加热时釜液中易挥发组分摩尔分率。
由（3-14）和（3-15）式得：
W* = W + V0 （3-16）
（3-17）(2) 操作线方程
（ⅰ）精馏段（同常规塔）
（3-18）
式中 R —— 回流比；
χn————精馏段内第n层板下降液体中易挥发组分摩尔分率；
Уn+1————精馏段内第n+1层板上升蒸汽中易挥发组分摩尔分率。
（ⅱ）提馏段
操作线方程： （3-19）
和间接加热时一样，所不一样是间接加热时提馏段操作线终点是（χW,χW），而直接蒸汽加热时，当У′m+1=0 时，χ′m=χ*W，所以提馏段操作线和X轴相交于点（χ*W ，0）。

第四节 板式塔关键尺寸设计计算

板式塔关键尺寸设计计算，包含塔高、塔径设计计算，板上液流形式选择、溢流装置设计，塔板部署、气体通道设计等工艺计算。
板式塔为逐层接触式气液传质设备，沿塔方向，每层板组成、温度、压力全部不一样。设计时，先选择某一塔板（比如进料或塔顶、塔底）条件下参数作为设计依据，以此确定塔尺寸，然后再作合适调整；或分段计算，以适应两段气液相体积流量改变，但应尽可能保持塔径相同，方便于加工制造。
所设计板式塔应为气液接触提供尽可能大接触面积，应尽可能地减小雾沫夹带和气泡夹带，有较高塔板效率和较大操作弹性。不过因为塔中两相流动情况和传质过程复杂性，很多参数和塔板尺寸需依据经验来选择，而参数和尺寸之间又相互相互影响和制约，所以设计过程中不可避免要进行试差，计算结果也需要工程标准化。基于以上原因，在设计过程中需要不停地调整、修正、和核实，直到设计出较为满意板式塔。
4.1塔有效高度和板间距初选
4.1.1塔有效高度
板式塔有效高度是指安装塔板部分高度，可按下式计算：
（4-1）
式中 Z——塔有效高度，m；
ET——全塔总板效率；
NT ——塔内所需理论板层数；
HT——塔板间距，m。
4.1.2板间距初选
板间距NT选定很关键。选择时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔安装检修等原因。
对完成一定生产任务，若采取较大板间距，能许可较高空塔气速，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、支座等负荷，从而造成全塔造价增加。反之，采取较小板间距，只能许可较小空塔气速，塔径就要增大，但塔高可降低；不过板间距过小，轻易产生液泛现象，降低板效率。所以在选择板间距时，要依据多种不一样情况给予考虑。如对易发泡物系，板间距应取大部分，以确保塔分离效果。板间距和塔径之间关系，应依据实际情况，结合经济权衡，反复调整，已做出最好选择。设计时通常依据塔径大小，由表4-1列出塔板间距经验数值选择。
表4-1 塔板间距和塔径关系
塔 径/D，m
0.3～0.5
0.5～0.8
0.8～1.6
1.6～2.4
2.4～4.0
板间距/HT，mm
200～300
250～350
300～450
350～600
400～600
化工生产中常见板间距为：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在决定板间距时还应考虑安装、检修需要。比如在塔体人孔处，应留有足够工作空间，其值不应小于600mm。
4.2 塔径
塔横截面应满足汽液接触部分面积、溢流部分面积和塔板支承、固定等结构处理所需面积要求。在塔板设计中起主导作用，往往是气液接触部分面积，应确保有适宜气体速度。
计算塔径方法有两类：一类是依据适宜空塔气速，求出塔截面积，即可求出塔径。另一类计算方法则是先确定适宜孔流气速，算出一个孔（阀孔或筛孔）许可经过气量，定出每块塔板所需孔数，再依据孔排列及塔板各区域相互百分比，最终算出塔横截面积和塔径。
4.2.1初步计算塔径
板式塔塔径依据流量公式计算，即
（4-2）
式中 D —— 塔径m；
Vs —— 塔内气体流量m3/s；
u —— 空塔气速m/s。
由式（4-2）可见，计算塔径关键是计算空塔气速u。设计中，空塔气速u计算方法是，先求得最大空塔气速umax，然后依据设计经验，乘以一定安全系数，即
(4-3)
最大空塔气速umax可依据悬浮液滴沉降原理导出，其结果为
（4-4）
式中 umax——许可空塔气速，m/s；
ρV，ρL——分别为气相和液相密度，kg/m3 ；
C——气体负荷系数，m/s，对于浮阀塔和泡罩塔可用图4-1确定；
图4-1中气体负荷参数C20仅适适用于液体表面张力为0.02N/m，若液体表面张力为6N/m，则其气体负荷系数C可用下式求得：
（4-5）
所以，初步估算塔径为： （4-6）
其中，u——适宜空塔速度，m/s。
因为精馏段、提馏段汽液流量不一样，故两段中气体速度和塔径也可能不一样。在初算塔径中，精馏段塔径可按塔顶第一块板上物料相关物理参数计算，提馏段塔径可按釜中物料相关物理参数计算。也可分别按精馏段、提馏段平均物理参数计算。
4.2.2塔径圆整
现在，塔直径已标准化。所求得塔径必需圆整到标准值。塔径在1米以下者，标准化先按100mm增值改变；塔径在1米以上者，按200mm增值改变，即1000mm、1200mm、1400mm、1600mm……

