筛板塔设计
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Vs—塔内气体体积流量 m 3 s
MVm 、 MLm —分别为精馏段气相平均分子量、液相平均分子量
Vm、 Lm —分别为精馏段气相平均密度、液相平均密度 kg m3
(2)、提馏段气液负荷计算(同上)
2020/4/10
5、热量衡算
总热量衡算 QV QW Q L QB QF QR
式中： QV 、QW 、QL、QB、QF 、QR 分别是塔顶蒸汽带出的热
表 1 板间距与塔径关系
塔径 D, m
0.3～0.5 0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.0
塔板 间距 HT mm 200～300 250～350 350～450 450～600
2020/4/10
2、塔径 D 的初估与圆整
进行选型设计。
4.编写设计说明书 设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计
主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济 上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果；对 所选用的物性数据和使用的经验公式图表应注明来历。
设计说明书应附有带控制点工艺流程图，塔板结构简图和计 算机程序框图和原程序。
界线，当交替使用操作线方程和相平衡关系逐板往下计算到
xn xq且xn1 xq 时，就以第 n 块板为进料板。
（4）实际板数的确定
板效率：利用奥康奈尔的经验公式
ET 0.49 L 0.245 其中：
—塔顶与塔底的平均温度下的相对挥发度
L —塔顶与塔底的平均温度下的液相粘度, mpa s
2. 精馏塔设备设计
(1)选择塔型和板型
采用板式塔，板型为筛板(浮阀)塔。
(2)塔板结构设计和流体力学计算
(3)绘制塔板负荷性能图
画出精馏段或提馏段某块的负荷性能图。
(4)有关具体机械结构和塔体附件的选定
•
*接管规格：
根据流量和流体的性质，选取经验流速，选择标准管道。
*全塔高度：
包括上、下封头，裙座高度。
四. 设计内容
1. 工艺设计 （1）选择工艺流程和工艺条件
a．加料方式 b. 加料状态 c. 塔顶蒸汽冷凝方式 d. 塔釜加热方式 e. 塔顶塔底产品的出料状态 塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。 （2）精馏工艺计算： a. 物料衡算确定各物料流量和组成。 b.经济核算确定适宜的回流比 根据生产经常费和设备投资费综合核算最经济原则，尽量使用计算机进行最 优化计算，确定适宜回流比。 c. 精馏塔实际塔板数 用近似后的适宜回流比在计算机上通过逐板计算得到全塔理论塔板数以 及精馏段和提馏段各自的理论塔板数。 然后根据全塔效率ET，求得全塔、精馏段、提馏段的实际塔板数，确定加 料板位置。
٭塔板结构：塔径、板间距、堰高、开孔率等； ٭物系性质：粘度、密度、表面张力、扩散系数等； ٭操作条件：温度、压强、气速、气液量比等。
第三部分：筛板式精馏塔设计方法
一. 工艺计算 二. 设备计算 三. 辅助设备计算 四. 塔体结构 五. 带控制点工艺流程图
一．工艺计算
主要内容是(1)物料衡算 (2)确定回流比 (3)确定理论板数和实 际板数 (4)塔的气液负荷计算 (5)热量衡算
年处理量 30000 40000 50000
40% 1-5 26-30 51-56
45% 6-10 31-35
50% 11-15 36-40
55% 16-20 41-45
60% 21-25 46-50
三. 设计任务
完成精馏塔工艺设计，精馏设备设计，有关附属设备 的设计和选用，绘制带控制点工艺流程图，塔板结构简图， 编制设计说明书。
2020/4/10
二．塔和塔板主要工艺尺寸的设计
它包括板间距的初估，塔径的计算，塔板液流型式的确定，板上清 液高度、堰长、堰高的初估与计算，降液管的选型及系列参数的计算， 塔板布置和筛板的筛孔和开孔率，最后是水力校核和负荷性能图。
1、板间距 HT 的初估
