板式塔设计
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R xD xn 精馏段操作线方程： yn 1 R 1 R 1
qnL qnD xn xD 或 yn1 qnV qnV q 'nL qnW 提馏段操作线方程： yn 1 xn xW q 'nV q 'nV
qnL qqnF qnW xn xW 或 yn1 qnL qqnF qnW qnL qqnF qnW
①液沫夹带量eV
由
qm L
s
和泛点率为0.846查图10.2.27, 得ψ=0.10
qVL L eV= q m V 1 qVV v
s
或由式
，符合要求。
②塔板阻力hf
塔板阻力hf， hf=h0+hL+hσ 根据 查得
C0
m液柱
d /δ
hL hW hOW
将
，
how与qVLh，液体通过降液管的流动阻力hd与qVLh，hf与
qVVh、qVLh的关系全部代入，整理得
2 2 2/3 a' qVVh b'c' qVLh d ' qVLh
a' q
2 VVh
b'c' q
2 VLh
d'q
2/3 VLh
b' H T ( 1)hw 0.6 0.4 (0.6 0.6 1) 0.05 0.19
FLV
0.07 0.1
qVL s qVV s
0.2
0.3 0.4
0.7 1.0
l v
初选塔板间距HT=0.4m，由图查得C20=0.075 气体负荷因子 液泛气速
取泛点率0.8 （一般液体 0.6 ~0.8，易起泡0.5 ~ 0.6），
操作气速u和所需的气体流道截面积A为：
qVV s A u
3 2/3 4.58 10 3 157 .6qVLh 0.3125 2 1 3 3 0 . 4 2 . 5 0 . 05 7 . 1 10 ( q ) VL h 0.65 2 / 3
由上式可作得过量泡沫夹带线如图10.2.32之曲线①。
①
⑤
选取单流型、弓形降液管挡板，并取 则 塔板截面积 塔径 按塔设备系列标准圆整，
（0.05~0.08）
取实际塔径为D=1m。
系列化标准： 0.4, 0.5, 0.6, 0.7, 0.8, 0.9, 1.0, 1.2, 1.4, 1.6, 1.8, 2.0m 等
A D Ad
塔板截面积 降液管截面积 气体流道截面积 可求得实际操作气速 泛点率＝
qv
②
④
③
qV 图 10.2.32 ห้องสมุดไป่ตู้设计筛板的负荷性能图
② 液相下限线 为使液体流动均匀，提高效率，how应不小于6mm 令 qVLh=
① ⑤
q 3 VL h how 2.84 10 E l W
2/3
0.006
取E=1，
可作得如图所示的
qv
垂线②。
② ③
8
2
m液柱
取液面落差△＝0
Hd=0.05+0.134+0.0014 +0.103 =0.168m
取降液管中泡沫层的相对密度υ=0.6(一般0.5~0.6），则
降液管内实际泡沫层高度
0.168 H 0.28m 0.6
' d
Hd
故不会产生降液管液泛。
④液体在降液管中停留的时间τ 为避免严重的气泡夹带，使塔板传质性能降低， 要有足够的停留时间，一般≥3s，易起泡≥5s。
5.7 10 u ev H H f T
3 3.2
式中Hf 为板上泡沫层高度： H f 2.5(hW hOW ) 将有关变量与qVVh、qVLh的关系代入整理，
u=qVVh/3600A， how 2.84 10
3
qVL h E l W
⑤ 图解法求理论板数NT
根据梯级数可
得NT和进料板NF。
2 3
1
D
Q F
C
5
4
W xW xF xD
2. 实际板数的计算 ① 总板效率ET的确定
平均相对挥发度α=2.47，塔平均温度tm=95.4℃，
上册附录I查液体黏度，进料液体黏度ηL=∑ηiFLxiF，
ET=0.49(αηL)-0.245
② 实际板层数计算
① ⑤
qv
② ③
④
qV
所设计筛板的主要结果汇总如下表：
结构及其尺寸
型式 单溢流弓形降液管
