精馏塔

希腊字母
——筛板厚度，m ——开孔率，无因次
——液体在降液管内停留时间，s ——粘度，mPa·s
——密度，kg/m3 ——表面张力，mN/m
——质量分率，无因次
下标
max——最大min——最小
L——液相V——气相
二精馏塔全塔物料衡算
2.1确定塔顶，塔底物料量及组成
全塔物料衡算式
联立得
解方程得
汇总列表如下：
P——气体通过每层T——理论板层数
筛板的压降，kPa u——空塔气速，m/s
t——筛孔的中心距，m uomin——漏液点气速，m/s
u/——液体通过降液体Vn——气体体积流量，m/s
系的速度m/s，Vs——气体体积流量，m/s
Wc——边缘无效区宽度，m Wd——弓形降液管高度，m
Ws——破沫区宽度，mZ——板式塔有效高度，m
的负荷因子Tm——平均温度，℃
g——重力加速度，m/s2Fo——筛孔气相动触因子
hl——出口堰与沉降管距离，m hf——板上清液高度，m
hc——与平板压强相当的hl——板上清液层高度，m
液柱高度，m ho——降液管的底隙高度，m
hd——与液体流过降液管压强how——堰上液层高度，m
降相当的液柱高度，m Hw——出口堰高度，m
温度
80.2℃
120℃
95.2℃
邻氯甲苯
25.4
21.1
23.2
对氯甲苯
24.7
21.4
23.6
温度下邻氯甲苯和对氯甲苯的表面张力
进料板表面张力
塔顶表面张力6m顶
取板间距
则分离空间为
气液功能参数为
由《化工原理》中图2—1负气负荷因子 ,因表面张力的差异气体负荷因子校正为
计算容许速率 为
取安全系数为0.7则空塔气速
筛孔数目n为
通过筛孔的气速：
可见不会发生漏液现象，由塔板校核结果可见，塔板结构参数选择基本合理。所设计的各项尺寸可用。
2.6.2提馏段塔板流体力学验算
1)气相通过浮阀塔的压力降可根据塔板压力降公式
①干板阻力
阀全开wenku.baidu.com:
阀全开后:
两公式联立解出
所以
②板上充气液层阻力:
本设备分离邻氯甲苯和对氯甲苯的混合液,可取充气系数
0.300
0.500
82.3
0.903
0.957
95.2
0.397
0.618
81.2
0.950
0.979
92.1
0.489
0.710
80.2
1.000
1.000
表2—2邻氯甲苯的摩尔分数
由表1—1摩尔分数可利用公式 和 计算出在不同温度下其所对的饱和蒸气压，并由公式 计算出 的表1—2
120
—
—
—
89.4
⑵液体流量下限线
令
故
在负荷性能图 处作垂直线，即为液体流量下限线②。
⑶液体流量上限线
取降液管内液体停留时间为3s，则
在负荷性能图 处作垂直线，即为液体流量上限线③。
⑷过量液沫夹带线
第一点取设计点的液体流量 ，
则由
解出
于是
第二点取液体流量为 ，
即
于是
根据（0.0483,37.841）和（1.0,37.429）两点，在负荷性能图上作出液沫夹带线④。
135.010
52.387
2.577
106.1
244.041
87.527
2.788
86.8
123.441
49.638
2.487
102.2
187.405
79.774
2.349
84.4
115.303
44.222
2.607
98.6
168.833
72.357
2.333
82.3
107.358
44.904
2.391
7
Aa——塔板开孔区面积，m2ev——液沫夹带量，kg液/kg气
Af——降液管截面积，m2M——平均摩尔质量，kg/kmol
Ao——筛孔区面积，m2do——筛孔直径，m
AT——塔的截面积，m2D——塔径，m
C——负荷因子，无因次Rmin——最小回流比
C20——表面张力为20mN/m R——回流比
英文字母
1）堰长
取堰长
2)溢流堰上液流高度
取E=1
则
可用齿流堰
3）出口堰高度
4）降液管的底隙高度
根据公式 来确定
因为塔径较大，所以取
5）齿形降液管宽度 和面积
查,《化工原理课程设计》
液体在降液管内停留时间：
故可用
2.4.2提馏段计算
选单溢流降液管，不设进口堰
1）堰长
取堰长
2)溢流堰上液流高度
取E=1
则
选用齿形堰
⑸液泛线
第一点为设计点 ，
令
由公式
故
第二点取液体流量为 ，
故
由（0.0483，18.0026）和（1.0，18.1699）两点，在负荷性能图上作出液泛线⑤。
图3-7负荷性能图
2.7.1.2
气液流量的流体力学上下限线
⑴漏液线（气相负荷下限线），将漏液线近似看作直线，取其上两点以大致确定其位置。
第一点取设计点的液体流量 ，故 ，于是，相应漏液点的气体体积流量为
