直接蒸汽加热填料精馏塔设计指导书

简单填料精馏塔设计

设计任务：规定F 、xF 、xD 、xW ，设计出能完成分离任务的板式精馏塔 1. 回流比

● 最小回流比

设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则

min D e

e e

x y R y x -=

-

(1)

设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye)

min min 0(1)(1)e e W

y R D qF L

V R D q F x x -+==+--- (2) 所需基础数据：气液相平衡数据 丙酮-水

xi = [0 0.01 0.02 0.05 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0]; % 液相丙酮平衡浓度

yi = [0 0.253 0.425 0.624 0.755 0.793 0.815 0.830 0.839 0.849 0.859 0.874 0.898 0.935 0.963 1.0]; % 汽相丙酮平衡浓度

ti=[ 100 92.7 86.5 75.8 66.5 63.4 62.1 61.0 60.4 60.0 59.7 59.0 58.2 57.5 57.0 56.13 ];%平衡温度 甲醇-水

xi = [0 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0]; % 液相甲醇平衡浓度

yi = [0 0.134 0.234 0.304 0.365 0.418 0.517 0.579 0.665 0.729 0.779 0.825 0.870 0.915 0.958 0.979 1.00]; % 汽相甲醇平衡浓度

ti=[ 100 96.4 93.5 91.2 89.3 87.7 84.4 81.7 78.0 75.3 73.1 71.2 69.3 67.6 66.0 65.0 64.5 ];%平衡温度 ● 确定操作回流比

min

(1.1~2.0)R R =

2 全塔物料衡算与操作方程

(1)全塔物料衡算

F S D W +=+ (3)

F D W Fx Dx Wx =+ (4) 其中 (1)(1)S V R D q F ==+-- (5)

W L RD qF ==+

(6) 联立式(3)、式(4)得： F W

D W

x qx D F

x Rx -=+

(7)

(2) 操作方程 精馏段 111

D n n x R

y x R R +=

+++ 提馏段 1n n W W W

y x x S S

+=

- 3 计算精馏段、提馏段理论板数

① 理想溶液 图解法或求出相对挥发度用逐板计算法求取。

② 非理想溶液 相平衡数据为离散数据,用图解法或数值积分法求取

4. 全塔组成分布、温度分布及精馏段、提馏段平均温度与组成

精馏段平均温度 1()/2F t t t =+ 提馏段平均温度 ()/2F N t t t =+

其中 1t ——塔顶第一板温度，F t ——加料板温度，B t ——塔釜温度

5物性参数的计算

① 塔顶条件下的物性参数(气相密度、液相密度、表面张力及粘度） ② 进料板组成与温度条件的物性参数 ③ 塔釜条件下的物性参数 ④ 精馏段平均物性参数 ⑤ 提馏段平均物性参数

附：气相密度用理想气体状态方程计算 pM

RT

ρ= 液相密度

1

A

B

L

A

B

w w ρρρ=

+

A w 、

B w 为组分A 与B 的质量分数，A ρ、B ρ分别为组分A 与B 的液相

密度，水的密度用插值法求，甲醇或丙酮的密度查有机液体相对密度共线图(陈敏恒，化工原理（上册）：北京：化学工业出版社,2006)

表面张力（含水溶液)

1/41/41/4m SW W SO O σ?σ?σ=+

/()W W W W W O O x V x V x V ?=+ /()O O O W W

O O

x V x V x V ?=+ lg(/)q

W

O B ??=

2/3

2/3

0.441(/)(

)O O W W V Q q T V q

σσ=-

lg(/)q

SW SO B Q ??+=

1SW SO ??+=

醇类 q=碳原子数；酮类 q=碳原子数-1

W σ、O σ分别为水与有机物的表面张力，V W 、V O 分别为纯水与纯有机物的摩尔体积(cm 3/mol)。纯有

机物的表面张力查有机液体的表面张力共线图。

粘度

5 冷凝器和再沸器热负荷

冷凝器的热负荷 ()C DV DL Q V I I =-

再沸器的热负荷

B C D W F Q Q DI WI FI =++-

待求量：进料温度t F 、塔顶上升蒸汽温度t DV (与x D 对应的露点温度)、回流温度t DL (与x D 对应的泡点温度)、再沸器温度tw (与x W 对应的泡点温度)。

物性数据：

① 各组分在平均温度下的液相热容、气相热容或汽化热。 ② 各组分的热容方程常数

如 2

3

p c A BT CT DT =+++ ③ 由沃森公式计算汽化热 21

0.38

2

11()1r V V r T H H T -?=?-

6 填料塔的结构设计

I. 塔径计算

计算公式： D =

① 塔填料选择

须知：

相对处理能力：拉西环<矩鞍<鲍尔环<阶梯环<环鞍(填料尺寸相同，压降相同)