板间距的大小与液泛和雾沫夹带有密切的关系。板距取大些，塔可 允许气流以较高的速度通过，对完成一定生产任务，塔径可较小；反之， 所需塔径就要增大些。板间距取得大，还对塔板效率、操作弹性及安装 检修有利。但板间距增大以后，会增加塔身总高度，增加金属耗量，增 加塔基、支座等的负荷，从而又会增加全塔的造价。初选板间距时可参 考下表所列的推荐值。
喷射型
并 流 喷 射 ， 液 面 落 差 小
塔板
传 质 表 面 增 大 且 不 断新更， 传 质 效 果 提 高 板 效 率 并 不 是 很 高
气流截面积固定，操作弹性小 a、舌型塔板 —
气相夹带严重，板效率降低 气流截面积可调，操作弹性大
b、浮动喷射塔板 — 存在漏夜和吹干现象，板效率降低
c、浮舌塔板 — 操作弹性大、压降低，特适用减压蒸馏
5.注意事项: 写出详细计算步骤,并注明选用数据的来源; 每项设计结束后,列出计算结果明细表; 设计说明书要求字迹工整,装订成册上交。
第二部分： 板 式 塔
板式塔：
溶剂
逐级接触式，内装塔板，气 液传质在板上液层空间内进行
气体
板式塔
一.塔板结构 筛板塔
结构简单、造价低 筛板优：板 气效 流率 压较 降高 小、液面落差小 缺：小 操孔 作筛 弹板 性易 小堵塞
塔顶塔底的温度，进而求取全塔的平均温度，从而可以根据全
塔平均温度求取全塔平均相对挥发度。
式中： R ---回流
Rmin —最小回流比
—全塔平均相对挥发度
3.理 论 板 数 和 实 际 板 数 的 确 定
（1）逐板法计算理论板数，交替使用操作线方程和相平衡关系。
精馏段操作线方程： yn1
L LD
xn
D LD
xD
提馏段操作线方程：
yn1
L qF L qF W
xn
W L qF W
Xw
xn1 yn (利用操作线方程)
yn xn (利用相平衡关系)
（2）塔顶冷凝器的类型
(i)当塔顶为全凝器时, y1 xd
则自第一块塔板下降的液相组成 x1 与 y1 成相平衡，故可应用相平衡 方程由 y1 计算出 x1，自第二块塔板上升蒸汽组成 y2 与 x1 满足操作线方 程，由操作线方程以小 x1 计算得出 y2.
2. 确定最小回流比
一般是先求出最小回流比，然后根据
R 1.1 — 2 Rmin ,确定回流比
Rmin
是根据汽液相平衡方程
y
1
x
1
q 线方程 y q x xF q 1 q 1
联 立 求 得 交 点 xq
yq ， 然 后 代 入 方 程
Rmin
xD yq
yq xq
其中利用 t～x～y 关系，并借助二次样条插入的方法，求得
沫层较高，汽液两相接触面积大，塔板效率高
筛板的筛孔孔径与开孔率较小时易形成泡沫接触状态
三、塔板上汽液两相的非理想流动现象
雾(液)沫夹带：
*分析： 板间反混 塔板效率降低
*产生原因：
气速过大 板间距过小
*确定原则： 夹带量 0.1kg(液) kg(气)
*防范措施： 适当加大板间距
气泡夹带
空间不均匀流动
3. 附属设备设计和选用 (1)加料泵选型，加料管规格选型 加料泵以每天工作3小时计（每班打1小时）。 大致估计一下加料管路上的管件和阀门。 (2)高位槽、贮槽容量和位置 高位槽以一次加满再加一定裕量来确定其容积。 贮槽容积按加满一次可生产10天计算确定。 (3)换热器选型 对原料预热器，塔底再沸器，塔顶产品冷却器等进行选型。 (4)塔顶冷凝器设计选型 根据换热量，回流管内流速，冷凝器高度，对塔顶冷凝器
化工原理课程设计
——筛板(浮 阀)式精馏塔设计
温州大学 2016年5月
第一部分：化工原理课程设计任务书
一. 设计题目：苯——甲苯混合液筛板(浮阀)精馏塔设计
二. 原始数据
年处理量：25000 30000 35000 40000 45000 50000吨 料液初温：35℃ 料液浓度：40% 45% 50% 55% 60%（苯质量分率） 塔顶产品浓度：98.5%（苯质量分率） 塔底釜液含甲苯量不低于 98%(以质量计) 每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修） 精馏塔塔顶压强：4 kpa（表压） 冷却水温度：10℃ 饱和水蒸汽压力：0.25Mpa(表压) 设备型式：筛板(浮阀)塔 厂址：温州地区
(ii)当塔顶为分凝器时, x0 xd K
