化工原理設計實驗裝置

❶ 化工原理課程設計

化工原理課程設計

題 目 乙醇-水溶液連續精餾塔優化設計

目 錄

設計任務書………………………………………………………………3

英文摘要前言……………………………………………………………4

前言………………………………………………………………………4

精餾塔優化設計…………………………………………………………5

精餾塔優化設計計算……………………………………………………5

設計計算結果總表………………………………………………………22

參考文獻…………………………………………………………………23

課程設計心得……………………………………………………………23

精餾塔優化設計任務書

一、設計題目
乙醇—水溶液連續精餾塔優化設計

二、設計條件
1．處理量： 15000 （噸/年）
2．料液濃度： 35 （wt%）
3．產品濃度： 93 （wt%）
4．易揮發組分回收率： 99%
5．每年實際生產時間：7200小時/年
6. 操作條件：①間接蒸汽加熱；
②塔頂壓強：1.03 atm（絕對壓強）③進料熱狀況：泡點進料；

三、設計任務
a) 流程的確定與說明；
b) 塔板和塔徑計算；
c) 塔盤結構設計
i. 浮閥塔盤工藝尺寸及布置簡圖；
ii. 流體力學驗算；
iii. 塔板負荷性能圖。 d) 其它
i. 加熱蒸汽消耗量；
ii. 冷凝器的傳熱面積及冷卻水的消耗量e) 有關附屬設備的設計和選型，繪制精餾塔系統工藝流程圖和精餾塔裝配 圖，編寫設計說明書。
乙醇——水溶液連續精餾塔優化設計
（南華大學化學化工學院，湖南衡陽 421001）

摘要：設計一座連續浮閥塔，通過對原料，產品的要求和物性參數的確定及對主要尺寸的計算，工藝設計和附屬設備結果選型設計，完成對乙醇-水精餾工藝流程和主題設備設計。

關鍵詞：精餾塔，浮閥塔，精餾塔的附屬設備。

（Department of Chemistry,University of South China,Hengyang 421001）

Abstract: The design of a continuous distillation valve column, in the material, proct requirements and the main physical parameters and to determine the size, process design and selection of equipment and design results, completion of the ethanol-water distillation process and equipment design theme.

Keywords: rectification column, valve tower, accessory equipment of the rectification column.

前 言

乙醇在工業、醫葯、民用等方面，都有很廣泛的應用，是很重要的一種原料。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時要求純度很高，甚至是無水乙醇，這是很有困難的，因為乙醇極具揮發性，也極具溶解性，所以，想要得到高純度的乙醇很困難。
要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續精餾的方法，因為乙醇和水的揮發度相差不大。精餾是多數分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離。化工廠中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內進行的，塔內裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實現精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預熱器、迴流液泵等附屬設備，才能實現整個操作。
浮閥塔與20世紀50年代初期在工業上開始推廣使用，由於它兼有泡罩塔和篩板塔的優點，已成為國內應用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學工業中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮閥的結果簡單、製造方便、節省材料、性能良好，廣泛應用在化工及煉油生產中，現已列入部頒標准（JB168-68）內，F1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都採用重閥，只有處理量大且要求壓強降很低的系統中，才用輕閥。浮閥塔具有下列優點：1、生產能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強降及液面落差較小。5、塔的造價低。浮閥塔不宜處理易結焦或黏度大的系統，但對於黏度稍大及有一般聚合現象的系統，浮閥塔也能正常操作。

精餾塔優化設計計算

在常壓連續浮閥精餾塔中精餾乙醇——水溶液，要求料液濃度為35%，產品濃度為93%，易揮發組分回收率99%。年生產能力15000噸/年
操作條件：①間接蒸汽加熱
②塔頂壓強：1.03atm（絕對壓強）
③進料熱狀況：泡點進料

一 精餾流程的確定
乙醇——水溶液經預熱至泡點後，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣採用全冷凝後，部分迴流，其餘作為塔頂產品經冷卻器冷卻後送至貯槽。塔釜採用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產品經冷卻後送入貯槽。工藝流程圖見圖

