精馏塔设计.

化工原理课程设计
设计题目：常压、连续精馏塔分离苯—氯苯设计
一、设计说明.............................................................................................................................. - 2 -
1.1、设计题目..................................................................................................................... - 2 -
1.2、设计任务及条件......................................................................................................... - 2 -
a. 进料状态：泡点进料........................................................................................................... - 2 -
h. 加热方式：塔釜间接蒸汽加热............................................................................................. - 3 -
二、精馏塔设计内容.................................................................................................................. - 3 -
2.1.1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率与摩尔流量.............................................. - 3 -
2.2物料衡算........................................................................................................................ - 3 -
三、塔板数的确定...................................................................................................................... - 3 -
3.1温度............................................................................................................................... - 4 -
3.2密度............................................................................................................................... - 4 -
3.3混合液体表面张力....................................................................................................... - 7 -
3.4混合物的粘度............................................................................................................... - 8 -
3.4操作压力....................................................................................................................... - 8 -
3.5精馏塔有效高度的计算................................................................................................ - 8 -
四、筛板塔工艺计算 .................................................................................................................. - 9 -
4.1塔径计算 ....................................................................................................................... - 9 - 4.2塔径和空塔气速的计算（只对精馏段做计算） ..................................................... - 10 - 4.3塔板详细设计 ............................................................................................................. - 10 - 4.4塔板流体力学校核 ..................................................................................................... - 12 - 4.5负荷性能图 ................................................................................................................. - 14 - 五、数据汇总及符号说明 ........................................................................................................ - 20 - 六、符号说明：（英文字母） ................................................................................................ - 23 -
一、设计说明
1.1、设计题目
常压、连续精馏塔分离苯—氯苯设计 1.2、设计任务及条件
进料组成：35.0x =F f （kg/h ）= 2500 a. 进料状态： 泡点进料 b. 塔顶进入全凝器 c. 回流比： min 6.1R R = d. 单板压降：0.5—0.7 kPa e. 全塔压降：30kPa 以内 f. 总塔效率为： T E =0.60
g. 分离要求：90.0x =D （摩尔分数),回收率为95.0=η
h. 加热方式：塔釜间接蒸汽加热
二、精馏塔设计内容
2.1.1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率与摩尔流量 F x =0.35 D x =0.90 （摩尔分率）
苯的摩尔质量：M 丙酮=78.11kg/kmol 氯苯的摩尔质量：M 水=112.56kg/kmol
2.2物料衡算
原料液的平均摩尔质量
Kmol kg M F /5025.10056.112)35.01(11.7835.0=⨯-+⨯=
原料量处理量 h k m o l F /875.245025
.1002500
==
总物料衡算 W D +=875.24
回收率η=D D X /F F X =0.95，带入数据可求得D=9.19kmol/h
丙酮的物料衡算 24.875=9.19+W
Xw W ⨯+⨯=⨯9.019.935.0875.24 联立解得 h kmol D /19.9= h kmol W /685.15= Xw=0.0277kmol/h
三、塔板数的确定
苯—氯苯属理想物系:
查得苯---氯苯相对挥发度α=4.41 相平衡曲线x
41.31x
41.4y +=
精馏段操作线477.04698
.0+=x y 提馏段操作线025.0905.1y +=x 由y 1=x D =0.9 逐板计算的下表 Y1 0.9 X1 0.6711 Y2
0.7923
X2
0.4638
Y3 0.6949 X3 0.3401 Y4 0.6729 X4 0.3181 Y5 0.6310 X5 0.2794 Y6
0.5573
X6
0.2221
X3<0.35; X6<0.027
全塔共6块理论板，第3块板为进料板，精馏段共2块板，提馏段4块板。

实际板数106
.06
==
=
η
T
N N 圆整为10块板 精馏段实际板数为4块，提馏段实际板数为6块板。

3.1温度
利用表中数据由内插法分别求得F t ，D t 和W t 1）F t =87.0℃ 2）D t =107.0℃ 3）W t =127.5℃
4）精馏段平均温度：-
1t =
2
D F t t +=2107
87+=97℃
5）提馏段平均温度：-2t =2
W F t
t +=25.12787+=117.25℃
3.2密度
已知：混合液密度：
L
ρ1
=
A
A
a ρ+
B
B
a ρ
混合气密度：V ρ =
T
MT 4.220
进料气相组成： F y =0.5009 塔顶气相组成：D y =0.9
塔釜气相组成：W y =0.097 1）精馏段
液相组成：1X =（D X +F X )/2=0.671
气相组成：1y =（D y +F y ）/2=(0.9+0.787)/2=0.9000 所以 1L M 97.807kg/kmol 1V M =88.429kg/kmol 2）提馏段
液相组成：2X =(W X +F X )/2=0.186
气相组成：2y =（W y +F y ）/2=（0.142+0.787）/2=0.501 所以 2L M =108.957kg/kmol 2V M =102.261kg/kmol 求出在温度F t 、D t 、W t 下苯和氯苯的密度。

