精馏塔设计说明书(最全)

引言
塔设备是化学工业，石油化工，生物化工，制药等生产过程中广泛采用的传质设备。

根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。

板式塔为逐级接触式气液传质设备，塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡形式或喷射形式通过塔板上的液层，正常条件下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，它具有结构简单，安装方便，压降低，操作弹性大，持液量小等优点，被广泛的使用。

本设计的目的是分离苯—甲苯的混合液，故选用板式塔。

设计方案的确定和流程说明
1.塔板类型
精馏塔的塔板类型共有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。

浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力大，阀片可随气流量大小而上下浮动，故操作弹性大，气液接触时间长，因此塔板效率较高。

本设计采用浮阀塔板。

2. 加料方式
加料方式共有两种：高位槽加料和泵直接加料。

采用泵直接加料，具有结构简单，安装方便等优点，而且可以引入自动控制系统来实时调节流量及流速。

故本设计采用泵直接加料。

3. 进料状况
进料方式一般有两种：冷液进料及泡点进料。

对于冷液进料，当进料组成一定时，流量也一定，但受环境影响较大；而采用泡点进料，不仅较为方便，而且不受环境温度的影响，同时又能保证精馏段和提馏段塔径基本相等，制造方便。

故本设计采用泡点进料。

4. 塔顶冷凝方式
苯和甲苯不反应，且容易冷凝，故塔顶采用全凝器，用水冷凝。

塔顶出来的气体温度不高，冷凝后的回流液和产品无需进一步冷却，选用全凝器符合要求。

5. 回流方式
回流方式可分为重力回流和强制回流。

本设计所需塔板数较多，塔较高，为便于检修和清理，回流冷凝器不适宜塔
顶安装，故采用强制回流。

6. 加热方式
加热方式分为直接蒸气和间接蒸气加热。

直接蒸气加热在一定回流比条件下，塔底蒸气对回流液有稀释作用，从而会使理论塔板数增加，设备费用上升。

故本设计采用间接蒸气加热方式。

7. 操作压力
苯和甲苯在常压下相对挥发度相差比较大，因此在常压下也能比较容易分离，故本设计采用常压精馏。

综上所述，本设计任务为分离苯-甲苯混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，由于苯和甲苯属于易分离的体系，所以采用常压精馏。

由于冷液进料加大提馏段的回流液流量，从而增大其负荷，所以设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经产品冷却后送至储罐。

第一章 精馏塔的工艺设计
第一节 精馏塔全塔物料衡算[1]
已知苯摩尔质量——78.11kg/kmol ；甲苯摩尔质量——92.13kg/kmol
原料液组成F x （摩尔分数，下同）：
F x =
35/78.11
35/78.1165/92.13
+=0.3884=38.84%
塔顶组成D x ：D x =95.0/78.11
95/78.115/92.13
+=0.9573=95.73%
塔底组成W x ：W x = 2.5/78.11
2.5/78.1197.5/92.13
+=0.0294=2.94%
原料液的平均摩尔质量M ：
M =0.3884×78.11+(1-0.3884)×92.13=86.68kg/kmol 进料量F ：F =6000kg/h=6000/86.68kmol/h=69.22 kmol/h
物料衡算式：F =D +W ，F F x =D D x +W W x 其中D 为塔顶产品流量，kmol/h;W 为塔釜残液流量，kmol/h
联立解得：D =26.78kmol/h,W =42.44kmol/h
第二节 基本数据
1. 常压下苯-甲苯气液平衡组成（摩尔）和温度关系
表1-1常压下甲苯-间甲苯酚气液平衡组成（摩尔）和温度关系[3] 苯的摩尔分数 温度/C o
苯的摩尔分数 温度/C o
液相
（%） 气相
（%） 液相（%）
气相（%）
0.0 0.0
475.35 23.4
86．0 419.25 2.5 27.3 462.15 25.3 87.0 418.35 5.8 46.6 454.15 27.8 88.5 415.35 7.8 53.5 448.95 33.0 90.9 410.75 9.7
58.8 446.95 49.3
95.1 400.95 10.3 60．8 446.05 52.8 95.8 398.95 11.9 67.4 440.85 66.5 97.2 393.95 12.5 69.4 438.95 76.5 98.2 390.15 15.0 75.6 432.95 1.0 1.0 383.85 17.3
78.2 430.25
利用表中数据由拉格朗日插值法求得下列温度 ① F t ：
.3084.386.987.390.302
.956.98--=--F t ， F t =95.50C o
② D t ：
.9573.952.810.1000.952
.802.81--=--D t ， D t =81.05C o
③ W t ：
.094.26
.1108.80.01.1066.110--=--W t ， W t =109.10C o
④ 精馏段平均温度：1t 95.5081.05
88.32
o C +==
⑤ 提馏段平均温度：295.50109.10
102.32o t C +=
= ⑥ 气体温度：DV t ：
9
.9773.952.819.977.952
.813.82--=--DV t ，DV t =82.3C o ；
WV t ：
2
.2194.21
.1062.210.01.1066.110--=--WV t ， WV t =110.0C o
2 密度
表1-2 液态芳烃的密度（kg/m 3）[4]
温度 40 60
80
100
120
140
苯
857.3 836.6 815.0 792.5 768.9 744.1
甲苯 848.2 829.3 810.0 790.3 770.0 748.8
已知：混合液密度：
1A
B
L A B
a a ρρρ=+ [3] （1.1）
混合气密度：V ρ22.4M
=
00
T p Tp （1.2）
其中a 为质量分率，M 为平均相对分子质量。

