塔精馏塔的计算1
塔的计算
1. 塔板的工艺设计1.1精馏塔全塔物料衡算X ：原料液流量（kmol/s ） F X ：原料组成（摩尔分数，下同） D ：塔顶产品流量（kmol/s ） D X ：塔顶组成W ：塔底残液流量（kmol/s ） D X ：塔底组成原料乙醇组成：1154.018/%25146/%2546/%25/)1(M / W /F =-+=-+=）（水乙醇乙醇M W M W X F F F塔顶组成：9037.018/%)961(46/%9646/%96/)1(//=-+=-+=水乙醇乙醇M W M W M W X D D D D塔底组成：00078.018/%)2.01(46/%2.046/%2.0/)1(//w w w w =-+=-+=水乙醇乙醇M W M W M W X根据已知数据可计算：molg m m mM molg m m mM D F /27.31182.04696.0/23.211875.04625.0=⨯+⨯==⨯+⨯=h Kmol M F/42.130872001000200000=⨯⨯=物料衡算式：WD F X W X D X F WD F +=+=联立代入求解：kmol/h 1142.38 D =， /h 166.04kmol W =1.2 常压下乙醇水气液平衡组成（摩尔）与温度关系表3-11 乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系（1）温度利用表中数据由拉格朗日插值可求得tF 、tD 、tW ①66.9-54.117.86-t 38.12-66.93.85-7.86t FF =：，85.73 t F =℃②43.8937.9015.7872.7443.8941.7815.78t D --=--D t ：，78.13 t D =℃③0078.01001.9-095.5-100 t W --=W t ：，99.82t W =℃④精馏段平均温度：93.812.137873.852t t t D F 1=+=+=℃ ⑤提馏段平均温度：05.89282.9982.782t t t W F 2=+=+=℃ （2） 相对挥发度①精馏段挥发度：由5740.0y 2916.0x A A==，得4260.07083.0x B ==B y ，所以27.34260.02916.07083.05740.0x y x y A B B A =⨯⨯==α②提馏段挥发度：由3874.0y 0717.0x A A ='='，得6126.09283.0x B ='='B y ，19.82616.07170.00.92838743.0x y x y A B B A =⨯⨯=''''='α （3） 气液相体积流量计算74.1R min =-=-EE ED X Y Y X 取 2.6174.15.1Rmin 5.1R =⨯==①精馏段：h kmol RD /61.298138.114261.2L =⨯==()()h kmol D R V /38.412338.1142161.21=⨯+=+=②提馏段：因本设计为饱和液体进料，所以1=qh kmol /99.710438.4123161.2981qF L L =⨯+=+=' h kmol F q V V /38.4123)1(=-+='1.3 理论塔板的计算理论板：指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。
精馏塔衡算——精选推荐
精馏塔设计精馏塔T1的设计计算精馏塔内气液两相流量和有关物性的平均值如下：ρL=960.414kg/m3，ρV=0.932kg/m3，L S=6.36×10−3m3/s，V S=8.48m3/s，σ=25dyne/cm一、塔径初选F LV=L SV S∙(ρLρV)0.5=6.36×10−38.48×(960.4140.932)0.5=0.024参考表4-10，取H T=0.5m（板间距）查图4-9得：C20=0.09液泛气速：u f=C20∙ρL−ρVρV 0.5=0.09×960.414−0.9320.9320.5=2.89m/s取泛点百分率为80%，可求出：设计气速：u n′=0.8×2.89=2.31m/s所需气体流通面积A n′=V Su n′=8.482.31=3.67m2参考表4-9选择单流型塔板，取堰长L W=0.7DA f′A T′=A T′−A n′A T′=0.088 A T′=A n′1−0.088=3.670.912=4.02m2D′=4A Tπ=4×4.023.14=2.26圆整到D=2.3mA T=πD24=4.15m2A f=0.088A T=0.365m2A n=A T−A f=3.785m2u n=V SA n=2.24m/s,L w=0.7D=0.7x2.3=1.61m实际泛点百分率为：u nu f =2.242.89=0.775二．塔板详细设计选择平顶溢流堰，参考表4-11，取堰高 w=0.05m采用垂直弓形降液管和普通平底受液盘，取 0=0.04m取W s=W s’=0.07m,W c=0.05m,又从图4-21求出W d=0.145D=0.3335m 于是，可以算出：x=D2−（W d+W s）=0.7465mr=D2−W c=1.1mA a=2(x r2−x2+r2sin−1xr)=3.01m2取d0=6mm，t/d0=3.0,ϕ=A0A a =0.907(t/d0)2=0.1008A0=ϕA a=0.1008x3.01=0.303m2三．塔板校核(1).板压降的校核取板厚δ=3mm，δ/d0=3/6=0.5，A0/(A T−A f)=0.303/(4.15-2x0.365)=0.0886 查图4-14得，C0=0.74，则：d=12g ρVρL(u0C0)2=0.075m液柱由图4-11查得，E=1.025堰上液高： ow=2.84x10−3E(L HL w)2/3=0.017按面积（A T−2A f）计算的气体速度：u a=V sA T−2A f=1.31m/s 相应的气体动能因子：F a=u aρV0.5=1.26由图4-16查得液层充气系数β=0.63液层阻力： L=β( w+ ow)=0.63x(0.05+0.017)=0.042m液柱于是，板压降： f= d+ L=0.075+0.042=0.117m液柱(2).雾沫夹带量的校核按F LV=0.024和泛点百分率0.775，从图4-22查得：Ψ=0.11e V=Ψ1−ΨL sρLV sρv=0.095<0.1(kg液体kg干气体)(3).溢流液泛条件的校核w=0.05m， ow=0.017m，Δ=0， f=0.117mf=0153x(L sL w L0)2=0.0015m故降液管内的当量清液高度H d=0.05+0.017+0.117+0.0015+0=0.1855取φ=0.6，降液管内泡沫层高度：H fd=H dϕ=0.310<0.55不会发生溢流液泛。
精馏塔的计算
3．解吸：从吸收剂中分离出已被吸收气体的操作。
4．吸收操作传质过程：单向传质过程，吸收质从气相转移到液相的传质过程。
其中包括吸收质由气相主体向气液相界面的传递，及由相界面向液相主体的传递。
5．吸收过程：通常在吸收塔中进行。为了使气液两相充分接触，可采用板式塔或填料塔，少数情况下也选用喷洒塔。