对于规整填料，分离能力：丝网类填料>板波纹类填料，板波纹填料较丝网类有较大的处理量和较小的压降。250Y ——250指的是填料的比表面积，Y 指的是波纹倾角为45o ,X Y 指的是波纹倾角为30o

填料选择的三步骤：选材质→选类型→选尺寸(径比应保持不低于某一下限值，以防止产生较大的壁效应，造成塔的分离效率下降。)

选尺寸说明：填料尺寸大，成本低，处理量大，但效率低。一般大塔常使用50mm 的填料。

塔径/mm 填料尺寸/mm D<300 20~25 300

D>900

50~80

② 计算方法

泛点气速法 ----散堆填料

(0.5~0.8) f u u =

a. Eckert 关联图法

20.5

0.2f u ()() Y=G G L V L L

W X W g ρφ?ρμρρ=

由X 值和泛点压降线查取Y 值进而求得液泛气速 b. Bain-Hougen 泛点关联式

20.20.250.125f 3u log[] 1.75()() G G L L

L V L

W A g W ρραμερρ=- 填料特性：比表面积、空隙率、泛点压降因子 ---规整填料

a. Bain-Hougen 泛点关联式

20.20.250.125f 3u log[] 1.75()() G G L L

L V L

W A g W ρραμερρ=- 250Y 金属板波纹填料:A=0.297，CY 型丝网填料:A=0.30 b. 泛点压降法

Kister and Gill 等压降曲线(匡国柱.化工单元过程与设备课程设计.北京：化学工业出版社.2002,264-265) 泛点压降与填料因子间的关系：0.7

/40.9p Z Fp ?= Pa/m; Fp —填料因子

等压降曲线: 0.50.50.50.05

p u (

)() Y=() F ()0.277G G L V L L G W X W ρρμρρρρ

=- 气相负荷因子法——用于规整填料塔的计算

0.5[/()]S G L G C u ρρρ=-

max 0.8 S S C C =

0.5

max =f() ( )G L S G L

W C W ρψψρ=

填料手册中给出Csmax 与ψ(流动参数)的关系图。 ③ 校核

---散装填料：

a. 径比D/dp 为保证填料润湿均匀，应使径比在10以上，径比过小，液本沿填料下流时常会出现壁流现象。拉西环：D/dp>20；鲍尔环：D/dp>10；鞍形填料：D/dp>15。

b. 泛点率u/uf ∈(0.5~0.8) 保证塔在操作中不发生液泛

c ．喷淋密度>最小喷淋密度 保证填料充分润湿。若喷淋密度过小，可增加吸收剂用量，或采用液体再循环以加大液体流量，或在许可范围内减小塔径，或适当增加填料层高度予以补偿。

d. 每米填料层压降 为使填料塔性能良好的工况下操作，每米填料层的压降不能太大，一般正常压降/147~490 Pa p Z ?=,真空操作下/78.45 Pa p Z ?≤

---规整填料 注意：计算出的塔径D 值，应按压力容器公称直径标准进行圆整，以符合设备的加工要求及设备定型，便于设备的设计加工。根据国内压力容器公称直径标准(JB-1153-71)，直径在1m 以下，间隔为100mm （必要时D 在700mm 以下可50mm 为间隔)；直径在1m 以上，间隔为200mm （必要时D 在2m 以下可用100mm 为间隔）（李功祥，陈兰英.常用化工单元设备设计.广州：华南理工大学出版社.)

④ 所需物性数据

物性数据：气体混合物的密度、液体混合物的密度、液体混合物的粘度、表面张力 计算式：

气体混合物 G p M

RT

ρ=

液体混合物：

1

i

L

i

w ρρ=∑

wi ——组分i 的质量分数

互溶液体混合物的粘度：1/3

1/3

m i

i

x μμ

=

∑

含水溶液的表面张力： 1/4

1/41

m S W W

S O O

σ?σ?σ=+ 式中：/ / SW SW W S SO SO O S x V V x V V ??== 计算精馏段塔径时物性数据的处理：

a. 以上方程所用物性数据近似按塔顶第一板处理. 如 1

1

G pM RT ρ=

b. 以上方程中所用物性数据均取塔顶第一板与加料板物性数据的平均值 计算提馏段塔径时物性数据的处理：

a. 以上方程所用物性数据近似按加料板处理.

b. 以上方程中所用物性数据均取加料板与塔釜物性数据的平均值

II 填料层高度计算

---理论板当量高度(HETP)法 (精馏塔采用)