二 塔的物料衡算
查閱文獻，整理有關物性數據

⑴水和乙醇的物理性質

名稱

分子式
相對分子質量
密度
20℃

沸 點
101.33kPa
℃
比熱容
(20℃)
Kg/(kg.℃)
黏度
(20℃)
mPa.s
導熱系數
(20℃)
/(m.℃) 表面
張力

(20℃)
N/m
水 18.02 998 100 4.183 1.005 0.599 72.8
乙醇 46.07 789 78.3 2.39 1.15 0.172 22.8

⑵常壓下乙醇和水的氣液平衡數據，見表
常壓下乙醇—水系統t—x—y數據如表1—6所示。

表1—6 乙醇—水系統t—x—y數據
沸點t/℃ 乙醇摩爾數/% 沸點t/℃ 乙醇摩爾數/%
氣相 液相 氣相 液相
99.9 0.004 0.053 82 27.3 56.44
99.8 0.04 0.51 81.3 33.24 58.78
99.7 0.05 0.77 80.6 42.09 62.22
99.5 0.12 1.57 80.1 48.92 64.70
99.2 0.23 2.90 79.85 52.68 66.28
99.0 0.31 3.725 79.5 61.02 70.29
98.75 0.39 4.51 79.2 65.64 72.71
97.65 0.79 8.76 78.95 68.92 74.69
95.8 1.61 16.34 78.75 72.36 76.93
91.3 4.16 29.92 78.6 75.99 79.26
87.9 7.41 39.16 78.4 79.82 81.83
85.2 12.64 47.49 78.27 83.87 84.91
83.75 17.41 51.67 78.2 85.97 86.40
82.3 25.75 55.74 78.15 89.41 89.41

乙醇相對分子質量：46；水相對分子質量：18
25℃時的乙醇和水的混合液的表面張力與乙醇濃度之間的關系為：

式中 σ——25℃時的乙醇和水的混合液的表面張力，N／m；
x——乙醇質量分數，％。
其他溫度下的表面張力可利用下式求得

式中 σ1——溫度為T1時的表面張力；N／m；
σ2——溫度為T2時的表面張力；N／m；
TC——混合物的臨界溫度，TC＝∑xiTci ，K；
xi——組分i的摩爾分數；
TCi——組分i的臨界溫度， K。

料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數
X==0.174
X==0.838
X==0.0039

平均摩爾質量
M=0.17446.07+（1-0.174）18.02=22.9 kg/kmol
M= 0.83846.07+ (1-0.838) 18.02=41.52kg/kmol
M=0.003946.07+（1-0.0039）18.02=18.12kg/kmol

物料衡算
已知：F==74.83
總物料衡算 F=D+W=74.83
易揮發組分物料衡算 0.838D+0.0039W=74.830.174
聯立以上二式得：
D=15.25kg/kmol
W=59.57kg/kmol

三 塔板數的確定
理論塔板數的求取
⑴根據乙醇——水氣液平衡表1-6，作圖

⑵求最小迴流比Rmin和操作迴流比
因為乙醇-水物系的曲線是不正常的平衡曲線,當操作線與q線的交點尚未落到平衡線上之前,操作線已經與平衡線相切,如圖g點所示. 此時恆濃區出現在g點附近, 對應的迴流比為最小的迴流比. 最小迴流比的求法是由點a(,)向平衡線作切線，再由切線的斜率或截距求
作圖可知 b=0.342 b==0.342 Rmin =1.45

由工藝條件決定 R=1.6R
故取操作迴流比 R=2.32

⑶求理論板數
塔頂，進料，塔底條件下純組分的飽和蒸氣壓
組分 飽和蒸氣壓/kpa
塔頂 進料 塔底
水 44.2 86.1 101.33
乙醇 101.3 188.5 220.0

①求平均相對揮發度
塔頂 ===2.29
進料 ==2.189
塔底 ==2.17
全塔平均相對揮發度為
===2.23
===2.17
②理論板數
由芬斯克方程式可知
N===7.96
且
由吉利蘭圖查的 即
解得 =14.2 （不包括再沸器）
③進料板

前已經查出 即
解得 N=6.42
故進料板為從塔頂往下的第7層理論板 即=7
總理論板層數 =14.2 （不包括再沸器）
進料板位置 =7
2、全塔效率
因為=0.17-0.616lg
根據塔頂、塔釜液組成，求塔的平均溫度為，在該溫度下進料液相平均粘計劃經濟為
=0.1740.41+（1-0.174）0.3206=0.336
=0.17-0.616lg0.336=0.462
3、實際塔板數
精餾段塔板數：
提餾段塔板數：
四、塔的工藝條件及物性數據計算

