精馏塔的物料衡算

1 精馏塔的物料衡算

1.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 MA=32.04kg/kmol 水的摩尔质量 MB=18.02kg/kmol

xF?xD?0.45/32.040.45/32.04?0.55/18.020.94/32.040.94/32.04?0.06/18.02?0.315?0.898

1.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量

MMF=0.315?32.04+(1-0.315) ?18.02=22.44kg/kmol =0.898?32.04+(1-0.898) ?18.02=30.61kg/kmol

D1.3 物料衡算

1.75?107原料处理量 F?330?24?22.44?98.467kmol/h

总物料衡算 98.467=D+W

甲醇物料衡算 98.467?0.315?0.898D?W??

联立解得 D=48.462kmol/h W=93.136kmol/h x?0.0005

WMW=0.0005?32.04+(1-0.0005) ?18.02=18.03kg/kmol

2 塔板数的确定

2.1 理论板层数NT的求取

2.1.1 相对挥发度的求取

表1：甲醇的x-y-t平衡表， 温度/℃ 100 92.9 90.3 88.9 85.0 81.6 78.0 73.8 72.7 x 0 5.31 7.67 9.26 13.15 20.83 28.18 46.20 52.92 y 0 28.34 40.01 43.53 54.55 62.73 67.15 77.56 79.71 (1?xA)yAxA(1?yA) 温度/℃ 71.3 70.0 68.0 66.9 64.7 得表2

x 59.37 68.49 85.62 87.41 100 y 81.83 84.92 89.62 91.94 100 将表1中x-y分别代入??表2：甲醇的α-t表 温度/℃ 92.9 90.3 88.9 85.0 81.6 78.0 73.8 所以?m?12挥发度 7.05 8.03 7.55 7.93 6.40 5.27 4.02 ?4.2

温度/℃ 72.7 71.3 70.0 68.0 66.9 挥发度 3.50 3.08 2.59 1.45 1.63 ?a1a2...a122.1.2进料热状态参数q值的确定

根据t-x-y图查得xF=0.315的温度t泡=77.6℃ 冷液进料：60℃

tm=60

?77.62=68.8℃

查得该温度下甲醇和水的比热容和汽化热如下： 比热（68.8℃）kJ/kg K 水 4.186 甲醇 2.84 则Cp=2.84×0.315+4.186×0.685=3.7579 kJ/kg K r汽=1091.25×0.315+2334.39×0.685=1942.8 kJ/kg q=

Cp(t泡-t进)?r汽r汽1942.8汽化热（77.6℃）kJ/kg 2334.39 1091.25 （77.6—68.8）?1942.8=3.7579×=1.017>1

2.1.3求最小回流比及操作回流比

采用作图法求最小回流比，在x-y图中、自点（0.315,0.315）作进料线方程： y=

qq?1x?Xfq-1=59.8x－18.53 (1)

操作线方程： y=

αx1?(α-1)x=4.2x1?3.2x (2)

联立（1）（2）得到的交点(0.321,0.668)即为（Xq,Yq）

所以最小回流比Rmin =

Xd－YqYq－Xq=0.898?0.6658=0.6734

0.6658?0.321取操作回流比为R=2Rmin=1.3468

2.1.4求精馏塔的气、液相负荷

L=RD=1.3468?34.506=46.473kmol/h

V=(R+1)D=2.3468 ?34.506=80.979kmol/hL' =L+F=46.473+98.467=144.94kmol/h V'=V=80.979kmol/h

