设计了一个常压浮阀精馏塔

1、i设计题目摘 要本文设计了一个常压浮阀精馏塔，分离含正戊烷0.45（以下皆为质量分率）的正戊烷正己烷混合液，其中混合液进料量为13000kg/h，进料温度为35摄氏度，要求获得0.96的塔顶产品和0.03的塔釜产品,再沸器用2atm的水蒸汽作为加热介质,塔顶全凝器采用冷水为冷凝介质.通过翻阅大量的资料进行物性数据处理、塔板计算、结构计算、流体力学计算、画负荷性能图以及计算接管壁厚对浮阀塔展开了全方面的设计。关键词：物性，物料，塔板，阀孔，负荷目 录摘 要i第一章 概论11.1 塔设备在化工生产中的作用和地位11.2 塔设备的分类及一般构造11.4 塔设备的发展及现状21.5 塔设备的用材21.

2、6 板式塔的常用塔型及其选用21.6.1 泡罩塔21.6.2 筛板塔31.6.3 浮阀塔31.6.4 舌形塔及浮动舌形塔31.6.5 穿流式栅板塔41.7 塔型选择一般原则41.7.1 与物性有关的因素51.7.2 与操作条件有关的因素51.7.3 其他因素51.8 板式塔的强化5第二章 物性数据处理72.1 确定塔内特定部位的平均温度72.2 饱和蒸汽压的计算82.3 液相密度计算102.4 气体密度的计算112.5 粘度的计算112.6 表面张力的计算122.7 汽化热和热容的计算132.8 物性数据总汇15第三章 塔板计算163.1 物料衡算163.2 回流比计算冷液进料的回流比163.

3、3 计算塔内各段液体的摩尔流量及体积流量173.4 计算塔内各段气体摩尔流量和体积流量173.5 用逐板法计算理论塔板数183.6 计算实际塔板数19第四章 结构计算214.1 确定物系负荷系数c214.2 空塔气速及塔径224.3 溢流装置计算234.4 阀孔数计算254.5 塔板布孔264.5.1塔板布孔精馏段264.5.2 塔板布孔提馏段27第五章 流体力学285.1塔板流体力学验算（一）285.1.1气体通过塔板的压力降（1）精馏段285.1.2 气体通过塔板的压力降（2）提馏段295.2 流体力学验算（二）305.2.1 淹塔（液泛）验算（1）精馏段305.2.2 淹塔（液泛）验算（

4、1）提馏段305.3 流体力学验算（三）305.3.1 物沫夹带（1）精馏段315.3.2 物沫夹带（2）提馏段32第六章 负荷性能图336.1 确定雾沫夹带上限线方程336.2 确定液泛线方程336.3 液相负荷上限线346.4 液相负荷下限线346.5 气相负荷下限线356.6 塔板负荷性能图35第七章 接管壁厚377.1 管径的计算377.2 塔壁厚计算377.3 塔高计算38参 考 文 献39致 谢4043第一章 概论1.1 塔设备在化工生产中的作用和地位塔设备是石油、化工生产中广泛使用的重要生产设备，在石油、化工、轻工等生产过程中，塔设备主要用于气、液两相直接接触进行传质传热的过程，

5、如精馏、吸收、萃取、解吸等，这些过程大多是在塔设备中进行的。塔设备可以为传质过程创造适宜的外界条件，除了维持一定的压强、温度、规定的气、液流量等工艺条件外，还可以从结构上保证气、液有充分的接触时间、接触空间和接触面积，以达到相际之间比较理想的传质和传热效果。塔设备的投资及重量在过程设备中所占的比例装置名称塔设备的投资比例塔设备重量的比例石油及石油化工（60万吨、120万吨/年催化裂化装置）25.4%48.9%炼油及煤化工（30万吨/年乙烯装置）34.85%25.3%化纤（4.5万吨/年丁二烯装置）44.9%54%1 1.2 塔设备的分类及一般构造按压力塔设备可分为：加压塔、常压塔、减压塔按单元

