化工设计精馏塔

前言
化工原理课程设计是对化工原理课程内容的应用性训练环节，是理论与实践的桥梁，是学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。

通过化工原理课程设计，要求学生能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得到以化工单元操作为主的化工设计的初步训练。

通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容，掌握典型单元操作设计的主要程序和方法，培养学生综合运用理论知识分析和解决工程实际问题的能力。

精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。

精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。

根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。

本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。

第一章 物与操作线方程
1.1间接蒸汽加热方式下的物料恒算
总物料衡算 W D F +=
易挥发组分的物料衡算 W D F W x Dx Fx +=
式中：F ，D ,W —进料、馏出液和釜残液的流量，/kmol h
F x —进料中易挥发组分的组成，摩尔分率 D x —馏出液中易挥发组分的组成，摩尔分率 W x —釜残液中易挥发组分的组成，摩尔分率
苯的摩尔质量为78，甲苯的摩尔质量为92. 进料组成 35/35/65/A
F A B
M x M M =
+ 35/7835/7865/92=+ =0.3884 釜残液组成 2/2/98/A
W A B
M x M M =
+ 2/782/7898/92=+ 0.0235=
馏出液组成 99.8/99.8/0.2/A
D A B
M x M M =
+99.8/78
99.8/780.2/92
=
+0.9983=
塔顶馏出液的平均摩尔质量
0.9983780.00179278.0238/D M kmol h
=⨯+⨯=
塔底馏出液的流量 7
3.81067.64/3002478.0238
D kmol h ⨯=
=⨯⨯ 全塔物料衡算 F D W =+ F D
W
F x D x W x =+ 代入相关数据得：180.69/F kmol h =，113.05/W kmol h =
1.2精馏段操作线方程
1.2.1最小回流比的确定
查《化工原理（上册）》第十页 苯-甲苯的温度-组成 t/℃ 80.1 85 90 95 100 105 110.6 a 2.54 2.51 2.46 2.41 2.37 x 1.000 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 0 y 1.000
0.897
0.773
0.633
0.461
0.269
塔的平均相对挥发度取： 2.54 2.51 2.46 2.41 2.37
2.465
m α++++==
由公式
2.461(1)1 1.46ax x
y a x x
=
=
+-+ 选择泡点下的饱和液体进料，此时0.3884q F x x == 代入上式，所以6097.0=q y 得 m i n R =
0.99830.6097
1.7560.60970.3884
D q q q
x y y x --=
=--
1.2.2适宜回流比的确定
根据设计经验，一般物系的适宜回流比为
min R 1.2-1.1R ）（=
min
1log 11lo g w D D w m
x x x x N α⎡⎤⎛⎫⎛⎫-⎢⎥
⎪ ⎪-⎝⎭⎝⎭⎣⎦=- 将数据代入得 22.10min =N
查《化工原理（下册）》第32页吉利兰图得下表：
1.1Rmin 1.2Rmin 1.3Rmin 1.4Rmin 1.5Rmin 1.6Rmin 1.7Rmin 1.8Rmin 1.9Rmin 2Rmin R
1.93
2.11
2.28 2.46 2.63 2.81 2.99
3.16 3.34 3.51 min R-R 1
R +
0.05993 0.1094 0.1606
0.203
0.2419
0.2765
0.3081
0.3377
0.3641
0.3893
min 2
N N N -+ 0.57 0.52 0.48 0.44 0.42 0.40 0.38 0.37 0.35 0.32
N
26.4186
23.4375 21.4808 19.8214 19.0517 18.35 17.7096 17.396 16.8 15.955
然后由上数据得出图1.1，
由图1.1得适宜回流比取min 1.8 1.8 1.756 3.1608R R ==⨯=
1.2.3操作线方程 精馏段操作线方程10.760.2411
D n n n x R
y x x R R +=
+=+++ 提馏段操作线方程''
''1''m m w m w L W L qF W
y x x x x L W L W L qF W L qF W
++=-=---+-+-
3.160867.64213
L R D ==⨯
=kmol/h ''1 1.40170.0094m m y x +=-
第二章 理论塔板数的确定
本次设计采用逐板计算法 由相平衡方程，得 (1) 2.46(1)
n n
n n n n n y y x y y y y α==
+-+- 精馏段方程 10.760.2411
D n n n R x
y x x R R +=
+=+++ 9983.01==D x y
则有 9958.01=x ，9968.02=y ， 2992.02=x ，4199.03=y
6985.03=x ，9198.04=y ， 3697.04=x ，9997.05=y 5209.05=x ，3496.06=y ， 1479.06=x ，3529.07=y 5448.07=x ，8928.08=y ， 6567.08=x ，2198.09=y 5236.09=x ，3577.010=y ， 0.5308
10=x ，4346.011=y .4231011=x ，6165.012=y
.3425012=x ＜3884.0=F x 则理论进料板为第12层，由于进料为饱和液体进料，则精馏段所需理论板层数为层111-12=（不包括再沸器），
同理然后令'121x x =
''''''
'
(1) 2.46(1)m m
m
m m m m y y x y y y y α==+-+- ''1 1.40170.0094m m y x +=- 计算直到 '
m w x x ≤
此处得n=7 所以提馏段6层 所以共需17层理论板（不包括再沸器），
第三章 实际板层数的确定
3.1 塔板总效率的估计
在求出理论塔板数后，要先确定塔板总效率才可求出实际板数。