2.1.5求操作线方程

精馏段操作线方程为

yn?1=

RR?1xn+

xDR?1=

1.34682.3468xn+

0.8982.3468=0.574xn+0.383 （a）

提馏段操作线方程

y'm?1?LV''xm?WV'xW?144.9480.979xm?63.96180.979?0.0005?1.79xm?0.0004 （b）

2.1.5采用逐板法求理论板层数

由 yq??xq1?(??1x)q 得x?y??(??1)y

将 ?=4.2 代入得相平衡方程

x?y??(??1)y?y4.2?3.2y （c）

联立（a）、（b）、（c）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝 则y1?xD?0.898

由（c）式求得第一块板下降液体组成

x1?y14.20?3.20y?0.8984.20?3.20?0.898?0.677

利用（a）式计算第二块板上升蒸汽组成为

y2?0.574x1?0.383?0.772

交替使用式（a）和式（c）直到xn?xF，然后改用提馏段操作线方程，直到xn?xW为止，

计算结果见表3。 表3 板1 2 号 y 0.898 0.772 x 0.677 0.445 3 0.639 4 0.531 5 0.38 0.127 6 0.227 0.075 7 0.133 0.035 8 0.063 0.016 9 0.028 0.0067 10 0.012 0.0028 0.297 0.212 ≤xF 11 12 0.0046 0.0011 0.0016 0.00037 ≤xW 精馏塔的理论塔板数为 NT=12（包括再沸器） 精馏段 3块，提溜段 9块 进料板位置 NF?3 2.2 实际板层数的求取

2.2.1 液相的平均粘度

进料黏度：根据表1，用内插法求得tF=77.23℃ 查手册得?A?0.286mPa?s ?B?0.37mPa?s lg?LF?0.304lg(0.286)?0.696lg(0.37) 求得?LF?0.3421mPa?s

塔顶物料黏度：用内插法求得tD?66.48?c， 查手册得?A?0.322mPa?s ?B?0.425mPa?s

lg?LD?0.914lg(0.322)?0.086lg(0.425)

求得?LD?0.33mPa?s

塔釜物料黏度：用内插法求得tW?99.93?C， 查手册得?A?0.228mPa?s ?B?0.283mPa?s

0.228)?0.983lg(0.283) lg?LW?0.017lg( 求得?LW?0.282mPa?s 精馏段液相平均黏度：?精??LD??LF2?0.33?0.34212?0.336mPa?s

提馏段液相平均黏度：?提??LW??LF2?0.282?0.34212?0.312mPa?s

2.2.2精馏段和提馏段的相对挥发度

根据表2，用内插法求得?F?5.04 ?D?2.738 ?w?7.606 则精馏段的平均挥发度 ?精??D?F?2.738?5.04?3.715 提馏段的平均挥发度 ?提??W?F?7.606?5.04?6.191

2.2.3全塔效率ET 和实际塔板数

全塔效率可用奥尔康公式：ET?0.49(??L)?0.245计算 所以精馏段ET?0.49?(3.715?0.336)?0.245?0.455 提馏段ET?0.49?(6.191?0.312)?0.245?0.417 精馏段实际板层数 N精?NTETN'TE'T?30.45590.417?6.59?7块

提馏段实际板层数 N提???21.58?22块

3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

3.1 操作压力的计算

设每层塔压降： △P=0.8KPa（一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.4~1.1kPa）

3a塔顶操作压力 PD?101k.P

进料板压力： PF=101.3+5×0.8=105.3 kPa

.3?105.3)/2?103.3kPa 精馏段平均压力 Pm?(101塔釜板压力： PW=101.3+27×0.8=122.9 kPa

提馏段平均压力：Pm’=(103.3+122.9)/2=113.1(KPa)

3.2 操作温度计算

依据操作压力，通过试差法计算出泡点温度，计算结果如下：

塔顶温度 tD?66.48?C 进料板温度 tF?77.23?C 塔釜温度 tW=99.93℃

精馏段平均温度 tm?(66.48?77.23)/2?71.86?C 提馏段平均温度 t’m=(99.93+77.23) /2= 88.58℃ 平均摩尔质量全塔平均温度 t?t1?t22?71.86?88.582?80.22℃

3.3 平均摩尔质量计算 a. 塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y1=0.898 查平衡曲线得 x1=0.677

MVDm=0.898×32.04+(1-0.898)×18.02=30.59kg/mol

MLDm=0.677×32.04+(1-0.677)×18.02=27.50kg/mol

b. 进料板平均摩尔质量计算

由yF=y3= 0.638 查平衡曲线得 xF=x3=0.296 MVFm=0.638×32.04+(1-0.638)×18.02=26.96kg/mol MLFm=0.296×32.04+(1-0.296)×18.02=22.17 kg/mol c. 塔釜平均摩尔质量计算