F t =97.0℃，
79380590100--=aF
p -80590
97- 求得aF ρ =779.3kg •3-m
1015102810090--=1028
90
97--bF p 求得bF ρ =1011kg •3-m
F p 1=6.7965.0+1021
5.01- 求得F ρ =895.15kg •3-m D t =90.7℃，
80579390100--=805
p 90
7.90--aD 求得aD ρ =808.6kg •3-m
1028101590100--=1028
90
7.90--bD p 求得bD ρ =1031.3kg •3-m
D p 1=8059.0+1028
9.01- 求得D ρ =871.078kg •3-m W t =127.0℃，
770757120130--=770
120
127--aW p 求得aW ρ =760.9kg •3-m
997985120130--=997
120
127--bW p 求得 bW ρ=988.6kg •3-m
W p 1=9
.796053.0+6.988053.01- 求得W ρ =948.077kg •3-m
所以 1L ρ =
2
F D p p +=2078.87115.895+=883.114kg •3-m
2L ρ =2F W p p +=2077
.94815.895+=921.6135kg •3-m
LF M =F X ×78.11+(1-F X )×112.56=0.50×78.11+(1-0.50)×
112.56=98.854kg/kmol
LD M =D X ×78.11+(1-D X )×112.56=89.411kg/kmol
LW M =W X ×78.11+(1-W X )×112.56=106.173kg/kmol 1L M =
2LD
LF M M +=97.807kg/kmol 2L M =2
LW
LF M M +=108.957kg/kmol
VF M =F y ×78.11+(1-F y )×112.56=95.304kg/kmol VD M =
D y ×78.11+(1-D y )×112.56=0.9×78.11+(1-0.9)×
112.56=81.555kg/kmol
VW M =W y ×78.11+(1-W y )×112.56=109.218kg/kmol 1V M =
2
VD
VF M M +=88.429kg/kmol 2V M =2
VW
VF M M +=102.261kg/kmol
VF ρ =()
97273.1522.4273.15
304.95+⨯⨯=3.140kg •3-m
VD ρ =()
90273.1522.4273.15
555.81+⨯⨯=2.733kg •3-m
VW ρ =
()
127273.1522.4273.15
218.109+⨯⨯=3.328kg •3-m
1V ρ =
2
VF
VD p p +=2.9365kg •3-m
2V ρ =2
VF
VW p p +=3.234kg •3-m
3.3混合液体表面张力
y m
σ=∑n
i
y i i x σ
求出在温度F t 、D t 、W t 下丙酮和水的表面张力。

苯的表面张力：
27.2185.1890100--=27
.2180
97--aF σ 求得aF σ=18.024mN/m
27.2185.1880100--=27
.2180
7.90--aD σ 求得aD σ=20.423mN/m
49.1617.14120140--=49
.16120
127--aW σ 求得aW σ=15.678mN/m
氯苯的表面张力：
75.2357.2180100--=57
.2380
97--bF σ 求得bF σ=20.818mN/m
75.2357.2180100--=75
.2380
7.90--bD σ 求得bD σ=22.987mN/m
42.1932.17120140--=42
.19120
127--bW σ 求得bW σ=18.685mN/m
F σ=F X ×aF σ+（1-F X ）×bF σ
=19.840mN/m
D σ=D X ×aD σ+（1-D X ）×bD σ
=20.679mN/m
W σ=W X ×aW σ+（1-W X ）×bW σ
=18.601mN/m
1)精馏段的平均表面张力
1σ=2
D
F σσ+=20.260mN/m
2)提馏段的平均表面张力
2σ=2
W
F σσ+=19.221mN/m
3.4混合物的粘度
求出在温度1-
t ，2-
t 下苯和氯苯的粘度。