理论板当量高度的值与填料塔内的物系性质、气液流动状态、填料的特性等多种因素有关，一般源于实测数据或由经验关联式进行估算。在实际设计缺乏可靠数据时，也可取文献(匡国柱.化工单元过程与设备课程设计.北京：化学工业出版社.2002,264-265)P273页所列数据作参考。

填料尺寸/mm 25 38

50

等板高度/mm

矩鞍环 430 550 750 鲍尔环 420 540 710 阶梯环

环鞍

430 530 650

以上关于HETP 的取法是基于一种认识，即填料塔的分离效率与被分离物系的物理性质无关或影响很小，显然这与实际情况相比，有时会出现较大的偏差，故在设计时应特别给予注意。

精馏段 R

R

N Z H E T P

N N T S M

=?= NTSM ——与1m 填料分离能力相当的塔板数

HETP ——与1层理论板分离能力相当的填料层高度

精馏段总压降 (/)p Z p Z ?=??

式中： /p Z ?——每米填料层压降

提馏段的计算方法与精馏段相同。

---填料层的分段

目的：使填料层内气液两相处于良好的分布状态。

一般情况：每经过10块理论板的当量高度设置一个液体收集装置，并进行液体的再分布。

规整填料的分段：

填料种类 孔板波纹250Y 丝网波纹500(BX) 丝网波纹700(CY)

每段填料最大高度/m

≤6

≤3

≤1.5

提醒：为了保证工程上的可靠性，计算出的填料层高度还应加上20%左右的裕度。

III. 塔高

塔高=填料层高度+附属部件的高度+塔顶空间

IV . 填料塔流体力学参数计算

a.填料塔压力降

123p p p p ?=?+?+?

1p ?——气体进出口压力降；2p ?——填料层的压力降；3p ?——其他塔内件的压力降.

b.泛点率

c.气体动能因子 F =

7 附属内件的选型

包括液体初始分布器、填料压紧装置、填料支撑装置、液体再分布器、气体入塔分布器

8 塔附属高度

塔附属高度包括：塔的上部空间高度、安装液体分布器和再分布器(包括液体收集器)的所需空间高度、塔釜高度及支座高度。

① 塔的上部空间高度

塔的上部空间高度的作用：在塔填料层以上，有一足够的空间高度，以使随气流携带的液滴能从气相中分离出来，该高度一般取1.2~1.5m.

② 安装液体分布器和再分布器(包括液体收集器)所需空间高度 其高度值依据分布器的形式而定，一般取1~1.5m 的空间高度。 ③ 塔釜高度

釜液所占高度的计算：依据釜液流量、釜液的停留时间、塔径计算。 例：釜液体积流量为Ls m 3/s, 塔径为D m, 停留时间为t min

料液在釜内的停留时间15min ，装填系数取0.5，塔釜高h/塔径D=2:1

塔釜液量 1560W s L L =?? 塔釜体积 /0.5W W V L = 2

2

3

24

4

2

W d d d V h d πππ=

=

?=

釜液所占高度 2h d = m

液面上方的气液分离高度要求：满足安装塔底气相接管所需空间高度和气液分离所需空间高度。 ④ 塔底裙座高度(当用裙式支座时用)：塔底封头至基础环之间的高度(查化工设备设计手册)

8 接管规格的确定

包括进料管、回流管、塔顶蒸汽接管、塔釜出料管

设计依据: 初设u →d =

计（化工工艺设计手册下册)，选定管子规格→重新

计算u

9 冷凝器的传热面积的估算

冷凝器：根据当地气候条件确定冷却水的温度，选择冷却水的出口温度→计算对数平均推动力→根据冷热流体的流动通道和种类选择总传热系数→/C m A Q K t =?

10 原料泵的选型 11 绘制精馏塔的装配图 12 撰写设计说明书

简单板式精馏塔设计

设计条件与任务：

已知F 、xF 、xD 、xw 或F 、xF 、xD 和η，塔顶设全凝器，泡点回流，塔底间接(直接)蒸汽加热。

1 全塔物料衡算求产品流量与组成

（1）间接蒸汽加热

F D W =+ (1)

F D W Fx Dx Wx =+ (2)

① 若规定F 、x F 、x D 、x w 则直接联立求解方程(1)与(2) ② 若规定F 、x F 、x D 和η D

F

Dx Fx η=

(3) 先由式(3)求出x D ，再联立求解方程(1)与(2)。 (2)直接蒸汽加热 F S D W +=+ (1)

F D W Fx Dx Wx =+ (2)

(1)(1)S V R D q F ==+-- W L RD qF ==+

2 计算最小回流比

设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则 min D e

e e

x y R y x -=

-

设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye)

min min (1)(1)e W e W

y x R D qF L

V R D q F x x -+==+--- 基础数据：气液相平衡数据

3 确定操作回流比 min (1.1~2.0)R R =

4 计算精馏段、提馏段理论板数

① 理想溶液 图解法或求出相对挥发度用逐板计算法求取。

② 非理想溶液 相平衡数据为离散数据,用图解法或数值积分法求取

精馏段 1

1 R

D

f

N x R x n n

dx

N dN x x +=

=-?