由y1’=0.004 查平衡曲线得 x1’=0.0009

M’VWm=0.004×32.04+(1-0.004)×18.02=18.08kg/mol M’LWm=0.0009×32.04+(1-0.0009)×18.02=18.03kg/mol

d.精馏段平均摩尔质量

MVm?(30.59?26.96)/2?28.78kg/kmolM?(27.50?22.17)/2?24.84kg/kmol

Lmd.提馏段平均摩尔质量

M'Vm?(18.08?26.96)/2?22.52kg/kmolM'Lm?(18.03?22.17)/2?20.10kg/kmol

3.4 平均密度计算

查表得甲醇、水在不同温度下的密度为：

质量分率 塔顶 进料板 塔底 温度/?C 66.48 77.23 99.93 wA 质量分率wB ?甲醇/?kg/m? 3?水/?kg/m? 30.833 0.205 0.00028 0.167 0.795 0.99972 753.5 740.7 713.8 979.6 972.3 958.3

a. 精馏段平均密度的计算

Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得

ρ

Ⅱ 液相

Vm

=PmMvw/RTm=(103.3×28.78)/[8.314×(273.15+71.86)]=1.036kg/m3

塔顶液相密度：

ρ

3

LDm=1/(0.833/753.5+0.167/979.6)=783.7kg/m

进料液相密度： ρ

LFm=1/(0.205/740.7+0.795/972.3)=913.6kg/m

3

精馏段液相平均密度为：

ρ

3

Lm=(783.7+913.6)/2=848.7 kg/m

b. 提馏段平均密度的计算

Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得

ρ’Vm=PmMvw/RTm=(113.1×22.52)/[8.314×(273.15+88.58)]=0.847kg/m3

Ⅱ 液相

塔釜液相密度：

ρ’Lwm=1/(0.00028/713.8+0.99972/958.3)=958.2kg/m3

提馏段平均密度

ρ’Lm=(958.2+913.6)/2=935.9kg/m3

3.5 液体平均粘度（前面已计算）

?LD??LF20.33?0.34212精馏段液相平均黏度：?精???0.336mPa?s

提馏段液相平均黏度：?提?