对于易溶气体，H很大，此时，传质阻力集中于气膜中，液膜阻力可以忽略，1/ KG≈1/kG气膜阻力控制着整个吸收过程的速率，吸收总推动力的绝大部分用于克服气膜阻力，这种情况称为“气膜控制”。
对于气膜控制的吸收过程，如要提高其速率，在选择设备型式及确定操作条件时，应特别注意减小气膜阻力。
（2）以C*-C表示总推动力的吸收速率方程式（液相总吸收速率方程式）
解：将液组成换算成摩尔分率。
xF=（40/78）/(40/78+60/92)= 0.44
xD=(97/78)/(97/78+3/92)=0.974
xW=(2/78)/(2/78+98/92)=0.0235
原料平均摩尔质量MF=78×0.44+92×0.56=85.8kg/kmol
由物料衡算：F= D+W =15000/85.8= 175kmol/h
则F = D + W
FxF= DxD+ WxW
175 = D + WD=76.6kmol/h
175×0.44=0.974D+0.0235WW=98.4kmol/ h
例：将含24%（摩尔分率，以下同）易挥发组分的某混合液送入连续操作的精馏塔。要求馏出液中含95%的易挥发组分，残液中含3%易挥发组分。塔顶每小时送入全凝器850kmol蒸汽，而每小时从冷凝器流入精馏塔的回流量为670kmol。试求每小时能抽出多少kmol残液量。回流比为多少？
化工单元操作：精馏塔计算
（四）单股进料，无侧线出料 塔体上只有一个进料口，除塔顶馏出液和塔底残液，没有其他出料口。
二、全塔物料衡算（质量守恒）
1、物料衡算公式：
F = D + W FzF = DxD + WxW 2、采出率、易挥发组分回收率、难挥发组分回收率的概念和计算
2、提馏段操作线方程
L′ =V ′ + W
L′xm = V ′ym+1 + WxW
y m +1
=
L′ L′ −W
xm
−
WxW L′ −W
或者
y m +1
=
L′ V′
xm
− Wxw V′
它表达了在一定的操作条件下，提馏段内相邻两层塔板的下一层塔板上升蒸汽浓度 ym+1 与上 一层塔板下降液体浓度 xm 的关系。
3）进料线方程 y = q x − xF 进料线的意义：精馏段与提馏段两段操作线的交点轨迹。 q −1 q −1
二、操作线的绘制 步骤：
1、精馏段操作线 2、进料线，并与精馏段操作线有一交点 3、提馏段操作线
精馏塔计算
一、精馏塔塔板层数的确定
1、理论塔板的概念 汽液两相在塔板上充分接触，使离开塔板的两相温度相同，且两相组成互为平衡，则称
D = z F − xW F xD − xW
W = xD − zF =1− D
F xD − xW
F
ηD
=
Dx D Fz F
× 100%
ηW
= W (1 − xW ) ×100% F (1 − z F )
三、精馏操作线方程
1、精馏段操作线方程
精馏塔全塔物料衡算
一、精馏塔全塔物料衡算)(:)(:)(:skmol W skmol D skmol F 塔底残液流量塔顶产品流量进料量：塔底组成：塔顶组成、下同）：原料组成（摩尔分数xx xwD Fat F 4102.1⨯= 00F 46=x 00D 93=x 00W 1=xkmolkg 04.32=M 甲醇kmolkg 02.18=M 水原料甲醇组成：00F 4.3202.18/5404.32/4604.32/46=+=x塔顶组成：00D 2.8802.18/704.32/9304.32/93=+=x塔底组成：00W 6.002.18/9904.32/104.32/1=+=x进料量：s kmol a t F 234410205.2360024300]02.18/)324.01(04.32/324.0[10102.1102.1-⨯=⨯⨯-+⨯⨯=⨯=物料衡算式为：x x x WD F W D WD F F +=+=联立代入求解：3108-⨯=D 210405.1-⨯=W二、常压下甲醇—水气液平衡组成（摩尔）与温度关系1、温度C C C o o o t t t t t t t t t 2.99..........................06.010031.509.9210076.66 (100)2.887.6441.871009.667.6452.68....................67.74.323.9026.967.79.883.90W W W D D D FFF =--=--=--=--=--=--：：： 精馏段平均温度：C o t t t 64.67276.6652.682D F1=+=+=提馏段平均温度：C o t t t86.83276.6652.682WF2=+=+=2、密度已知：pTaaooBB A A LTp a 4.22M)M (1V=+=ρρρρ混合气密度：为相对分子质量为质量分数，混合液密度：塔顶温度：C o t76.66D=气相组成：00DDD 5.92 (1001007).6476.6610096.917.649.66=--=--y yy ： 进料温度：C ot52.68F= 气相组成：00FFF 4.88..............10092.8452.687062.8992.846870=--=--y yy ： 塔底温度：C ot 2.99W= 气相组成：00WWW 19.3.........................10002.9910034.2809.92100=--=--y yy： 1>精馏段： 液相组成：001F D 13.60 (2))(=+=x x x x气相组成：001FD145.90 (2))(=+=y y y y所以：kmolkg7.309045.0102.189045.004.32Vkmol kg 474.26603.0102.18603.004.32LM M 11=-+⨯==-+⨯=）（）（2>提馏段： 液相组成：002F W 25.16 (2))(=+=x x x x气相组成：002FW215.46 (2))(=+=y y y y所以：kmolkg49.244615.0102.184615.004.32Vkmol kg33.20165.0102.18165.004.32LM M 22=-+⨯==-+⨯=）（）（由不同温度下甲醇和水的密度：求得在tD、tF、tD下的甲醇和水的密度（单位：3-⋅m kg ）51.962 (852).96501.01716.720.011852.965...................3.9652.991003.9654.9589010072.716 (7162).99100725716901002.99204.759 (55).97993.01564.74693.0155.979..................8.97776.66702.9838.9776070564.746 (74376).6670751743607076.66015.855 (599).97846.01628.74446.01599.978................8.97752.68702.9838.9776070628.744 (74352).6870751743607052.68W WwW wWcW cWWD DcD wDcD cDDF FwF wFcF