(1) 精馏段：188.3o t C =
① 求ρ苯，ρ甲苯
.81580
3.880.8155.7920.800.100--=--苯ρ， ρ苯=805.7kg/m 3
810.0
0.803.880.8103.7900.800.100--=--甲苯ρ， ρ甲苯=801.8kg/m
3
② 求平均组成
液相组成1x :
2.594
.893.880.702.598.864.891--=--x ， 1x =0.638
气相组成1y :
9
.784
.893.883.859.788.864.891--=--y ， 1y =0.816
③ 求平均摩尔质量
L1A 1B 1M =M +M (1-)x x
=78.11×0.638＋92.13×(1－0.638)=83.2 kg/kmol
V1A 1B 1M =M +M (1-)y y
=78.11×0.816＋92.13×(1-0.816)=80.7 kg/kmol
④ 求A a
599.0)
638.01(13.92638.011.78638
.011.78=-⨯+⨯⨯=
A a
⑤求1L ρ,1V ρ
8
.801599
.017.805599.011
-+=
L ρ， 1.8041=L ρkg/m 3 31273.1580.7
2.7/22.4(27
3.1588.3)
V kg m ρ⨯=
=⨯+
(2) 提馏段：2t ＝102.3C o
⑤ 求ρ苯，ρ甲苯
5.7920
.1003.1025.7929.7680.1000.120--=--苯ρ ， 789.8=苯ρkg/m 3
790.3
100.0
102.3790.3770.0100.0120.0--=--甲苯ρ ， 788.0=甲苯ρkg/m 3
⑥ 求平均组成
液相组成2x :
8.81
.1063.1020.208.82.1021.1062--=--x ， 2x =0.197
气相组成2y :
2
.211
.1063.1020.372.212.1021.1062--=--y ， 2y =0.366
⑦ 求平均摩尔质量
L2A 2B 2M =M +M (1-)x x
=78.11×0.197＋92.13×(1-0.197)=89.4 kg/kmol
V2A 2B 2M =M +M (1-)y y
=78.11×0.366＋92.13×(1-0.366)=87.0 kg/kmol
⑧ 求A a 17.0)
197.01(13.92197.011.78197
.011.78=-⨯+⨯⨯=
A a
⑨ 求2L ρ,2V ρ
.78817
.018.78917.01
2
-+=
L ρ， 3.7882=L ρ kg/m 3 8.2)
3.10215.273(
4.220
.8715.2732=+⨯⨯=
V ρkg/m 3
3 混合物的粘度
表1-3 液态芳烃的粘度 (mPa ·s)[4]
温度 40
60
80
100
120
140
苯
0.485 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184
甲苯 0.459 0.373 0.311 0.264 0.228 0.200
利用内差法求得精馏段和提馏段平均温度下苯和甲苯的粘度 (1) 精馏段：1t ＝88.3C o
0.308
.803.88308.0255.00.800.100--=--A μ， A μ＝0.286mPa ·s
311
.080.0
88.30.3110.26480.0100.0--=--B μ， B μ=0.291mPa ·s
则精馏段粘度：
111(1)L A B x x μμμ=+-=0.286×0.638+0.291×(1-0.638)=0.288mPa ·s (2) 提馏段：2t ＝102.3C o
255.00
.1003.102255.0215.00.1000.120--=--A μ， A μ＝0.250mPa ·s
264
.00
.1003.102264.0228.00.1000.120--=--B μ， B μ=0.260mPa ·s
则提馏段粘度：
222(1)L A B x x μμμ=+-＝0.250×0.197＋0.260×(1－0.197)=0.258mPa ·s 4．混合液体表面张力[7]
计算非水溶液混合物表面张力用Maclead-Sugden 法。

公式：1
4
1
[P ]()n
m i Lm i Vm i i x y σρρ==+∑ （1.3）
式中：m σ——混合物的表面张力；[P ]i ——I 组份的等张比容；i x ，i y ——液相，气相的摩尔分率；Lm ρ，Vm ρ——混合物液相，气相的密度，mol/cm 3。