先求出分凝器内与 xd 成相平衡的 x0,再由操作线方程以 x0 计算得出 y1，然后由相平衡方程由 y1 计算出 x1，如此交替地使用操作线方程和相 平衡关系逐板往下计算，直到规定的塔底组成为止，得到理论板数和加 料位置。
（3）加料板位置的确定
求出精馏段操作线和提馏段操作线的交点 xq 、yq ，并以 xq 为分
理论板数
实际板数
NT NP
100%(NT不包括蒸馏釜)
单板效率EM
(默弗里效率)
—
气相表示:
EMV
yn yn*
yn yn
1 1
；yn*
xn 1 ( 1)xn
液相表示：EML
xn1 xn1
xn xn*
；xn*
yn
(1 ) yn
塔板效率
说明： ٭不同板的 E M 通常不相等； ٭总板效率 E0 1， 但 E0 EM 。 影响因素：
塔板上汽液两相的流动现象 漏液：
塔板上汽液两相的流动现象
*危害性：
一般：板效率下降 严重：不能操作 （漏液量
10%液体流量）
(此时为气速下限漏夜气速)
*产生原因：
气流过小 气布不均
*防范措施： ——预留安定区
五、塔板效率、塔高及塔径计算
塔板效率： 表示法：
塔板效率
总板效率E0 (全塔效率)
三种塔板的比较:
生产能力： 筛板 >浮阀 >泡罩
压降：
泡罩 >浮阀 >筛板
操作弹性： 浮阀 >泡罩 >筛板
造价：
泡罩 >浮阀 >筛板
板效率： 浮阀、筛板相当 >泡罩
塔板类型 喷射型塔板：
板式塔
舌形塔板
浮舌塔板
无 溢 流 堰 ， 液 层 较 薄压，降 降 低 雾 沫 夹 带 少 ， 气 速 可高较， 生 产 能 力 增 大
二.塔板上汽液两相的流动现象
➢气液接触状态
塔板上汽液两相的流动现象
塔板上汽液两相的流动现象
塔板上汽液两相的流动现象
注意
通常希望在泡沫状态、喷射状态或两者的过渡状态下操作 液汽比较大时处于泡沫状态，较小时处于喷射状态 易挥发组分与难挥发组分的表面张力的相对大小对汽液 接触状态有影响
σ易＜σ难，宜在泡沫状态下操作 这时汽液两相所形成的泡沫层中的气泡稳定，泡
泡罩塔板：
优：不易漏液和堵塞、操作弹性高、板效率稳定
泡罩 塔板
结构复杂、造价高 液层厚，气流压降大
缺：雾沫夹带严重，气速受到限制
板效率低、生产能力低 渐被淘汰
浮阀塔板：
生 产 能 力 大 、 操 作 弹大性
优
气 ：
流
压
降
小
、
液
面
落小差
浮 阀 塔 板
板效率较高
造 价 低
缺 ： 不 宜 处 理 易 结 焦粘或度 大 的 系 统
塔设备的生产能力一般以千克/小时或吨/年表示，但在理论板 计算时均须转换成kmol/h,在塔板设计时，气液流量又须用体积 流量m3/s表示。因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位。
1.全塔物料衡算：
F=D+W FxF=DxD+WxW 塔顶产品易挥发组分回收率η为： η= DxD/FxF 式中:F、D、W分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液的摩尔流 量(kmol/h), xF、xD、xW分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液组 成的摩尔分率
对于多组分的液相粘度： L
xi Li
Li —液态组分 i 的粘度, mpa s
xi — 液相中组分 i 的摩尔分率
实际理论板数
N实
N理 ET
4、塔的气液负荷计算
(1)、精馏段气液负荷计算
V R 1D
L RD
VS
VMVm
3600 Vm
LS
LM Lm
3600 Lm
V—塔内气体摩尔流量 kmol/h
气体流速不均匀 液体流速不均匀
四、塔板上汽液两相的不正常流动现象
液泛(淹塔)：
塔板上汽液两相的流动现象
*危害性： 操作被完全破坏
*产生原因：
液流过大 液体来不及下流 液泛 过量雾沫夹带
气流过大
(上限为液泛气Leabharlann Baidu )
过量雾沫夹带
上下板间压降 降液管负担
液泛
*防范措施： ——优化板结构,增大板间距,可提高液泛气速
量、塔底产品带出的热量、塔设备的热损失、塔釜加热量、进料带入 的热量、回流带入热量、
其中：塔设备的热损失 Q L 0.1Q B
再沸器热负荷 QB 1.1 QV QW QR QF
冷凝器热负荷 Q C Q V Q D Q R