cFF=-+==--=--=--=--==-+==--=--=--=--==-+==--=--=--=--=ρρρρρρρρρρρρρρρρρρCCC o o ottt所以：11.8072204.759015.8552L D F 1=+=+=）（）（ρρρ 76.9082015.85551.9622L F W 2=+=+=）（）（ρρρ845.02V 0985.12V 605.015.2734.2215.273112.115.2734.2215.273085.115.2734.2215.273kmolkg 4385.242V kmol kg 699.302V kmol kg 467.181kmol kg 41.301kmol kg 9885.301kmolkg 33.22L kmol kg 474.262L kmolkg 10.181kmol kg 56.221kmolkg 39.301VW VF VD VF W VWVWD VDVDF VFVFVF VW VF VD W W VW F F VF D D VD LF LW LF LD W W LW F F LFD D LD 212121MMMM M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M =+==+==+⨯==+⨯==+⨯==+==+==-+==-+==-+==+==+==⨯-+⨯==⨯-+⨯==⨯-+⨯=）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇ρρρρρρρρρt t t y y y y y y x x x x x x3、混合液体表面张力：二元有机物—水溶液表面张力可用下列公式计算：414141OsO wsW mσϕσϕσ+= 注：VV V OOWWWWW x x x +=σVV V OOOOOOO x x x +=σVV SWsW sWx =ϕVVSososox =ϕQB A ]3232)[(441.0)lg(VWW+=-⨯==σσϕϕqT q Q B V oo owq 12lg A soswsosw=+=ϕϕϕϕ）（式中，下脚标w 、o 、s 分别代表水、有机物及表面部分；xw、x o指主体部分的分子数；Vw、Vo指主体部分的分子体积；σW、σo为纯水、有机物的表面张力；对甲醇q=1。
精馏塔的工艺计算
2 精馏塔的工艺计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1基础数据 （一）生产能力：10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。
（二）进料组成：乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。
（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。
2.1.2物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。
01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，表2.1 进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得：,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ （式2. 1）2434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ωKmol/h编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500总计226.86591005662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h表2-2 物料衡算表2.2精馏塔工艺计算2.2.1操作条件的确定 一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-表2-3 物性参数注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544总计226.865913.2434213.6225组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.841.0 乙苯106617.236.0名称 A B CD表2-3饱和蒸汽压关联式数据以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CS P P In01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程：∑==ni ii p p y 11，试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计故塔顶温度=105.5℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度苯 -6.98273 1.33213 -2.62863 -3.33399 甲苯 -7.28607 1.38091 -2.83433 -2.79168 乙苯-7.486451.45488-3.37538-2.23048泡点方程：p x pni ii =∑=10试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力塔底压力Mpa p 1.0013.1⨯=底 五、进料温度进料压力为Mpa p 1.0013.1⨯=进，泡点方程：p x pni ii =∑=1试差法求进料温度故进料温度=133℃六、相对挥发度的计算据化学化工物性数据手册，用内插法求得各个数据5.105=顶t ℃，961.5=苯α514.2=甲苯α1=乙苯α；136=底t ℃，96.1=甲苯α1=乙苯α； 133=进t ℃，38.4=苯α97.1=甲苯α1=乙苯α综上，各个组份挥发度见下表据清晰分割结果，计算最少平衡级数。
精馏塔和塔板的主要工艺尺寸的计算
塔和塔板的主要工艺尺寸的计算（一）塔径 D 参考下表 初选板间距H T =0.40m,取板上液层高度H L =0.07m 故： ①精馏段：H T -h L =0.40-0.07=0.311220.00231394.3()()()()0.04251.04 3.78s L s V L V ρρ== 查图表 20C =0.078；依公式0.20.22026.06()0.078()0.0733C C σ===；max0.078 1.496/u m s ===，则：u=0.7⨯u =0.7⨯2.14=1.047m/s 故： 1.265D m ===； 按标准，塔径圆整为1.４m,则空塔气速为2244 1.040.78/1.3s V u m s D ππ⨯===⨯ 塔的横截面积2221.40.63644T A D m ππ===②提馏段：11''22''0.002771574.8()()()()0.05070.956 5.14s L s V L V ρρ==；查图20C0.20.222.09()0.0680.069420C C σ⎛⎫==⨯= ⎪⎝⎭； max 1.213/u m s===，'0.70.7 1.2130.849/u u m s =⨯=⨯=；' 1.20D m ===； 为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化,在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸; 故:D '取1.４m塔的横截面积:''2221.4 1.32744T A D m ππ===空塔气速为22440.956'0.720/1.3s V u m s D ππ⨯===⨯ 板间距取0.4m 合适（二）溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。