计算等张比容：
[P 苯]＝C 6H 5-+H=189.6+15.5=205.1 [P 甲苯]＝C 6H 5-+CH 3-=189.6+55.5=245.1
低压时蒸气密度和浓度一项可以略去不计，即气相表面张力略去不计，则：
(1) 精馏段：1
4
m σ＝205.1×⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯-638.0102.831.8043 +()⎥⎦
⎤
⎢
⎣⎡-⨯⨯⨯-638.01102.831.8041.2453=2.12221
4(/)dyn cm 284.201=σ/dyn cm
(2) 提馏段：1
4
m σ＝205.1×⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯-197.0104.893.7883 ＋245.1×()⎥⎦
⎤
⎢
⎣⎡-⨯⨯-197.01104.893.7883 =2.09171
4(/)dyn cm 142.192=σ/dyn cm
5. 相对挥发度[4] (1)精馏段：
A x =1x =0.638
B x =1-A x =0.362 A y =0.816 B y =1-A y =0.184
则α1=
A B
B A
y x y x =2.516 (2)提馏段：
A x =2x =0.197
B x =1-A x =0.803 A y =0.366 B y =0.634
则α2=
A B
B A
y x y x =2.353
6. 实际回流比的确定 （1）最小回流比[4]
根据苯和甲苯的汽液平衡数据用Excel 画出平衡曲线，即x-y 图，如图1-1所示：
图1-1苯和甲苯的平衡曲线图
用Excel 对曲线进行六次方拟合得曲线方程为：y = -14.578x 6 + 47.557x 5 - 59.277x 4 + 35.508x 3 - 11.33x 2 + 3.1174x + 0.001
从点（F x ，F x ）做垂线，即为进料线q 线（因为是泡点进料，所以q 线是x= F x ），该线和平衡线即曲线y = -14.578x 6 + 47.557x 5 - 59.277x 4 + 35.508x 3 - 11.33x 2 + 3.1174x + 0.001的交点坐标为
q y =0.6044 q x =0.3884
min 0.95730.6044
1.6340.60440.3884
D q q q
x y R y x --=
=
=--
（2） 实际回流比[4]
在实际操作中，常取最小回流比的（1.1～2.0）倍作为实际回流比，在本设计系统中，当回流比最小时，塔板数为无穷大，故设备费为无穷大。

当R 稍大于
R时，塔板数便从无穷多锐减到某一值，塔的设备费随之锐减。

当R继续增加min
时，塔板数固然仍随之减少，但已较缓慢。

另一方面，由于R的增加，上升蒸汽量随之增加，从而使塔径、蒸馏釜、冷凝器等尺寸相应增大，故R增加到某一数值以后，设备费又回升。

精馏过程的操作费用主要包括再沸器加热介质和冷凝器冷却介质的费用。

当回流比增加时，加热介质和冷却介质消耗量随之增加，使操作费用相应增加。

总费用是设备费用和操作费用之和，在设计时，当总费用最小时的R即为适宜的回流比。

所以在本次设计中，回流比的确定是一个非常重要的环节，故采取下述方法来确定回流比。

图1-2 最小理论板数的求取
R=β，其中β称为回流剩余系数。

给定不同的回流剩余系数，从而令R/
min
R）和（R+1）的比值，即得到吉利兰关联求出相应的回流比。

然后求出（R-
min
图的横坐标，然后用图解法算出最小理论板数为7块（包括再沸器）此时即可用
吉利兰关联图求出理论板数N ，并计算N （R+1）。

在本设计系统中，取β=（1.1～2.0），对设备费用和操作费用进行计算结果如表1-4、图1-3所示。

表1-4 实际回流比-费用数据
由图1-3可知，当R/min R =1.8时，设备费用和操作费用的和最小，故本课程设计中取R/min R =1.8。

min 1.8 1.81.634 2.94R R ==⨯=
7. 气液相体积流量 （1）精馏段
液相流量L ： 2.9426.7878.73kmol/h L RD ==⨯=
气相流量V ：(1)(2.941)26.78105.51koml/h V R D =+=+⨯= 液相体积流量1L ：3L11L1
83.278.73
8.146m /h 804.1
M L
L ρ⨯=
=
=
气相体积流量1V ：3V11V1
80.7105.51
3153.58m /h 2.7
M V
V ρ⨯==
=
（2）提馏段
由前言中所述，本系统为泡点进料，则： 液相流量'L ：'L =147.95kmol/h L qF += 气相流量'V ：'105.51kmol/h V V == 液相体积流量2L ：'
3L22L2
89.4147.95
16.78m /h 788.3M L L ρ⨯=
=
=
气相体积流量2V ：'
3V22V2
87.0105.51
3278.35m /h 2.8
M V V ρ⨯=
=
=
表1-5 精馏段提馏段数据总汇
精馏段
提馏段 平均温度t /℃
88.3 102.3 平均液相摩尔质量M L /kg ⋅kmol -1 83.2 89.4 平均气相摩尔质量M V /kg ⋅kmol -1 80.7 87 平均液相密度ρL /kg ⋅m -3 804.1 788.3 平均气相密度ρV /kg ⋅m -3 2.7 2.8 粘度μ/mPa ⋅s 0.288 0.258 表面张力σ/dyn ⋅cm -1 20.284 19.142 平均气相组成y 0.816 0.366 平均液相组成x 0.638 0.197 液相摩尔流量L /kmol ⋅h -1 78．73 147．95 液相体积流量L '/m 3
⋅h -1
8．146 16．78 气相摩尔流量V /kmol ⋅h -1 105．51 105．51 气相体积流量V '/m 3⋅h -1 3153．58
3278.35 相对挥发度
2.516
2.353
第三节 理论塔板的计算
1. 理论塔板数[5]
理论板：指离开这种板的气、液两相互成平衡，而且塔板上的液相组成也可视为均匀的。