塔板效率是否定得合理，对所设计的塔在建成后能否满足生产上的要求有重要意义。

而塔板效率与物系的性质、塔板的结构以及操作条件有密切的关系。

由于影响因素很多，目前尚无适用范围和较精确的计算方法。

一般用下面三种方法之一来确定：
1、 参考工厂同类型塔板，物系性质相同（或相近）的塔效率的经验数据。

2、 在生产现场对同类型，类似物系的塔进行实际查定，得出可靠的塔板效率数据。

3、 在没有可靠的经验数据作参考时，可采用“奥康奈尔的蒸馏塔效率关联图”或“奥康奈尔关联式”来估算全塔效率。

0.2450.49()T L E αμ-=
式中：T E —全塔效率，无因次；
α—全塔平均温度m t 下的相对挥发度，无因次；
2
m T T t +=
顶底
T 顶—塔顶第一块板上的温度，
T 底—塔底最后一层板上的温度，
L μ—塔顶和塔底平均温度下的液相粘度，2/mN s m ∙， 对于多组分系统
L μ可按下式计算，即 L i L i
x μμ=∑ 其中： i x —液相中任意组分i 的摩尔分数； Li μ—液相中任意组分i 的黏度；2/mN s m ∙ 必须注意此关联式的适用范围是： （1）0.1~0.7L αμ=
（2）液体的板长流程长度<1.0m ，超过1m 时，实际可达到的全塔效率比由此式解出的值大。

（3）此关联式是对泡罩塔或筛板塔的几十个工业塔进行实验而得的结果，对浮阀塔可参照使用。

有我国某厂八个浮阀塔实例的全塔效率表明，实测数据与由奥康曲线（关联式）所得出的数据基本吻合。

苯—甲苯的气液平衡数据（苯；%mol,760mmHg ）
【7】 液相组成 气相组成 沸点 液相组成 气相组成 沸点 0.0 0.0 110.56 60.0 79.1 89.29 10．0 20.8 105.71 70.0 85.1 87.32 20.0 37.2 101.78 80．0 91.2 84.97 30.0 50.7 98.25 90.0 95.9 82.61 40.0 61.9 95.24 95.0 98.0 81.34 50.0
71.3
92.43
100.0
100.0
80.01
D W 2.460.9983
y 0.9993
1(1)1 1.460.9983
2.460.0235
y 0.0559
1(1)1 1.460.0235
D D W W x x x x αααα⨯===+-+⨯⨯===+-+⨯
由D y 和W y 从《化工原理（下册）》第六页图1—1查得
T 顶=80.35 T 底=109.15
94.7522
m t C =
==︒顶底 查《化工原理（上册）》第341页附图苯和甲苯在94.75C ︒时粘度分别为20.25/mN s m ⋅和20.28/mN s m ⋅
故20.38840.250.61160.280.2683/L i Li x N s m μμ==⨯+⨯=⋅∑ 全塔平均温度94.75C ︒下的相对挥发度取 2.46α= 全塔效率为5425.0)2683.046.2(49.0245.0=⨯⨯=-T E
3.2层数的确定
实际板层数 17
320.5425
T P T N N E =
==（块） 其中T N 为不包含再沸器的理论板层数
第四章 塔和塔板主要的工艺尺寸的设计
4.1设计中所有参数的确定
4.1.1定性温度的确定
定性温度分为精馏段温度m t 精和提馏段温度m t 提，两个参数
F 2.460.3884
y 0.60971(1)1 1.460.3884
F F x x αα⨯=
==+-+⨯
由F y 从《化工原理（下册）》第六页图1—1查得T 进=96.32；
88.3422m t C =
==︒顶进精； 96.32109.15
102.7422
m T T t C ++=
==︒进底提 ； 4.1.2精馏段参数
精馏段参数以精馏段的定性温度为依据确定
1. 平均组成：据m t 精参考平衡数据（一般为t x y --数据）即《化工原理（下册）》第六页图1—1可确定出精馏段的平均气、液组成x ，y 。