各计算如下： ①精馏段：1、溢流堰长 w l 为0.7D ，即：0.7 1.40.91w l m =⨯=；2、出口堰高 h w h w =h L -h ow 由l w /D=0.91/1.４=0.7, 2.5 2.58.2810.480.91h w L l m ==查手册知：E 为1.03 依下式得堰上液高度：22332.84 2.848.281.030.013100010000.91h ow w L h E m l ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭ 故：L ow h -h 0.070.0130.057w h m ==-=3、 降液管宽度d W 与降液管面积f A有/w l D =0.7查手册得/0.14,/0.08d fT W D A A ==故：d W =0.14D=0.14 ⨯1.3=0.182m2220.080.08 1.30.106244f A D m ππ==⨯⨯=()0.10620.418.55,0.0023f T s A H s s L τ⨯===>符合要求4、降液管底隙高度0h取液体通过降液管底隙的流速0u =0.1m/s 依式计算降液管底隙高度0h ， 即：000.00230.0250.910.1s w L h m l u ===⨯ ②提馏段：1、 溢流堰长'w l 为0.7'D ，即：'0.7 1.40.91w l m =⨯=；2、出口堰高'w h ''w L ow h =h -h ；由 '/D=0.91/1.4=0.7w l ，'2.5 2.59.9812.630.91h w L l m ==查手册知 E 为1.04依下式得堰上液高度：2233''2.84 2.849.981.040.0146100010000.91h oww L h E ml ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭0.070.01460.0554w h m =-=。
精馏塔计算
xW
xD
0.02 / 32 0.01 0.02 / 32 1 0.02） 18 （ /
0.94 / 32 0.898 0.94 / 32 1 0.94） 18 （ /
以年工作日为300天，每天开车24小时计，进 料量为： 进料液的平均摩尔数 M F 32 0.23 18 (1 0..23) 21.22kg / kmol
塔板结构尺寸确定 因塔径大于800mm，所以采取单溢流型分块式塔板 堰长 假设 则 据图可得， lw lw=(0.6-0.8)*D lw m lw/D Wd/D Af/AT AT ㎡ Wd m Af ㎡ τ ＞5s τ ＞5s (1.08-1.44) 1.4 0.777777778 0.19 0.13 2.5434 0.342 0.330642 47.5494361 47.03750803 11.10990396 10.06774099 4度为t(℃)
则相对挥发度 3、塔底 假设t(℃) α x3
99.54709655 则，
136.1200349 54.22336977 0.575134899 0.772636393 140.0940388 55.99923608 0.538984128 0.745210593 99.54709655 177.8501968 73.15164165 2.431253665 222.4577745
L V
kmol/h kmol/h
240.0242979 304.8846583
Ln 10.01325
塔顶物料平均千摩尔质量 MD kg/kmol 30.572 塔顶气相密度 ρ g kg/m³ 1.040315717 塔顶液相密度 ρ l kg/m³ 732.8311451 查的B32温度下甲醇的表面张力 σ N/m 0.028 精馏段上升与下降气体积流量 Vg m³/h 8959.716379 2.488810105 精馏段上升与下降液体积流量 Vl m³/h 10.01325187 假设板间距 HT mm 400 板上清液层高度 hl 50-100mm 60 则分离空间 HT-hl 0.34 气液动能参数 VL/Vg√ (ρ l/ρ g) 0.029661988 查得气体的负荷因子 C20 0.075 则气体的负荷因子校正 C m/s 0.080220778 则最大允许速率 umax m/s 2.127638165 取空塔速率为最大允许速率的 （0.6-0.8） 0.7 则空塔速率为 u m/s 1.489346715 则精馏段塔径 D m 1.586265138 则D可取 m 1.6 由表可知，当塔径取1.6m时，板间距可取400mm，因此假设的板间距可用。
精馏塔塔径与塔高计算
y1 yq Rmin Rmin 1 xP xq
或
xP yq Rmin Rmin 1 xP xq
整理得： 其中 对饱和液进料（xq=xF）：
Rmin xP y F y F xF
Rmin
xP y q yq xq
yq
xq 1 ( 1) xq
5）最小回流比的计算 — 操作参数
根据： y R x 1 x n 1 n P R 1 R 1 其中：R= L / P 当系统处于全回流状态时 R＝∞。 精馏段操作线为y=x（斜率最大、截距为零） 理论塔板数NT=NTmin。 当系统处于R＝Rmin状态（斜率最小、截距 最大）时，精馏段操作线、加料线（q 线）、 相平衡方程线交汇于同一点（x=xq、y=yq ） 理论塔板数NT→∞。即方程满足：
符号意义：
y f x yn 1
y` f x` ym 1
R x xn D R 1 R 1
Wx L` xm W L`W L`W
y f qx y
q 1 x xF q 1 q 1
x y f x y 1 ( 1) x
Z
NT HT ET
其中：Z —板式塔有效高度（传质段），m NT —理论塔板数（不包括塔釜） HT —塔板间距（经验值：见P344表8—2） ET —全塔效率（＜1，实测）
应掌握：1. 全塔操作线绘制 2. 图解法求NT 3. Rmin（图解法、解析法） 4. Z的计算
附二：理论板 数的求解思路
而 实际操作中的回流比： R=(1.1～2) Rmin. R↑：斜率↑、板数↓（分离效率↑） 、设 备造价↓、产品↓。 R↓：则与上述相反
yF
精馏塔的工艺计算