6、操作塔设备可分为：-精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔、干燥塔等按支承方式塔设备可分为：-框架塔、自支承式塔按塔内件结构塔设备可分为：板式塔、填料塔1.3 对塔设备的要求精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： () 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 () 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应

7、保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 () 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，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，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 () 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 () 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 () 塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型1.4 塔设备的发展及现状·塔设备的形式繁多，规模范围也很大·塔设备的大型化发展趋

8、势（1）强度、刚度及流体均布等方面的问题（2）全负荷运转（3）大型塔设备的设计、制造、操作和维修1.5 塔设备的用材塔体主要用钢材，有色金属或非金属耐腐蚀材料，钢壳衬砌衬涂非金属材料。内件的塔板主要以钢为主，陶瓷铸铁为辅；填料则以瓷钢铝石墨尼龙聚丙烯塑料塑料编织成网。裙座一般为碳钢1.6 板式塔的常用塔型及其选用板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，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种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅

9、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。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。1.6.1 泡罩塔优点：1、操作弹性大，在气、液负荷波动较大时仍能保持较恒定的塔板效率。2、对物料适应性强，塔板不易堵塞。缺点：1、结构复杂，金属耗量大，造价高，安装和维修不方便。2、气体压力降大，雾沫夹带较严重，因此限制了气速的提高，生产能力不大。3、不好操作，液体或蒸汽流量很小时，会形成气液接触不良或蒸汽流动的脉动；反之会形成雾沫夹带、液泛等。1.6.2 筛板塔筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有

10、： () 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 () 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。() 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是：() 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。() 操作弹性较小(约23)。() 小孔筛板容易堵塞。1.6.3 浮阀塔浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔

11、优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：() 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040，而接近于筛板塔。() 操作弹性大，一般约为59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。() 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。() 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660n/m2。() 液面梯度小。 () 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。() 结

12、构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080,为筛板塔的120130。1.6.4 舌形塔及浮动舌形塔优点：1、舌形塔是喷射型塔，气体喷出的方向和液体流动的方向一致，可充分利用气体动能促进气液两相间的接触，提高传质效率。2、气体不必通过较深的液层，压力降小，雾沫夹带小，可采用较大气速，故生产能力高。3、结构简单，安装、维修方便。缺点：1、液体被气体冲至塔壁落入降液管，带有大量泡沫，气相夹带严重，塔板效率低。2、固定舌形塔操作弹性小，气流量小时易漏液；浮动舌形塔浮舌易损坏。1.6.5 穿流式栅板塔优点：1、无溢流和降液装置，结构简单，安装和维修方便。2、塔板上的开孔有效面积大，开孔率大，故生产能力

13、大。3、气、液流动的压力降小，适用于真空蒸馏。4、孔道不易堵塞，对物料的适应性强。缺点：1、操作弹性小。2、塔板效率低。1.7 塔型选择一般原则塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节。选择时应考虑的因素有：物料性质、操作条件、塔设备的性能，以及塔设备的制造、安装、运转和维修等。（1）下列情况优先选用填料塔：a) 在分离程度要求高的情况下，因某些新型填料具有很高的传质效率，故可以采用新型填料以降低塔的高度；b) 对于热敏性物料的蒸馏分离，因新型填料的持液量较小，压降小，故可优先选择真空操作下的填料塔；c) 具有腐蚀性的物料，可选用填料塔。因为填料塔可采用非金属材料，如陶瓷塑料等；d) 容易发泡

14、的物料，宜选用填料塔。（2）下列情况优先选用板式塔：a) 塔内液体滞液量较大，操作负荷变化范围较宽，对进料浓度变化要求不敏感，操作易于稳定；b) 液相负荷较小。c) 含固体颗粒，容易结垢，有结晶的物料，因为板式塔可选用液流通道较大的塔板，堵塞的危险较小；d) 在操作过程中伴随放热或需要加热的物料，需要在塔内设置内部换热组件，如加热盘管，需要多个进料口或多个侧线出料口。这是因为一方面板式塔的结构上容易实现，此外，塔板上有较多的滞液以便与加热或冷却管进行有效地传热；e) 在较高压力下操作的蒸馏塔仍多采用板式塔1.7.1 与物性有关的因素（1） 易起泡的物系，如处理量不大时，以选用填料塔为宜。因为填