查得88.34C ︒时0.625x =，0.803y =
2. 精馏段气相体积流率S V 及密度V ρ的确定
s m P P T T D R V m s 30032.23600
1
115.27315.27334.884.2264.67)11608.3(4.22)1(=⨯⨯+⨯⨯⨯+=⨯⨯
⨯+=精m
V m PM RT ρ=
精
其中 ()(1)780.8039210.80380.76m A B A M M y M y =⨯+⨯-=⨯+⨯-=
2.722927
3.1588.348.31480.76
101.33=+⨯⨯=
）
（v ρ
3. 精馏段液相体积流率S L 及密度L ρ的确定
m
S L
LM L ρ=
；
其中 3.160867.64213.7965/L RD kmol h ==⨯=
()(1)780.6259210.62583.25A m A A B M M x M x =⨯+⨯-=⨯+⨯-=
1
1L A
A
A B
ρααρρ=
-+
A α为质量分数，根据摩尔分数与质量分数的关系()()11A
A A A
A A
A A
B A A A
A A
B A B A B
m m M M M x m m m m M M M M M M αααααα===
--+++ 得出390.586467A
A A
x x α=
=-
根据《化工原理课程设计书》查得82.1C ︒时苯和甲苯的密度分别是3807.9/kg m 和
3812.7/kg m ，99.5C ︒时苯和甲苯的密度分别是3790.8/kg m 和3793.1/kg m ，用内插法求得88.34C ︒时苯和甲苯的密度分别是3801.8/kg m 和3805.7/kg m ，因此
311
803.4/10.58610.586
801.8805.7L A A A B
kg m ρααρρ=
==--++
s m h m LM L L
m
s 33006153.015.224
.80325
.837965.213==⨯=
=
ρ
4. 精馏段液体表面张力的确定
L i i x σσ=∑
通过《化工原理（上册）》第352页附表查得80.35D T C =︒时21.02/mN m σ=苯，
21.52/mN m σ=甲苯
塔顶液相表面张力 0.998321.02
0.001721.5221.
mD mN m σ=⨯+⨯= 同样可查得96.32F T C =︒时18.92/mN m σ=苯，19.52/mN m σ=甲苯 进料板液相表面张力 0.388418.920.611619.5019.
mF mN m σ=⨯+⨯= 精馏段液相平均表面张力 21.0209
19.2747
20.1478/2
Lm mN m σ+==
4.1.3提馏段参数的确定
提馏段参数以提馏段的定性温度为依据确定
1.平均组成：据m t 馏参考平衡数据（一般为t x y --数据）即可确定出精馏段 的平均气、液组成x ，y 。

查图《化工原理（下册）》第六页图1—1得102.74C ︒时0.195x =，0.372y =
2.提馏段气相体积流率'S V 及密度'
V ρ的确定
s
m T D R V m s 300'
2.413600
11273.15273.15102.7422.467.6413.1068P P T 4.22)1(=⨯⨯+⨯⨯⨯+=⨯⨯⨯+=）（提'm
V m PM RT ρ=
馏
其中 ()(1)780.3729210.37288.792m A B A M M y M y =⨯+⨯-=⨯+⨯-=
3'8397.8)
15.27365.102(314.8792
.8805.311m kg v =+⨯⨯=
ρ
3.提馏段液相体积流率'S L 及密度'
L ρ的确定
''m
S
L
LM L ρ=
；
其中 ' 3.160867.641180.69394.49/L L qF RD qF kmol h =+=+=⨯+⨯=
()(1)780.1959210.19589.27A m A A B M M x M x =⨯+⨯-=⨯+⨯-=
'
1
1L
A
A
A B
ρααρρ=-+ A α为质量分数，根据摩尔分数与质量分数的关系()()11A
A A A
A A
A A
B A A A A A B A B A B
m m M M M x m m m m M M M M M M αααααα===
--+++ 得出1704.074639=-=
A
A
A x x α
根据《化工原理课程设计书》查得82.1C ︒时苯和甲苯的密度分别是3807.9/kg m 和
3812.7/kg m ，99.5C ︒时苯和甲苯的密度分别是3790.8/kg m 和3793.1/kg m ，用内插法求得102.74C ︒时苯和甲苯的密度分别是3787.6/kg m 和3785.8/kg m ，因此
39.7868
.7851704.016.7871704.01
11m kg B A A A L =-+=-+=
ραραρ
s m h m M L L L
m
s 33'01011.04034.369
.78627
.8989.320==⨯=
=
ρ
4.提馏段液体表面张力的确定
L i i x σσ=∑
通过《化工原理（上册）》附表查得102.74W T C =︒时18.12/mN m σ=苯，
18.97/mN m σ=甲苯
塔底液相表面张力 0.023518.12
0.976518.971
8mD mN m σ=⨯+⨯= 由精馏段计算的进料板液相表面张力 19.2747/mF mN m σ= 提馏相平均表面张力 18.950
19.2747
19.1124/2
Lm mN m σ+=
=
4.2初选塔板间距
塔板间距T H 的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性以及塔的安装、检修等都有关，可参照下表所示经验关系选取。

表4.1 板间距与塔径关系【4】
塔径T 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T H ，mm 200-300
250-350
300-450
450-600
400-600
选定板间距时，应考虑各种不同的实际请况。

例如，塔板层数很多时，可选用较小的板间距，适当加大塔径以降低塔的高度；塔内各段负荷差别较大时，也可采用不同的
板间距以保持塔径一致；对易起泡沫的物系，板间距应取大些，以保证塔的分离效果；对于生产负荷波动较大的场合，也需加大板间距以保持一定的操作弹性。