精馏塔的计算对于要完成多组分分离设备的最终设计，必须使用严格算法，但是近似算法可以为严格计算提供合适的迭代变量初值，因此本设计中采用两种方法相结合，并以计算机进行数值求解的方式来确定各级上的温度、压力、流率、气液组成和理论板数。
计算过程描述如下：第一步确定关键组分塔Ⅰ重关键组分（HK)：四氯化硅（SiCl4）轻关键组分（LK):三氯氢硅（SiHCl3) 轻组分（LNK)：二氯硅烷（SiH2Cl2)塔Ⅱ重关键组分（HK)：三氯化硅（SiHCl3）轻关键组分（LK):二氯硅烷（SiH2Cl2) 重组分（HNK)：四氯化硅（SiCl4)塔Ⅰ塔顶42℃SiH2Cl2 1.167397 1.916284 馏出液中SiHCl3质量含量>=93.946釜液中SiCl4质量含量>=94.000SiHCl315.3096 25.13082塔釜78℃SiCl444.44285 72.95299塔Ⅱ塔顶35℃SiH2ClⅠ塔塔顶出料流量Ⅰ塔塔顶出料组成馏出液中SiH2Cl2质量含量>=99.600釜液中SiHCl3质量含量>=99.500SiHCl3塔釜65℃SiCl4第三步用FUG简捷计算法求出MESH计算的初始理论板数组分塔Ⅰ塔Ⅱ进塔组成/% 塔顶组成/% 塔釜组成/% 进塔组成/% 塔顶组成/% 塔釜组成/% SiH2Cl2 1.916284 7.221959 0 7.221959 99.67945 0.374527 SiHCl325.13072 92.62967 0.751706 92.62967 0.320551 99.46612 SiCl472.95299 0.148369 99.24829 0.148369 0 0.159357 Σ100.00 100.00 100.00 100.00 100.00 100.002.由Fenske公式计算mNlg lg LK HKLK HKd d w w Nm a-轾骣骣犏琪琪琪琪犏桫桫臌=3．由恩特伍德公式计算最小回流比,,1()i i Fim i i D m m i x q R x R a a q a a q üï=-ï-ï?ýï=ï-ïþåå4.由芬斯克公式计算非清晰分割的物料组成()1i i Nm HK i HK HK f w d w a -=骣琪+琪桫 ，()()1NmHK i i HK HK i NmHK i HKHK d f w d d w a a--骣琪琪桫=骣琪+琪桫5.由Kirkbride 经验式确定进料位置0.2062,,,,HK F LK WR S LK F HK D z x N W N z x D 轾骣骣骣犏琪琪琪=琪犏琪琪桫犏桫桫臌6.由吉利兰关系式计算理论板数即0.56680.750.75Y X=-式中1m R R X R -=+ ，1mN N Y N -=+ 第四步 由MESH 方程计算理论板数 1. 用FUG 简捷计算法得到的理论板数N 和进料位置M 作为初始值，初始化汽液流量j V 和j L 。
精馏塔全塔效率计算公式
精馏塔全塔效率计算公式精馏塔是化工生产中非常重要的设备，用于分离混合物中的不同组分。
而全塔效率则是衡量精馏塔性能的一个关键指标。
要了解精馏塔全塔效率的计算公式，咱们得先弄明白全塔效率到底是个啥。
简单来说，全塔效率就是实际塔板数与理论塔板数的比值。
全塔效率的计算公式通常可以表示为：$E_T = \frac{N_{实际}}{N_{理论}}$ 。
这里的 $E_T$ 就是全塔效率啦。
那怎么去确定实际塔板数和理论塔板数呢？实际塔板数呢，就是咱们在设计或者实际运行中实实在在数出来的塔板数量。
理论塔板数就有点复杂啦，得通过一些复杂的热力学计算和相平衡关系来确定。
我记得有一次在化工厂实习的时候，就碰到了关于精馏塔效率计算的问题。
当时我们小组负责优化一个精馏塔的工艺参数，以提高产品的纯度和产量。
为了计算全塔效率，我们可真是费了好大的劲儿。
我们先收集了各种数据，像温度、压力、流量等等，然后根据混合物的性质和分离要求，运用复杂的公式和图表进行理论塔板数的计算。
这个过程中，数据稍微有点偏差，计算结果就相差很大。
比如说，在测量温度的时候，因为温度计的精度问题，导致温度数据有了一点小误差，结果算出来的理论塔板数就不太准确。
后来我们反复检查、校准仪器，重新测量数据，才得到了比较可靠的结果。
在确定了实际塔板数和理论塔板数之后，代入全塔效率的计算公式，就能得出全塔效率啦。
通过计算全塔效率，我们可以评估精馏塔的性能，找出可能存在的问题，比如塔板结构不合理、操作条件不合适等等。
总之，精馏塔全塔效率的计算公式虽然看起来简单，但是要准确计算和应用，还需要我们对精馏过程有深入的理解，对数据的收集和处理要非常严谨。
只有这样，才能真正发挥全塔效率这个指标的作用，让精馏塔更好地为化工生产服务。
希望通过我的讲解，能让您对精馏塔全塔效率的计算公式有更清楚的认识。
要是在实际应用中遇到问题，别着急，多思考、多尝试，总会找到解决办法的！。
精馏塔指标计算
2.精馏塔工艺计算2.1塔的物料衡算2.1.1料液及塔顶，塔底产品含乙醇的摩尔分率F:原料液流量（kmol/s） xF:原料组成（摩尔分率，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s） xD:塔顶组成W：塔底残液流量（kmol/s） xW:塔底组成2.1.2进料2.1.3物料衡算2.2有关的工艺计算2.2.1原料液的平均摩尔质量：Mf =xfMOHCHCH23+(1-xf)MOH2=0.1934⨯46+(1-0.1934)⨯18=23.4kg/kmol 同理可求得：MD =42.6972kg/kmol MW=18.5544kg/kmol45 C下，原料液中ρOH2=971.1kg/m3,ρOHCHCH23=735kg/m3由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表6。
表6 原料液`馏出液与釜残夜的流量与温度2.3 最小回流比及操作回流比的确定如图所示的乙醇-水物系的平衡曲线，具有下凹的部分，当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切，如图中点g所示。
点g附近已出现恒浓区，相应的回流比便是最小回流比。
对于这种情况下的Rmin的求法只能是通过作图定出平衡线的切线之后，再由切线的截距或斜率求之。