15、料能使泡沫破裂，在板式塔中则易引起液泛。（2） 具有腐蚀性的介质，可选用填料塔。如必须用板式塔，宜选用结构简单、造价便宜的筛板塔盘、穿流式塔盘或舌形塔盘，以便及时更换。（3） 具有热敏性的物料须减压操作，以防过热引起分解或聚合，故应选用压力降较小的塔型。如可采用装填规整填料的散堆填料等，当要求真空度较低时，也可用筛板塔和浮阀塔。（4） 黏性较大的物系，可以选用大尺寸填料。板式塔的传质效率较差。（5） 含有悬浮物的物料，应选择液流通道较大的塔型，以板式塔为宜。可选用泡罩塔、浮阀塔、栅板塔、舌形塔和孔径较大的筛板塔等。不宜使用填料。（6） 操作过程中有热效应的系统，用板式塔为宜。因塔盘上积有液层，

16、可在其中安放换热管，进行有效的加热或冷却。1.7.2 与操作条件有关的因素（1） 若气相传质阻力大（即气相控制系统，如低黏度液体的蒸馏，空气增湿等），宜采用填料塔，因填料层中气相呈湍流，液相为膜状流。反之，受液相控制的系统（如水洗二氧化碳），宜采用板式塔，因为板式塔中液相呈湍流，用气体在液层中鼓泡。（2） 大的液体负荷，可选用填料塔，若用板式塔时，宜选用气液并流的塔型（如喷射型塔盘）或选用板上液流阻力较小的塔型（如筛板和浮阀）。此外，导向筛板塔盘和多降液管筛板塔盘都能承受较大的液体负荷。（3） 低的液体负荷，一般不宜采用填料塔。因为填料塔要求一定量的喷淋密度，但网体填料能用于低液体负荷的场合。

17、（4） 液气比波动的适应性，板式塔优于填料塔，故当液气比波动较大时宜用板式塔。1.7.3 其他因素（1） 对于多数情况，塔径小于800mm时，不宜采用板式塔，宜用填料塔。对于大塔径，对加压或常压操作过程，应优先选用板式塔；对减压操作过程，宜采用新型填料。（2） 一般填料塔比板式塔重。（3） 大塔以板式塔造价较廉。因填料价格约与塔体的容积成正比，板式塔按单位面积计算的价格，随塔径增大而减小。1.8 板式塔的强化板式塔产生、发展的过程，实际上就体现了塔设备的强化途径。可将板式塔的发展划分为三个时期，由于当时的主观要求和客观条件所决定，各个时期的发展有所侧重。（1） 从板式塔的产生到第二次世界大战结

18、束 这阶段的板式塔主要用来炼油，典型设备是泡罩塔。由于当时设计于操作的水平不高，人们希望板式塔有较大的操作弹性，且操作方便，而这正是泡罩塔的特点。筛板塔虽然具有结构简单、造价低、处理能力大等优点，但因缺乏设计资料和难于操作管理而较少采用。（2） 从第二次世界大战结束至20世纪50年代末 在炼油工业继续发展的同时，以三大合成为中心的化学工业开始有了较大的发展。这一阶段由于处理量的扩大和多方面的要求，泡罩塔已不甚适应。筛板塔则逐渐为人们所接受，技术上有较大的进展。同时，为了适应工业发展的要求，对原有的板式塔提出了造价低、处理能力大、能保持高的效率和大的操作弹性等方面的要求，因而相继出现了s形塔盘、

19、条形泡罩塔盘等泡罩型新塔盘，结合泡罩、筛板的优点而创制的各种浮阀塔盘，以及一些喷射型、穿流型的塔盘。这些塔型与泡罩塔相比，都有结构简单、造价便宜、处理能力较大的优点。（3） 20世纪60年代至今 从60年代起，开始出现生产装置的大型化，所以也要求塔设备向大型化方向发展。与此同时，塔设备的广泛应用，又提出了高压、真空、大的液体负荷、高弹性比等许多特殊要求，迫使板式塔以强化设备的生产能力为中心，向高效率、大通量方向发展，因而各种新型塔板不断出现。常用塔型如筛板、浮阀、泡罩塔盘的设计方法也日趋完善，建立了系列、标准，并采用电子计算技术，使设计快速化和最优化。还应指出，节约能源也日益成为板式塔发展中必