?LW??LF2?0.282?0.34212?0.312mPa?s

3.6 液体平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算 即

σLm=∑xiσi

a. 塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=66.48℃查得 σA=16.59mN/m

σB=65.22mN/m

σLDm=0.898×16.59+0.102×65.22=21.55 mN/m

b. 进料板液相平均表面张力的计算 由tF=77.23℃查得

σA=15.36mN/m

σB=64.74N/m

σLFM=0.315×15.36+0.685×64.74=49.19 mN/m

c. 塔底液相平均表面张力的计算 由tW=99.93℃查得

σA=12.8mN/m σ

精馏段液相平均表面张力

σLm=(21.55+49.19)/2=35.37 mN/m 提馏段液相平均表面张力

σ’Lm=(49.19+58.93)/2=54.06mN/m

3.7气液负荷计算 3.7.1精馏段气液负荷

V=（R+1）D=(1.3468+1)?34.506=80.98kmol/h

VSσB=58.95N/m

LWm=0.0005×12.8+0.9995×58.95=58.93 mN/m

=

VMV,精3600?V,m精=

80.98?28.783600?1.036?0.625 m3/s

L=RD=1.3468?34.506=46.47kmol/h

Ls?LML精3600?L,m精=

46.7?24.843600?848.7?0.00038 m3/s

3.7.2提馏段气液负荷计算 V’=V=80.98kmol/h

Vs'?V'MV提3600?V,m提=

80.98?22.523600?0.847?0.598 m3/s

L’=L+F=46.47+98.467=144.94kmol/h

Ls'?L'ML提3600?L,m提=

144.94?20.13600?935.9?0.00086 m3/s

4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算

4.1 塔径的计算

Vm=(80.98×28.78)/(3600×1.036)=0.625m

3

精馏段的气、液相体积流率为 VS=VMVm/3600ρ

LS=LMLm/3600ρ

馏段的气、液相体积流率为

V’S =V’MVm/3600ρV’m=(80.98×22.52)/(3600×0.847)=0.598m3/s

umax?C/s

3

Lm=(46.47×24.84)/(3600×848.7)=0.00038m/s

L’S=L’MLm/3600ρL’m=(144.94×20.1)/(3600×935.9)=0.00086m/s

3

?L??V?V式中，负荷因子C?C20(?0.02)0.2由史密斯关联图查得C20再求

图的横坐标为 Flv=Ls/Vs×(ρl/ρv)0.5=0.00038/0.625×(848.7/1.036)0.5=0.0174

参考有关资料，初选板间距HT=0.40m，取板上液层高度hL=0.06m 故 HT-hL=0.40-0.05=0.34m

由上面史密斯关联图，得知 C20=0.071

精馏段：

校核至物系表面张力为35.37mN/m时的C，即 C=C20??????20?0.2?35.37?=0.071????20?0.2?0.0796

umax=C

?L??V?V=0.0796

848.7?1.0361.036?2.26 m/s

取安全系数为0.6，则空塔气速为

u?0.6umax?0.6?2.26?1.356m/s

D?4VS?u?4?0.6253.14?1.356?0.766m

按标准塔径圆整后为 D=0.8m 塔截面积为

AT??4D2??4?0.82?0.502m2

实际空塔气速为

u?0.6250.502?1.245m/s

提馏段：

LS??L?VS???V????1/2=

0.000860.598?935.9????0.847??1/2?0.048

查图可得 C20=0.077

校核至物系表面张力为54.06mN/m时的C，即

C=C20??????20?0.2?54.06?=0.077???20??0.2?0.0939

umax=C

?L??V?V=0.0939

935.9?0.8470.847?3.120 m/s

可取安全系数0.60，则

u=0.60umax=0.60?3.120=1.872m/s

故 D’=4Vs?u=0.638m 按标准，塔径圆整为D=0.8m，

塔截面积为

AT??4D2??4?0.82?0.502m2

实际空塔气速为

u?0.5980.502?1.191m/s

4.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为

Z精?（N精?1）HT?(7?1)?0.4?2.4m

提馏段有效高度为

Z提?（N提?1）HT?(22?1)?0.4?8.4m

5 塔板主要工艺尺寸的计算

5.1 溢流装置计算

采用单溢流、弓形降液管，平形受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。 5.1.1堰长lW

取lW?0.6D?0.6?0.8?0.48m

5.1.2溢流堰高度

hW

由hW?hL?hOW

2选用平直堰，堰上液层高度hOW由式hOW精馏段：

近似取E=1，则

hOW?0.00038?3600???1???10000.48??2.842/3?L??E?h?1000?lW?2.843

?0.0050m

取板上清液层高度hl=0.6m 故 hW?0.06?0.0050?0.055m 提馏段：

近似取E=1，则

hOW?0.00086?3600???1???10000.48??2.842/3?0.0086m

取板上清液层高度hl=0.6m

m 故 hW?0.06?0.0086?0.05145.1.3弓形降液管宽度

lwDWd和截面积

Af

由

?0.6

查弓形降液管的参数图，得

AfAT?0.058

WdD?0.12

2故 Af?0.058AT?0.058?0.785?0.0455m

Wd?0.12D?0.12?0.8?0.096m

依下式验算液体在降液管中停留时间，即

精馏段：

??AfHTLs?0.0455?0.400.00038?47.98 >5s

提馏段：

??AfHTLs?0.0455?0.400.00086?21.16 >5s ，故降液管设计合理

5.1.4降液管底隙高度

精馏段：

h0

h?=hw-0.006=0.055-0.006=0.049m 提馏段：

h?=hw-0.006=0.0514-0.006=0.0454m

降液管底细隙高度壁溢流堰高度低0.006mm，以保证降液管底部的液封。 5.2塔板布置

5.2.1开孔区面积计算

破沫区：鼓泡区与溢流区之间的区域，

WS=0.035m

无效边缘区：靠近塔壁的部分需要留出一圈边缘区域，以供支撑塔板的边梁之用。

Wc=0.06m

?2?1开孔区面积 Aa?2?xR2?x2?Rsin? 180R???x? R=

x=

D2?Wc=0.8/2-0.06=0.34m D2?(Wd?Ws)=0.269m

22?故 Aa?2??0.269?0.34?0.269???0.341802sin?10.269???0.323m2 0.34??5.2.2筛孔计算及排列

(1)浮阀的排列

采用F1型浮，由于塔径为0.8m，故塔板采用整块式。浮阀排列方式采用正三角形叉排，孔心距 t=75mm=0.075m。 （2）阀数确定

3气相体积流量VS=0.625m/s已知，由于阀孔直径d0=0.039m，因而塔板上浮阀

数目n就取决于阀孔的气速u0。u0能因子F?=10 精馏段： 孔速 u?=浮阀数 N=

F??F0，浮阀在刚全开时操作， 取阀孔动

?V?V,mVs=

101.036?9.82m/s

0.625?4=

du?23.14/4?0.0392?9.82=54(个)