-
1t =90.7℃，1a μ：
308.0255.080100--=308
.080
7.901--a μ 求得1a μ=0.241mPa •s
1b μ：
478.0363.080100--=478
.080
7.901--b μ 求得1b μ=0.266mPa •s
-
2t =127℃， 2a μ：
215.0184.0120140--=215
.0120
1272--a μ 求得2a μ=0.204mPa •s
2b μ：313.0279.0120140--=313
.0120
1272--b μ 求得2b μ=0.226mPa •s
1）精馏段粘度
1μ=1a μ×1X +1b μ×（1-1X ） =0.275mPa •s 2）提馏段粘度
2μ=2a μ×2X +2b μ×（1-2X ） =0.241mPa •s 3.4操作压力
塔顶操作压力 P D =101.3kPa 每层塔板压降 ΔP=0.7kPa
进料板压力 P F =101.3+0.7×4=104.1kPa 精馏段平均压力 P m =（101.3+103.4）/2=102.7kPa
3.5精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
Z 精=（N 精-1）H T =4×0.4=1.6m
提馏段有效高度为
Z 提=（N 提-1）H T =6×0.4=2.4m
四、筛板塔工艺计算 4.1塔径计算
D=
u
V S
π4 1.气液体积流量计算 已知：R=0.886 1）精馏段
L=RD=0.8886×9.19=8.14kmol/h=0.0261kmol/s
V=(R+1)D=(0.886+1)×9.19=17.33134kmol/h=0.04815kmol/s
已知：1L M =97.807kg/kmol ，1V M =88.429kg/kmol ，1L ρ =871.078g •3-m ， 1V ρ =2.9365kg •3-m
则质量流量：1L =1L M ×L =97.807x0.0261=2.553kg/s.. 1V =1V M ×V = 88.429×0.04815=4.2579kg/s 体积流量：1S L =
1
1
L L ρ=
078
.871553
.2=0.0029313m /s
1S V =1
1
V V ρ=
9365
.22579
.4=1.453m /s 2）提馏段
'L =L +qF=33.016kmol/s=0.09171kmol/s 'V =V +(q-1)F=17.331kmol/h=0.04814kmol/s
已知：2L M =108.957kg/kmol ，2V M =102.261kg/kmol ，2L ρ=948.077kg •3-m ， 2V ρ=3.234kg •3-m
则质量流量：2L =2L M ×'L =9.9913kg/s
2V =2V M ×'V =4.940kg/s 体积流量：2S L =
2
2
L L ρ=
077
.9489913
.9=0.01053m /s
2S V =
2
2
V V ρ=
234
.3940
.4=1.52753m /s 4.2塔径和空塔气速的计算（只对精馏段做计算）
安全系数=（0.6~0.8），u =（安全系数）×max u ，max u =V
V
L C
ρρρ-, 此处取安全系数=0.6，取板间距T H =0.4m ，板上液层高度L h =0.05m ， T H -L h =0.4-0.05=0.350m 横坐标：
11S S V L ×5.01
1)(V L ρρ
=222.00002.0×5.0)9715.185.822(
=0.0348 查史密斯关联图得：20C =0.07
C =20C 2
.0120⎪⎭⎫ ⎝⎛σ=0.07×2
.020260.20⎪⎭
⎫
⎝⎛=0.075
max u =V
V L C
ρρρ-=0.070×9365.29365
.2-078.871=1.294m/s
u =0.max u =0.642m/s D=
u V S π4=642
.014.3181
.04⨯⨯=0.544m 按标准塔径规整后取 D=0.6m 塔横截面积T A =4
π
×26.1=0.2832m 空塔气速'u =
T S A V 1=0096
.245
.1=0.741m/s 4.3塔板详细设计 1.溢流装置的计算
因塔径D=1.6m ，可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。

各项计算如下： 1）堰长w l
取 w l =0.66D=0.66×0.6=0.396m 2）溢流堰高度w h
w h =L h -ow h ，选用平直堰，堰上液层高度ow h =3
/21100084.2⎪⎪⎭⎫
⎝⎛w S l L E ，取E=1，则
ow h =0.00408m
取板上清液层高度L h =50mm ，则 w h =L h -ow h =0.0459m
3）弓形降液管宽度d W 和截面积f A
由D l w =0.66查“弓形降液管的参数图”，得T f A A =0.0722，D
W
d =0.124
故：f A =0.0722T A =0.0722×0.503=0.0362m d W =0.124D=0.124×0.8=0.0992m 验算液体在降液管中的停留时间，即： θ=
1
3600S T
f L H A =25.788s>5s
故降液管设计合理。