20、须考虑的问题。板式塔强化的具体途径是改进流体动力学因素，以提高设备的通过能力和改善相间的接触状况，同时又充分利用气液两相之间的热力学因素，以提高设备的传质速率与分离效率。从塔盘的流体力学来看，随着气速的增大，气液两相接触时的操作状态是：鼓泡-泡沫-喷射，依次过渡。一定的操作状态都要求相应的塔盘结构。同时，结构的改变又为解决生产能力与分离效率之间的矛盾创造了有利条件。例如喷射型塔盘的生产能力一般都比泡罩塔盘、浮阀塔盘为大，且压力降也低。事实上每种塔盘结构都可以历经从鼓泡到喷射的过渡，问题在于什么是最好的操作状态，由设计操作参数所决定的。第二章 物性数据处理2.1 确定塔内特定部位的平均温度将进料

21、的质量流量和进料、塔顶、塔釜的质量分率分别转换为摩尔流量和摩尔分率进料摩尔分率： （2.1）料液平均摩尔质量： （2.2）进料摩尔流量： （2.3）根据式（2.1）计算进料摩尔分率：根据式（2.2）计算料液平均摩尔质量：根据式（2.3）计算进料摩尔流量：其中，、分别为a、b组分和料液的摩尔质量，x为摩尔分率，a质量分率，f为进料摩尔流量（/h），为进料质量流量（kg/h）。根据式（2.1）计算，同理可得：塔顶产品摩尔分率：0.97塔釜产品摩尔分率：0.03为求出塔内不同位置的物性数据，需确定所处的温度，由于塔内由上向下温度不断上升，因此物性数据也不断变化，在设计中可利用不同塔段的平均温度以求得

22、近似的物性数据。为设计方便，在本设计中粗略以精馏段和提馏段的平均温度确定两段的物性数据，以便进行体积流量的计算。 在这一部分的计算中，我们要计算出指定体系的塔顶温度（td）、塔釜温度（）及加料板处温度（），并计算精馏段温度（t1）、提馏段温度 （t2）、 全塔温度（t）和料液的平均温度。根据汽液相平衡数据画出汽液相平衡图，由不同部位的含量在图中查得塔顶、塔釜、及加料板处的温度并计算精馏段、提馏段的平均温度。t=()/2 t1=()/2t=()/2 =()/2 （2.4）图2.1 汽液相平衡图绘制汽液相平衡图如图2.1可得以下温度：塔顶温度：37.209加料板温度：48.527塔釜温度：66.6

23、17精馏段温度：42.868提馏段温度：57.57全塔温度：50.22料液平均温度：41.762.2 饱和蒸汽压的计算内插关系式： （2.5）其中，上下表示上、下限，p为饱和蒸汽压，t为温度。相对挥发度 （2.6）说明：根据精馏段或全塔的平均温度，由内插法得到各组分的饱和蒸汽压，即可计算对应精馏段和全塔的平均相对挥发度。表2.1 各组分得饱和蒸汽压与温度得关系查表2.1并根据式（2.5）计算精馏段a物质的蒸汽压：查表2.1并根据式（2.5）计算精馏段b物质的蒸汽压：查表2.1并根据式（2.5）计算全塔a物质的蒸汽压：查表2.1并根据式（2.5）计算全塔b物质的蒸汽压：根据式（2.6）计算精馏段

24、相对挥发度j：根据式（2.6）计算全塔相对挥发度：2.3 液相密度计算内插关系式： （2.7）液相混合物密度： （2.8）其中， 、分别为a，b组分的质量分率， 、分别为a，b纯组分的密度。可根据塔顶、塔釜、加料板的质量分率及各纯组分的密度求得三处混合液的密度同时可计算三段的平均温度 （2.9）表2.2 各组分的液相密度与温度的关系查表2.2并根据式（2.7）、（2.8）计算塔顶液相密度：查表2.2并根据式（2.7）、（2.8）计算，同理可得：塔釜液相密度：613.49加料板液相密度：615.01料液平均密度： 621.66精馏段平均密度：612.385提馏段平均密度：614.25根据式（2.