按t?75mm等边三角形叉排方式作图，排得阀数47个

提馏段： 孔速u?=阀数N=

F??V,mVs=

100.847?10.87m/s

=47(个)

?4=

0.5983.14/4?0.0392du?2?10.87按t?75mm等边三角形叉排方式作图，排得阀数47个

按n=47，重新核算孔速及阀孔动能因数

精馏段u0?Vs?4?0.6253.14/4?0.0392d0N?47?11.14m/s

F精?11.14?1.036?11.34 仍在9～12范围内。

提馏段；

u0?Vs?0.5983.14/4?0.0392?4d0N?47?10.66m/s

F精?10.66?0.847?9.81仍在9～12范围内。

（3）开孔率 精馏段：

n?4d022?精??4D?0.039??n()?38????9.03D.8??2d02

提馏段：

n?4d022?提??4D?0.039??n()?38????9.03D.8??2d02

开孔率在5%~15%范围内，故符合设计要求。 每层塔板上的开孔面积

精馏段： A0?0.118?0.323?0.0292m2 提馏段：A0?0.118?0.323?0.0292m2

6 塔板的流体力学验算

6.1 以精馏段为例

6.1.1气相通过浮塔板的压力降

由 hp?hc?hf?h?知 ⑴ 干板阻力

气体通过浮阀塔板的干板阻力，在浮阀全部开启前后有着不同的规律。 对F1型重阀来说可以用一下经验公式求取hc。 阀全开前?u0?uoc? hc?19.9uo0.175?L （1）

2阀全开后?u0?uoc? hc?5.34?Vu?2?Vu?2?Lg （2）

令hc?5.342?Lg=19.9uo0.175?L，得

uoc?73.11.825?V?1.82573.11.036?10.31m/s

因为u0?uochc?19.9uo，故

=19.9?9.820.1750.175?L848.7?0.035m液柱

⑵ 液层阻力x?

取充气系数数 ??=0.5,则

hf=??hL=0.5?0.06=0.03m液柱 ⑶ 液体表面张力所造成阻力h?

据国内普查结果得知，常压和加压塔中每层浮阀塔板压降为260～530Pa，而通过每块减压塔塔板的压降约为200Pa，

h?很小，计算时可以忽略不计。

故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：

hp=0.036+0.03=0.066m

常板压降

?Pp?hp?Lg=0.066?848.7?9.81=549.5Pa(<0.7KPa,符合设计要求)。 6.1.2液泛的验算

为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度符合

Hd???HT?hw?，其中 Hd?hp?hL?hd

由前计算知 hp=0.066m, 取?=0.5,板间距今为0.40m,hw=0.055m, 故??HT?hw?=0.5?(0.40+0.055)=0.2275m

又?塔板上不设进口堰，则

?L?hd=0.153?s??lwh??2?0.00038?=0.153???=0.00004m

?0.48?0.049?2板上液层高度 hL=0.06m,得：

Hd=0.066+0.06+0.00004=0.0126m

由此可见：Hd

eV6.1.3雾沫夹带

5.7?10的验算

?ua??H?hf?T????3.2?6eV=

?5.7?10

3.2?6?3=

2.155?10?0.3670/?0.385?0.0277?????0.40?0.03???0.0694 kg液/kg气

由上式可知 eV<0.1kg液/kg气

浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。

Vs?V?L??V?1.36LslL?100%

泛点率=KCFAblL=D-2Wd=0.8-2?0.096 =0.608m

Ab=AT-2Af=0.785-2?0.0455=0.694 m

式中lL——板上液体流经长度，m; Ab——板上液流面积，m2； CF——泛点负荷系数，取0.093 K——特性系数，取1.0.