操作性能
操作气速u/(m/s) 1.1
塔径D/m 塔板间距HT/m
降液管截面积Ad/m2 有效传质区面积 Aa/m2 溢流堰高度hw/m 溢流堰长lw/m 筛孔直径do/m 开孔率υ 底隙hb/m
1 0.4
0.055 0.502 0.05 0.65 0.004 0.1 0.03
1.0
精馏段实际板数
总板效率 ET
0. 8 0. 6
=N精/ET 提馏段实际板数 =N提/ET
0. 4
0. 2 0.1 0. 1 0.2 0.4 0.6 1.0 2
精馏塔效率关联曲线
/ mPa s
L
4
6
10
三、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 分离。已知该塔精馏段的气相流率为100kmol/h，液相流 设计一筛孔塔板，并绘出其负荷性能图。 解：（1） 物性数据 据：气相密度ρV=2.7kg/m3，液相密度ρL=820kg/m3， 液相表面张力σ=21mN/m。
①
⑤
qv
②
③
④
qV
④ 液相上限线 为避免严重的气泡夹带，液体在降液管停留时间
不小于3~5s，
令 得 qVLh=
Ad H T Ad H T 5s qVLs qVLh / 3600
可作得如图10.2.32之垂线④。
⑤ 降液管液泛线
降液管不发生液泛的条件，实际泡沫层高度
令 H d' H d H T hw
qVVs 0.8 u 1.1m / s A 0.73
A D Ad
（3） 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT 提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT 为便于检修和安装，常设有人孔，人孔净尺寸约 0.5m，加上法兰约0.8m。 精馏塔有效高度Z= Z精+Z提+0.8n，n为人孔个数。
Ad H T 0.055 0.4 11.9s＞5s 3 qVLs 1.85 10
满足要求。
⑤严重漏液校核 漏液时干板阻力
漏液点气速u0’与筛孔气速比，k为稳定系数。 k=2.369>1.5～2.0，满足稳定性要求。 并可求得漏液点气速 各项校核均满足要求，所设计筛板可用。
（6）负荷性能图 ① 过量液沫夹带线 令液沫夹带量最高允许量为
取筛孔直径d0=4mm（3~8mm），筛孔中心距t=3d0=12mm。 开孔率 故筛孔总截面积 筛孔气速 筛孔个数
qVVs 0.8 u0 16.2m / s A0 0.0502
bc r x
3.5-2.5
bs
lW
有效传质区
bd
选取塔板厚度δ=4mm（3~4mm），取堰高hw=0.05m （40~80mm）由 故堰长lw=0.65D=0.65m。
联立解得 qnD kmol/h、qnW kmol/h
二、塔板数的确定
1. 理论塔板数NT的求取
苯-甲苯混合物属理想物系，采用图解法求理论板数。
① 绘制相平衡图
苯对甲苯的相对挥发度平均值α=2.6，根据 x y 绘出相平衡图x-y图。 1 ( 1) x
② 求取最小回流比Rmin及R 泡点进料，q=1，取R=nRmin。
由上述关系可作得降液管液泛线如图10.2.32之曲线⑤。
①
⑤
qv
②
③
④
qV
从负荷性能图看出：设计点位于正常操作区的适中
部位，表明该塔板对气液负荷的波动有较好的适应能力。
由图可查得qVLh,max=3950m3/h，qVLh,min=1060m3/h，故操 作弹性为
3950 3.73 。 1060
（4）塔板布置和其余结构尺寸的选取 取进、出口安定区宽度b’s=bs=0.07m（50~100mm）， 边缘宽度bc=0.05m。根据 ，由图10.2.23可查得
故降液管宽度bd=0.125D=0.125m
bc
bs
r x
lW
bd
对单流型弓形降液管，
故有效传质区面积
bc
bs
r x
lW
有效传质区
bd
流，塔釜采用间接蒸汽加热。
一、精馏塔的物料衡算
1. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
苯的摩尔质量MA=78kg/kmol， 甲苯的摩尔质量MB=92kg/kmol， 原料液的平均摩尔质量MF=xFMA+（1-xF）MB
m F / 78 xF m F / 78 (1 m F ) / 92
0.2 0.1 0.09 0.07 0.06 0.05 0.04 0.03 0.02
FLV
qVL s qVV s
L 1.85 10 3 V 0 .8
HT=0.6 0.45
0.3 0.15
820 0.04 2 .7
C20 uf
V L V
0.01 0.01
0.02 0.03 0.04
泛点率 堰上方液头高度how/m
筛孔气速uo/(m/s)，m/s 塔板阻力hf/m液柱 降液管清液层高度Hd/m 液体在降液管中停留时间 τ/s 稳定系数k 操作弹性 降液管内液体流速ud/(m/s)
0.846 0.0134
16.2 0.103 0 .168 11.9 1.36 3.73 0.033
xe ye 1 ( 1) xe
q=1 q>1 0<q<1 q=0 q<0
q 1, xe xF
(xe, ye)→ Rmin
x D ye ye xe
xW xF xD
③ 求取精馏塔的气液相负荷 qnL=RqnD，qnV=（R+1）qnD qnL’=qnL+qqnF，qnV’=qnV+（q-1）qnF ④ 求操作线方程
取0 1.006 E
2/3
可得
qVV h 8.81 10 A
3 1 3.2
qVL h 2 3 3 ) H T 2.5hW 7.110 ( lW
将前选取的塔板结构尺寸及有关值代入，得
qVV h 8.81 10 0.73 21
《化工原理》课程设计
—板式塔及其工艺设计计
算
设计题目：分离苯-甲苯混合液的筛板精馏塔。 在一常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合 物。已知原料液的处理量为qmFkg/h，组成为mF（苯
的质量分数，下同），要求塔顶馏出液的组成为 mD，
塔底釜液的组成为mW。
设计中采用泡点进料，塔顶设置全凝器，泡点回
例： 苯－甲苯混合物在常压下用一连续精馏塔进行
流率为70kmol/h，试根据塔顶条件（物性近似按纯苯计算）
常压下纯苯的饱和温度为80℃，查得此时有关物性数
（2） 初估塔径 qVVh， qVVs qnV 气相流量＝100kmol/h或7800kg/h或2889m3/h或0.8m3/s 液气流量＝70kmol/h或5460kg/h或6.66m3/h或1.85×10-3m3/s 两相流动参数
由
qV
气体动能因子 查得塔板上液层的充气系数
故 hL=0.6(0.05+0.0134) =0.38m液柱
Fa ua V
1/ 2
m kg 1 / 2 3 s m
m液柱 m液柱
③降液管液泛校核 管中液柱高度 液体通过降液管的阻力
qVLh hd 1.18 10 l h w b
④
qV
③ 严重漏液线
由漏点气速
' ' u0 C 0 2 gh0
/ 3600 L qVLh V V A0
严重漏液时干板阻力
近似取C0为前计算值不变，并将式how和qVLh关系代入 整理可得，
qVVh a(b cq
2 / 3 1/ 2 VLh
)
由上述关系可作得严重漏液线如图10.2.32之曲线③。
m D / 78 xD m D / 78 (1 m D ) / 92
mW / 78 xW mW / 78 (1 mW ) / 92
3. 物料衡算 原料处理量 qnF=mF/MF kmol/h 总物料衡算 qnF=qnD+qnW 苯物料衡算 qnFxF=qnDxD+qnWxW
bc
，查图10.2.23得
bs
r x
lW
有效传质区
bd
q 3 VL h 由式 how 2.84 10 E l W
0.006 E=1，堰上方液头高度 近似取
2/3