QC 、 QD —分别为塔顶冷凝器带走热量、塔顶产品带走热量
MVm 、 MLm —分别为精馏段气相平均分子量、液相平均分子量
Vm、 Lm —分别为精馏段气相平均密度、液相平均密度 kg m3
(2)、提馏段气液负荷计算(同上)
2020/4/10
5、热量衡算
总热量衡算 QV QW Q L QB QF QR
式中： QV 、QW 、QL、QB、QF 、QR 分别是塔顶蒸汽带出的热
表 1 板间距与塔径关系
塔径 D, m
0.3～0.5 0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.0
塔板 间距 HT mm 200～300 250～350 350～450 450～600
2020/4/10
2、塔径 D 的初估与圆整
进行选型设计。
4.编写设计说明书 设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计
主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济 上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果；对 所选用的物性数据和使用的经验公式图表应注明来历。
设计说明书应附有带控制点工艺流程图，塔板结构简图和计 算机程序框图和原程序。
界线，当交替使用操作线方程和相平衡关系逐板往下计算到
xn xq且xn1 xq 时，就以第 n 块板为进料板。
（4）实际板数的确定
板效率：利用奥康奈尔的经验公式
ET 0.49 L 0.245 其中：
—塔顶与塔底的平均温度下的相对挥发度
L —塔顶与塔底的平均温度下的液相粘度, mpa s
2. 精馏塔设备设计
(1)选择塔型和板型
采用板式塔，板型为筛板(浮阀)塔。
(2)塔板结构设计和流体力学计算
(3)绘制塔板负荷性能图
画出精馏段或提馏段某块的负荷性能图。
(4)有关具体机械结构和塔体附件的选定
•
*接管规格：
根据流量和流体的性质，选取经验流速，选择标准管道。
*全塔高度：
包括上、下封头，裙座高度。
四. 设计内容
1. 工艺设计 （1）选择工艺流程和工艺条件
a．加料方式 b. 加料状态 c. 塔顶蒸汽冷凝方式 d. 塔釜加热方式 e. 塔顶塔底产品的出料状态 塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。 （2）精馏工艺计算： a. 物料衡算确定各物料流量和组成。 b.经济核算确定适宜的回流比 根据生产经常费和设备投资费综合核算最经济原则，尽量使用计算机进行最 优化计算，确定适宜回流比。 c. 精馏塔实际塔板数 用近似后的适宜回流比在计算机上通过逐板计算得到全塔理论塔板数以 及精馏段和提馏段各自的理论塔板数。 然后根据全塔效率ET，求得全塔、精馏段、提馏段的实际塔板数，确定加 料板位置。
٭塔板结构：塔径、板间距、堰高、开孔率等； ٭物系性质：粘度、密度、表面张力、扩散系数等； ٭操作条件：温度、压强、气速、气液量比等。
第三部分：筛板式精馏塔设计方法
一. 工艺计算 二. 设备计算 三. 辅助设备计算 四. 塔体结构 五. 带控制点工艺流程图
一．工艺计算
主要内容是(1)物料衡算 (2)确定回流比 (3)确定理论板数和实 际板数 (4)塔的气液负荷计算 (5)热量衡算
年处理量 30000 40000 50000
40% 1-5 26-30 51-56
45% 6-10 31-35
50% 11-15 36-40
55% 16-20 41-45
60% 21-25 46-50
三. 设计任务
完成精馏塔工艺设计，精馏设备设计，有关附属设备 的设计和选用，绘制带控制点工艺流程图，塔板结构简图， 编制设计说明书。
2020/4/10
二．塔和塔板主要工艺尺寸的设计
它包括板间距的初估，塔径的计算，塔板液流型式的确定，板上清 液高度、堰长、堰高的初估与计算，降液管的选型及系列参数的计算， 塔板布置和筛板的筛孔和开孔率，最后是水力校核和负荷性能图。
1、板间距 HT 的初估