?

因 111

D n n x R

y x R R +=

+++

所以 ()/D

f

x R x n n D n dx

N y x x y R =

---?

(4)

提馏段 1

1 S

f

W

N x S x n n

dx

N dN x x +=

=-?

?

因 11

W n n x R y x R R +'+=

-''

蒸汽回流比(1)(1)(1)(1)V R D q F D F R R q W W W W

+--'=

==+-- 所以 ()/(1)

f

w

x S x n n n w dx

N y x y x R ='---+?

(5)

式(4)、(5)中塔板由下往上计数。

5 冷凝器和再沸器热负荷

冷凝器的热负荷 ()C DV DL Q V I I =-

再沸器的热负荷

B C D W F Q Q DI WI FI =++-

待求量：进料温度t F 、塔顶上升蒸汽温度t DV (与x D 对应的露点温度)、回流温度t DL (与x D 对应的泡点温度)、再沸器温度tw (与x W 对应的泡点温度)。

物性数据：

① 各组分在平均温度下的液相热容、气相热容或汽化热。 ② 各组分的热容方程常数

如 2

3

p c A BT CT DT =+++ ③ 由沃森公式计算汽化热 21

0.38

2

11()1r V V r T H H T -?=?-

6 计算实际塔板数

全塔效率：0.245

0.49()T L E αμ-=——O'Connel 公式

式中：α——塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度； μL ——塔顶与塔底平均温度下的液相粘度, mPa.s ① 精馏段

0.245

0.49()T L E αμ-=

式中：α——精馏段平均温度下的相对挥发度；μL ——精馏段平均温度下的液相粘度, mPa.s p (N )R

T

N E =精 注意：要圆整塔板数 ② 提馏段

0.245

0.49()T L E αμ-=

式中：α——提馏段平均温度下的相对挥发度；μL ——提馏段平均温度下的液相粘度, mPa.s p 1

(N )S T

N E -=

提 注意：要圆整塔板数 全塔所需塔板数：()()p p p N N N =+精提 全塔效率： (1)/T T p E N N =-

提醒：全塔效率的工业测定值通常在0.3~0.7之间

7 估算塔径

初高板间距，估算塔径。

D =max (0.6~0.8) u u = 0.5

m a x (

)L G G

u C ρρρ-= 0.220=(

)20

L

C C σ 0.5

20L =f (,-h ) ( )

G

L T G L

W

C H W ρψ

ψρ= 式中：C ——操作物系的负荷因子; σL ——操作物系的液体表面张力，mN/m ；HT ——板间距；hL ——板上液层高度。

注意：(1) 板上液层高度由设计者选定。对常压塔一般取为0.05~0.08m ，对减压塔一般取为0.025~0.03m 。(2) 一定要按压力容器标准圆整塔径。常用的标准塔径为400、500、600、700、800、1000、1200、1400、1600、2000、2200mm 等。(3)以上计算的塔径只是初估值，要根据流体力学原则进行验算。(3) 因精馏段与提馏段的气液负荷及物性数据不同，故设计中两段的塔径应分别计算，若二者相差不大，应取较大者作为塔径，若二者相差较大，应采用变塔径。

所需物性数据

物性数据：气体混合物的密度、液体混合物的密度、液体混合物的表面张力 计算式：

气体混合物 G p M

RT

ρ= 液体混合物：

1

i

L

i

w ρρ=∑

wi ——组分i 的质量分数

含水溶液的表面张力： 1/4

1/41

m S W W

S O O

σ?σ

?σ=+ 式中：/ / SW SW W S SO SO O S x V V x V V ??==

计算精馏段塔径时物性数据的处理：

a. 以上方程所用物性数据近似按塔顶第一板处理. 如 1

1

G pM RT ρ=

b. 以上方程中所用物性数据均取塔顶第一板与加料板物性数据的平均值 计算提馏段塔径时物性数据的处理：

a. 以上方程所用物性数据近似按加料板处理.