以精餾段為例：
操作壓力為
塔頂壓力： =1.04+103.3=104.34
若取每層塔板壓強 =0.7
則進料板壓力： =104.34+130.7=113.4kpa
精餾段平均操作壓力 =kpa
2、溫度
根據操作壓力，通過泡點方程及安托因方程可得
塔頂 =78.36
進料板=95.5
=
3、平均摩爾質量
⑴ 塔頂==0.838 =0.825

= 0.83846.07+（1-0.838）18.02=41.52 kg/kmol
=0.82546.07+（1-0.825）18.02=41.15 kg/kmol
⑵ 進料板： = 0.445 =0.102
= 0.44546.07+（1-0.445）18.02=30.50 kg/kmol
=0.10246.07+（1-0.102）18.02=20.88 kg/kmol
精餾段的平均摩爾質量
= kg/kmol
= kg/kmol
4、平均密度
⑴液相密度
=
塔頂： = =796.7
進料板上 由進料板液相組成 =0.102
=
=
=924.2
故精餾段平均液相密度=
⑵氣相密度
=

5、液體表面張力
=
=0.83817.8+(1-0.838)0.63=15.0
=0.10216.0+(1-0.102)0.62=2.20
=
6、液體粘度
=
=0.8380.55+(1-0.838)0.37=0.521
=0.1020.34+(1-0.102)0.29=0.295
=

以提餾段為例
平均摩爾質量
塔釜 = 0.050 =0.0039
=0.05046.07+(1-0.050)18.02=19.42 kg/kmol
=0.003946.07+(1-0.0039)18.02=18.12 kg/kmol
提餾段的平均摩爾質量
= kg/kmol
= kg/kmol
平均密度

塔釜，由塔釜液相組成 =0.0039
=0.01
=
∴ =961.5
故提餾段平均液相密度
=
⑵氣相密度
==

五 精餾段氣液負荷計算
V=（R+1）D=(2.32+1)15.25=50.63

== m
L=RD=2.3215.25=35.38
= m

六 提餾段氣液負荷計算
V』=V=50.63
=0.382 m
L』=L+F=35.38+74.83=110.2
=0.0006 m

七 塔和塔板主要工藝尺寸計算
1塔徑
首先考慮精餾段：
參考有關資料，初選板音距=0.45m
取板上液層高度=0.07m
故 -=0.45-0.07=0.38m
==0.0239
查圖可得 =0.075
校核至物系表面張力為9.0mN/m時的C，即
C==0.075=0.064
=C=0.064=1.64 m/s

可取安全系數0.70，則
u=0.70=0.71.64=1.148 m/s
故 D==0.645 m
按標准，塔徑圓整為0.7m，則空塔氣速為0.975 m/s

2 精餾塔有效高度的計算
精餾段有效高度為
=(13-1)0.45=5.4m
提餾段有效高度為
=(20-1)0.45=8.55m
在進料孔上方在設一人孔，高為0.6m
故精餾塔有效高度為:5.4+8.55+0.6=14.55m

3 溢流裝置
採用單溢流、弓形降液管
⑴ 堰長
取堰長 =0.75D
=0.750.7=0.525m
⑵ 出口堰高
=
選用平直堰，堰上液層高度由下式計算
=
近似取E=1.03,則
=0.017
故 =0.07-0.017=0.053m
⑶ 降液管的寬度與降液管的面積
由查《化工設計手冊》
得 =0.17,=0.08
故 =0.17D=0.12 =0.08=0.031
停留時間 =39.9s (>5s符合要求)
⑷ 降液管底隙高度
=-0.006=0.053-0.006=0.047m
塔板布置及浮閥數目擊者及排列
取閥孔動能因子 =9
孔速 ===8.07m
浮閥數 n===39(個)
取無效區寬度 =0.06m
安定區寬度 =0.07m
開孔區面積
R==0.29m
x==0.16m
故 ==0.175m
浮閥排列方式採用等腰三角形叉排
取同一磺排的孔心距 a=75mm=0.075m
估算排間距h
h===0.06m