25、9）计算全塔平均密度：2.4 气体密度的计算混合气体密度 （2.10）其中，t为各部位的温度，p为压力，101.3kpa，m为各部位的摩尔质量。加料板蒸汽平均摩尔质量 （2.11） （2.12）精馏段的平均摩尔质量： （2.13）提馏段的平均摩尔质量： （2.14）全塔的平均摩尔质量： （2.15）塔顶或塔釜的平均摩尔质量可用纯组分的代替。根据式（2.11）、（2.12）、（2.13）、（2.10）计算精馏段气体平均密度： 根据式（2.10）、（2.11）、（2.12）、（2.14）、（2.15）计算，同理可得：提馏段气体平均密度：2.979全塔气体平均密度：2.9782.5 粘度的计算内插关

26、系式： （2.16）混合液体粘度 （2.17）=(d+f)/2 （2.18）=(d+w)/2 （2.19）表2.3 各组分的粘度与温度的关系查表2.3并根据式（2.16）、（2.17）、（2.18）计算精馏段平均粘度1：0.1862 查表2.3并根据式（2.16）、（2.17）、（2.19）计算，同理可得：塔顶粘度：0.2035 塔釜粘度：0.205.6精流段平均粘度:0.20718提流段平均粘度：0.20823全塔平均粘度：0.2052.6 表面张力的计算内插关系式： （2.20）混合物表面张力： （2.21）各段表面张力： （2.22） （2.23）塔顶与塔釜的表面张力可近似用纯物质表面张

27、力代替。表2.4 各组分的表面张力与温度的关系根据式（2.20）、（2.21）可得精馏段平均表面张力： 根据式（2.20）、（2.21）计算，同理可得：根据式（2.22）计算得：/根据式（2.20）、（2.21）、（2.23）计算，同理可得：提馏段平均表面张力：12.54dyn/cm2.7 汽化热和热容的计算内插关系式： （2.24）内插关系式： （2.25）混合物的汽化热： （2.26）混合物的热容： （2.27）表2.5 各组分的汽化热与温度的关系表2.6 各组分的热容与温度的关系查表2.5并根据式（2.24）、（2.26）计算加料板平均汽化热： 查表2.6并根据式（2.25）、（2.27

28、）计算，同理可得：料液平均热容：190.171 j/molk2.8 物性数据总汇tj/molk塔顶37.209609.760.20316.2加料板48.527615.010.21015.14塔釜66.617613.490.20511.1427635.002精馏段42.8683.04612.3852.8480.2071815.0727805.24提馏段57.57614.252.9790.2082312.54160603.454521.04全塔50.222.952.9780.2045513.65料液41.7614.12190.171第三章 塔板计算3.1 物料衡算f=d+w （3.1） （3.2）

29、其中，f、d、w分别为进料、塔顶、塔釜的摩尔流量，（/），、分别为进料、塔顶、塔釜产品摩尔含量。由于进料摩尔流量为，进料摩尔分率为0.49，塔顶产品摩尔分率为0.97，塔釜产品摩尔分率为0.03根据式（3.1）、（3.2）列方程计算，可得：塔顶摩尔流量d：79.85（/）塔釜摩尔流量w：84.42（/）3.2 回流比计算冷液进料的回流比由相平衡方程与加料板操作线方程求、 （3.3） （3.4） （3.5） （3.6）其中，q为热状态参数，为最小回流比，r为回流比且，k=1.12.0。根据式（3.5）计算热状态参数q：由相平衡方程与加料板操作线方程式（3.3）、（3.4）计算，可得：解方程得：0