b. 以上方程中所用物性数据均取加料板与塔釜物性数据的平均值

8 板式塔的塔板工艺尺寸计算

I. 溢流装置的设计

为维持塔板上有一定高度的流动液层，必须设置溢流装置。板式塔的溢流装置包括溢流堰、降液管和受液盘等几部分，其结构与尺寸对塔的性能有重要的影响。

① 降液管的类型与溢流方式

降液管的类型：圆形降液管一般用于小直径塔；对于直径较大的塔，常用弓形降液管。

溢流方式： U 形流、单溢流、双溢流及阶梯式双溢流。根据塔径大小和液体流量选取合适的溢流方式。

② 溢流装置的设计计算

溢流装置的设计包括堰长l W 、堰高h W 、弓形降液管的宽度W d 、截面积A f ，降液管底隙高度h 0，进口

堰的高度W

h '与降液管间的水平距离h l 等。 a. 溢流堰(出口堰)：堰长和堰高

溢流堰有平直型与齿形两种，设计中一般采用平直型溢流堰。 1)堰长 弓形降液管的弦长。其值据经验定。

单溢流： (0.6~0.8)W l D = 双溢流：(0.5~0.6)W l D =

2)堰高 降液管端面高出塔板板面的距离hw

堰上液层高度太小→液体在堰上分布不均匀，影响传质效果，设计时应使h OW ≥6mm ，低于此值应采用齿形堰。

堰上液层高度太大→增大塔板压降及液沫夹带量，h OW ≥60~70mm 时改用双溢流堰。

L W oW h h h =+

式中：h L ——板上清液层高度, m ；h OW ——堰上液层高度,m

W L oW h h h =-

对平直堰：32/3

2.8410(/)OW h W h E L l -=?

式中：E ——液流收缩系数，根据设计经验可取1。 hw 的确定：0.050.1OW W OW h h h -≤≤-

在工业塔中，hw 一般为0.04~0.05m ；减压塔为0.015~0.025m ；加压塔为0.04~0.08m ，一般不宜超过0.1m 。

b. 降液管(以弓形降液管为例进行讨论) 1)降液管的宽度W d 及截面积A f

f /(/) /(/) A d W d f T W W D f l D W A A f l D =?=? 2

0.785

T A D =

校核：

原因：为使液体中夹带的气泡得以分离，液体在降液管内应有足够的停留时间，实践证明，液本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物系，停留时间应更长一些。

方法：

5~3max

≥L A H f T

式中：L max —液体流量上限，m 3/s ；H T —板间距，m ；A f —降液管截面积，m 2。

注意：液相负荷上限与气相液量无；若校核不能满足要求，应调整降液管尺寸或板间距，直至满足要求为止。

2) 降液管底隙高度h 0 降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离。必须满足W h O h ≤，才能保证降液管底端有良好的液封，一般不应低于6mm ，即

W =h -0.006 O h

h O 也可按下式计算：

/()O s w o

h L l u '= 式中：o

u '——液体通过底隙时的流速，m/s 。 根据经验，一般取o

u '=0.07~0.25m/s 。 降液管底隙高度一般不宜小于20~25mm ，否则易于堵塞，或因安装偏差而使液流不畅，造成液泛。 c. 受液盘

受液盘有平受液盘和凹受形液盘两种形式。

平受液盘：一般需在塔板上设进口堰，但进口堰既占用板面，又易使沉淀物淤积此处造成阻塞。 凹形受液盘：既可在低液量时形成良好的液封，又有改变液体流向的缓冲作用，并便于液体从侧线的抽出。对于φ600mm 以上的塔，多采用凹形受液盘。凹形受液盘的深度一般在50mm 以上，有侧线采出时宜取深些。凹形受液盘不适于易聚合及有悬浮固体的情况，因易造成死角而堵塞。

II. 塔板设计(以筛板为例) ① 塔板布置

塔板板面根据所起作用不同分为四个区域：开孔区、鼓泡区、安定区、边缘区(无效区)。

?开孔区上图虚线以内的区域为布置筛孔的有效传质区，亦称鼓泡区。开孔区面积以Aa表示。对单溢流型塔板，开孔区面积按下式计算：

2

1

2(sin)

180

a

R x

A

R

π

-

=+

式中：()