本系统平衡线已经画出，故采用图解法求理论塔板数如图1-4所示
精馏段操作线方程：
D n 1n n n 2.940.9573
0.74620.24311 2.94+1 2.941
x R y x x x R R +=
+=+=++++ 提馏段操作线方程：
'm 1m w m m ''147.9542.440.0294 1.40220.01183147.95-42.44147.95-42.44
L W y x x x x L W L W +=-=-⨯=---
图1-4 理论塔板数
分别在图中做出两条操作线，在平衡线和操作线之间画阶梯，从图中可看出，共得到理论板数T N =11(包括再沸器)，加料板在第6块板。

即T N 精=5块,T N 提=6块（包括再沸器）
2． 实际塔板数【5】
已知O ’connell 公式——塔板效率E T =0.490.245L αμ- （1.4） 其中α为平均相对挥发度，L μ为平均粘度
（1）精馏段
0.245T 0.49(2.5160.288)0.530E -=⨯⨯=
T P T
5
9.43100.530
N N E =
=
=≈精精块 （2）提馏段
0.245T 0.49(2.3530.258)0.554E -=⨯⨯=
T P T 59.025100.554
N N E ===≈提提
块 则实际塔板数T N =10+10=20块，加料板在第11块板。

第四节 塔径的初步设计[8]
塔径计算可依据流量公式： u
V D s
⋅⋅=
π4 （1.5） 式中 D ——塔径，m
s V ——气体体积流量，m 3/s u ——空塔气速，m/s 。

表观空塔气相速度u （按全塔截面计）按下式进行计算：
max =()u u ⨯安全系数 （1.6）
安全系数＝（0.6～0.8）。

安全系数的选取和分离物系的发泡程度密切相关。

对于不发泡的物系，可取较高的安全系数，对于直径较小及减压操作的以及严重起泡的物系，应取较低的安全系数。

本设计中取0.7。

其中，max u =（1.7） 其中（L ρ为液相密度，V ρ为气相密度，kg/m 3 C 为负荷因子，max u 为极限空塔气速，m/s ）。

C 值可由Smith 关联图查得：在关联图中，横坐标为
1
2
h
L h
V L V ρρ⎛⎫ ⎪⎝⎭
；参数T L H h -反映了液滴沉降空间高度对负荷因子的影响（T H 为板间距，L h 为板
上液层高度）
设计中，板上液层高度L h 由设计者选定，对常压塔一般取为0.05～0.08m ，对减压塔一般取为0.025～0.03m 。

本设计取0.07m 。

本设计塔板数较多，而且生产负荷波动不大，故板间距取较小值即可，根据标准，H T 取0.45m 。

表1-6 板间距的确定[8]
塔径 D ，m 0.3～0.5 0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.0 2.0～2.4 〉2.4
板间距
T H ，mm
200～300 300～350 350～450 450～600 500～800 ≥800
（1）精馏段
12
h L h
V L V ρρ⎛⎫ ⎪⎝⎭=12
8.146804.10.04463153.58 2.7⎛⎫= ⎪⎝⎭
T L H h -=0.45-0.07=0.38m 查图得：20C =0.0750
对C 作修正：0.2
0.2
m12020.2840.0750.07522020C C σ⎛⎫
⎛⎫
=== ⎪
⎪
⎝⎭
⎝⎭
则max 1.296m /s u == 1max 0.70.9072m/s u u ==
1 1.11m D =
== 经过圆整，1D =1200mm 空塔气速1u =0.9072m/s
由表1-6可知，当塔径为1.2m 时板间距可取0.45m,符合假设。

塔截面积 2221.2 1.1314
4
T A D m π
π
=
=
⨯=
实际的空塔气速 '13153.58/3600
0.775/1.131
T Vs u m s A === （2）提馏段
12
h L h
V L V ρρ⎛⎫ ⎪⎝⎭
=12
16.78788.30.08593278.35 2.8⎛⎫
= ⎪⎝⎭ T L H h -=0.45-0.07=0.38m 查图得：20C =0.074
对C 作修正：0.2
0.2
m22019.1420.0740.07342020C C σ⎛⎫
⎛⎫
=== ⎪
⎪
⎝⎭
⎝⎭
则max 1.230m /s u == 2max 0.70.861m/s u u ==
2 1.16m D =
== 经过圆整，2D =1200mm 空塔气速2u =0.861m/s
由表1-6可知，当塔径为1.2m 时板间距可取0.45m,符合假设。

塔截面积 2221.2 1.1314
4
T A D m π
π
=
=
⨯=
实际的空塔气速 '
2
3278.35/3600
0.805/1.131
T Vs u m s A === 第五节 溢流装置[3]
溢流装置包括降液管、溢流堰、受液盘等几个部分，它们都是液体的通道，其结构和尺寸对塔的性能有着非常重要的影响，因此它的设计就显得极为重要。