4）降液管底隙高度0h 0h ='
013600u l L w S 取'
0u =0.1m/s ，则： 0h =
005
.1528.036003600
0002.0⨯⨯⨯=0.00692486m
w h -0h =0.03898m>0.006m
故降液管底隙高度设计合理。

2.塔板布置 1）塔板的分块
由于塔径<800mm ，故采用整块式。

2）边缘区宽度确定
取S W ='S W =0.08m ，C W =0.035m 3）开孔区面积计算
开孔区面积a A =)arcsin 180(22
2
2
r
x r x r x π+- 其中：)(2
s d W W D
x +-=
=)08.00992.0(28.0+-=0.2208m C W D
r -=2
=035.028.0-=0.365m 故：a A =)365
.02208
.0arcsin 180365.014.32208.0365.02208.0(222
2
⨯+
-⨯=0.31672m 4）筛孔计算及其排列
由于本设计所涉及的物系无腐蚀性，可选用δ=3mm 的碳钢板，取筛孔直 径0d =5mm ，筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为03d t ==3×5=15mm ， 筛孔数目2
155.1t
A n a =
=2015.03167
.0155.1⨯=3420 开孔率2
0907.0⎪⎭⎫ ⎝⎛=Φt d =2
015.0003.0907.0⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯=Φ=15.7%
气体通过阀孔的气速0u =0A V S
=3167
.0101.0222.0⨯=4.4575m/s 4.4塔板流体力学校核
1.板压降校核 1）干板阻力c h 计算
计算公式：⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V c c u h ρρ2
00051.0 由667.135
0==δd 查“干筛孔的流量系数图”可得0c =0.78，故
⎪⎭⎫
⎝⎛⨯⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=899.858774.278.04575.4051.02
c h =0.013913m 液柱
2）气体通过液层的阻力l h 计 计算公式：()ow w l h h h h L +==ββ s m A A V u f T S a /4767.0036
.0503.0222
.0=-=-=
)/(7993.0811.24767.02/12/10m s kg F ∙==
查“充气系数关联图”，得73.0=β，故
()ow w l h h h h L +==ββ =0.73 ×（0.04655+0.00344）=0.0315m 液柱 3）液体表面张力的阻力σh 计算
04gd h L L ρσσ==005
.081.9899.85810041.2143
⨯⨯⨯⨯-=0.001897m 液柱
气体通过每层塔板的液柱高度p h 的计算
σh h h h l c p ++==0.00545+0.0365+0.001998=0.04731011m 液柱 气体通过每层塔板的压降为
g h p L p p ρ=∆ =0.04395×858.899×9.81=404.28Pa<0.7KPa 2.液沫夹带量校核
液沫夹带量 2
.36107.5⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛-⨯=
-f
T a L V h H u e σ L f h h 5.2==2.5×0.05=0.125m ，故
2
.336125.04.04767.010047.21107.5⎪⎭⎫
⎝⎛-⨯⨯=--V e =0.00157kg 液/kg 气<0.1kg 液/kg 气 故液沫夹带量在允许范围内。

3.溢流液泛条件校核
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高d H 应该满足：()w T d h H H +≤ϕ 本设计中去6.0=ϕ，则()=+w T h H ϕ0.6 ×（0.4+0.04655）=0.26793m 板上不设溢流堰，则
()()2
2
'
1.0153.0153.0⨯==u h d =0.00153m 液柱 d L p d h h h H ++==0.04395+0.05+0.00153=0.09548m 液柱 满足()w T d h H H +≤ϕ，故本设计中不会发生液泛现象。

4.液体在降液管内停留时间校核 θ=
1
3600S T
f L H A =
3600
1024
.0036.036005⨯⨯⨯⨯-=720s>5s
'
θ=
2
3600S T
f L H A =
3600
104.14
.0036.036003⨯⨯⨯⨯-=10.28s>5s
故停留时间合理。

5.漏液点的校核
对筛板塔，漏液点气速 ()V
L L h h c u ρρσ/13.00056.04.40
min ,0-+=
9715.1/899.855)0029.005.013.00056.0(85.04.4⨯-⨯+⨯= s m /029.2=
实际孔速0u =4.45m/s >min ,0u 稳定系数7151.1min
,00==
u u K >1.5
故本设计中无明显漏液。