板间距的大小与液泛和雾沫夹带有密切的关系。板距取大些，塔可 允许气流以较高的速度通过，对完成一定生产任务，塔径可较小；反之， 所需塔径就要增大些。板间距取得大，还对塔板效率、操作弹性及安装 检修有利。但板间距增大以后，会增加塔身总高度，增加金属耗量，增 加塔基、支座等的负荷，从而又会增加全塔的造价。初选板间距时可参 考下表所列的推荐值。
喷射型
并 流 喷 射 ， 液 面 落 差 小
塔板
传 质 表 面 增 大 且 不 断新更， 传 质 效 果 提 高 板 效 率 并 不 是 很 高
气流截面积固定，操作弹性小 a、舌型塔板 —
气相夹带严重，板效率降低 气流截面积可调，操作弹性大
b、浮动喷射塔板 — 存在漏夜和吹干现象，板效率降低
c、浮舌塔板 — 操作弹性大、压降低，特适用减压蒸馏
5.注意事项: 写出详细计算步骤,并注明选用数据的来源; 每项设计结束后,列出计算结果明细表; 设计说明书要求字迹工整,装订成册上交。
第二部分： 板 式 塔
板式塔：
溶剂
逐级接触式，内装塔板，气 液传质在板上液层空间内进行
气体
板式塔
一.塔板结构 筛板塔
结构简单、造价低 筛板优：板 气效 流率 压较 降高 小、液面落差小 缺：小 操孔 作筛 弹板 性易 小堵塞
塔顶塔底的温度，进而求取全塔的平均温度，从而可以根据全
塔平均温度求取全塔平均相对挥发度。
式中： R ---回流
Rmin —最小回流比
—全塔平均相对挥发度
3.理 论 板 数 和 实 际 板 数 的 确 定
（1）逐板法计算理论板数，交替使用操作线方程和相平衡关系。
精馏段操作线方程： yn1
L LD
xn
D LD
xD
提馏段操作线方程：
yn1
L qF L qF W
xn
W L qF W
Xw
xn1 yn (利用操作线方程)
yn xn (利用相平衡关系)
（2）塔顶冷凝器的类型
(i)当塔顶为全凝器时, y1 xd
则自第一块塔板下降的液相组成 x1 与 y1 成相平衡，故可应用相平衡 方程由 y1 计算出 x1，自第二块塔板上升蒸汽组成 y2 与 x1 满足操作线方 程，由操作线方程以小 x1 计算得出 y2.
2. 确定最小回流比
一般是先求出最小回流比，然后根据
R 1.1 — 2 Rmin ,确定回流比
Rmin
是根据汽液相平衡方程
y
1
x
1
q 线方程 y q x xF q 1 q 1
联 立 求 得 交 点 xq
yq ， 然 后 代 入 方 程
Rmin
xD yq
yq xq
其中利用 t～x～y 关系，并借助二次样条插入的方法，求得
沫层较高，汽液两相接触面积大，塔板效率高
筛板的筛孔孔径与开孔率较小时易形成泡沫接触状态
三、塔板上汽液两相的非理想流动现象
雾(液)沫夹带：
*分析： 板间反混 塔板效率降低
*产生原因：
气速过大 板间距过小
*确定原则： 夹带量 0.1kg(液) kg(气)
*防范措施： 适当加大板间距
气泡夹带
空间不均匀流动
3. 附属设备设计和选用 (1)加料泵选型，加料管规格选型 加料泵以每天工作3小时计（每班打1小时）。 大致估计一下加料管路上的管件和阀门。 (2)高位槽、贮槽容量和位置 高位槽以一次加满再加一定裕量来确定其容积。 贮槽容积按加满一次可生产10天计算确定。 (3)换热器选型 对原料预热器，塔底再沸器，塔顶产品冷却器等进行选型。 (4)塔顶冷凝器设计选型 根据换热量，回流管内流速，冷凝器高度，对塔顶冷凝器
化工原理课程设计
——筛板(浮 阀)式精馏塔设计
温州大学 2016年5月
第一部分：化工原理课程设计任务书
一. 设计题目：苯——甲苯混合液筛板(浮阀)精馏塔设计
二. 原始数据
年处理量：25000 30000 35000 40000 45000 50000吨 料液初温：35℃ 料液浓度：40% 45% 50% 55% 60%（苯质量分率） 塔顶产品浓度：98.5%（苯质量分率） 塔底釜液含甲苯量不低于 98%(以质量计) 每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修） 精馏塔塔顶压强：4 kpa（表压） 冷却水温度：10℃ 饱和水蒸汽压力：0.25Mpa(表压) 设备型式：筛板(浮阀)塔 厂址：温州地区
(ii)当塔顶为分凝器时, x0 xd K
先求出分凝器内与 xd 成相平衡的 x0,再由操作线方程以 x0 计算得出 y1，然后由相平衡方程由 y1 计算出 x1，如此交替地使用操作线方程和相 平衡关系逐板往下计算，直到规定的塔底组成为止，得到理论板数和加 料位置。