0.625?1.036848.7?1.036?1.36?0.00038?0.608?34.34%

泛点率=

1.0?0.093?0.694 泛点率<80%,符合要求

6.1.4漏液验算

取F0＝5作为控制漏液量的操作下限， 由u0?F051.036F0?V 可知，

u0,min??V,精?42??4.91m/s

3Vmin，精?d0nu0,min?3.144?0.0392?47?4.91?0.276m/s

6.1.5塔板负荷性能图 1 漏液线 由 ?0?CVS,minA0,min(0?h??h)?L/?V L?0,min=

Lhlw)2/3hL?hW?hOWhOW=

2.841000E(

得 Vs,mi?CA0{0.00?56n02.84Lh0hw.1?3[E1000lw2/3(?h?)?L]?V }/ =4.4?0.772?0.101?0.537?

{0.0056?0.013[0.0537?2.841000?1?(3600LS0.48)2/3]?0.003}5848.7/1.036

整理得Vs,min?0.18494.501Ls2/3?7.050

在操作数据内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果见表4

表4 LSVS，m3/s 0.0002 0.0006 0.003 0.005 ，m3/s 0.450 0.511 0.552 0.576 由上表数据即可作出漏液线（1）

2 液沫夹带线

以 ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs?Ls关系如下 由 ev?5.7?10?6?LVSAT?Af(?aHT?hf)3.2

ua??Vs0.785?0.0455?1.352Vs

hf?2.5hL?2.5(hw?how)

hw=0.0537

?3600Ls?how=?1???10000.60??2.842/3?0.938Ls2/32/3

?0.1343

2/3故 hf?2.5(0.0537?0.938Ls)?2.345Ls2/32/3?2.345Ls HT?hf?0.4?0.1343?0.2657?2.345Ls????3.2

eV?5.7?10?6?334.643?10?1.352Vs??0.2657?2.345L2/3s??0.1

整理得 VS=1.457?12.855Ls2/3

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表5 表5 LSVS，m3/s 0.0002 0.0006 0.003 0.005 ，m3/s 1.413 1.366 1.190 1.081 由上表数据即可作出液沫夹带线（2） 3 液泛线

令 Hd??(HT?hw)

由 Hd?hp?hL?hd;hp?hc?h1?h?;h1??hL;hL?hw?how 联立得 ?HT?(????1)hw?(??1)how?hc?hd?h?

忽略h?，将how与LS，hd与LS，hc与VS的关系式代入上式，并整理得

?'VS?b'?c'LS?d'LS

222/3式中 ?'?0.051(A0c0)2(?V?L)

????1h) b'??HT?( w2( ) c'?0.153lw/0h d'?2.84?10?3E(1??)(将有关的数据代入，得 a'?3600lw)2/3

?1.044?? ???0.03752(0.101?0.537?0.775)?809..30?0.051 b'?0.5?0.40?(0.5?0.63?1)?0.0538?0.139

c'?0.153(0.6?0.0131)2?2476.55

2/3 d'?2.84?10?3?3600??1?(1?0.63)???0.60???1.529

故 0.0375Vs2?0.139?2476.55L2s?1.529L2s/3

在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于表6 表6 LSVS，m3/s 0.0002 0.0006 0.003 0.005 ，m3/s 1.888 1.842 1.505 0.929

4、液相负荷上限线

求出上限液体流量Ls值（常数） 以降液管内停留时间??HT?AfAfHTLs?4，则

LS,max???0.40?0.04554?0.0045m/s

3

5、液相负荷下限线

若操作的液相负荷低于此线时，表明液体流量过小，板上的液流不能均匀分布，汽液接触不良，易产生干吹、偏流等现象，导致塔板效率的下降。

取堰上液层高度how=0.005m，根据how计算式求Ls的下限值

hOW?3600Ls???E???1000?lW?2.842/3?0.005

取E=1，则 Ls,min?0.005?1000????2.84??1.5?0.483600?0.00031m1/s

3 经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。（见后面）

2.521.510.5000.0010.0020.0030.0040.005操作线公式y = 1644.7x漏液线液沫夹带线液泛线液相负荷上线液相负荷下线操作线线性 (操作线)0.006

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线，由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制，由上图查得

VS,max?1.35 VS,min?0.512

故操作弹性为

VS,maxVS,min?1.350.512?2.637

7 筛板塔设计计算结果

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12

项目

平均温度tm，℃ 平均压力Pm，kPa 气相流量Vs，?m3/s? 液相流量Ls，?m3/s? 实际塔板数 有效段高度Z,m 塔径，m 板间距，m 溢流形式 降液管形式 堰长，m 堰高，m