此外，考虑安装检修的需要，在塔体人孔处的板间距不应小于600-700mm ，以便有足够的工作空间，对只需开手孔的小型塔，开手孔处的板间距可取为450mm 以下。

塔板间距初步选定之后，才能进行后续的计算空塔气速，估算塔径等工作。

对于所选板间距尺寸是否合理，还需在对塔板布置进行设计后，进行流体力学验算。

如不能满足流体力学要求，则还需适当地调整板间距或塔径，至满足为止。

本次设计板间距450T H mm =。

4.3塔径的计算：（以精馏段数据为准）
4.3.1初步计算塔径
根据流量公式有：4S
V D u
π=
式中：Vs —塔内的气相流量，3/m s u —空塔气速，/m s
一般适宜的空塔气速u 为极限空塔气速max u 的0.6~0.8倍，即max (0.6~0.8)u u = 而max L V
V
u C
ρρρ-= 式中：max u —极限空塔气速，/m s
L ρ、V ρ—分别为液相和气相的密度，3/kg m C —负荷系数，/m s
负荷系数C 可由Smith 关联图查得《化工原理（下册）》【2】
，即图4.2
横坐标1
2
h L h V L V ρρ⎛⎫
⎪⎝⎭是量纲为1的比值，称为液气动能参数，它反映液、气两相的流量
与密度的影响，而T L H h -反映液滴沉降空间的高度对负荷参数的影响。

板上液层高度L h 应由设计者首先选定。

对于常压塔一般取为0.05~0.1m （通常取0.05~0.08m ）；对于减压塔应取低些，可低至0.025~0.03m 。

由于本次设计是在常压下操作，故取 m h L 1.0=。

Smith 关联图是按液体表面张力20/mN m σ=的物系绘制的，若所处理的物系表面张力为其他值，则须按下式校正查出的负荷系数，即
0.220(
)20
C C σ
=
式中：σ—操作物系的液体表面张力，/mN m ； C —操作物系的负荷系数，/m s 。

0456.0)7229
.24.803(32.2006153.0)(21
21==V L h h V L ρρ，m h H L T 35.01.045.0=-=- V h —精馏段气相体积流率 L h —精馏段液相体积流率 查图得 200.075C =
0.2
0.2
2020.1478(
)0.0750.0751
20
20C C σ
⎛⎫
==⨯= ⎪
⎝⎭
极限空塔气速 m a x 803.42.7240
0.07511.288/
2.7240
L V V u C
m s ρρρ--==⨯= 空塔气速 m a x 0.80.8 1.288 1.0304
/
u u m s ==⨯= 初算塔径 44 2.32 1.6931.0304
S V D m u ππ⨯=
==⨯ 4.3.2塔径圆整
初步算出塔径D 后，应按化工机械标准圆整并核算实际气速。

一般塔径在1m 以内时，按100mm 增值圆整。

塔径超过1m 时，按200mm 增值圆整。

常用的标准塔径为400、500、600、700、800、1000、1200、1400、1600、1800、2000、2200mm 等。

塔径圆整后，1800D mm =， 计算圆整塔径D 下的空塔气速，即22
44 2.32
0.9117/1.8
S V u m s D ππ⨯=== 并校核安全系数
max
0.9117
0.711.288
u u =
= ，在0.6~0.8的范围以内。

应予指出，前面所述算出的塔径仍为初估塔径。

此后尚需进行流体力学验算合格后才能确定为实际塔径，否则应进行调整。

4.4溢流装置与流体流型
板式塔的溢流装置包括溢流堰、降液管及受液管。

溢流装置的布置应考虑液流在塔板上的途径。

一般根据塔径与液体流量选择，由于单流型液体流径长、板面利用好，塔板结构简单，直径2.2mm 以下的塔普遍采用此型。

一般可根据初估塔径和液体流量，选塔板的液流型式。

降液管有圆形与弓形两类。

本设计采用内弓形降液管，其在直径较小的塔板中均适用。

4.4.1溢流堰（出口堰）
为维持塔板上一定高度的均匀流动的液层，一般采用平直溢流堰（出口堰）。

1. 堰长W l
依据溢流型式及液体负荷决定堰长。

单溢流型塔板堰长W l 一般为()0.6~0.8D ；双溢流型塔板，两侧堰长取为()0.5~0.7D ，其中D 为塔径。

堰长也可以由溢流强度计算。

溢流强度即通过单位堰长的液体流量，一般筛板及浮阀塔的堰长溢流强度应为：
()3/100~130/h W L l m m h ≤∙ 式中： W l —溢流堰长，m h L —液体流量，3/m h
对于少数液气比较大的过程堰上溢流强度可允许超过此范围，有时为增加堰长也可增设辅助堰，
由于此次设计选用单溢流型塔板，故选取0.70.7 1.8 1.26W l D m ==⨯= 验算()3/22.15/1.1219.78100~130/h W L l m m h ==≤∙，符合要求。