八 塔板流體力學校核
1、氣相通過浮塔板的壓力降，由下式

⑴ 干板阻力 ==0.027
⑵ 液層阻力 取充氣系數數 =0.5,有
==0.50.07=0.035
⑶ 液體表面張力所造成阻力此項可以忽略不計。
故氣體流經一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為：
=0.027+0.035=0.062m
常板壓降
=0.062860.59.81=523.4(<0.7K,符合設計要求)。

淹塔
為了防止淹塔現象了生，要求控制降液管中清液層高度符合，其中
由前計算知 =0.061m,按下式計算
=0.153=0.153=0.00002m
板上液層高度 =0.07m,得：
=0.062+0.07+0.00002=0.132m
取=0.5,板間距今為0.45m,=0.053m,有
=0.5(0.45+0.053)=0.252m
由此可見：<，符合要求。

霧沫夾帶
由下式可知 <0.1kg液/kg氣
===0.069
浮閥塔也可以考慮泛點率，參考化學工程手冊。
泛點率=100%
=D-2=0.7-20.12=0.46
=-2=0.3875-20.031=0.325
式中——板上液體流經長度，m;
——板上液流面積，；
——泛點負荷系數，取0.126;
K——特性系數，取1.0.

泛點率=
=36.2% (<80%,符合要求)

九 塔板負荷性能圖
1、霧沫夾帶線
按泛點率=80%計
100%=80%

將上式整理得
0.039+0.626=0.0328
與分別取值獲得一條直線，數據如下表。
0.00035 0.00085
0.835 0.827
2、泛液線
通過式以及式得
=
由此確定液泛線方程。
=
簡化上式得關系如下

計算數據如下表。

0.00035 0.00055 0.00065 0.00085
0.8215 0.8139 0.8105 0.8040
3、液相負荷上限線
求出上限液體流量值（常數）
以降液管內停留時間=5s
則
4、漏夜線
對於型重閥，由，計算得

則
5、液相負荷下限線
去堰上液層高度=0.006m
根據計算式求的下限值

取E=1.03

經過以上流體力學性能的校核可以將精餾段塔板負荷性能圖劃出。如圖

由塔板負荷性能圖可以看出：
① 在任務規定的氣液負荷下的操作點
P（0.00083，0.630）（設計點），處在適宜的操作區內。
② 塔板的氣相負荷上限完全有霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。
③ 按固定的液氣比，即氣相上限=0.630 ，氣相下限=0.209 ，求出操作彈性K，即
K==3.01
十 精餾塔的主要附屬設備
1 冷凝器
（1）冷凝器的選擇：強制循環式冷凝器
冷凝器置於塔下部適當位置，用泵向塔頂送迴流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設迴流罐，這樣可以減少台架，且便於維修、安裝，造價不高。
（2）冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量
熱流體為78.36℃的93%的乙醇蒸汽，冷流體為20℃的水
Q=qm1r1 Q=qm2r2
Q—單位時間內的傳熱量，J/s或W；
qm1, qm2—熱、冷流體的質量流量，kg/s;

r1 ,r2—熱，冷流體的汽化潛熱，J/kg
r1=600 kJ/㎏ r2=775 kJ/㎏ qm1=0.153kg/s
Q=qm1r1=0.153×600000=91800J/s
Q=qm2r2=775000 qm2=91800
∴ qm2=0.12 kg/s
傳熱面積：
A=
==21.2
K取700W·m-2/℃
∴ A=
2 再沸器
（1）再沸器的選擇：釜式再沸器
對直徑較大的塔，一般將再沸器置於踏外。其管束可抽出，為保證管束浸於沸騰器液中，管束末端設溢流堰，堰外空間為出料液的緩沖區。其液面以上空間為氣液分離空間。釜式再沸器的優點是氣化率高，可大80%以上。
（2）加熱蒸汽消耗量
Q=qm1r1 Q=qm2r2
Q—單位時間內的傳熱量，J/s或W；
qm1, qm2—熱、冷流體的質量流量，kg/s;
r1 ,r2—熱，冷流體的汽化潛熱，J/kg
∵ r1=2257 kJ/㎏ r2=1333 kJ/㎏ qm2=0.43kg/s
∴ Q=qm2r1=0.43×1333=573.2 kJ/s=2257 qm1
∴ 蒸汽消耗量qm1為0.254 kg/s