如图1-63所示，可用下式算出：1min min +R R =1934.08814.037.08814.0-- ⇒ R min =2.889可取操作回流比R=1.5⨯2.889=4.3342.4 全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：Q C =(R+1)D(I VD -I LD ) 可以查得I VD =1266kJ/kg I LD =253.9kJ/kg,所以 Q C =(1.612+1)⨯2.0330⨯(1266-253.9)=5317.45kJ/h取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25 C 和35 C 则 平均温度下的比热c pc =4.174kJ/kg C,于是冷凝水用量可求 W C =)(c Q 12pc C t t -=)2535(174.445.5317-⨯=127.4kg/h4.精馏塔主体尺寸计算4.3提留段塔径的计算1t 2DF t t +=705.91258.9983.83=+=℃查t-x-y 图在91.705℃下：0552.0=x A, A y 3273.0= 9448.0=xB, B y 6727.0=KmolKg xM xM MBAL/5456.199448.0180552.04621=⨯+⨯=+=M g =M 1y A +M 2y B =46⨯0.3273+18⨯0.6727=27.1644 kg/kmol 汽塔气相平均密度 v ρ=RTPM g=)705.91273(314.81644.27325.101+⨯⨯=0.9077 kg/m 3x AW =LA Mx M 1=5456.190552.046⨯=0.1299x BW =1-x AW =0.8701 汽塔的液相平均密度 在91.705℃下查表得：A ρ=729.5 kg/m 3B ρ=964.3 kg/m 3Lρ1=AAWx ρ+BBWx ρ=7295.01299.0+9643.08701.0=1.0804 L ρ=925.6 kg/m 3V=(R+1)D=(4.334+1)⨯8.057=42.976 kmol/h v B =vg 3600 vM ρ⨯ =9077.036001644.27976.42⨯⨯=0.3573 m/sL '=L+qF=8.811+1⨯10.09=18.901 kmol/h L 3=LLML ρ⨯3600'=6.92536005456.19901.18⨯⨯=0.1109⨯103-m 3/s查化工数据手册求取：A σ=16.1 mN/mB σ=60.05 mN/m5.塔高的确定：Z=（TT E N -1）H T =(7968.015-1)⨯0.45=8.02 m塔板结构尺寸的确定： ● 溢流装置● 由于塔径小于800mm,所以采用单溢流弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰， 取堰长L w =0.66D,即L w =0.66⨯0.3=0.198m 出口堰高HW=H1-HOW,66.0=DLw,则H ow =m 003.0)0198.02412.0(1100084.232=⨯⨯H w =H l - H OW =0.06-0.003=0.057m 降液管的宽度W d 与降液管的面积A f 由66.0=Dlw,125.0Dw d ,=tf A A 0.0700W d =0.125⨯0.3=0.0375mA f =0.07⨯3202.04m D=π停留时间(03.25100899.045.0005.03s LsHtAf =⨯⨯=⋅=- 〉5S 符合要求）降液管底隙高度Ho h o =h w -0.006=0.051m 取边缘宽度取边缘宽度为W C =0.03m 安定区宽度安定区宽度为W S =0.050m 开孔区面积A a X=(2-D W d +W S )=)050.00375.0(23.0+-=0.0625mR=-2D W C =0.15-0.03=0.12mA a =2[x 222180R xR π+-sin 1-Rx =0.068m 2。
精馏塔计算方法
目录1 设计任务书 (1)1.1 设计题目………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.2 已知条件………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.3设计要求…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2 精馏设计方案选定 (1)2.1 精馏方式选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.2 操作压力的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.4 加料方式和加热状态的选择……………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.3 塔板形式的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排……………………………………………………………………………………………………………………………………………2.6 精馏流程示意图…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3 精馏塔工艺计算 (2)3.1 物料衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.2 精馏工艺条件计算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.3热量衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4 塔板工艺尺寸设计 (4)4.1 设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.2 塔径………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.3溢流装置…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.4 塔板布置及浮阀数目与排列……………………………………………………………………………………………………………………………………………………5 流体力学验算 (6)5.1 气相通过塔板的压降……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.2 淹塔………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.3 雾沫夹带…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6 塔板负荷性能图 (7)6.1 雾沫夹带线………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.2 液泛线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.3 液相负荷上限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.4 漏液线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.5 液相负荷下限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.6 负荷性能图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………7 塔的工艺尺寸设计 (8)8釜温校核 (9)9热量衡算 (9)10接管尺寸设计 (10)符号说明 (10)参考文献 (13)结束语 (13)1．设计任务1．1设计题目：年产8000吨乙醇板式精馏塔工艺设计1．2已知条件：1原料组成：含35%（w/w）乙醇的30度液体，其余为水。