（1） 降液管
降液管是液体自上层塔板流到本层塔板的通道。

塔内液体从上一层塔板的降液管进入该塔板的受液盘上，在上层塔板降液管内清液层静压作用下，液体穿过降液管底隙，越过入口堰，进入塔板传质区内，液体横向流过塔板，经溢流堰溢流至降液管，进入下一层塔板。

可见，降液管是塔板间液体的通道，也是溢流液体夹带气体得以分离的场所。

降液管类型有圆形和弓形两种，前者制造比较方便，但流通截面积较小，没有足够的空间分离液体中的气泡，气相夹带较为严重，从而降低塔板效率。

同时，溢流周边的利用也不充分，影响塔的生产能力。

所以，除了小塔外，一般不采用圆形降液管。

弓形降液管具有较大的容积又能充分利用塔板面积，使用较为普遍，故一般都采用弓形。

在本课程设计中选用弓形降液管。

塔板的溢流类型有U 形流，单溢流，双溢流，和阶梯式双溢流。

单溢流又称直径
流，液体横过整个塔板，自受液盘流向溢流堰。

液体流径长，塔板效率较高。

塔板结构简单，广泛使用于直径为2.2米以下的塔中。

在上一节塔径的初步设计中已经算出塔径取1.2米，所以采用单流形的弓形降液管。

降液管截面积f A 是塔板的重要参数，它和塔截面积T A 之比和（w l /D ）有关。

/f T A A 过大，气体的通道截面积A 和塔板上气、液两相接触传质的区域都相对较小，单位塔截面的生产能力和塔板效率将较低；但/f T A A 过小，则不仅容易产生气泡夹带，而且液体流动也会不流畅，甚至可能引起降液管的液泛。

根据经验，对于单流形的降液管，一般取/f T A A =0.06～0.12；对于小塔径塔/f T A A 有时可低于0.06，本课程设计中可取/f T A A =0.098。

（2） 溢流堰
溢流堰（外堰）又称出口堰，它设置在塔板上的液体出口处，为了保证塔板上有一定高度的液层并使液流在板上能均匀流动，降液管上端必须超出塔板板面一定高度，这一高度称为堰高，以w h 表示。

弓形降液管的弦长称为堰长，以w l 表示。

为使上一层板流入的液体能在板上均匀分布，并减少进入处液体水平冲击，常在液体的进入口处设置内堰，当降液管为圆形时，应有内堰，当采用弓形降液管时可不必设置内堰。

堰长w l 根据液体负荷和溢流型式而定。

对单溢流，一般取w l 为（0.6～0.8）D,其中D 为塔径。

板上液层高度为堰高和堰上液层高度之和，即：
L h =w h +ow h
式中L h ——板上液层高度，m
w h ——堰高，m
ow h ——堰上液层高度，m 。

堰高则由板上液层高度及堰上液层高度而定。

溢流堰的高度w h 直接影响塔板上的液层厚度。

w h 过小，液层过低使相际传
质面积过小不利于传质；但w h 过大，液层过高将使液体夹带量增多而降低塔板效率，且塔板阻力也增大。

根据经验，对常压和加压塔，一般采取w h =50～80mm 。

对减压塔或要求塔板阻力很小的情况，可取w h 为25mm 左右。

堰长w l 的大小对溢流堰上方的液头高度ow h 有影响，从而对塔板上液层高度也有明显影响。

对于塔径大于800mm 的大塔，常采用倾斜的降液管及凹形受液盘结构，但不适宜用于易聚合及有悬浮固体的情况，此时比较适宜用平直堰结构。

在这次课程设计中，我们选择了平直堰结构，其堰上方液头高度ow h 可由用弗兰西斯（Francis ）式计算：
2/32.84
()1000S ow w
L h E l =
⋅⋅ （m ） （1.8） 式中，s L 为液体流量，m 3/h ；w l 为堰长，m ；E 为液流收缩系数。

E 体现塔壁对液流收缩的影响，若s L 不是过大，一般可近似取E=1，所引起的误差不大。

一般设计时，ow h 不宜超过60～70mm ，过大时宜改用双流型或多流型布置。

液量小时，ow h 应不小于6mm ，以免造成板上液相分布不均匀，如果达不到时，可采用齿形堰。

取堰长w l =0.73D=0.73⨯1.2=0.876m 对于精馏段，近似取E=1，
23
2/32.848.146()0.00284 1.00.0126m 10000.876S ow w L h E l ⎛⎫=⋅⋅=⨯⨯= ⎪
⎝⎭
0.070.01260.0574w L ow h h h m =-=-=
对于提馏段，近似取E=1，
23
2/32.8416.78()0.00284 1.00.020m 10000.876S ow w L h E l ⎛⎫=⋅⋅=⨯⨯= ⎪
⎝⎭
0.070.020.05w L ow h h h m =-=-=
（3） 受液盘
塔板上接受降液管流下液体的那部分区域称为受液盘。