考虑到物料比较清洁，
且液相流率不大，
取底隙hb=0.03m(30~40mm)。
（5）塔板校核
qnL qnD xn xD 或 yn1 qnV qnV q 'nL qnW 提馏段操作线方程： yn 1 xn xW q 'nV q 'nV
qnL qqnF qnW xn xW 或 yn1 qnL qqnF qnW qnL qqnF qnW
①液沫夹带量eV
由
qm L
s
和泛点率为0.846查图10.2.27, 得ψ=0.10
qVL L eV= q m V 1 qVV v
s
或由式
，符合要求。
②塔板阻力hf
塔板阻力hf， hf=h0+hL+hσ 根据 查得
C0
m液柱
d /δ
hL hW hOW
将
，
how与qVLh，液体通过降液管的流动阻力hd与qVLh，hf与
qVVh、qVLh的关系全部代入，整理得
2 2 2/3 a' qVVh b'c' qVLh d ' qVLh
a' q
2 VVh
b'c' q
2 VLh
d'q
2/3 VLh
b' H T ( 1)hw 0.6 0.4 (0.6 0.6 1) 0.05 0.19
FLV
0.07 0.1
qVL s qVV s
0.2
0.3 0.4
0.7 1.0
l v
初选塔板间距HT=0.4m，由图查得C20=0.075 气体负荷因子 液泛气速
取泛点率0.8 （一般液体 0.6 ~0.8，易起泡0.5 ~ 0.6），
操作气速u和所需的气体流道截面积A为：
qVV s A u
3 2/3 4.58 10 3 157 .6qVLh 0.3125 2 1 3 3 0 . 4 2 . 5 0 . 05 7 . 1 10 ( q ) VL h 0.65 2 / 3
由上式可作得过量泡沫夹带线如图10.2.32之曲线①。
①
⑤
选取单流型、弓形降液管挡板，并取 则 塔板截面积 塔径 按塔设备系列标准圆整，
（0.05~0.08）
取实际塔径为D=1m。
系列化标准： 0.4, 0.5, 0.6, 0.7, 0.8, 0.9, 1.0, 1.2, 1.4, 1.6, 1.8, 2.0m 等
A D Ad
塔板截面积 降液管截面积 气体流道截面积 可求得实际操作气速 泛点率＝
qv
②
④
③
qV 图 10.2.32 ห้องสมุดไป่ตู้设计筛板的负荷性能图
② 液相下限线 为使液体流动均匀，提高效率，how应不小于6mm 令 qVLh=
① ⑤
q 3 VL h how 2.84 10 E l W
2/3
0.006
取E=1，
可作得如图所示的
qv
垂线②。
② ③
8
2
m液柱
取液面落差△＝0
Hd=0.05+0.134+0.0014 +0.103 =0.168m
取降液管中泡沫层的相对密度υ=0.6(一般0.5~0.6），则
降液管内实际泡沫层高度
0.168 H 0.28m 0.6
' d
Hd
故不会产生降液管液泛。
④液体在降液管中停留的时间τ 为避免严重的气泡夹带，使塔板传质性能降低， 要有足够的停留时间，一般≥3s，易起泡≥5s。
5.7 10 u ev H H f T
3 3.2
式中Hf 为板上泡沫层高度： H f 2.5(hW hOW ) 将有关变量与qVVh、qVLh的关系代入整理，
u=qVVh/3600A， how 2.84 10
3
qVL h E l W
⑤ 图解法求理论板数NT
根据梯级数可
得NT和进料板NF。
2 3
1
D
Q F
C
5
4
W xW xF xD
2. 实际板数的计算 ① 总板效率ET的确定
平均相对挥发度α=2.47，塔平均温度tm=95.4℃，
上册附录I查液体黏度，进料液体黏度ηL=∑ηiFLxiF，
ET=0.49(αηL)-0.245
② 实际板层数计算
① ⑤
qv
② ③
④
qV
所设计筛板的主要结果汇总如下表：
结构及其尺寸
型式 单溢流弓形降液管
操作性能
操作气速u/(m/s) 1.1
塔径D/m 塔板间距HT/m