1.152
0.384
0.768
0.4
0.8
0.2
表2—1
2.2确定塔板数
2.2.1操作线方程的确定
经查表得邻氯甲苯的摩尔分数
x
y
x
y
120
0.00
0.00
89.4
0.592
0.789
106.1
0.088
0.212
86.8
0.700
0.853
102.2
0.200
0.370
84.4
0.803
0.914
98.6
考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，故取
按 ，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数N=272个
按N=272重新核算孔速及阀孔动能因数
阀孔动能因数变化不大，仍在9-12范围内，塔板开孔率：
2.52塔板布置及浮阀数排列
取阀孔动能因子 ，求孔速
每层塔板上浮阀数
经上述计算可知
全塔的平均温度
查手册得平均温度下的液相中各组分的黏度
组分
对氯苯
邻氯苯
黏度
0.29
0.38
时
计算出平均黏度
全塔效率根据曲线关联式
则实际塔板数为
块（不包含再沸器）
2.3塔径及踏板结构尺寸的确定
2.3.1.精馏段塔径的确定
查表1—1得 下的摩尔分数
在87.7℃时查取
查《化工原理》，（附表十五）得
95.2
157.691
64.174
2.457
81.2
104.392
42.552
2.453
92.1
142.082
57.489
2.588
80.2
101.3
101.3
1
表2—3不同温度下所对应的饱和蒸气压及相对挥发度
经计算取 的平均值
根据泡点进料
由相平衡方程式
得
由此可算出
求出提馏段下降的液体摩尔流量，对泡点进料有
有效高度
Z
m
7.5
6
塔径
D
m
1.7
7
板间距
HT
m
0.45
8
堰长
m
1.17
9
堰高
m
0.0425
10
板上清液层高度
m
0.07
11
堰上清液层高度
m
0.000346
12
降液管内清夜层高度
m
0.2893
13
塔板压降
m
0.0959
14
降液管底隙高度
m
0.0637
15
气相动能因子
9.991
16
弓形降液管宽度
m
0.234
求精馏段操作线方程
求提馏段操作线方程
2.2.2理论塔板数的确定
第一块塔板上升的蒸汽组
第一块塔板下降的液体组成
第二块塔板上升蒸汽组成
第二块塔板下降的液体组成
第三块塔板上升的蒸汽组成
第三块塔板下降的液体组成
第四块塔板上升的蒸汽组成
第四块塔板下降的液体组成
改用提馏段操作线方程计算
第五块塔板上升的蒸汽组成
第五块塔板下降液体的组成
17
筛孔总面积
m2
2.334
18
筛孔直径
m
0.0025
19
筛孔数目
---
275
20
孔中心距
t
m
0.075
21
开孔率
67
22
空塔气速
6.839
23
筛孔气速
2.8
24
稳定系数
K
---
2.36
25
停留时间
s
11
26
液沫夹带
kg液/kg气
27
气相负荷上限
m3/s
28
气相负荷下限
m3/s
29
操作弹性
---
---
0.1657
13
塔板压降
m
0.0957
14
降液管底隙高度
m
0.0605
15
气相动能因子
9.982
16
弓形降液管宽度
m
0.221
17
筛孔总面积
m2
1.614
18
筛孔直径
m
0.0025
19
筛孔数目
---
272
20
孔中心距
t
m
0.075
21
开孔率
68.73
22
空塔气速
4.90
23
筛孔气速
3.368
24
稳定系数
③液体表面张力所造成的阻力，此相阻力很小，可忽略不计
因此气体流经一层浮阀塔板的压力降所相当的液柱高度为：
单板压降：
2)淹塔：
为防止淹塔现象的发生，要求控制液管中清液层高度
取 ，又以选定 ，
所以
可见 ，符合防止淹塔的要求
3)液沫夹带
计算液沫夹带Ev
故可知液沫夹带量能够满足。
4)漏液
计算克服液体表面张力的作用引起的压降
Hw'——进口堰高度，m H——板式塔高度，m
h ——与克服表面张力压强HP——人孔处塔板间距，m
降相当的液柱高度，m Hd——降液管内清夜层高度，m
HF——进料处塔板间距，m HT——塔板间距，m
K——稳定系数lw——堰长，m
Lh——液体体积流量，m3/h Ls——液体体积流量，m3/h
n——筛孔数目P——操作压力，kPa
第六块塔板上升的蒸汽组成
第六块塔板下降液体组成
第七块塔板上升蒸汽组成
第七块塔板下降液体组成
精馏塔内理论塔板数为7-1=6块其中精馏段为三块板数第四块为进料板
组成
板
数
1