精馏塔的设计（毕业设计）
精馏塔的设计（毕业设计）精馏塔尺⼨设计计算初馏塔的主要任务是分离⼄酸和⽔、醋酸⼄烯，釜液回收的⼄酸作为⽓体分离塔吸收液及物料，塔顶醋酸⼄烯和⽔经冷却后进⾏相分离。
塔顶温度为102℃，塔釜温度为117℃，操作压⼒4kPa。
由于浮阀塔塔板需按⼀定的中⼼距开阀孔，阀孔上覆以可以升降的阀⽚，其结构⽐泡罩塔简单，⽽且⽣产能⼒⼤，效率⾼，弹性⼤。
所以该初馏塔设计为浮阀塔，浮阀选⽤F1型重阀。
在⼯艺过程中，对初馏塔的处理量要求较⼤，塔内液体流量⼤，所以塔板的液流形式选择双流型，以便减少液⾯落差，改善⽓液分布状况。
4.2.1 操作理论板数和操作回流⽐初馏塔精馏过程计算采⽤简捷计算法。
（1）最少理论板数N m系统最少理论板数，即所涉及蒸馏系统（包括塔顶全凝器和塔釜再沸器）在全回流下所需要的全部理论板数，⼀般按Fenske ⽅程[20]求取。
式中x D,l，x D,h——轻、重关键组分在塔顶馏出物（液相或⽓相）中的摩尔分数；x W,l，x W,h——轻、重关键组分在塔釜液相中的摩尔分数；αav——轻、重关键组分在塔内的平均相对挥发度；N m——系统最少平衡级（理论板）数。
塔顶和塔釜的相对挥发度分别为αD=1.78，αW=1.84，则精馏段的平均相对挥发度：由式（4－9）得最少理论板数：初馏塔塔顶有全凝器与塔釜有再沸器，塔的最少理论板数N m应较⼩，则最少理论板数：。
（2）最⼩回流⽐最⼩回流⽐，即在给定条件下以⽆穷多的塔板满⾜分离要求时，所需回流⽐R m，可⽤Underwood法计算。
此法需先求出⼀个Underwood参数θ。
求出θ代⼊式（4－11）即得最⼩回流⽐。
式中——进料（包括⽓、液两相）中i组分的摩尔分数；c——组分个数；αi——i组分的相对挥发度；θ——Underwood参数；——塔顶馏出物中i组分的摩尔分数。
进料状态为泡点液体进料，即q=1。
取塔顶与塔釜温度的加权平均值为进料板温度（即计算温度），则在进料板温度109.04℃下，取组分B（H2O）为基准组分，则各组分的相对挥发度分别为αAB=2.1，αBB=1，αCB=0.93，所以利⽤试差法解得θ=0.9658，并代⼊式（4－11）得（3）操作回流⽐R和操作理论板数N0操作回流⽐与操作理论板数的选⽤取决于操作费⽤与基建投资的权衡。
精馏塔的计算
X1、X2—分别为出塔和进塔液体的组成，
（1）分子扩散的阻力和速率主要决定于扩散物质和流体的温度以及某些物理性质。
（2）分子扩散速率与其在扩散方向上的浓度梯度成正比。
分子扩散系数是物质的物理性质之一。扩散系数大，表示分子扩散快。
（3）分子在液体中扩散速率比在气体中要慢的多。因为液体的密度比气体的密度大得多，其分子间距小。
2．涡流扩散：通过流体质点的湍动和旋涡而传递物质的现象。主要发生在湍流流体中。
所以气体的摩尔分率为yA=pA/P=vA/V；xD
yB=PB/P= vB/V或yB=1-yAF，xF
三．物料衡算（双组分）
对总物料衡算F =D+W
对易挥发组分衡算FxF=DxD+ WxW
式中：W
F——原料液、塔顶产品（馏出液）、塔底产品（釜残液）流量，kmol/hxW
xF、xD、xW——分别为原料液、馏出液、釜残液中易挥发组分的摩尔分率
二．吸收分类
组分数目：单组分吸收，多组分吸收。
化学反应：物理吸收，化学吸收。
热效应：等温吸收，非等温吸收。
三．相组成表示
1．比质量分率XW（YW）：混合物中两组分的质量之比。
XW（YW）= GA/GB=αA/αBkgA / kgB
2．比摩尔分率X（Y）：混合物中两组分的摩尔数之比。
X =nA/nB=xA/xB=xA/（1-xA）kmolA / kmolB
3．对流扩散：湍流主体与相界面间的涡流扩散与分子扩散两种传质作用的总称。
它与传热过程的对流传热类似。
六．吸收机理
（一）吸收机理（双膜理论要点）
1．相互接触的汽液两流体间存在着稳定的相界面，界面两侧各存在着一个很薄的有效层流膜层。吸收质以分子扩散方式通过两膜层。
精馏塔计算
塔板总面积为 弓形溢流管宽度 弓形降液管面积 检验： 液体在精馏段降液管内的停留时间 τ 液体在提留段降液管内的停留时间 τ 堰上液流高度 塔的平均液相流量 查表得液流收缩系数 堰高度 溢流塔底与塔盘间距离
how 6mm＜how＜60mm Lh kmol/h Lh/(lw)^2.5 E hw ho
处理量： 4万吨/年 原料组成：甲醇的质量分率wf=0.35（质量分数） 产品要求：塔顶甲醇的质量分率wd=0.94（质量分数） 塔底甲醇的质量分率 =0.02（质量分数） 生产时间： 300天/年 冷却水进口温度：25℃ 加热剂： 0.9MP饱和水蒸汽 单板压降： 小于或等于0.7kpa 生产方式： 连续操作，泡点回流 全塔效率： Et=50%
塔板结构尺寸确定 因塔径大于800mm，所以采取单溢流型分块式塔板 堰长 假设 则 据图可得， lw lw=(0.6-0.8)*D lw m lw/D Wd/D Af/AT AT ㎡ Wd m Af ㎡ τ ＞5s τ ＞5s (1.08-1.44) 1.4 0.777777778 0.19 0.13 2.5434 0.342 0.330642 47.5494361 47.03750803 11.10990396 10.06774099 4.341221497 1.05 48.89009604
64.86036036 196.9396396
Байду номын сангаас
原料液 0.35 0.23 261.8
釜残液 0.02 0.01 196.9396396
0.898 101.325 PA0 PB0
110.6967938 43.01562333 0.861530264 0.941215277 107.3913823 41.57949972 0.907822386 0.962174201 85.06190349 117.7631723 46.10280151 2.55436044
精馏塔的简洁计算公式
精馏塔的简洁计算公式精馏塔是一种用于分离液体混合物的设备，通过不同组分的沸点差异来实现分离。
在工程设计和操作中，需要对精馏塔进行计算和分析，以确保其正常运行和达到预期的分离效果。
在本文中，我们将介绍精馏塔的简洁计算公式，帮助读者更好地理解和应用这些公式。
1. 精馏塔的传质效率公式。
精馏塔的传质效率是评价其性能的重要指标之一。
传质效率通常用塔板数或高度来表示，其计算公式如下：N = HETP × (n-1)。
其中，N表示塔板数或塔高度，HETP表示每塔板传质高度，n表示理论板数。
2. 精馏塔的塔板压降公式。
塔板压降是精馏塔运行中需要考虑的重要参数之一。
塔板压降的计算公式如下：ΔP = ρ× g × H × (1-ε) + ΔPv。
其中，ΔP表示塔板压降，ρ表示液体密度，g表示重力加速度，H表示塔板高度，ε表示塔板孔隙率，ΔPv表示气体速度压降。
3. 精馏塔的塔顶温度计算公式。
精馏塔的塔顶温度是其操作中需要重点关注的参数之一。
塔顶温度的计算公式如下：T = T0 + ΔT。
其中，T表示塔顶温度，T0表示进料温度，ΔT表示塔顶降温。
4. 精馏塔的塔板液体高度计算公式。
塔板液体高度是精馏塔操作中需要实时监测和控制的参数之一。
塔板液体高度的计算公式如下：H = H0 + ΔH。