降液管截面积Ad/m2 有效传质区面积 Aa/m2 溢流堰高度hw/m 溢流堰长lw/m 筛孔直径do/m 开孔率υ 底隙hb/m
1 0.4
0.055 0.502 0.05 0.65 0.004 0.1 0.03
1.0
精馏段实际板数
总板效率 ET
0. 8 0. 6
=N精/ET 提馏段实际板数 =N提/ET
0. 4
0. 2 0.1 0. 1 0.2 0.4 0.6 1.0 2
精馏塔效率关联曲线
/ mPa s
L
4
6
10
三、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 分离。已知该塔精馏段的气相流率为100kmol/h，液相流 设计一筛孔塔板，并绘出其负荷性能图。 解：（1） 物性数据 据：气相密度ρV=2.7kg/m3，液相密度ρL=820kg/m3， 液相表面张力σ=21mN/m。
①
⑤
qv
②
③
④
qV
④ 液相上限线 为避免严重的气泡夹带，液体在降液管停留时间
不小于3~5s，
令 得 qVLh=
Ad H T Ad H T 5s qVLs qVLh / 3600
可作得如图10.2.32之垂线④。
⑤ 降液管液泛线
降液管不发生液泛的条件，实际泡沫层高度
令 H d' H d H T hw
qVVs 0.8 u 1.1m / s A 0.73
A D Ad
（3） 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT 提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT 为便于检修和安装，常设有人孔，人孔净尺寸约 0.5m，加上法兰约0.8m。 精馏塔有效高度Z= Z精+Z提+0.8n，n为人孔个数。
Ad H T 0.055 0.4 11.9s＞5s 3 qVLs 1.85 10
满足要求。
⑤严重漏液校核 漏液时干板阻力
漏液点气速u0’与筛孔气速比，k为稳定系数。 k=2.369>1.5～2.0，满足稳定性要求。 并可求得漏液点气速 各项校核均满足要求，所设计筛板可用。
（6）负荷性能图 ① 过量液沫夹带线 令液沫夹带量最高允许量为
取筛孔直径d0=4mm（3~8mm），筛孔中心距t=3d0=12mm。 开孔率 故筛孔总截面积 筛孔气速 筛孔个数
qVVs 0.8 u0 16.2m / s A0 0.0502
bc r x
3.5-2.5
bs
lW
有效传质区
bd
选取塔板厚度δ=4mm（3~4mm），取堰高hw=0.05m （40~80mm）由 故堰长lw=0.65D=0.65m。
联立解得 qnD kmol/h、qnW kmol/h
二、塔板数的确定
1. 理论塔板数NT的求取
苯-甲苯混合物属理想物系，采用图解法求理论板数。
① 绘制相平衡图
苯对甲苯的相对挥发度平均值α=2.6，根据 x y 绘出相平衡图x-y图。 1 ( 1) x
② 求取最小回流比Rmin及R 泡点进料，q=1，取R=nRmin。
由上述关系可作得降液管液泛线如图10.2.32之曲线⑤。
①
⑤
qv
②
③
④
qV
从负荷性能图看出：设计点位于正常操作区的适中
部位，表明该塔板对气液负荷的波动有较好的适应能力。
由图可查得qVLh,max=3950m3/h，qVLh,min=1060m3/h，故操 作弹性为
3950 3.73 。 1060
（4）塔板布置和其余结构尺寸的选取 取进、出口安定区宽度b’s=bs=0.07m（50~100mm）， 边缘宽度bc=0.05m。根据 ，由图10.2.23可查得
故降液管宽度bd=0.125D=0.125m
bc
bs
r x
lW
bd
对单流型弓形降液管，
故有效传质区面积
bc
bs
r x
lW
有效传质区
bd
流，塔釜采用间接蒸汽加热。
一、精馏塔的物料衡算
1. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