2d s

D

x W W

=-+，m；

2C

D

R W

=-，m；1

sin

x

R

-为以角度表示的反正弦函数。

?溢流区溢流区为降液管及受液盘所占的区域，其中降液管所占面积以Af表示，受液盘所占面积以Af'表示。

?安定区开孔区与溢流区之间的不开孔区域称为安定区，也称为破沫区。

溢流堰前安定区(出口安定区)：宽度为Ws，其作用是在液体进入降液管之前有一段不鼓泡的安定地带，以免液体大量夹带气泡进入降液管。

进口堰后的安定区(入口安定区)：其宽度为Ws'，其作用是在液体入口处，由于板上液面落差，液层较厚，有一段不开孔的安全地带，可减少漏液量。

进口堰后的安定区(入口安定区)宽度50~100m m

s

W'=

溢流堰前安定区(出口安定区)宽度70~100m m

s

W=

对小直径的塔(D<1m)，因塔板面积小，安定区要相应减小。

?无效区在靠近塔壁的一圈边缘区域供支持塔板的边梁之用，称为无效区，也称边缘区。

无效区宽度为Wc，其值视塔板的支承需要而定。

小塔30~50mm 大塔50~70mm

为防止液体经无效区流过而产生短路现象，可在塔板上沿塔壁设置档板。

提醒：为便于设计和加工，塔板的结构参数已逐渐系列化。设计时可参考塔板结构参数的系列化标准。

②筛孔的计算及其排列

?筛孔直径筛孔直径的选取与塔的操作性能要求、物系性质、塔板厚度、加工要求等有关，是影响气相分散和气液接触的重要工艺尺寸。

表面张力为正系统的物系do=3~8mm(常用4~5mm) 小孔径

表面张力为负系统的物系do=10~25mm(常用4~5mm) 大孔径

?筛板厚度

碳钢塔板：厚度δ=3~4mm且do≥δ

不锈钢塔板：厚度δ=2~2.5mm且do≥(1.5~2)δ

?孔中心距相邻两筛孔中心的距离称为孔中心距，以t表示。一般t=(2.5~5)do。

t/do过小易使气流相互干扰，过大则鼓泡不均匀，都会影响传质效率。推荐t=(3~4)do。

?筛孔的排列与筛孔数筛孔按正三角形排列。按正三角形排列时，筛孔数目的计算式为：

2

1.155/

n Aa t

=

式中：Aa——鼓泡区面积，m2；t——筛孔的中心距，m。

?开孔率

100%

o

a

A

A

φ=?

当按正三角形排列时2

100%0.907()

o o

a

A d

A t

φ=?=

提醒：按上述方法求筛孔直径do、筛孔数目n后，还需通过流体力学性能验算，检验是否合理，若不

合理需进行调整。

9 筛板的流体力学性能验算

塔板流体体力学验算的目的在于检验初步设计的塔板计算是否合理，塔板能束正常操作。验算内容有：塔板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液及液泛等。 (1)塔板压降

气体通过筛板时，需克服筛板本身的干板阻力、板上充气液层的阻力及液体表面张力造成的阻力，这些阻力即形成了筛板的压降。

P L P p gh ρ?= P C l h h h h σ=++

式中：C h ——与气体通过筛板的干板压降相当的液柱高度,m 液柱；

l h ——与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度,m 液柱； h σ——与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度,m 液柱；

(I) 干板阻力 按经验公式估算:

220.051(

)()[1()]o G o C o L a

u A

h C A ρρ=- 式中：uo ——气体通过筛孔的速度,m/s ；Co ——流量系数,Co=f(do/δ)。

(II)气体通过液层的阻力

()l L W OW h h h h ββ==+

β——充气系数，反映板上液层的充气程度。β=f(F 0)，通常可取0.5~0.6

()S

o a T f

V F u u A A ==

-单溢流板

(III) 液体表面张力的阻力

4L

L o

h gd σσρ=

检验：P p ?应小于设计允许值

(2) 液面落差

流体横向流过塔板时，克服板上的摩擦阻力和板上部件(如泡罩、浮阀等)的局部阻力，需要一定的液位差，在板上形成由液体进入板面到离开板面的液面落差。

筛板上由于没有突起的气液接触构件，故液面落差较小。在正常的液体流量范围内，对于D ≤1600mm 的筛板，液面落差可忽略不计。对于液体流量很大及D ≥2000mm 的筛板，需要考虑液面落差的影响。

(III) 液沫夹带

液沫夹带造成液相在塔板间的返混，严重的液沫夹带会使塔板效率急剧下降，为保证塔板效率的基本稳定，通常将液沫夹带量限制在一定范围内，设计中规定液沫夹带量e V =0.1kg 液/kg 气。

确定方法：亨特关联图或亨特关联式

6

3.25.710()a v L

T f

u e H h σ-?=

- ))/(1084.2(5.2)(5.25.23/23w h w ow w L f l L E h h h h h -?+=+==

式中：a u —按气体实际通过面积计算的气速()/(f T s n A A V u -=)；H T —板间距；h f —泡沫层高度. (IV) 漏液

当气体通过筛孔的流速较小，气体的动能不足以阻止液体向下流动时，便会发生漏液现象。根据经验，当漏液量小于塔内液流量的10%时对塔板效率影响不大。故漏液量等于塔内液流量的 10%时的气速称为漏液点气速，它是塔板操作气速的下限，以uo,min 表示。

uo,min 的计算方法：

①

0,m i n 4.4

/

u C =

② hL<30mm 或d0<3mm 时

0,m i n 4.4

/u =0min ,0min ,A u V s =

3/23)/(1084.2w h w ow w L l L E h h h h -?+=+=

③ 动能因子法

,min o F u =

式中：F0,min ——漏液点动能因子，F0,min 的适宜范围为8~10。 稳定系数K

,min

o o u K u =

K 的适宜范围为1.5~2。 (V)液泛

液泛分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况。设计中已对液沫夹带液泛进行了验算，故在筛板塔的流体力学验算中通常只对降液管液泛进行验算。