4.5负荷性能图 4.5.1精馏段: 1.液相下限线
对于平直堰，取堰上液层高度ow h =0.006m 作为最小液体负荷标准。

计算式：
m l L E h w
S
ow 006.03600100084.23
/2=⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=
取E=1，则
s m L s /00045.03600
528
.084.21000006.033
/2min ,=⨯
⎪
⎭
⎫
⎝⎛⨯= 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线1。

2.液相上限线
以s 4=θ作为液体在降液管中停留时间的下限，计算式： θ=
4=S
T f L H A ， 故
s m H A L T
f s /00363.04
4
.0036.04
3max ,=⨯=
=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线2。

3.漏液线 由 ()V
L L h h c u ρρσ/13.00056.04.40
min ,0-+=
min ,min ,0A V u s =
； ow w l h h h += ； 3
/21100084.2⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛w S l L E
得 V L w h w s h l L E h A c V ρρσ/100084.213.00056.04.43/20
0min ,⎪⎭
⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛++=
9715
.1/899.8550029.064.036001100084.20466.013.00056.0223.0101.085.04.43/2min ,⎪⎭
⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤
⎢⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯++⨯⨯⨯⨯=S s L V 整理得：=min ,s V 3
/2323125.0336.0s
L + 在操作范围内，任取几个s L 值，依上式计算出s V 值，计算结果列于表2-6
表2-6 s V 计算结果
s L /()
s m /3 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 s V /()
s m /3
0.465
0.481
0.501
.0.517
由上表数据即可作出漏液线3。

4.过量液沫夹带线
以v e =0.1kg 液/kg 气 为限，求S S L V -关系如下：
2
.36107.5⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛-⨯=
-f
T a L v h H u e σ S S
f T S a V V A A V u 865.2036
.0385.0=-=-=
()ow w L f h h h h +==5.25.2
0466.0=w h ，3
/23
/29.064.036001100084.2S
S ow L L h =⎪
⎭⎫
⎝⎛⨯⨯=
故3
/225.21215.0S
f L h +=
3
/225.23285.0S
f T L h H -=-
1.025.23285.034
2.210158.35107.52
.33/236=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛
-⨯⨯=--S S v L V e
整理得3
/200342.000448.0S S L V -=
在操作范围内，任取几个S L 值，依上式计算出S V 值，计算结果列于表2-7
表2-7 S V 计算结果
s L /()
s m /3 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 s V /()
s m /3
1.739
1.668
1.578
1.503
由上表数据饥渴作出液沫夹带线4。

5.溢流液泛线 令 ()w T d h H H +=ϕ
d L p d h h h H ++= ，σh h h h l c p ++= ，L l h h β= ，ow w L h h h += 联立得 ()()σββϕϕh h h h h H d c ow w T ++++=--+11
忽略σh ，将ow h 与S L ,c h 与S V 的关系式代入上式，并整理得
3
/2'2''2'S S S L d L c b V a --=
式中 ()⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=
L V c A a ρρ200'051.0 ()w T h H b 1'--+=βϕϕ ()2
0'/153.0h l c w =
()3
/23'360011084.2⎪
⎪⎭
⎫
⎝⎛+⨯=-w l E d β
将有关数据代入，得 ()268.0899.8559715.185.0223.0101.0051.02
'=⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯⨯=
a ()210.006.0173.06.04.06.0'=⨯--+⨯=
b ()2553500463.0528.0/153.02
'=⨯=c
()767.1528.0360073.0111084.23
/23
'
=⎪
⎭
⎫
⎝⎛+⨯⨯⨯=-d
故 3
/2223923.15.431882213.0337.0S S S L L V --= 或 3/2221315.41281550632.0S S S L L V --=
在操作范围内，任取几个S L 值，依上式计算出S V 的值，计算结果列于表2-8
表2-8 s V 计算结果
s L /()
s m /
3 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 s V /()
s m /3
0.837
2.151
2.085
2.018
由上表数据即可作出液泛线5。

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图2-1所示。

在负荷性能图上，作出操作点A ，连接OA ，作出操作线，由图可看出，该筛板塔的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。