2. 堰上液层高度OW h
堰上液层高度应适宜，太小则堰上的液体均布差，太大则塔板压降增大，雾沫夹带增加。

对平直堰，设计时OW h 一般应大于0.006m ，若低于此值或液流强度
()3/3/h W L l m m h <⋅时，应改用齿形堰。

OW h 也不易超过0.06~0.07m ，否则可改用双型溢流型塔板。

平直堰OW h 按下式计算：
23
2.841000h OW W L h E l ⎛⎫
=
⎪⎝⎭
式中：W l —堰长，m
h L —塔内液体流量，3/m h
E —液流收缩系数，可根据《化工原理设计指导书》第39页图查取，取E=1.04 因此 2
3
2.8422.151.040.02001000 1.26OW h m ⎛⎫
=⨯⨯= ⎪⎝⎭
3. 堰高W h
堰高与板上液层高度及堰上液层高度的关系如下
l W OW h h h =+
式中：l h —板上液层高度，m OW h —堰上液层高度，m
查《化工原理设计指导书》一般筛板、浮阀塔板的板上液体层高度在0.05~0.1m 范围内选取
板上液层高度L h 取0.065m ，W h =0.065-0.0200=0.0450
一般筛板、浮阀塔板的板上液层高度在0.05~0.1m 范围内选取。

故依以上关系计算堰上液层高度OW h 后，可依下式决定堰高W h ，即0.050.10OW W OW h h h -≤≤-。

将OW h 值代入上式得， 0.03000.0800W h ≤≤，m h w 045.0=，满足要求
在工业塔中，堰高一般为0.04~0.05m ，减压塔为0.015~0.025m ，高压塔0.04~0.08m ，一般不宜超过0.1m 。

堰高还要考虑降液管底端的液封，一般应使堰高在降液管底端0.006m 以上，大塔径相应增大此值。

若堰高不能满足液封要求时，可设进口堰。

4.4.2降液管
1.降液管的宽度d W 与截面积f A
弓形降液管的宽度与截面积可根据堰长与塔径的比值()/W l D ，由下图查取。

/0.7W l D =，查得
f
T
A 0.09A =，0.15d W D =
查《化工原理（下册）》第158页塔板结构参数系列化标准（单溢流型）得塔径为1800mm 时，塔截面积 2T A 2.5450m =，因此 2f A 0.229m =，0.27d W m =
降液管的截面积应保证溢流液中夹带的气泡得以分离，液体在降液管内的停留时间一般等于或大于3-5秒，对低发泡系统可取低值，对高发泡系统及高压操作的塔，停留时间应加长些。

故在求得降液管的截面积之后，应按下式验算在降液管内的停留时间，即：
f A =
T S
H L θ006154.045
.0229.0⨯==16.75 > 5s 式中：θ—液体在降液管中的停留时间，m f A —降液管的截面积，3m 2. 降液管底隙高度O h
降液管底隙高度即降液管下端与塔板间的距离，以O h 表示。

为保证良好的液封，又不致使液流阻力太大，一般取为：()0.006~0.012o W h h m =-
o h 也可按下式计算：
'
s
O W L h l u =
∙
式中：'0u 一液体通过降液管底隙O h 的流速，一般()'
00.07~0.25u m =，不宜超过
0.4/m s 。

O h 也不宜小于()0.02~0.025/m s ，以免引起堵塞。

取'00.15/u m s =，0326.015
.026.1006153
.000=⨯=⋅=
u l L h w s 006.00124.00326.0045.0>=-=-o w h h 符合要求。

3.受液盘及进口堰
一般情况多采用平行受液盘，有时为使液体进入塔板时平稳并防止塔板液流进口处头几排阀孔因冲击而漏液，对直径为800mm 以上的塔板，也推荐使用凹形受液盘，此种结构也便于液体侧线抽出，但不宜使用易聚合或有悬浮物的料液。

当大塔采用平行受液盘时，为保证降液管的液封并均布进入塔板的液流，也可设进口堰。

4.5塔板设计
4.5.1塔板布置
塔板的板面一般分为四部分即： 1. 溢流区
溢流区面积f A 为降液管面积，2f A 0.229m = 2. 安定区
开孔区与溢流区之间的不开孔区域为安定区（破沫区），其作用为使自降液管流出液体在塔板上均布并防止液体夹带大量泡沫进入降液管。

其宽度d W 可参考下列经验值选定：
1.5D m <时 60~75s W m m = 1.5D m >时 80~110s W m m
= 直径小于1m 的塔s W 可适当减小。

在设计中 1.8D m =，故选90s W mm =
3. 无效区
在靠近塔壁的塔板部分需留出一圈边缘区域供支撑塔板的边梁之用，称为无效区。

其宽度视需要选定，小塔为30~50mm ，大塔可达50~75mm 。

为防止液体经边缘区流过而产生“短路”现象，可在塔板上沿塔壁设置旁流挡板。

设计中选定60c W mm = 4. 开孔区
为布置筛孔、浮阀等部件的有效传质区，亦称鼓泡区。

其面积a A 可以在布置板面上的开孔后求得，也可直接计算。

对垂直弓形降液管的单流型塔板可按下式计算，即：
2222arcsin 180a x A x R x R R π⎡
⎤=-+⎢⎥⎣
⎦
式中：a A 开孔区面积，2m
()2d s D
x W W =
-+，m 2c D
R W =-，m
参数计算： 1.8
(0.270.09)0.542x =-+= 1.80.060.842
R m =-=
开孔区面积：2222
0.5420.540.840.540.84arcsin 1.68021800.84a A m π⎡⎤=⨯⨯-+=⎢⎥⎣
⎦ 4.5.2浮阀塔的开孔率及阀孔排列 1.阀孔孔径0d
孔径由所选定浮阀的型号决定。