2
3
4
5
6
7
X
0.615
0.491
0.421
0.346
0.278
Y
0.8
0.707
0.645
0.610
0.569
0.491
0.356
2.2.3实际塔板数的确定
由图2—1查得气体负荷因子 因表面张力的差异气体负荷因子校正为
计算出最大容许速率
取安全系数为0.7则空塔气速
计算出塔径为
按标准塔径圆整为D=1.8m
塔截面积
空塔气速
由此可见当塔径为1.8m时其板间距可取450m因此此板间距可用
2.4溢流装置的计算
图3-4液流收缩系数
2.4.1精馏段的计算
选单溢流降液管，不设进口堰
因此气体流经一层浮阀塔板的压力降所相当的液柱高度为：
单板压降：
）
2）淹塔：
为防止淹塔现象的发生，要求控制液管中清液层高度
取 ，又以选定 ，
所以
可见， ，符合防止塔淹要求。
3）液沫夹带
计算液沫夹带Ev
kg液体/kg干气<0.1kg液体/kg干气
4）漏液
计算克服液体表面张力的作用引起的压降
液柱
计算漏液点气速 查得
取
=275（块）
取边缘区宽度 ，破沫区
塔板上的鼓泡区面积
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排孔心距 ，则排间距
考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用113.2mm，而应小于此值。故
按 ，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数N=272个
第二点取液体流量为 ，查得E=1.0，故
则对应的漏点气速为
故
根据（0.0498,10.917）和（1.0,10.901）两点，作直线①即为漏液线。
⑵液体流量下限线
令
故
在负荷性能图 处作垂直线，即为液体流量下限线②。
⑶液体流量上限线
概述
主要物性数据
序号
项目
符号
单位
计算数据
1
平均温度
℃
87.8
2
气相流量
m3/s
3
液相流量
m3/s
4
实际塔板数
---
17
5
有效高度
Z
m
7.5
6
塔径
D
m
1.8
7
板间距
HT
m
0.45
8
堰长
m
1.105
9
堰高
m
0.0665
10
板上清液层高度
m
0.07
11
堰上清液层高度
m
0.00035
12
降液管内清夜层高度
m
3)出口堰高度
4)降液管的底隙高度
根据公式 来确定
因为塔径较大，所以取
5)齿形降液管宽度 和面积
查,《化工原理课程设计》
液体在降液管内停留时间：
故可用
2.5.1塔板布置及浮阀数排列取阀孔动能因子 ，求孔速
每层塔板上浮阀数
取
=272（块）
取边缘区宽度 ，破沫区
塔板上的鼓泡区面积
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排孔心距 ，则排间距
按N=275重新核算孔速及阀孔动能因数：
阀孔动能因数变化不大，仍在9-12范围内，塔板开孔率：
2.6.1精馏段塔板流体力学验算
1)气相通过浮阀塔的压力降可根据塔板压力降公式
①干板阻力
阀全开前:
阀全开后:
两公式联立解出
所以
②板上充气液层阻力:
本设备分离邻氯甲苯和对氯甲苯的混合液,可取充气系数
③液体表面张力所造成的阻力，此相阻力很小，可忽略不计
液柱
计算漏液点气速 查得
2.7
2.7.1.
气液流量的流体力学上下限线
⑴漏液线（气相负荷下限线），将漏液线近似看作直线，取其上两点以大致确定其位置。
第一点取设计点的液体流量 ，故 ，于是，相应漏液点的气体体积流量为
第二点取液体流量为 ，查得E=1.0，故
则对应的漏点气速为
故
根据（0.0483，7.61）和（1.0，7.57）两点，作直线①即为漏液线。
K
---
1.715
25
停留时间
s
11
26
液沫夹带
kg液/kg气
27
气相负荷上限
m3/s
18.23
28
气相负荷下限
m3/h
6.32
29
操作弹性
---
---
2.88
精馏段设备工艺参数总汇表
提馏段设备
序号
项目
符号
单位
计算数据
1
平均温度
℃
107.6
2
气相流量
m3/s
3
液相流量
m3/s
4
实际塔板数
---
16
5
计算出塔径
根据标准塔径图为1.7m
塔截面积
空塔气速
由表8—2可见，当塔径为1.7m时其板间距可取450m，因此此板间距可用
2.3.2提馏段塔径的确定
查表1—1的在107℃下
即
在107.6℃查取
查得在 下的表面张力
进料板表面张力
塔顶的表面张力
提馏段液体平均表面张力
取板间距 取板上液层高度 则气液动能参数为