为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度 Hd 。降液管内液层高度用来克服相邻两层板间的压降、板上清液层的阻力和液体流过降液管的阻力。

d p L d H h h h =++

式中 Hd ——降液管中清液层高度,m 液柱; hp ——与塔板压降相当的液柱高度,m 液柱；hd ——与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m 液柱。hL ——板上清液层高度,m 。

hd 的计算方法为： ① 塔板上设置进口堰

3

20

0.2(

)0.2()s d w o

L h u l h '== ② 塔板上不设置进口堰

3

20

0.153(

)0.153()s d w o

L h u l h '== 检验：为防止液泛，应保证降液管中泡沫层液体总高度不能超过上层塔塔板的出口堰，即

()d T w H H h ?≤+

?——安全系数。对易发泡物系，?=0.3~0.5；不易发泡物系，?=0.6~0.7

10 塔板的负荷性能图

负荷性能图：对于一定的物系和塔结构，将其适宜的气液负荷范围在直角坐标中，以液相负荷L 为横坐标，气相负荷V 为纵坐标进行绘制，所得图形称为塔板的负荷性能图。

下面讨论适宜气液负荷范围的确定。

I.气相负荷下限线——漏液线

确定依据：漏液线由不同流量下的漏液点组成，其位置漏液点气速确定。

确定方法：①在操作范围内任取几个液相流量下，计算相应的漏液点气速，气相负荷0min ,0A u V s =；② 由公式计算(以筛板塔为例)

V L L h h C u ρρσ/)12.00056.0(4.40min ,0-+=

0min ,0min ,A u V s =

3/23)/(1084.2w h w ow w L l L E h h h h -?+=+=

式中：h w —堰高；h ow —堰上液高；l w —溢流堰长度；h L —以清液高表示的液层阻力；h σ—液体表面张力的阻力。整理后得到)(s s L f V = (a)。在操作范围内任取几个液相流量下，依式(a)计算出Vs 。

意义：当操作的气相负荷低于此线时，将发生严重的漏液现象。此时的漏液量大于液体流量的10%。塔板的适宜操作区应在该线以上。

II.气相负荷上限线——过量液沫夹带线

确定依据：该线通常以e V =0.1kg 液/kg 气为依据确定的。 确定方法：亨特关联图或亨特关联式

6

3.25.710(

)a

v L

T f

u e H h σ-?=

-

))/(1084.2(5.2)(5.25.23/23w h w ow w L f l L E h h h h h -?+=+==

式中：a u —按气体实际通过面积计算的气速(/()a s T f u V A A =-)；H T —板间距；h f —泡沫层高度.

整理后得到)(s s L f V = (b)在操作范围内任取几个液相流量下，依式(b)计算出Vs 。 意义：若气液负荷点位于此线上方，表明液沫夹带现象严重，已不宜采用。

III. 液相负荷下限线

确定依据：对于平直堰，其位置可根据h ow =6mm 确定。

3/23)/(1084.2w h ow l L E h -?=

液相负荷下限与气相液量无关。

意义：若操作的液相负荷低于此下限时，表明液体流量过低，板上液体流动不能均匀分布，气液接触不良，易产生干吹、偏流等现象，导致塔板效率急剧下降。塔板的适宜操作区应在该线以右。

IV . 液相负荷上限线

确定依据：液体在降液管内的停留时间为3~5s

5~3max

≥L A H f T

式中：L max —液体流量上限，m 2/s ；H T —板间距，m ；A f —降液管截面积，m 2。液相负荷上限与气相液量无关。

意义：液量超过此上限，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管内的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，使塔板效率下降，以致出现溢流液泛。塔板的适宜操作区应在该线以左。

V . 溢流液泛线

确定依据：溢流液泛条件)(w T d h H H +=φ

式中H d —降液管内清液层高度；H T —板间距；h w —堰高。依上式得到)(s s L f V = (c)

意义：若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。塔板的适宜操作区在该线以下。

VI. 负荷性能图

V (m 3/h )

L (m 3/h)

塔板负荷性能图

V V

提醒：要分别求出精馏段和提馏段的塔板负荷性能图

11 板式塔的结构

I. 塔体结构 ① 塔顶空间

塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。

作用：使出塔气体夹带的液滴因沉降作用而与气流分离。

高度：为利用出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距为（1.5~2.0)H T 。若要安装除沫器时，需要根据除沫器的安装要求确定塔顶间距。