1F 型（即V-1型）【5】
浮阀使用得很普遍，已定为标
准。

1F 型浮阀的孔径为39mm ，故00.039d m = 2.浮阀数目的确定
为确定浮阀数n ，先要求操作时阀孔气速0u 。

对塔板效率、塔板压降及生产能力作综合考虑后，一般希望浮阀在刚刚全开时操作。

浮阀全开时的阀孔气速称为阀孔临界气速()0c u 。

工业试验结果表明：浮阀临界动能因数一般为：
()()009~12v c c F u ρ=∙= 由此关系可决定()0c u 。

式中：v ρ—气相密度，3/kg m 取()012c F =，得()012
12
7.27/2.7240
c v
u m s ρ=
=
=，
通常，阀孔临界气速是操作中最适宜的阀孔速度。

但在实际操作中，则视具体情况，可在等于、小于或大于阀孔临界气速下进行操作。

如常压和加压操作时，取()00c u u =；负压操作时，取()000.8~0.85c u u =，在特殊情况下（如气体或蒸汽密度很小），0u 可取得更低一些，以满足塔板压强降严格限制的要求。

因为本次设计是在常压下操作，所以()007.27/c u u m s ==
浮阀数n 可根据上升蒸汽量S V ，阀孔气速0u 和孔径0d 用下式算出：
)(26727
.7039.04
32
.24
20
2
0块=⨯⨯=
π
π
u d V n s
3. 浮阀塔板的开孔率
浮阀塔板的开孔率φ是指阀孔面积与板截面积之比，即：
2
000
P A d u n A D u φ⎛⎫
=== ⎪⎝⎭
式中：P A — 塔板面积，2m 0A — 阀孔总面积，2m
u — 适宜的空塔气速，/m s ，其余符号同前。

在常压塔、减压塔中开孔率为10~14%；在加压塔中，开孔率小于10%，常见的为
6~9%；在小直径塔中开孔率较低；一般为6~10%。

开孔率的计算： 22
00.03926812.58%1.8d n D φ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭
，满足要求。

为了适应塔中的各板或各段汽（气）相负荷的不同要求，设计时往往改变各板或各段塔板的开孔率。

4. 阀孔的排列
阀孔的排列应使绝大部分液体内部有汽（气）泡透过，一般按三角形排列。

在三角形排列中又有顺排和叉排两种方式，采用叉排时，相邻阀孔中吹出的气流搅动液层的作用较顺排显著，鼓泡均匀，故一般采用叉排并且本设计中采用叉排。

在整块式塔板中，浮阀常以等边三角形排列，其空心距t 一般为75，100，125，150mm 等几种。

在分块式塔板中，为便于塔板分块，浮阀一般按等腰三角形排列，三角形排列，三角形得底边固定为75mm ，三角形高度h 为65，70，80，90，100，110mm 几种，必要时还可以调整。

塔板上浮阀得排列，在绘图布置前，还需要计算t 或h 来进行排列。

先确定d W ，s
W （'s W ），和c W ，算出鼓泡区面积a A 和浮阀数n ，则h 可由下列两式之一确定：
m n A h a 0839.0267
6802
.1075.01075.01=⨯=⨯=
对于分块式塔板，由于塔板塔接要占用一部分鼓泡区面积，所以实际布置阀孔时h 值应比计算值小，因此取mm h 80= 5. 核算阀孔动能因数0F 及开孔率φ
由于实际排得的孔数N 不一定相等，所以浮阀布置后，还应进行0F 及开孔率φ的核算：
阀孔气速：0204S
V u d N
π=
浮阀动能因数：00v F u ρ=∙若0F 不在9~12范围内，则需调整布置至满足为止。

开孔率：2
0d N D φ⎛⎫
= ⎪⎝⎭ 应在10~14%为宜。

根据作塔板布置图得)(280块=N ， 阀孔气速：s m N d V u s 936.6280
039.032
.2442
200=⨯⨯⨯==
ππ
浮阀动能因数：445.117229.2936.600=⨯=⋅=v u F ρ 在要求的范围内； 开孔率：%14.13)8
.1039.0(280)(
2
20=⨯==D d N φ 也在10~14%范围内。

4.6浮阀塔板的液体力学验算
塔板液体力学验算的目的是为了检验以上初算塔径及塔各相工艺尺寸得计算是否合理，塔板能否正常操作，验算项目如下： 4.6.1气体通过浮阀塔板时的压强降为：
P c l P P P P σ∆=∆+∆+∆
式中：P P ∆— 气体通过每一层浮阀塔板得压强降，a P c P ∆— 气体克服干板阻力所产生得压强降，a P
l P ∆— 气体克服板上充气液层得静压强所产生得压强降，a P P σ∆— 气体克服液体表面张力所产生的压强降，a P
习惯上，常把这些压强降折合成塔内液体的液柱高度表示，故上式又可写成：
P c l h h h h σ=++
式中：P h — 与P P ∆相当的液柱高度，p
P L P h g
ρ∆=，m
c h — 与c P ∆相当的液柱高度，m l h — 与l P ∆相当的液柱高度，m h σ— 与P σ∆相当的液柱高度，m 1. 干板压降c h
由于浮阀全部开启前后，其干板阻力的计算规律不同，故在计算干板压降c h 前，首先需确定临界孔速。