它有平形和凹形两种形式，前者结构简单，最为常用。

为使液体更均匀地横过塔板流动，也可考虑在其外侧加设进口堰。

凹形受液盘易形成良好的液封，也可改变液体流向，起到缓冲和均匀分布液体的作用，但结构稍复杂，多用于直径较大的塔，特别是液体流率较小的场合，它不适用于易聚合或含有固体杂质的物系，容易造成死角而堵塞。

对于600mm 以上的塔，多采用凹形受液盘，其深度一般在50mm 以上。

本课程设计中，选取凹形受液盘。

（4）降液管底隙高度
降液管下端和受液盘之间的距离称为底隙，以0h 表示。

降液管中的液体是经底隙和堰长构成的长方形截面流至下块塔板的，为减小液体阻力和考虑到固体杂质可能在底隙处沉积，所以0h 不可过小。

但若0h 过大，气体又可能通过底隙窜入降液管，故一般底隙应小于溢流堰高，以保证形成一定的液封，一般不应低于6mm ，即006.00-≤w h h 。

0h 按下式计算： '
0u l L h w s
⋅=
（1.9） 式中，'
0u ——液体通过降液管底隙时的流速，m/s 。

根据经验，一般取s m u /25.0~07.0'
0=。

降液管底隙高度一般不宜小于20～25mm 。

为简便起见，有
时运用式子0h = w h -0.006 来确定0h
对于精馏段，取'
0.09/u m s =， 降液管底隙高度10'
08.146/3600
0.0290.8760.09
s w L h m l u =
==⋅⨯，因为00.02m h >，且00.0060.0350.0574w h h +=<=，所以0h 满足要求。

对于提馏段，取'
0.13/u m s =， 降液管底隙高度 20'
016.78/3600
0.04100.8760.13
s w L h m l u =
==⋅⨯，因为00.02m h >，且00.0060.0470.05w h h +=<=，所以0h 满足要求。

（5） 弓形降液管的宽度和横截面积[10]
弓形降液管的宽度及截面积可根据堰长和塔径之比查图来求算。

实际上，在塔径D 和板间距T H 一定的条件下，确定了溢流堰长w l ，就已固定了弓形降液管的尺寸。

降液管的截面积应保证液体在降液管内有足够的停留时间，使溢流液体中夹带的气泡能来得及分离。

为此液体在降液管内的停留时间不应小于3～5s ，对于高压下操作的塔及易起泡沫的系统，停留时间应更长些。

因此，在求得降液管截面积之后，应按下式验算降液管内液体的停留时间，即：
f T s
H L τA =
根据单溢流型的塔板结构参数系列化标准 当1200,450,/0.73T w D mm H mm l D ===时,查得：
降液管宽度0.190d W m =，降液管的横截面积20.115f A m = [12] 验算降液管内液体停留时间
精馏段：110.1150.45
22.878.146/3600
f T
s A H s L θ⋅⨯=
=
=
提馏段：12
0.1150.45
11.1016.78/3600
f T
s A H s L θ⋅⨯==
=
停留时间θ>5s ，故降液管可用。

[3]
第六节 塔板布置及浮阀数目和排列[8]
由于结构简单，制作方便，节省材料，本次设计采用浮阀式塔板。

根据机械部标准JB1118-68,选用F 1型33g 重阀，孔径0d =39mm 。

[8] （1）塔盘及其布置
塔板有整块式和分块式两种，整块式即塔板为一个整体，多用于直径小于0.8～0.9m 的塔。

当塔径较大时,整块式的刚性差,安装检修不方便,为便于通过人孔装拆塔板,故多采用由几块板并装而成的分块式塔板。

靠塔壁的两块为弓形板，其余为矩形板，相邻两板间距可取0.1m 。

在本次设计中，初选的塔径为1.2m ，故选用分块式塔板，并且当塔径为1.2m 时，塔盘分块数可取为三块。

单流型塔板的面积通常可以分为以下几个区域：
（a ）受液区和降液区 即受液盘和降液管所占的区域，一般这两个区域的面积相等，均可按降液管截面积计算。

（b ）入口安定区和出口安定区 为防止气体窜入上一塔板的降液管或因降液管流出的液体冲击而漏夜过多，在液体入口处塔板上宽度为's W 的狭长带是不开孔的，称为入口安定区。

为减轻气泡夹带，在靠近溢流堰处塔板上宽度为s W 的狭长带也是不开孔的，称为出口安定区。

通常取s W 和's W 相等，且一般为50～100mm 。

（c ）边缘区 在塔壁边缘需留出宽度为c W 的环行区域供固定塔板之用。

一般取c W 为50～75mm 左右。

对于2.5m 以下的塔径，c W 可取为50mm ，大于2.5m 的塔径则为60mm ，或更大些。

在本课程设计中，取边缘区宽度c W 为0.05m ，安定区宽度s W 可取为0.07m 。

[10] （2）浮阀数及其排列
浮阀的形式有很多，如F1型，V-4型，十字架型，A 型，V-O 型，目前使用最广泛的是F1型和V-4型，国内确定为部颁标准。

F1型又分为重阀（代号为Z ）和轻阀（代号为Q ）两种，分别由不同厚度薄板冲压制成，前者重约为33g ，最为常用；后者阻力略小，操作稳定性也稍差，适用于处理量大并要求阻力小的系统，如减压塔。