② 塔底空间

塔底空间指塔内最下层塔板到塔底距离。其值由如下因素决定：

a. 塔底储液空间依据储存液量停留3~8min(易结焦物料可缩短停留时间）而定；

b. 再沸器的安装方式及安装高度；

c. 塔底液面至最下层塔板之间要留有1~2m 的间距。

③ 人孔

对于D ≥1000mm 的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔6~8层塔板设一人孔。人孔直径一般为450mm~600mm ，其伸出塔体的筒体长为200~250mm ，人孔中心距操作平台约800~1200mm 。设人孔处的板间距应等于或大于600mm 。

④ 塔高

计算式为：12(1)F p T F F p p D B H n n n H n H n h H H H H =---++++++

式中：H ——塔高,m ；n ——实际塔板数；n F ——进料板数；H F ——进料板处板间距,m ；n p ——人孔数；H p ——设人孔处板间距,m ；H B ——塔底空间高度,m ；H D ——塔顶空间高度,m ；H 1——封头高度,m ；H 2——裙座高度。

II. 塔板结构

塔板按结构特点，大致可分为整形块式和分块式两类塔板.

塔径小于800mm 时，一般采用整块式；塔径超过800mm 时，由于刚度、安装、检修等要求，多将塔板分成数块通过人孔送入塔内。塔板分块方法参见文献。

12 附属设备

精馏塔的附属设备包括蒸汽冷凝器、产品冷却器、再沸器（蒸馏釜）、原料预热器、原料罐、回流罐、产品罐、输送物料的泵等，可根据有关教材或化工手册进行选型与设计。

I. 冷凝器

冷凝器常采用管壳式换热器，一般为卧式过程冷凝较好。

冷凝器：根据当地气候条件确定冷却水的温度，选择冷却水的出口温度→计算对数平均推动力→根据冷热流体的流动通道和种类选择总传热系数→/C m A Q K t =?

II. 再沸器(蒸馏釜）

该装置的作用是加加热塔底料液使之部分汽化，以提供精馏塔内的上升气流。工业上常用的再沸器（蒸馏釜）有以下几种：

a. 内置式再沸器（蒸馏釜） 将加热装置直接设备于塔的底部，称为内置式再沸器。加热装置可采用夹套、蛇管或列管式加热器等不同形式，其装料系数依物系起泡倾向取为60%~80%。内置式再沸器（蒸馏釜）的优点是安装方便、可减少占地面积，通常用于直径小于600mm 的蒸馏塔中。

釜液所占高度的计算：依据釜液流量、釜液的停留时间、塔径计算。 例：釜液体积流量为Ls m 3/s, 塔径为D m, 停留时间为t min

料液在釜内的停留时间15min ，装填系数取0.5，塔釜高h/塔径D=2:1

塔釜液量 1560W s L L =??

塔釜体积 /0.5W W V L = 2

2

3

24

4

2

W d d d V h d πππ=

=

?=

釜液所占高度 2h d = m

液面上方的气液分离高度要求：满足安装塔底气相接管所需空间高度和气液分离所需空间高度。釜中液面距底层塔板高度至少要在0.5m 以上。

b.

选择蒸汽压力(温度)→计算对数平均推动力(m s W t T t ?=-)→根据冷热流体的流动通道和种类选择总传热系数→/B m A Q K t =?

III. 泵

泵的选择步骤：

a. 计算管路系统的总阻力损失；

b. 计算外加压头；

c. 根据输送介质的物性及操作条件选择泵的类型，根据流量与扬程确定泵的型号。

注意：要对计算出的流量与扬程加10%~20%不可预计（如计算误差、漏耗等）的安全量。

13 接管尺寸的确定

包括进料管、回流管、塔顶蒸汽接管、塔釜出料管。

设计依据: 初设u →d =

计u

I. 蒸汽接管

u ——上升蒸汽流束速，m/s 。常压操作时，可取12~20m/s ；绝对压力为 0.06~0.14MPa 时，可取为30~50m/s ；绝对压力小于0.06MPa 时，可取为50~70m/s 。

II. 液流管

液流管指的是回流液管、进料管、塔釜出料管。

回流管内液体的适宜流速为：重力回流取0.2~0.5m/s ；强制回流（泵送）取1.5~2m/s ；

进料管内液体的适宜流速为：料液由高位槽流入塔内时，取0.4~0.8m/s ；由泵送时，取1.5~2m/s ； 釜液出料管内液体的适宜流速一般取0.5~1m/s 。

14 绘制精馏塔的装配图

15 撰写设计说明书