图4-1 史密斯关联图
图中 HT——塔板间距，m； hL——板上液层高度，m；V ,L——分别为塔内气、液两相体积流量，m3/s； ρV，ρL ——分别为塔内气、液相密度，kg/m3 。
4.2.3 塔径核实
塔径标准化以后，应重新验算雾沫夹带量，必需时在此优异行塔径调整，然后再决定塔板结构参数，并进行其它各项计算。
当液量很大时，亦宜先按式4-7核查一下液体在降液管中停留时间θ。如不符合要求，且难以加大板间距来调整时，也可在此先作塔径调整。

第五节 板式塔结构
5.1 塔总体结构
塔外壳多用钢板焊接，如外壳采取铸铁铸造，则往往以每层塔板为一节，然后使用方法兰连接。
板式塔除内部装有塔板、降液管及多种物料进出口之外，还有很多隶属装置，如除沫器、人（手）孔、基座，有时外部还有扶梯或平台。另外，在塔体上有时还焊有保温材料支承圈。为了检修方便，有时在塔顶装有可转动吊柱。图5-1为一板式塔总体结构简图。通常说来，各层塔板结构是相同，只有最高一层，最低一层和进料层结构有所不一样。最高一层塔板和塔顶距离常大于通常塔板间距，方便能良好除沫。最低一层塔板到塔底距离较大，方便有较大塔底空间贮液，确保液体能有10～15min停留时间，使塔底液体不致流空。塔底大多是直接通入由塔外再沸器来蒸气，塔底和再沸器间有管路连接，有时则再塔底釜中设置列管或蛇管换热器，将釜中液体加热汽化。若是直接蒸汽加热，则在釜下部装一鼓泡管，直接接入加热蒸汽。另外，进料板板间距也比通常间距大。
5.2 塔体总高度
板式塔塔高图5-2所表示，塔体总高度（不包含裙座）由下式决定：
(5-1)式中 HD——塔顶空间，m；
HB——塔底空间，m；
HT——塔板间距，m；
HT’——开有些人孔塔板间距，m；
HF——进料段高度，m；
Np——实际塔板数；
S——人孔数目（不包含塔顶空间和塔底空间人孔）。
5.2.1塔顶空间HD
塔顶空间（见图5-2）指塔内最上层塔板和塔顶空间距离。为利于出塔气体夹带液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取HD为（ 1.5～2.0）HT。若图5-2 塔高示意图需要安装除沫器时，要依据除沫器安装要求确定塔顶空间。
5.2.2人孔数目
人孔数目依据塔板安装方便和物料清洗程度而定。对于处理不需要常常清洗物料，可隔8～10块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦物系需常常清洗，则每隔4～6块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450mm。

图5-1 板式塔总体结构简图
5.2.3塔底空间HB
塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：当进料有15分钟缓冲时间容量时，塔底产品停留时间可取3～5分钟，不然需有10～15分钟储量，以确保塔底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取3～5分钟；对易结焦物料，停留时间应短些，通常取1～1.5分钟。
5.3 塔板结构
塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。通常，塔径从300～900mm时采取整块式塔板；当塔径在800mm以上时，人已能在塔内进行拆装操作，无须将塔板整块装入。而且，整块式塔板在大塔中刚性也不好，结构显得复杂，故采取分块式塔板；塔径在800～900mm之间，设计时可按便于制造、安装具体情况选定。
5.3.1整块式塔板结构
小塔塔板均做成整块式，对应地，塔体则分成若干段塔节，塔节和塔节之间使用方法兰连接。每个塔节中安装若干块叠置起来塔板。塔板和塔板之间用一段管子支承，并保持所需要板间距。图5-3为整块式塔板中定距管式塔板结构。塔节内板数和塔径和板间距相关。如以塔径Dg=600～700mm塔节为例，对应于不一样板间距， 图5-2 板式塔塔高
塔节内安装塔板数NˊF塔板和下法兰端面距离h1和塔节高度L如表5-1所表示。
表5-1 塔板相关尺寸
HT,mm
Nˊ
L,mm
h1,mm
300
6
1800
200
350
5
1750
250
450
4
1800
350
第六节 精馏装置隶属设备
精馏装置关键隶属设备包含蒸气冷凝器、产品冷凝器、塔底再沸器、原料预热器、直接蒸汽鼓管、物料输送管及泵等。前四种设备本质上属换热器，并多采取列管式换热器，管线和泵属输送装置。下面简明介绍。
6.1 回流冷凝器
按冷凝器和塔位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。
（1）整体式
图6-1(a)和(b)所表示。将冷凝器和精馏塔作成一体。这种布局优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调整时，需较大位差，须增大塔顶板和冷凝器间距离，造成塔体过高。
该型式常见于减压精馏或传热面较小场所。
图6-1 冷凝器型式
（2）自流式
图6-1（c）所表示。将冷凝器装在塔顶周围台架上，靠改变台架高度来取得回流和采出所需位差。
（3）强制循环式
图6-1（D）、（e）所表示。当冷凝器换热面过大时，装在塔顶周围对造