表 浮閥塔板工藝設計計算結果

序號 項目 數值
1 平均溫度tm，℃ 86.93
2 平均壓力Pm，kPa 108.89
3 液相流量LS，m3/s 0.00035
4 氣相流量VS，m3/s 0.375
5 實際塔板數 33
6 塔徑，m 0.70
7 板間距,m 0.45
8 溢流形式 單溢流
9 堰長，m 0.525
10 堰高，m 0.053
11 板上液層高度，m 0.07
12 堰上液層高度，m 0.047
13 安定區寬度，m 0.07
14 無效區寬度，m 0.06
15 開孔區面積，m2 0.175
16 閥孔直徑，m 0.039
17 浮閥數 39
18 孔中心距，m 0.075
19 開孔率 0.147
20 空塔氣速，m/s 0.8
21 閥孔氣速，m/s 8.07
22 每層塔板壓降，Pa 700
23 液沫夾帶，（kg液/kg氣） 0.069
24 氣相負荷上限，m3/s 0.00356
25 液相負荷上限，m3/s 0.00028
26 操作彈性 3.01

參考文獻

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課程設計心得

通過這次課程設計使我充分理解到化工原理課程的重要性和實用性，更特別是對精餾原理及其操作各方面的了解和設計，對實際單元操作設計中所涉及的個方面要注意問題都有所了解。通過這次對精餾塔的設計，不僅讓我將所學的知識應用到實際中，而且對知識也是一種鞏固和提升充實。在老師和同學的幫助下，及時的按要求完成了設計任務，通過這次課程設計，使我獲得了很多重要的知識，同時也提高了自己的實際動手和知識的靈活運用能力。

❷ 化工原理的塔頂和塔釜中，塔釜是什麼意思塔底

釜和塔都是化工廠的設備，釜像煮飯的鍋，塔像一般的塔，塔釜就是兩種結合體，是一種高度較高，各級塔結構基本相同，具備塔和釜的雙重功能。一般是做分離用，根據物料沸點不同分離原料，沸點不同也就是蒸發溫度不同，所以溫度很重要，塔釜溫度是塔釜各個點不同的溫度，一般分塔底塔中進料溫度，塔頂出料溫度。

(2)化工原理設計實驗裝置擴展閱讀：

化工原理實驗注意事項：

1，實驗前熟悉實驗裝置和實驗流程，並了解各開關和閥門的作用。

2，使用電子天平和水分測定儀時，要保持儀器的清潔，避免固體顆粒和液體玷污儀器，嚴防污染物進入感測器系統。

3，使用濃酸時，要戴膠皮手套，保證安全。

4，做乾燥實驗時，一定要先開風機，後開加熱器開關。

5，做過濾實驗時，每改變一次壓力，要將濾餅放回濾漿槽內，將濾布清洗干凈。放出計量桶內的濾液並倒回槽內，以保持濾漿濃度恆定。

6，傳熱實驗前要先開冷凝水並注意冷凝水和不凝氣的排放。

7，在做任何實驗之前，轉子流量計一-定要先關死，然後慢慢打開，以防損壞流量計。

8，實驗結束後必須關電，關水，並清潔儀器;嚴冬季節，要將系統水排凈，以防凍裂設備。

❸ 化工原理雷諾實驗中溢流裝置是怎樣的結構，它的作用是什麼

七就是溢流裝置。

提高進口前水體穩定度。

一般來說，每一個地區大學裝置基本上都是不一樣。

而且這個實驗基本上沒有成功性。

❹ 化工原理課程設計水吸收二氧化碳填料塔模板

填料塔的結構

http://www.hebust.e.cn/jpk/hgyl/wlkc/10/fenbu.gif

典型填料塔的結構如圖所示，主要部件有塔體、填料及支承、流體分布器及再分布器、除沫器等。操作時，液體自塔上部進入，並通過液體分布氣均勻噴灑於塔截面上，並在填料表面呈膜狀流下；氣體自塔下部進入，通過填料層中的空隙由塔頂排出。氣液兩相在液膜表面進行傳質。