数值 71.86 103.03 0.625 0.0038 29 11.6 0.8 0.4 单溢流 弓形 0.48 0.055

13 14 15 15 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32

板上液层高度，m 堰上液层高度，m

降液管管底隙高度，m 安定区宽度，m 边缘区宽度，m 开孔区面积，m2 筛孔直径，m 筛孔数目

孔中心距，m 开孔率，%

空塔气速，m/s 筛孔气速，m/s 稳定系数

每层塔板压降，Pa 负荷上限 负荷下限

kg液液沫夹带eV,???? kg气??0.06

0.006 0.049 0.06 0.035 0.323 0.039 2756 0.075 9.03 1.101 11.14 1.69 550.189 液泛控制 液漏控制

0.0023 1.346 0.611 2.203

气相负荷上限，m3/s 气相负荷下限，m3/s 操作弹性

8 精馏塔接管尺寸计算

8.1 塔顶蒸气出口管的直径dV

操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为12~20 m/s， 蒸气管的直径为

dVdV??uV，其中

4Vs---塔顶蒸气导管内径m Vs---塔顶蒸气量m3/s，取uV?12m/s，则

4?0.6253.14?12?0.258m

dV?查表取?377?10mm

8.2 回流管的直径dR

塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速uR可取0.2~0.5 m/s。取uR?0.3m/s，则

dR?4Ls?uR?4?0.000383.14?0.3?0.04

查表取?57?3.5mm?

8.3 进料管的直径dF

采用高位槽送料入塔，料液速度可取uF?0.4~0.8m/s，取料液速度

uF?0.5m/s，则

2.3?107Vs?3600?300?24?855.49?0.001m/s

3

dF?4Vs?uF?4?0.0013.14?0.5?0.050m

查表取?76?4mm

8.4 塔底出料管的直径dW

一般可取塔底出料管的料液流速uw为0.5~1.5 m/s，循环式再沸器取1.0~1.5 m/s，取塔底出料管的料液流速uw为0.5 m/s

dw?4LW?uF?4?0.0013.14?0.5?0.050m

查表取?76?4mm

9 参考文献

[1]杨祖荣，刘丽英，刘伟.化工原理.北京：化学工业出版社，2008

[2]刘光启，马连湘，刘杰.化学化工物性数据手册（有机卷）.北京：化学工业出版社，2002

[3]贾绍义，柴城敬.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，2008

10 主要符号说明

英文字母 Aa 塔板开孔区面积，m2 Af A0 AT C0 C Cs d0 D eV ET F F0 hW h1 hc hd hf h1 hL h0 hOW

h’W hσ Hd HP HT lW Ls n NT P ΔP ΔPp t u u0 u0,min u'0 Vs Wc Wd Ws Z 进口堰高度，m 与克服表面张力的压降相当 的液柱高度，m液柱 降液管内清液层高度，m 人孔处塔板间距，m 塔板间距，m 堰长，m 液体体积流量，m3/s 筛孔数目 理论板层数 操作压力，Pa 压力降，Pa 气体通过每层筛板的压降，Pa 筛孔的中心距，m 空塔气速，m/s 气体通过筛孔的速度，m/s 漏液点气速，m/s 液体通过降液管底隙的速度，m/s 气体体积流量，m3/s 边缘无效区宽度，m 弓形降液管宽度，m 破沫区宽度，m 板式塔的有效高度，m 降液管截面积，m2 筛孔总面积，m2 塔截面积，m2 流量系数，无因次 计算时的负荷系数， 气相负荷因子，m/s 筛孔直径，m 塔径，m 液沫夹带量，kg(液)/kg(气) 总板效率，无因次 气相动能因子，kg1/2/(s*m1/2) 筛孔气相动能因子，kg1/2/(s*m1/2) 出口堰高度，m 进口堰与降液间的水平距离,m 与干板压降相当的液柱高度，m液柱 与液体流过降液管相当的液柱高度，m 塔板上鼓泡高度，m 与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱 板上清液层高度，m 降液管的底隙高度，m 堰上液层高度，m 希腊字母

β δ θ μ ρ б Ф

充气系数，无因次 筛板厚度，m 液体在降液管内停留时间，s 粘度，mPa/s 密度，kg/m3 表面张力，N/m 开孔率，无因次

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