临界孔速是板上所有浮阀全部开启时，气体通过阀孔的速度，以oc u 表示。

对1F 型重阀： 1.825
73.1
oc v
u ρ=
当o oc u u ≤ 0.1750
1.99c L
u h ρ= （阀未全开）
当o oc u u ≥ 2
5.342v c L u h g
ρρ= （阀已全开）
式中：o u — 阀孔气速，/m s L ρ— 液体密度，3/kg m v ρ— 气体密度，3/kg m
临界孔速：
s
m u v
oc 067.67229.21
.731
.73825
.1825
.1===ρ
由于s m s m u 067.6936.60>=，
m g u h L v c 0444.08
.94.8032936.67229.234.5234.52
2
0=⨯⨯⨯⨯==ρρ
2. 板上充气液层阻力l h
一般以经验公式计算l h ()00l L W OW h h h h εε==+ 式中：l h — 板上液层高度，m
0ε— 反映板上液层充气程度的因数，称为充气因数，无因次。

液相为水时，00.5ε=；为油时00.2~0.35ε=；为碳氢化合物时，00.4~0.5ε=。

由于本设计体系为苯和甲苯，故取00.45ε=。

板上充气液层阻力 ()()00.450.0450.0200
0.0293l W O W h h h m
ε=+=⨯+= 3.液体表面张力所造成的阻力h σ
2L h h g
σσρ=
式中：σ— 液体的表面张力，/N m h — 浮阀的开度，m
由于浮阀塔的h σ值通常很小，计算时可以从略。

一般地说，浮阀塔压降比筛板塔的大，而比泡罩塔的小，因此设计中将其忽略。

对常压或加压塔，允许的压降范围为：265~530pa ，减压塔为200pa 左右。

塔
内
液
体
的
液
柱
高
度
m h h h h d l c p 0737
.000293.00444.0=++=++=a a L p p P P g h P k 7.086.58081.94.8030737.0<=⨯⨯==∆ρ 符合要求。

4.6.2液泛
为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管内必须维持一定高度的液柱。

降液管内的清液及高度d H 用来克服相邻两层塔板间的压强降、板上液层阻力和液体流过降液管的阻力。

因次，d H 可用下式表示：
d P l d H h h h =++
式中：P h — 上升气体通过一层塔板所相当的液柱高度，m l h — 板上液层高度，m
d h — 与液体流过降液管的压强降相当的液柱高度，m
d h 可按下式计算：
当板上不设进口堰时 ()2
2
'
000.1530.153s d w L h u l h ⎛⎫
==
⎪⎝⎭
式中：s L — 液体体积流量，3/m s w l — 堰长，m
0h — 降液管底隙高度，m
'
0u — 液体通过降液管底隙时的流速，/m s
m h l L h w s d 003433.0)0326
.026.1006153.0(153.0)(
153.02
20=⨯⨯==
为防止液泛发生，应保证降液管中当量清液层高度d H 不超过上层塔板的出口堰。

为此，应使 ()d T W H H h ≤Φ+
式中：Φ— 系数，是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素的校正系数。

对一般物系，可取为0.3~0.4；对不易发泡物系，可取0.6~0.7.
m h h h H d l p d 1064.0003433.00293.00737.0=++=++=
取0.6Φ=，m H h H d w T 1064.0297.0)045.045.0(6.0=>=⨯⨯=+Φ）（，符合防止淹塔要求。

4.6.3雾沫夹带
通常，用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值为估算雾沫夹带量的指标，此比值称为泛点百分数，或称泛点率。

在下列泛点率数值范围内，一般可保证雾沫夹带量达到规定指标。

即()()0.1/V e kg kg <液气
大塔 泛点率<80% 直径0.9m 以下塔 泛点率<70% 减压塔 泛点率<75%
泛点率的经验计算式如下：
泛点率001.36100v s
s L
L v
F b
V L Z KC A ρρρ+-=
⨯ 或
泛点率001000.78v s
L v
F T
V KC A ρρρ-=
⨯
式中：L Z — 板上液体的径流长度，m 。

对于单溢流塔板，2L d Z D W =-，其中，D
为塔径，d W 为弓形降液管高度
b A — 板上液流面积，2m 。

对于单溢流塔板，2b T f A A A =-，其中T A 为塔
截面积。

f A 为弓形降液管截面积
F C — 泛点负荷系数。

据气相密度v ρ及板间距T H K — 物性系数，对无泡正常系统， 1.0K =
一般按以上两式分别计算泛点率，而取其中大者为验算依据。

若二式之一的计算结果不在规定范围内，则应适当调整有关参数，更新计算。

2 1.820.27 1.26L d Z D W m =-=-⨯=
22 2.545020.229 2.087b T f A A A m =-=-⨯=
根据《化工原理（下册）》泛点负荷系数表查得0.128F C =， 1.0K =
泛点率001.36100v s
s L
L v
F b
V L Z KC A ρρρ+-=
⨯
54.60%100%2.087
0.1281.01.26
0.0061531.362.7229-803.42.7229
2.32
=⨯⨯⨯⨯⨯+⨯=
泛点率%26.53%100545
.2128.0178.07229.24.8037229
.232.2%10078.0=⨯⨯⨯⨯-⨯
=⨯-=T F V L v
s
A KC V ρρρ 4.7塔板负荷性能图
当塔板的各相结构参数均已确定后，应将极限条件下s S V L -【3】的关系标绘在直角坐标系中，从而得到塔板的适宜气、液相操作范围，此即塔板的负荷性能图。