V-4型基本上和F1型相同，除采用轻阀外，其区别仅在于将塔板上的阀孔制成向下弯的文丘里型以减小气体通过阀孔的阻力，主要用于减压塔。

两种形式浮阀孔的直径0d 均为39mm 。

所以，在本课程设计中，采用F1型的重阀，重为33g,型号为F1Z-3C 。

当气相体积流量V 已知时，由于阀孔直径0d 给定，因而塔板上浮阀的数目N ，即阀孔数，就取决于阀孔的气速0u ，并可按下式求得 N=
200
4
V
d u π
（1.10）
阀孔的气速常根据阀孔的动能因子0F u =0F 反映密度为V ρ的气
体以0u 速度通过阀孔时的动能的大小。

综合考虑了0F 对塔板效率、压力降和生产能力等的影响，根据经验可取0F =8～12。

即阀孔刚全开时比较适宜，由此可知适宜的阀孔气速0u 为
0u =
（1.11）
求得浮阀个数后，应在草图上进行试排列。

阀孔一般按正三角形排列，常用的中心距有75、100、125、150（mm ）等几种，它又分顺排和错排两种，通常认为错排时的接触情况较好，采用较多。

对于大塔，当采用分块式结构时，不便于错排，但本课程设计的塔径为 1.2m ，相对较小，所以选用错排。

选用阀孔也可按等腰三角形排列，此时多固定底边尺寸B ，例如B 为70、75、80、90、100、110（mm ）等。

如果塔内气相流量变化范围较大，可采用—排轻浮阀一排重浮阀相间排列，以提高塔的操作弹性。

对于整块式塔板，多采用正三角形错排，孔心距t 为75～125mm 。

对于分块式塔板，宜采用等腰三角形错排，此时常把同一横排的阀孔中心距，定为75mm ，而相邻两排间的阀孔中心距't 可取为65mm ，80mm ，100mm 等几种尺寸。

故在本次课程设计中，采用等腰三角形错排。

经排列后的实际浮阀个数N 和前面所求得的直可能稍有不同，应按实际浮阀个数N 重新计算实际的阀孔气速0u 和实际的阀孔动能因子F 0。

浮阀塔板的开孔率ϕ是指阀孔总截面积和塔的截面积之比，即
2
2
2
000
22
4
44
T
N
d N d d N
D
A D π
π
ϕπ
⋅
⋅=
== （1.12）
目前工业生产中，开孔率ϕ一般在4％～15％之间。

精馏段：
取浮阀动能因子0F =11,则孔速01u
7.211=6.694m/s 每层塔板上的浮阀数目N 为：
12
2
001
3153.58/3600
109.51100.039 6.694
4
4
s V N d u
π
π
=
=
=≈⨯⨯块
鼓泡区为气液接触有效区，其面积（单流型）按下式计算：
22arcsin 180S x A R R π⎡
⎤=⎢⎥⎣⎦[5] （1.13）
式中，c 2D R W =
-；d s ()2
D
x W W =-+，则0.60.050.55m R =-=；0.6(0.1900.07)0.34m x =-+=。

22
s 0.3420.340.55arcsin 0.6971m 1800.55A π⎡⎤=⨯⨯=⎢⎥⎣
⎦ 浮阀排列采用等腰三角形错排，取同一个横排的孔心距75mm t =，则排间距
'0.6971
0.08451100.075
a A t m Nt =
==⨯ 由于塔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑和衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此，排间距应比计算的要小一些，故取为：'70t =mm 。

按
75mm t =, t'70mm =，用AutoCAD 画图，得阀数107个。

图1-5 精馏段阀孔分布图
按107N =个重新核算孔速及阀孔功能因数
'
1012203153.58/3600
6.853/0.039107
4
4
s V u m s d N
π
π
=
=
=⨯⨯
''01 6.85311.261F u === 在8～12之间
开孔率2
2
01070.03944100%11.30%1.131
T
N d A π
π
ϕ⋅
⋅⨯⨯=
=
⨯= 在4％～15％之间[8]
对于提馏段：取浮阀动能因子0F =11,则02u
11=6.574m/s 每层塔板上的浮阀数目N 为：
222002
3278.35
3600115.961160.039 6.574
4
4
s V N d u π
π
=
=
=≈⨯⨯块
22arcsin 180S x A R R π⎡
⎤=⎢⎥⎣
⎦
0.60.050.55m R =-=；0.6(0.1900.07)0.34m x =-+=
开孔区面积：
22s 0.3420.340.55arcsin 0.6971m 1800.55A π⎡
⎤=⨯⨯=⎢⎥⎣
⎦ 浮阀排列采用等腰三角形错排，取同一个横排的孔心距75mm t =，则排间距
'0.6971
0.080131160.075
a A t m Nt =
==⨯ 由于塔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑和衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此，排间距应比计算的要小一些，故取为：'70t =mm 。