4.5.2提馏段: 1.漏液线 V L w h w s h l L E h A c V ρρσ/100084.213.00056.04.43/20
0min ,⎪⎭
⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛++=
6475
.1/1605.9120029.064.036001100084.20466.013.00056.0223.0101.085.04.43/2min ,⎪⎭
⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤
⎢⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯++⨯⨯⨯⨯=S s L V 整理得：=min ,s V 3
/2323125.0336.0s
L
+=(
)
1
2
2
3
4.7860.00680.114s
L +
在操作范围内，任取几个s L 值，已上式计算s V
s L s m /3 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 0.009 s V s m /3
0.461
0.476
0.494
0.508
0.543
2.液沫夹带线
以e v =0.1kg 液/kg 气为限，求Vs-Ls 关系如下：
2
.36
107.5⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛-=⨯=
-f T a v h
H u L
e σ s s
f T s V V A A V 865.2036
.0385.0u =-=-=
α
2
336002.84hf 2.5hL 2.50.0493110000.66s L ⎡⎤⎛⎫⎢⎥==+⨯⨯ ⎪⎝⎭⎢⎥⎣⎦
2
30.12322.2
s L =+
2
3
0.277 2.2T f s H h L -=-
3.2
6
23
31.3735.7100.1
58.03100.277 2.2s
v s V e L --⎡⎤⨯⎢⎥==⨯⎢⎥
-⎣
⎦
解得V S =1.38867-11.03L S 2/3
s L s m /3 0.0006 0.0015 0.0030 0.045 0.009 s V s m /3
1.475
1.416
1.339
1.275
1.115
可作出液沫夹带线2
3.液相负荷下限线
液相负荷低于此线就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降，对于平直堰，取堰上液层高度ow h =0.006作为最小液相负荷标准。

ow h =2
33600L 2.84E()0.0061000s w
l =m
E=1,则 s /m 00045.03600
528
.0)84.21000006.0(L 323
min
s,=⨯⨯=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限
4.液相负荷上限线
以=θ4s 作为液体在降液管中停留时间的下限
4==
S
T f L H A θ
故s H A L T f s /m 01436.04
4
.01436.04
3max ,=⨯=
=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线。

5.液泛线
为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板降液管内，须维持的液层高度d H 令()()0.40.0493d T w H H h φφ=+=+ ，d
L p d h h h H ++=，
V
L e p h h h h ++=
L h h ⨯=β1，ow
w L h h h += 联立得
()σββϕϕh h h h h H d c ow w T ++++=--+)1(1 整理得：
3
/2,2,,2,S s S L d L c b V a --=
代入数据得 a=0.247 b=0.212 c=8132 d=1.716
2V s
=3.325-8480.042s
L -33.6932
s L
列表计算如下
s L s m /3 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 0.009 s V s m /3
0.894
2.158
2.078
1.982
1.573
由此表数据即可做出液泛线。