其中，H表示塔板液体高度，H0表示初始液位高度，ΔH表示液位变化量。
5. 精馏塔的塔板塔顶气体速度计算公式。
塔板塔顶气体速度是精馏塔操作中需要关注的参数之一。
塔板塔顶气体速度的计算公式如下：V = Q / A。
其中，V表示塔板塔顶气体速度，Q表示气体流量，A表示塔板横截面积。
总结。
精馏塔是一种重要的分离设备，其性能和操作参数需要通过计算和分析来进行评估和控制。
本文介绍了精馏塔的传质效率、塔板压降、塔顶温度、塔板液体高度和塔板塔顶气体速度的计算公式，希望能对读者有所帮助。
当然，精馏塔的计算和分析涉及到更多的参数和复杂的情况，需要结合具体的工程实际情况进行综合分析和计算。
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一、塔精
1.全的物料衡算
由于水的沸点为100℃，正丁醇的沸点为117.7℃
故水作为轻组分，正丁醇作为重组分，产品正丁醇从塔底出来。
%
74.9874
/05.018/95.018/95.0F =+=
x
M F =74⨯(1-0.9874)+0.9874⨯18=18.71kmol kg / F =20⨯1000/18.71=1069.03/kmol h
总物料衡算 F=D+W=252 （1） 采用填料塔连续精馏
由正丁醇-水平衡数据作图，画出正丁醇—水溶液y-x 图，求得mi n R 取min 5.1R R =
过点（0.9994，0.9994）作平衡线的切线，则求出此线与y 轴的交点截距为0.5192，
故求得最小回流比为0.9248，所以操作状态的回流比为1.387 数直角梯级即为理论塔板数：T N （包括再沸器）=9块
其中精馏段1N =4块，提留段（包括再沸器）=5块，第五块为进料板。
实际塔板数求取：
由平衡线得塔顶:9994.01==x y D ,在图中求得x 1=0.9946
%
892.574
/985.018/015.018
/015.0=+=
W x
由平衡线方程1(1)x
y x
αα=
+-得顶α=8.99
塔底：x x w m ==0.05892，y m =0.2234 同理得底α=4.56
ααα=
=6.4
塔顶温度100℃，塔底温度117.7℃ 定性温度为85
.1082
7
.117100=+℃
查附录得s Pa ⋅=m 390.0
μ
1
μ正丁醇=2.948
求得()s
mPa m ⋅=⨯-+⨯=422.0948.29874.019874.0390.0μ
⋅αm
μ=6.4×0.422=2.70
查得0E =55.1% 校正后为55.1%×1.1=60.61% 实际塔板：%1000⨯=P
T N N E
8110
=-=
＋E N N T P ，取8块（包括再沸器）
精馏段取4块 提馏段取4块 第5块进料板 3.塔高的计算
有效高度：
Z=øP ×Nt=0.67×(8-1)=4.67m
Z=4×60.61%=2.42m(精馏段) Z=4.67-2.42=2.25m(提留段)
实际填料高度：2.42×（1+0.2）=2.9m(精馏段) 2.25×（1+0.2）=2.7m(提留段) 设裙座为1m
总塔高；H=2.9+2.7+1=6.6m
4.泛点气速的计算
影响泛点气速的因素很多，其中包括填料的特性、流体的物理性质以及液气比等。
泛点气速的计算方法也是很多，使用的是埃克特提出的通过关联图。
横坐标
1/2
g )
(
L
g
L W W ρρ 纵坐标为⎪⎪
⎭
⎫
⎝⎛L g f g u ρρφϕ2
2
.0L μ 5.液体再分布装置
为了避免在填料层中，液体发生壁流现象而使液体分布不均匀，在填料层中每隔一段距离，应设液体在分布装置。
二、换热器 1.冷凝器热量衡算
塔顶看作水，泡点温度100℃ 查得水的比汽化焓：kg
kJ r c
/2260= kmol kg M c /18=
()D R V 1+==（1.387+1）1055.43=2519.3千摩尔每小时
V
V ='=2519.3千摩尔每小时
对于泡点进料，kmol
kJ M r H H
c c L m v
m /40680182260,,=⨯==-
()L m v m c H H V Q ,,-==2519.3×40680=1.025×10^8 kJ/h
冷却水消耗量，设塔出口温度为40℃ 252
3020=+=
t ℃
2.再沸器热负荷
釜液近似为正丁醇，泡点温度为117.7℃ 查得c r =410kJ/kg
w
w w m v m M
r H H =-,,'=74×410=30340 kJ/kmol
()[]w m v m B H H V Q ,,''03.1-'==1.05×10^8
蒸汽量：r
Q W
B B
=
==257500kg/h
设蒸汽温度为148℃
30
118148=-=∆m t ℃
m
B t K Q A ∆=
取()c m /1000︒⋅=W K
则m
B t K Q A ∆=
=3500m ^2
三、管道的计算
1.进料管
本次加料选用泵加料，泵输送时速度u 可取s m /5.2~5.1，取s m /0.2 查附录得进料时水的密度：3
/4.958m
kg A
=ρ正丁醇的密度：3
/810m kg B =ρ
()()3
/7.9649874.018109874.04.9581m kg x x F B F A =-⨯+⨯=-+=ρρρ
体积流量：h m F
V
/9.203
.958200003
==
=
ρ
m u
V
d 061.02
14.336009.2044=⨯⨯⨯=
=
π 圆整后取mm 65
进料管参数表：
公称直径 外径 壁厚 70mm
75.5m
m
3.75m
m
2.塔底出口管
塔釜馏出液的速度u 可取s m /0.1~5.0，取s m /6.0
3
/810m kg =ρ
体积流量：V=W/p =13.4×74/810=1.01m ^3/h
m u
V
d 0270.06
.014.3360001.144=⨯⨯⨯=
=
π
圆整后取mm 25 出口管参数表：
公称直径
外径 壁厚
25mm
33.5m m
3.25mm
四、离心泵的计算
20℃时
s Pa A ⋅⨯=-5
10100.5μ
s
Pa B
⋅⨯=-3
10
1.6μ
()F B F A x x -+=1μμμ=100.5×10^-5×0.9874+1.6×10^-3×(1-0.9874)=1.01
×10^-3Pa.s
μ
ρ
du =
Re =0.07×1.51×964.7/1.01×10^-3=100959
流动类型为湍流流动 选择普通钢管 绝对粗糙度mm
3.0~2.0=ε 取mm
25.0=ε
则相对粗糙度0036
.070
25.0==d ε
查图得摩擦系数033
.0=λ
管路中90°标准弯头2个，当量长度为30
/=d l
e
，闸阀一个当量长度
200
/=d l e 直管段长度m l 10=
()m
H
f
18.281
.9270
.1053
.0053
.020*********.02
=⨯⨯⨯+⨯+⨯
=∑
离心泵选择参数表：
流量
扬程
转速
气蚀余量 效率 轴功率 电机功率 14.4m ³/h 40m 2900r/min
4m
44% 3.57kw
7.5kw
可选单级单吸型清水泵，型号150QJ20-60/1
00.51
0.51
液相
气相
系列1。