按
75mm t =, t'70mm =，用AutoCAD 画图，得阀数107个。

图1-6 提馏段阀孔分布图
按107N =个重新核算孔速及阀孔功能因数
'
2022203278.35/3600
7.124/0.039107
4
4
s V u m s d N
π
π
=
=
=⨯⨯
''
027.12411.92F u === 在8～12之间
2
2
01070.0394
4100%11.30%1.131
T
N d A π
π
ϕ⋅
⋅⨯⨯=
=
⨯= 在4％～15％之间
第二章 塔板的流体力学计算[3]
第一节 气体通过浮阀塔板的压降[8]
气体通过每层浮阀塔板的压降应为：
1p c P P P P σ∆=∆+∆+∆
其中p P ∆为气体通过一层浮阀塔板的压强降，Pa ；c P ∆为气体通过干板阻力所产生的压强降，Pa ；1P ∆为气体克服板上充气液层的静压强所产生的压强降，Pa ；P σ∆为气体克服液体表面张力所产生的压强，Pa 。

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
1p c H h h h σ=++ （2.1）
式中，p H 是和p P ∆相当的液柱高度，p H =
p
L P g
ρ∆，m
c h 是和c P ∆相当的液柱高度， c h =
c
L P g ρ∆，m 1h 是和1P ∆相当的液柱高度， 1h =
1
L P g
ρ∆，m h σ是和P σ∆相当的液柱高度，h σ=
L P g
σ
ρ∆，m 1．精馏段 (1) 干板阻力
气体通过浮阀塔板的干板阻力，在浮阀全部开启前后有着不同的规律。

板上所有浮阀刚好全部开启时，气体通过阀孔的速度称为临界速度，以oc u 表示。

阀全开前（00c u u ≤） c h =19.9
0.175
0L
u ρ （2.2）
阀全开后（00c u u ≥） c h =5.3420
2V L u g
ρρ （2.3）
式中 0u —阀孔气速，m/s ； L ρ—液体密度，kg/3m
V ρ—气体密度，kg/3m
计算c h 时，可先将上二式联立而解出临界孔速0c u ，即令： 19.9
0.175
0c L
u ρ=5.342
02V c L u g
ρρ
将g=9.81m/2s 代入,解得： 0c u
=（2.4）
所以0c u
=
6.095=m/s 所以0c u ＜0u =6.694m/s
所以选用式（2.3），c h =5.3422
0 2.7 6.6945.340.04122804.19.81
V L u g ρρ⨯==⨯⨯
(2) 板上充气液层阻力
一般用下面的经验公式计算1h =0L h ε （2.5） 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，无量纲，液相为水时，
0ε=0.5;为油时，0ε=0.2～0.35;为碳氢化合物时，0ε=0.4～0.5。

取ε0＝0.5，110.50.070.035m L h h ε==⨯=0 (3) 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计。

因此10.0410.0350.076m p h =+=
10.076804.19.81599.50Pa p P h ∆==⨯⨯=p1L1ρg
2．提馏段 (1) 干板阻力 所以0c u
=
5.975=m/s 所以0c u ＜0u =
6.574m/s
所以选用第二个公式，c h =5.3422
0 2.8 6.5745.340.04222788.39.81
V L u g ρρ⨯==⨯⨯
(2) 板上充气液层阻力
取ε0＝0.5，10.50.070.035m h h ε=⨯=0L2= (3) 液面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计。

因此20.0420.0350.077m p h =+=
20.077788.39.81595.46Pa p p h ∆==⨯⨯=p2L2ρg
第二节 液泛[8]
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。

降液管内的清液层高度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。

因此d p L d H h h h =++[12] （2.6）
式中，p h —上升气体通过一层塔板的压强降所相当的液柱高度，m ； L h —板上液层高度，m ，此处忽略了板上液面落差，并认为降液管出口液体中不含气泡；
d h — 和液体流过降液管的压强降相当的液柱高度，m 。

其中p h 在前面已经算出，而L h 是已知的，所以流体流过降液管的压强降 ，主要是由降液管底隙处的局部阻力造成的，d h 可按下面的经验公式计算： 塔板上不设进口堰 d h =0.153(0
S
w L l h )=0.15320(')u （2.7） 塔板上装有进口堰 d h =0.22
(
)S w L l h =0.220(')u （2.8） 式中，S L 为液体流量，3m /s ；
w l 为堰长，亦即降液管底隙长度，m ；
0h 为降液管底隙高度，m ；
0'u 为液体通过降液管底隙时的流速，m/s 。

按上式可以算出降液管中当量清液层高度d H 。

实际降液管中液体和泡沫的总高度大于此值。

为了防止发生液泛现象，要求控制降液管中清液高度
()d T w H H h ϕ≤+，式中ϕ是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素的校正系数，对于一般的物系，取0.3～0.5，对不易发泡的物系，取0.6～0.7，本课程设计中，取ϕ=0.5。

1．精馏段。