30、.505 ， ：0.751根据式（3.6）计算最小回流比：因此，得回流比： 3.3 计算塔内各段液体的摩尔流量及体积流量 （3.7） （3.8） （3.9） （3.10）其中，、分别为精馏段、提馏段回流液摩尔流量（/），r为回流比，d为塔顶产品流量（/），q为热状态参数，f为进料量（/），、分别为a、b组分及料液的平均摩尔质量，、分别为精馏段、提馏段的体积流量（），、分别为精馏段、提馏段的平均密度（kg/）。根据式（3.7）计算精馏段摩尔流量l：/根据式（3.8）计算提馏段摩尔流量：/根据式（3.9）计算精馏段体积流量：/s根据式（3.10）计算提馏段体积流量：/s3.4 计算塔内各段气体摩尔

31、流量和体积流量 （3.11） （3.12） （3.13） （3.14）其中，、分别为精馏段和提馏段的摩尔流量（/）、体积流量（），为回流比，、分别为塔顶产品量、进料量（/），、分别为精馏段、提馏段的平均温度。根据式（3.11）计算精馏段气体摩尔流量：/根据式（3.12）计算提馏段气体摩尔流量：/根据式（3.13）计算精馏段气体体积流量：根据式（3.14）计算提馏段气体体积流量：3.5 用逐板法计算理论塔板数计算公式：精馏段操作线方程： （3.15）相平衡方程： （3.16）提馏段操作线方程： （3.17）由方程（3.15）、（3.17）解出加料板的摩尔分律、，然后逐板计算： 1. 在用逐板法计

32、算理论塔板数时，如为泡点进料，判断加料板位置的判据为, ，如为冷液进料，必需求加料扳回流液的含量,以此值判断加料板位置，此值根据精馏段和提馏段操作线方程联立求得。 2. 逐板法和图解法各做一遍，取其中理论板数多的结果。 3. 使用图解法时，阶梯的水平线和垂线一定要交于相平衡线和操作线上，否则结果误差较大。 计算结果：0.46516理论塔板数nt：11精馏段理论塔板数nt（精）：6并绘制如下所示图3.1 图3.1 图解法求塔板数3.6 计算实际塔板数塔效率： （3.18）精馏段实际板数： （3.19）全塔实际板数： （3.20）其中，为相对挥发度，为回流液平均粘度(), n（精）、n分别为精馏段

33、、全塔的实际板数。根据式（3.18）计算精馏段效率：同理根据式（3.18）计算全塔效率得：0.554根据式（3.19）计算精馏段实际塔板数：根据式（3.20）计算全塔实际塔板数：第四章 结构计算4.1 确定物系负荷系数c1查史密斯关联图的方法是分别由精馏段和提馏段的参数得史密斯关联图的横坐标a(精)和a（提），以及曲线值b,获得c20值。 2板间距是由塔径来选用的，在未知塔径的情况下，可根据进料的情况设塔径的范围，查得板间距。由设定的板间距计算出塔径后，再核实板间距是否合适，如不合适，重新设定板间距后计算塔径。塔径计算需要确定空塔气速u，空塔气速由极限空塔气速（最大空塔气速）乘以安全系数得到，

34、计算空塔气速需要知道操作物系的负荷系数c，c值由表面张力为20dyn/cm的物系负荷系数计算而得，由史密斯关联图查得。查史密斯关联图得方法：分别由精馏段和提馏段的参数得史密斯关联图的横坐标值a（精）、a（提），以及曲线值b，在图中查得值。 （4.1） （4.2） （4.3）其中板间距（m）由塔径选用，塔板上液层高度且取值范围0.050.08m表4.1 塔径与板间距的关系板间距选择为：300、350、450、500、600、800mm图4.1 史密斯关联图取塔板上液层高度为0.07m，塔径为1.6m，板间距为0.45m并根据式（4.3）计算史密斯图曲线值b：根据式（4.1）计算史密斯图横坐标值a