（3）加料板位置的确定
求出精馏段操作线和提馏段操作线的交点 xq 、yq ，并以 xq 为分
理论板数
实际板数
NT NP
100%(NT不包括蒸馏釜)
单板效率EM
(默弗里效率)
—
气相表示:
EMV
yn yn*
yn yn
1 1
；yn*
xn 1 ( 1)xn
液相表示：EML
xn1 xn1
xn xn*
；xn*
yn
(1 ) yn
塔板效率
说明： ٭不同板的 E M 通常不相等； ٭总板效率 E0 1， 但 E0 EM 。 影响因素：
塔板上汽液两相的流动现象 漏液：
塔板上汽液两相的流动现象
*危害性：
一般：板效率下降 严重：不能操作 （漏液量
10%液体流量）
(此时为气速下限漏夜气速)
*产生原因：
气流过小 气布不均
*防范措施： ——预留安定区
五、塔板效率、塔高及塔径计算
塔板效率： 表示法：
塔板效率
总板效率E0 (全塔效率)
三种塔板的比较:
生产能力： 筛板 >浮阀 >泡罩
压降：
泡罩 >浮阀 >筛板
操作弹性： 浮阀 >泡罩 >筛板
造价：
泡罩 >浮阀 >筛板
板效率： 浮阀、筛板相当 >泡罩
塔板类型 喷射型塔板：
板式塔
舌形塔板
浮舌塔板
无 溢 流 堰 ， 液 层 较 薄压，降 降 低 雾 沫 夹 带 少 ， 气 速 可高较， 生 产 能 力 增 大
二.塔板上汽液两相的流动现象
➢气液接触状态
塔板上汽液两相的流动现象
塔板上汽液两相的流动现象
塔板上汽液两相的流动现象
注意
通常希望在泡沫状态、喷射状态或两者的过渡状态下操作 液汽比较大时处于泡沫状态，较小时处于喷射状态 易挥发组分与难挥发组分的表面张力的相对大小对汽液 接触状态有影响
σ易＜σ难，宜在泡沫状态下操作 这时汽液两相所形成的泡沫层中的气泡稳定，泡
泡罩塔板：
优：不易漏液和堵塞、操作弹性高、板效率稳定
泡罩 塔板
结构复杂、造价高 液层厚，气流压降大
缺：雾沫夹带严重，气速受到限制
板效率低、生产能力低 渐被淘汰
浮阀塔板：
生 产 能 力 大 、 操 作 弹大性
优
气 ：
流
压
降
小
、
液
面
落小差
浮 阀 塔 板
板效率较高
造 价 低
缺 ： 不 宜 处 理 易 结 焦粘或度 大 的 系 统
塔设备的生产能力一般以千克/小时或吨/年表示，但在理论板 计算时均须转换成kmol/h,在塔板设计时，气液流量又须用体积 流量m3/s表示。因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位。
1.全塔物料衡算：
F=D+W FxF=DxD+WxW 塔顶产品易挥发组分回收率η为： η= DxD/FxF 式中:F、D、W分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液的摩尔流 量(kmol/h), xF、xD、xW分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液组 成的摩尔分率
对于多组分的液相粘度： L
xi Li
Li —液态组分 i 的粘度, mpa s
xi — 液相中组分 i 的摩尔分率
实际理论板数
N实
N理 ET
4、塔的气液负荷计算
(1)、精馏段气液负荷计算
V R 1D
L RD
VS
VMVm
3600 Vm
LS
LM Lm
3600 Lm
V—塔内气体摩尔流量 kmol/h
气体流速不均匀 液体流速不均匀
四、塔板上汽液两相的不正常流动现象
液泛(淹塔)：
塔板上汽液两相的流动现象
*危害性： 操作被完全破坏
*产生原因：
液流过大 液体来不及下流 液泛 过量雾沫夹带
气流过大
(上限为液泛气Leabharlann Baidu )
过量雾沫夹带
上下板间压降 降液管负担
液泛
*防范措施： ——优化板结构,增大板间距,可提高液泛气速
量、塔底产品带出的热量、塔设备的热损失、塔釜加热量、进料带入 的热量、回流带入热量、
其中：塔设备的热损失 Q L 0.1Q B
再沸器热负荷 QB 1.1 QV QW QR QF
冷凝器热负荷 Q C Q V Q D Q R
QC 、 QD —分别为塔顶冷凝器带走热量、塔顶产品带走热量