2、填料特性的評價

填料不僅提供了氣液兩相的接觸表面，而且促使氣液兩相分散，液膜不斷更新。填料性能可以由以下三方面予以評價。

⑴ 比表面積a：填料應提供盡可能多的表面積，以單位填充體積所具有的填料表面來表示填料的這一特性，稱為比表面積a，單位為m2/m3。

⑵ 空隙率ε：單位體積填料所具有的空隙體積，稱為空隙率。氣體是在填料間的空隙內流動的，為減少氣體的流動阻力，提高填料塔的允許氣速，填料層應有盡可能大的空隙率。

⑶ 填料的幾何形狀：比表面積、空隙率大致相同而形狀不同的兩種填料，在流體力學和傳質性能上可有顯著的差別，但目前對填料的幾何形狀還沒有定量的表達。

3、幾種常用填料

常用填料有散裝填料和規整填料，材質有實體材料和網體材料。

10.2.2氣液兩相在填料層內的流動

1、液體

理想的流動狀態是自上而下，沿填料表面成膜狀流動，液膜從一個填料到另一個填料不斷更新。要求液體在填料表面鋪展成膜、液體在塔內的分布要均勻、液膜厚度要合適。

液體在亂堆填料中有一定的自分布能力。因此，對於小塔，可利用自分布能力，預分布要求校低；對於大塔，很難利用填料的自分布能力達到全塔截面的分布均勻，對初始分布要求校高；另外，填料層內可能出現溝流現象或壁流現象，需對液體進行再分布。

液體在塔內的液膜厚度與持液量有關，持液量是單位填充體積所具有的液體量。噴淋量大，持液量也大，液膜厚度增加；在正常操作的氣速范圍內，氣速的增加，對液膜厚度的影響不大。

2、氣體

氣體在填料塔內在壓強差的推動下自下而上穿過填料空隙上升，並與液膜接觸進行傳質。氣體通過填料層的壓降與氣速及液體流量等因素有關。

當液體量為零時，干填料的壓降Δp隨氣速u的增大而增大。

當有液體噴淋時，液體量一定，氣速u增大，壓降Δp增大，相同氣速下壓降Δp較干填料的壓降高。在氣速u較小時，氣速u增大，液膜厚度變化不大。當氣速u增大到某一值時，液膜厚度開始增大，持液量也增大，出現攔液現象，此時，填料層壓降與空塔速度關系曲線的斜率增大，此點稱為載點。自載點以後，氣速u繼續增大到某一值時，持液量大增，液體積累出現液泛現象，此氣速值稱為液泛氣速。

液體量增大，泛點氣速下降，在相同氣速下，液體量大，壓降也大。

3、液泛：

液泛是填料塔的非正常操作。發生液泛時，液體不能順利流下，氣液傳質不能正常進行。在泛點之前，氣體為連續相，液體為分散相；泛點之後，氣體為分散相，液體為連續相。泛點又稱為轉相點，此時，壓降Δp劇增，液體返混和氣體液沫夾帶的現象嚴重，傳質效果極差。

設計時，操作氣速=50%～80%的泛點氣速。泛點氣速可根據泛點關聯圖估計。

4、填料塔的操作范圍

當液體量一定時，若氣體量很小，傳質過程主要靠擴散進行，傳質效果不好；氣體量很大，將會導致液泛發生。

當氣體量一定時，若液體量很小，會有部分填料得不到潤濕，傳質效果不好；若液體量很大，將會導致液泛發生。

最大氣體量或最大液體量，可以根據泛點氣速來估計；最小氣體量和最小液體量必須根據經驗來確定。

10.2.3填料塔的傳質

填料層內的傳質速率是一個極為復雜的問題，至今尚未搞清。有效接觸面積是真正參與傳質的面積。有效接觸面積，包括填料的有效潤濕表面和可能存在的液滴、氣泡表面積，有效接觸表面＜填料的接觸表面＜干填料表面。關於填料的潤濕表面，恩田等人提出了如下的經驗關聯式：