35、（精）：根据式（4.2）计算史密斯图横坐标值a（提）：4.2 空塔气速及塔径极限空塔气速 （4.4） （4.5）空塔气速 （4.6）塔径 （4.7）其中，为极限空塔气速（m/s），u为空塔气速（m/s），为体积流量（），应将精馏段和提馏段的体积流量分别代入塔径计算公式，可得两段的塔径，d为塔径，两段塔径求出后应分别圆整成标准塔径，塔径可为0.6、0.7、0.8、1.0、1.2、1.4、1.6、1.8、2.0、2.2、2.4、4.2m根据式（4.5）计算精馏段负荷系数c（精）：根据式（4.4）计算精馏段极限空塔气速：/根据式（4.6）计算精馏段空塔气速（m/s）：/根据式（4.7）计算精馏段塔径

36、：m圆整为1.6m同理，可根据式（4.4）、（4.5）、（4.6）、（4.7）分别计算出：提馏段负荷系数c（提）：0.07提馏段极限空塔气速：1.0m/s提馏段空塔气速：0.65m/s提馏段塔径：1.73圆整为1.8m4.3 溢流装置计算1在溢流装置计算时，所用的塔径是圆整后的塔径，在实际生产中，使用的精馏塔一般精馏段和提馏段的塔径相同，因此在两段塔径圆整后，取较大一段的塔径设计溢流装置。2由于精馏段与提馏段流体的体积流量相差很多，因此在设计溢流装置时，选用的参数应考虑流量的影响（最好精馏段和提馏段的的结构不一样），以满足流体力学要求。 3为求降液管的宽（wd）和降液管的面积（）,需查图获得，

37、此图的横坐标值为lw/d,用k表示。在图中横坐标为k处向上做垂线，与图中的两条曲线各得一交点，由这两点分别作水平线与纵轴分别交于两点i和j，i=wd/d，j=/at,at为塔截面积。 at=d2/4 （4.8）堰长： （4.9）堰上液层高： （4.10）堰高： （4.11）降液管底隙高： （4.12） （4.13）其中，e为堰长系数且常取0.60.8，k为求弓形降液管的宽和面积图的横坐标值，由k值可在图中查得和值。纵坐标值： （4.14） （4.15）塔截面积： （4.16）其中，i、j为由横坐标k值在图中查得的纵坐标值，为塔截面积（），为降液管面积（），为降液管宽（）。图4.2 和值与lw/

38、d的关系精馏段：根据式（4.9）计算堰长（m）：根据式（4.10）计算堰上液层高度（m）：根据式(4.11)计算堰高：根据式（4.12）计算降液底隙高：根据式（4.13）计算精馏段横坐标值k：根据式(4.16)计算塔截面积（）：由图4.2查得i为0.15，j为0.09并根据式（4.15）计算降液管面积（）和降液管宽：同理根据式（4.9）、（4.11）、（4.12）、（4.13）、（4.14）、（4.15）、（4.16）计算提馏段：堰长（m）：1.26m堰上液层高度（m）：0.028m堰高（m）：0.042m降液底隙高（m）：0.036m提馏段横坐标值k：0.7塔截面积（）：2.54降液管面积（

39、）：0.2286降液管宽（m）:0.27m4.4 阀孔数计算液体在降液管内的停留时间（应大于5秒）： （4.17）阀孔气速（m/s）： （4.18）计算阀孔数： （4.19）其中，为阀孔气体的动能因子，对重阀，适宜选择范围为912，为降液管截面积，为板间距，为阀孔直径且取0.039m。根据式（4.17）计算精馏段液体停留时间：根据式（4.18）、(4.19)计算精馏段理论阀孔数：/同理根据式（4.17）、（4.18）、（4.19）计算：提馏段液体停留时间：9.274.5 塔板布孔塔板阀孔的排布是根据下面原则进行的：矩形板宽为377mm,长为m，通道板为400mm，长为m，弓形板宽为e,长为m

40、（4.20） （4.21）其中，为矩形板数，为塔盘分块总数。图4.3 矩形板的尺寸图第一列孔的位置26+x'>ws4.5.1塔板布孔精馏段1.采用三角形叉排，孔心距取75毫米；2.相邻排间距可取65、80、100毫米中的一种进行作图；3.直径大于800毫米的塔，应将塔盘分块，保持有一块通道板，两块弓形板，其余为矩形板，分块情况如下：表4.2 塔盘分块数与塔径的关系4.根据要求作图得实际阀孔数，其值应接近算的阀孔数；5.排孔时塔盘的边缘区宽的适宜范围为5075mm；6.排孔时塔盘的破沫区宽取值为：d小于1.5m 取6075mmd大于1.5m 取80110mmd小于1.0m 可适当减