由图可以看出该筛板塔的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。

V s。

min=0.496 V s。

max=2.396
故操作弹性为4.830
五、数据汇总及符号说明
符号符号含义数值
F 进料流量24.875kmol/h
D 塔顶流出液流量9.19kmol/h
W 塔釜流出液流量15.685kmol/h
X进料浓度0.35 F
X塔顶流出液浓度0.9 D
X塔釜流出液浓度0.027 W
t进料温度97℃
F
t塔顶流出液温度90.7℃
D
t塔釜流出液温度127℃
W
-
1t 精馏段平均温度 93.75℃ -2t
提馏段平均温度 112.25℃ F y
进料气相组成 0.5017 D y 塔顶气相组成 0.9 W y 塔釜气相组成 0.142 1X 精馏段液相组成 0.6711 1y
精馏段气相组成
0.9 1L M 精馏段液相平均相对分子质量 97.807kg/kmol 1V M 精馏段气相平均相对分子质量
88.429kg/kmol
2X 提馏段液相组成 0.4638 2y
提馏段气相组成
0.7923 2L M
提馏段液相平均相对分子质量 108.957kg/kmol 2V M
提馏段气相平均相对分子质量
102.261kg/kmol F ρ 进料液的密度 895.15kg •3-m D ρ
塔顶流出液的密度 871.078kg •3-m W ρ 塔釜流出液的密度 948.077kg •3-m 1L ρ 精馏段液体的平均密度 883.114kg •3-m
2L ρ
提馏段液体的平均密度 921.6135kg •3-m 1L M
精馏段液体的平均相对分子质量 97.807kg/kmol
2L M
提馏段液体的平均相对分子质量 108.957kg/kmol 1V M
精馏段气体的平均相对分子质量
88.429kg/kmol
2V M
提馏段气体的平均相对分子质量
102.261kg/kmol 1V ρ 精馏段气体的平均密度 2.9365kg •3-m 2V ρ
提馏段气体的平均密度 3.234kg •3-m F σ 进料液的平均表面张力 19.840mN/m D σ
塔顶流出液的平均表面张力 20.679mN/m W σ 塔釜流出液的平均表面张力 18.601mN/m 1σ
精馏段的平均表面张力 20.260mN/m 2σ 提馏段的平均表面张力 19.221mN/m 1μ
精馏段平均粘度 0.275mPa •s 2μ
提馏段平均粘度 0.241mPa •s α
平均相对挥发度 4.41mPa •s
min R
最小回流比 0.554
R
操作回流比 0.886 T N
理论塔板数 6 N 实际塔板数 10 1S L 精馏段液体体积流量 0.0029313m /s 1S V
精馏段气体体积流量 1.453m /s 2S L 提馏段液体体积流量 0.01053m /s 2S V 提馏段气体体积流量
1.52753m /s
T H
板间距 0.4m L h 板上液层高度
0.05m D
塔径
0.6m
T A
塔横截面积 0.2832m 'u
空塔气速 0.741m/s w l 溢流堰堰长 0.396m w h 溢流堰高度 0.0465m ow h 堰上液层高度 0.00344m d W
弓形降液管宽度 0.0992m f A 弓形降液管截面积 0.0362m 0h
降液管底隙高度 0.00463m a A
开孔区面积 0.31672m 0d 筛孔直径 5mm n
筛孔数目 3420 Φ
开孔率 15.7%
0u
气体通过阀孔的气速
4.4575m/s
c h 干板阻力 0.00545m 液柱 l h
气体通过液层的阻力
0.0365m 液柱
β
充气系数 0.73 σh
液体表面张力的阻力
0.001998m 液柱 V e
液沫夹带量
0.00157kg 液/kg 气
六、符号说明：（英文字母）
Aa---- 塔板的开孔区面积，m 2 n----筛孔数目
Af---- 降液管的截面积, m 2 .P----操作压力 kPa
Ao---- 筛孔区面积, m 2 △P P ----气体通过每层筛板的压降 A T ----塔的截面积 m 2 .t----筛孔的中心距
C----负荷因子 无因次 u ’o ----液体通过降液管底隙的速度 C 20----表面张力为20mN/m 的负荷因子 .Wc----边缘无效区宽度
do----筛孔直径..Wd----弓形降液管的宽度
D----塔径m .Ws----破沫区宽度
e v----液沫夹带量kg液/kg气.Z----板式塔的有效高度
E T----总板效率θ----液体在降液管内停留时间R----回流比υ----粘度
Rmin----最小回流比ρ----密度
M----平均摩尔质量kg/kmol σ----表面张力
t m----平均温度℃Ψ----液体密度校正系数
g----重力加速度9.81m/s2下标
F o----筛孔气相动能因子kg1/2/(s.m1/2) max----最大的
h l----进口堰与降液管间的水平距离m min----最小的
h c----与干板压降相当的液柱高度m L----液相的
h d----与液体流过降液管的压降相当的液注高度m V----气相的
h f----塔板上鼓层高度m
h L----板上清液层高度m
h1----与板上液层阻力相当的液注高度m
h o----降液管的义底隙高度m
h ow----堰上液层高度m
h W----出口堰高度m
h’W----进口堰高度m
hσ----与克服表面张力的压降相当的液注高度m
H----板式塔高度m
H B----塔底空间高度m
H d----降液管内清液层高度m
H D----塔顶空间高度m l W----堰长m
H F----进料板处塔板间距m L h----液体体积流量m3/h
H P----人孔处塔板间距m L s----液体体积流量m3/s
H T----塔板间距m
H1----封头高度m
H2----裙座高度m
K----稳定系数
参考文献
1．陈英南，刘玉兰．常用化工单元设备的设计.华东理工大学出版社.2005
2．上海医药设计院编．化工工艺设计手册(第二版).化学工业出版社.1996
3．江体乾等．化工工艺手册．上海科学技术出版社.1992
4．茅晓东，李建伟．典型化工设备机械设计指导．华东理工大学出版社．1995 5．化学工程手册编委．化学工程手册(第1篇)化工基础数据．化学工业出版社.1980 6．化工制图
8．陈敏恒等．化工原理(第三版)．化学工业出版社．2006。