苯的摩尔质量MA=78kg/kmol， 甲苯的摩尔质量MB=92kg/kmol， 原料液的平均摩尔质量MF=xFMA+（1-xF）MB
m F / 78 xF m F / 78 (1 m F ) / 92
0.2 0.1 0.09 0.07 0.06 0.05 0.04 0.03 0.02
FLV
qVL s qVV s
L 1.85 10 3 V 0 .8
HT=0.6 0.45
0.3 0.15
820 0.04 2 .7
C20 uf
V L V
0.01 0.01
0.02 0.03 0.04
泛点率 堰上方液头高度how/m
筛孔气速uo/(m/s)，m/s 塔板阻力hf/m液柱 降液管清液层高度Hd/m 液体在降液管中停留时间 τ/s 稳定系数k 操作弹性 降液管内液体流速ud/(m/s)
0.846 0.0134
16.2 0.103 0 .168 11.9 1.36 3.73 0.033
xe ye 1 ( 1) xe
q=1 q>1 0<q<1 q=0 q<0
q 1, xe xF
(xe, ye)→ Rmin
x D ye ye xe
xW xF xD
③ 求取精馏塔的气液相负荷 qnL=RqnD，qnV=（R+1）qnD qnL’=qnL+qqnF，qnV’=qnV+（q-1）qnF ④ 求操作线方程
取0 1.006 E
2/3
可得
qVV h 8.81 10 A
3 1 3.2
qVL h 2 3 3 ) H T 2.5hW 7.110 ( lW
将前选取的塔板结构尺寸及有关值代入，得
qVV h 8.81 10 0.73 21
《化工原理》课程设计
—板式塔及其工艺设计计
算
设计题目：分离苯-甲苯混合液的筛板精馏塔。 在一常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合 物。已知原料液的处理量为qmFkg/h，组成为mF（苯
的质量分数，下同），要求塔顶馏出液的组成为 mD，
塔底釜液的组成为mW。
设计中采用泡点进料，塔顶设置全凝器，泡点回
例： 苯－甲苯混合物在常压下用一连续精馏塔进行
流率为70kmol/h，试根据塔顶条件（物性近似按纯苯计算）
常压下纯苯的饱和温度为80℃，查得此时有关物性数
（2） 初估塔径 qVVh， qVVs qnV 气相流量＝100kmol/h或7800kg/h或2889m3/h或0.8m3/s 液气流量＝70kmol/h或5460kg/h或6.66m3/h或1.85×10-3m3/s 两相流动参数
由
qV
气体动能因子 查得塔板上液层的充气系数
故 hL=0.6(0.05+0.0134) =0.38m液柱
Fa ua V
1/ 2
m kg 1 / 2 3 s m
m液柱 m液柱
③降液管液泛校核 管中液柱高度 液体通过降液管的阻力
qVLh hd 1.18 10 l h w b
④
qV
③ 严重漏液线
由漏点气速
' ' u0 C 0 2 gh0
/ 3600 L qVLh V V A0
严重漏液时干板阻力
近似取C0为前计算值不变，并将式how和qVLh关系代入 整理可得，
qVVh a(b cq
2 / 3 1/ 2 VLh
)
由上述关系可作得严重漏液线如图10.2.32之曲线③。
m D / 78 xD m D / 78 (1 m D ) / 92
mW / 78 xW mW / 78 (1 mW ) / 92
3. 物料衡算 原料处理量 qnF=mF/MF kmol/h 总物料衡算 qnF=qnD+qnW 苯物料衡算 qnFxF=qnDxD+qnWxW
bc
，查图10.2.23得
bs
r x
lW
有效传质区
bd
q 3 VL h 由式 how 2.84 10 E l W
0.006 E=1，堰上方液头高度 近似取
2/3
考虑到物料比较清洁，
且液相流率不大，
取底隙hb=0.03m(30~40mm)。
（5）塔板校核