负荷性能图由以下五条线组成。

4.7.1雾沫夹带上限线
当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量将过大，使板效率严重下降，塔板适宜操作区应在雾沫夹带线下。

对常压，塔径>900 mm 的大塔，取泛点率=80%为其雾沫夹带量上限，则： 按泛点率为80%计算如下
泛点率001.36100v s
s L
L v
F b
V L Z KC A ρρρ+-=
⨯=%80%100087
.2128.00.126.136.17229.24.8037229
.2=⨯⨯⨯⨯+-s
s
L V 可整理出 29.37 3.
6s s V L =-+
依式算出相应的s V 值列与下表中。

据此，可做出雾沫夹带线（1） 表4
()3//s L m s 0.000 0.010 ()3//s V m s
3.66
3.37
4.7.2液泛线
指降液管内泡沫层允许达到最大值时的s S V L -关系。

塔板的适宜操作区应在此线以下，否则将会发生液泛，使塔不能正常操作。

()T w d p L d H h H h h h Φ+==+=时可整理出222/3S S S aV b cL dL =--的曲线方程。

其中：0083.0)2804.803(7229.21091.1)(1091.12
525=⨯⨯⨯=⨯=N a l v ρρ
()0(1)0.60.450.610.450.0450.2318
T w b H h ε=Φ+Φ--=⨯+--⨯= 2222
00.1530.153
90.681.260.0326
w c l h =
==⨯ 02/3
2/3
0.6670.667
(1)(10.45) 1.040.86221.26w d E
l ε=+=+⨯⨯= 得出曲线方程为3
2228622.068.902318.00.0083s s s L L V --=
在操作范围内任取若干个s L 值，算出相应的s V 值列于下表中
表5
()3//s L m s 0.001 0.005 0.01 0.015
()3//s V m s
5.18 4.96 4.69 4.37
据表中数据做出液泛线（2）。

4.7.3液相负荷上限线
当降液管尺寸一定时，若液体流量超过某一限度使液体在降液管的停留时间过短，则其中气泡来不及释放就带入下一层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。

要求液体在降液管内的停留时间3~5θ>秒，取5θ=秒计算，则
3f s max A 0.2290.45
(L ) =
0.02061/55
T H m s ⨯== 求出上限液体流量s L 值。

在s S V L -图上做出液相负荷上限线为与气体流量s V 无关的竖直线（3）。

4.7.4泄露线—气相负荷下限线（为发生严重漏液现象时的最低气相负荷）
对1F 型重阀，当05~6F =时，泄漏量接近10%为确定气相负荷下限的依据。

当05F =时，05/v u ρ=
s m N
d V v
s 3220min 013.17229
.25
280039.04
5
4
=⨯
⨯⨯=
=
π
ρπ
）（
据此做出与液体流量无关的水平漏液线（4）. 4.7.5液相负荷下限线
为保证板上液流分布均匀，提高接触效果，取堰上液层高度0.006o h m =作为液相负荷下限。

由于2/3
36002.840.0061000s OW
w L h E l ⎛⎫== ⎪⎝⎭
可以推出：()2/3
2/3
min 100010.006 2.843600w s l L E ⎛⎫
⎡⎤=⨯⨯⨯ ⎪
⎣⎦
⎝⎭
()2/3
2/3
3min 10001 1.260.0060.010089/2.84 1.043600s L m s ⎛⎫
⎡⎤=⨯⨯⨯= ⎪
⎣⎦
⎝⎭
所以：()min s L =0.001033/m s
由以上五条线在直角坐标上作图，五条线所围成的区域即为适宜操作区。

根据以上五个方程可分别做出塔板负荷性能图上的（1）、（2）、（3）、（4）及（5）共五条线，见附图。

由塔板负荷性能图可以看出：
（1）任务规定的气、液负荷下的操作点P （设计点），处在适宜操作区以内的适中位置。

（2）塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。

（3）按照固定的液气比，由附图查出塔板的气相负荷上限和下限，进而求出操作弹性。

4.7.6塔的操作弹性
在塔的操作液气比下，在附图上作出操作线OP （操作点与坐标原点的连线），操作线OP 与负荷性能图交点的气相负荷,max s V 与,min s V 之比，称为操作弹性。

操作弹性
36.3013
.140
.3min
,max ,≈=
s s V V 在3~4范围内。

设计塔板时，应适当调整塔板结构参数，使操作点在图中位置适中，以提高塔的操作弹性。

第五章 塔体结构。