41、小7.开孔率阀孔总面积/塔截面积精馏段阀孔数：如下图所示图4.4 精馏段阀孔数4.5.2 塔板布孔提馏段图4.5 提馏段阀孔数第五章 流体力学5.1塔板流体力学验算（一）5.1.1气体通过塔板的压力降（1）精馏段压力降 （5.1）塔板压力降应为10526pa压力降用液柱高表示为 （5.2）其中，为干板压力降（m），为气体通过液层的压力降（m），为由表面张力产生的阻力损失。（可忽略）当阀全开前 （5.3）当阀全开后 （5.4）当阀刚刚全开时式（5.3）、（5.4）两式相等，求得的孔速为临界阀孔气速（） （5.5）其中，为阀孔气速（m/s），为精馏段液体密度（kg/），为精馏段气体密度（kg/）。

42、当时，可采用式（5.3）计算干板阻力当时，可采用式（5.4）计算干板阻力充气液层阻力 （5.6）其中，为充气因数且取0.40.5。压力降： （pa） （5.7） 阀空气速： （5.8）其中，no为实排的阀孔数。根据式（5.8）计算：/精馏段塔板平均压力降（m液柱）：0.0755m精馏段塔板平均压力降：453.10pa5.1.2 气体通过塔板的压力降（2）提馏段压力降 （5.9）塔板压力降应为10526pa压力降用液柱高表示为 （5.10）其中，为干板压力降（m），为气体通过液层的压力降（m），为由表面张力产生的阻力损失。（可忽略）当阀全开前 （5.11）当阀全开后 （5.12）当阀刚刚全开时式

43、（5.11）、（5.12）两式相等，求得的孔速为临界阀孔气速（） （5.13）其中，为阀孔气速（m/s），为精馏段液体密度（kg/），为精馏段气体密度（kg/）。当时，可采用式（5.11）计算干板阻力当时，可采用式（5.12）计算干板阻力充气液层阻力 （5.14）其中，为充气因数且取0.40.5。压力降： （pa） （5.15）阀空气速 （5.16）其中，no为实排的阀孔数。提馏段塔板平均压力降（m液柱）：0.0755m提馏段塔板平均压力降：453.48 pa5.2 流体力学验算（二）5.2.1 淹塔（液泛）验算（1）精馏段判断是否成立，如不成立，则要发生液泛当量清液层高 （5.17） （5.

44、18）其中，为上升气体的压力降（米液柱），为板上液层高（m），为液体通过降液管的压力降（米液柱），为板间距（m），为堰高（m），为充气系数且对一般物系取0.5，易发泡物系取0.30.4，不易发泡物系取0.60.7。根据式（5.18）计算降液管的压力降（m）：根据式（5.17）计算当量清液层高（m）：: 0.32071不能产生液泛5.2.2 淹塔（液泛）验算（1）提馏段判断是否成立，如不成立，则要发生液泛当量清液层高 （5.19） （5.20）其中，为上升气体的压力降（米液柱），为板上液层高（m），为液体通过降液管的压力降（米液柱），为板间距（m），为堰高（m），为充气系数且对一般物系取0.5，易发泡物系取0.30.4，不易发泡物系取0.60.7。根据式（5.20）计算降液管的压力降（m）：根据式（5.21）计算当量清液层高（m）：: 0.3279不能产生液泛5.3 流体力学验算（三）5.3.1 物沫夹带（1）精馏段当气体上升时雾沫夹带量时，泛点率应小于80。 （5.21） （5.22） （5.23）其中，为泛点率且应小于80，为降液管宽度（m），为板上液体流径长（m），为塔截面积（），为板上液流面积（），为弓形降液管截面积（），d为塔径（m），为泛点负荷系数且查