同時，他們還提出了一些傳質系數的經驗關聯式：

10.2.4 填料塔的附屬結構

⑴ 支撐板：主要是支撐塔內的填料，同時又能保證氣液兩相的順利通過。

⑵ 液體分布器：對進入塔內的液體進行分布，使得液體在塔截面上分布均勻。

⑶ 液體再分布器：為改善向壁偏流效應造成的液體分布不均，在填料層內部每隔一定高度設置的裝置。

⑷ 除沫器：用來除去由填料層頂部逸出的氣體中的液滴，安裝在液體分布器上方。

10.2.5板式塔與填料塔的比較

對許多逆流接觸的過程，填料塔和板式塔都可以使用。各種塔型各有優劣，應根據物系綜合考慮選擇。

⑴ 填料塔操作范圍較小，特別是對於液體負荷的變化更為敏感。

⑵ 填料塔不宜於處理易聚合或含有固體懸浮物的物料。

⑶ 當氣液接觸過程中需要冷卻以移出反應熱或溶解熱時，不適宜用填料塔。另外，當有側線出料時，填料塔也不如板式塔方便。

⑷ 填料塔的塔徑可以很小，但板式塔的塔徑一般不小於0.6m。

⑸ 板式塔的設計資料更容易得到而且更為可靠，安全系數可以取得更小。

⑹ 當塔徑不很大時，填料塔的造價便宜。

⑺ 對於易起泡的物系，填料塔更合適。

⑻ 對於腐蝕性物系，填料塔更合適。

⑼ 對於熱敏性物系，採用填料塔較好。

⑽ 填料塔的壓降比板式塔小，更適於真空操作

❺ 吸收實驗液封裝置的作用是什麼,如何設計

液封裝置的作用是為了防止吸收過程中氣相短路，液封裝置又稱為π型管，即利用連通器原理設計。
另一種解答：（最後一題）http://www.docin.com/p-212984546.html

❻ 化工原理實驗有哪些

1、管路抄特性曲線的測定襲 2、離心泵功率的測定 3、過濾 4、傳熱熱阻的測定 5、 沉降 6、萃取 7、精餾 8、填料塔的有效塔板數 測定 9、吸收 等，以上是主要的，每個學校開的試驗可能不同。還是自己多多找找書。

❼ 化工原理精餾塔設計到底怎麼做啊 把步驟發下啦~謝謝

例子

篩 板 式 精 餾 塔 設 計 報 告

一、設計任務：

要精餾分離的混合物為：苯-甲苯
原料液組成為 xf= 54.1200 %(摩爾)
塔頂產品產量 D = 108.20 kmol/h (每小時 108.20千摩爾)
塔頂產品組成 xd= 95.7300 %(摩爾)
塔底殘液組成 xw= 3.5200 %(摩爾)(以間接蒸汽加熱計)

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二、物料衡算：

設計者選取的D、Xd、Xf、Xw見以上「設計任務」
可計算出：
若按間接蒸汽加熱計, 則由以下物料平衡關系式：
F = D + W
FXf= DXd+WXw
可計算得：
原料液量 F = 197.18 kmol/h
塔底產品產量 W = 88.98 kmol/h

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三、塔板數的確定:

設計時選取：
實際迴流比是最小迴流比的 1.60倍，進料液相分率q= 1.00，
此時，最小迴流比 Rmin= 1.02
實際迴流比 R= 1.60* 1.02= 1.63

理論板數N =12.4, 其中，精餾段N1 = 5.2, 提餾段N2 = 7.3
由平均黏度、相對揮發度μav, αav, 可算得全塔效率 Et = 0.5946
實際板數Ne= 22, 其中，精餾段Ne1= 9, 提餾段Ne2= 13

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四、塔徑的確定：

可由板間距 Ht 和 (Vl/Vg)(ρl/ρg)^0.5
確定氣液負荷參數C, 從而求得液泛氣速Uf=C ?[(ρl-ρg)/ ρg]^0.5,
最後根據塔內氣體流通面積A=Vg/U=Vg/[(0.6---0.9)Uf]估算塔徑D, 再圓整之。

按精餾段首、末板，提餾段首、末板算得的塔徑分別為：
1.620米、1.663米， 1.731米、1.807米
程序自動圓整（或手工強行調整）後的塔徑為：
---1800.0毫米，即 1.800米---

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五、塔板和降液管結構設計:

堰長與塔徑之比Lw/D= 0.70
堰長 Lw= 1 mm
塔徑 D = 1800 mm
安定區寬度 Ws= 75 mm
開孔區至塔壁距離Wc= 50 mm
孔徑 do= 5 mm
孔中心距 t = 15 mm
堰高 hw= 50 mm
降液管底隙高度 hd'= 40 mm
塔板厚度 tp= 4 mm
板間距 Ht= 450 mm

以上為選定[調整]值； 以下為計算值：
計算孔數 n= 9111
塔截面積 A= 2544690 mm^2
降液管截面積 Ad= 223155 mm^2
有效截面積 An= 2321535 mm^2
工作區面積 Aa= 2098380 mm^2
開孔區面積 Aa'= 1775172 mm^2
總開孔面積 Ao= 178898 mm^2

Ad/A= 0.0877
An/A= 0.8246
Ao/Aa'= 0.1008

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六、流體力學校核:

精餾段首板：
單板壓降 ΔHt=ho+he=ho+β(hw+how)= 0.08m清液柱
要求各板總壓降 ∑(ΔHt)<0.3 atm
堰上液頭how=0.0028Fw(Vl'/Lw)^(2/3)=0.01645m
為流動穩定，要求how>0.006m, 如實在達不到此要求則用齒形堰。
液沫夾帶率 ψ=0.0611
要求，ψ〈0.1 (0.15)
降液管內泡沫層高度Hd'=ΔHt+(hw+how)+hd= 0.30m
要求 Hd'<Ht+hw, 否則降液管發生液泛
液體在降液管內平均停留時間τ=Hd*Ad/Vl= 7.02秒
要求， τ> 3 至 5 秒, 以防止氣體隨液體帶入下層塔板
實際孔速與漏液時孔速之比Uo/Uomin=12.87/ 6.87=1.873
Uo必須大於Uo（即比值>1）。要求該比值最好 > 1.5,以免漏液過量

精餾段末板：
單板壓降(氣體) ΔHt= 0.09m清液柱
要求各板總壓降 ∑(ΔHt)<0.3 atm
堰上液層高度 how=0.01740m
為流動穩定，要求how>0.006m, 如實在達不到此要求則用齒形堰。
液沫夾帶率 ψ=0.0737
要求，ψ〈0.1 (0.15)
降液管泡沫層高度 Hd'= 0.31m
要求 Hd'<Ht+hw, 否則降液管發生液泛
液體在降液管內停留時間 τ= 6.69秒
要求， τ> 3 至 5 秒, 以防止氣體隨液體帶入下層塔板
孔速與漏液孔速之比Uo/Uomin=13.21/ 6.81=1.939
要求該比值最好 > 1.5, 否則可導致漏液過量

提餾段首板：
單板壓降(氣體) ΔHt= 0.10m清液柱
要求各板總壓降 ∑(ΔHt)<0.3 atm
堰上液層高度 how=0.02945m
為流動穩定，要求how>0.006m, 如實在達不到此要求則用齒形堰。
液沫夾帶率 ψ=0.0439
要求，ψ〈0.1 (0.15)
降液管泡沫層高度 Hd'= 0.36m
要求 Hd'<Ht+hw, 否則降液管發生液泛
液體在降液管內停留時間 τ= 3.62秒
要求， τ> 3 至 5 秒, 以防止氣體隨液體帶入下層塔板
孔速與漏液孔速之比Uo/Uomin=13.28/ 7.20=1.845
要求該比值最好 > 1.5, 否則可導致漏液過量

提餾段末板：
單板壓降(氣體) ΔHt= 0.10m清液柱
要求各板總壓降 ∑(ΔHt)<0.3 atm
堰上液層高度 how=0.03107m
為流動穩定，要求how>0.006m, 如實在達不到此要求則用齒形堰。
液沫夾帶率 ψ=0.0542
要求，ψ〈0.1 (0.15)
降液管泡沫層高度 Hd'= 0.39m
要求 Hd'<Ht+hw, 否則降液管發生液泛
液體在降液管內停留時間 τ= 3.55秒
要求， τ> 3 至 5 秒, 以防止氣體隨液體帶入下層塔板
孔速與漏液孔速之比Uo/Uomin=13.80/ 7.04=1.960
要求該比值 最好 > 1.5, 否則可導致漏液過量

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七、塔高：
塔高約11.7米