化工原理下册 第三章塔设备-2

xn1 yn (利用操作线方程)
（2）塔顶冷凝器的类型 (i)当塔顶为全凝器时,
y1 xd
则自第一块塔板下降的液相组成 x1 与 y1 成相平衡， 故可应用相平衡 方程由 y1 计算出 x1，自第二块塔板上升蒸汽组成 y2 与 x1 满足操作线方 程，由操作线方程以小 x1 计算得出 y2.
停留时间，即
A H
f T

LS
—液体在降液管中的停留时间，s
Af
（2）.降液管底隙高度 为保证良好的液封，又不致使液流阻力太大，一般取为
hO
m3 —降液管截面积，
hO hW 0.006 ~ 0.012 , hO
m
也不易小于 0.02～0.025m，以免引起堵塞，产生液泛。
孔，以供停工时排液。
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3．溢流堰
根据溢流堰在塔盘上的位置
可分为进口堰和出口堰。
当塔盘采用平形受液盘时， 为保证降液管的液封，使液体 均匀流入下层塔盘，并减少液 流沿水平方向的冲击，应在液
体进口处设置进口堰。
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4、溢流堰（出口堰）的设计
(1).堰长 lW : 依据溢流型式及液体负荷决定堰长,单溢流型塔板堰 长 lW 一般取 为 (0.6 ～ 0.8)D ；双溢 流型塔 板，两 侧堰长 取为 (0.5 ～ 0.7)D，其中 D 为塔径 (2).堰上液层高度 OW ： 堰上液层高度应适宜，太小则堰上的液体均布差，太大则塔板压 强增大，物沫夹带增加。对平直堰，设计时 hOW 一般应大于 0.006m， 若低于此值应改用齿形堰。 hOW 也不宜超过 0.06 ～ 0.07m ，否则可改 用双溢流型塔板。 平直堰的 hOW 按下式计算 式中
kmol/h
3 m s Vs—塔内气体体积流量 MVm 、 M —分别为精馏段气相平均分子量、液相平均分子量 Lm
Vm 、 Lm —分别为精馏段气相平均密度、液相平均密度
(2)、提馏段气液负荷计算(同上)
kg m 3
5、热量衡算
总热量衡算
QV QW Q L Q B Q F Q R
Li —液态组分 i 的粘度, mpa s x i — 液相中组分 i 的摩尔分率 N理 实际理论板数 N 实 ET
xi Li
4、塔的气液负荷计算
(1)、精馏段气液负荷计算 V R 1 D L RD
VMVm VS 3600 Vm
V—塔内气体摩尔流量
LM Lm LS 3600 Lm
溢流装置
板式塔内溢流装置包括降液管、受液盘、溢流堰
等部件。
1 . 降液管
每块塔板上通常设有一个液体流动通道——降
液管。
作用：使夹带气泡的液流进入降液管后具有足 够的分离空间，能将气泡分离出来，从而仅有清 液流往下层塔盘。
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降液管的结构型式可分为 圆形降液管和弓形降液管两
类 。圆形降液管通常用于液
(3).堰高
LS —塔内液体流量, hW
hW h L h OW
m3 S
lW 5 5 2 2 h h h OW OW n h n hn —齿深, m;可取为 0.015m


堰高与板上液层高度及堰上液层高度的关系：
5、降液管的设计
Wd 与截面积Af （1） 、降液管的宽度 lW ，查图求取。 可根据堰长与塔径比值 D 降液管的截面积应保证溢流液中夹带的气泡得以分离，液体在降 液管中的停留时间一般等于或大于 3～5 秒，对低发泡系统可取低值， 对高发泡系统及高压操作的塔，停留时间应加长些。 故在求得降液管的截面积之后，应按下式验算液体在降液管内的
xn xq 且xn1 xq 时，就以第 n 块板为进料板。
（4）实际板数的确定 板效率：利用奥康奈尔的经验公式
ET 0.49 L

L —塔顶与塔底的平均温度下的液相粘度, mpa s
对于多组分的液相粘度： L
其中： —塔顶与塔底的平均温度下的相对挥发度
0.245
0 . 3 ～ 0 .5 0 . 5 ～ 0 .8 2 5 0 ～ 3 50 0 . 8 ～ 1 .6 3 5 0 ～ 4 50 1 . 6 ～ 2 .0 4 5 0 ～ 6 00
塔 板 间 距 HT mm 2 0 0 ～ 3 00
2、 塔 径 D 的 初 估 与 圆 整
根据流量公式计算塔径，即
D
h
hOW
m3 h
2 .84 L h E 1000 lW
2 3
lW Lh
—堰长,
m;
E
—塔内液体流量， —液流收缩系数，查图求取。一般可取为 1，误差不大
齿形堰
hOW 不超过齿顶时 hOW 1 . 17 L S hn lW

5
2
hOW 超过齿顶时 LS 0.735
体负荷低或塔径较小的场合 ，弓型降液管适用于大液量 及大直径的塔。 降液管下端必须保证液封
塔盘的弓形降液管
，使液体能从降液管底部流
出而气体不能窜入降液管。 为此，降液管下缘的缝隙高 度h0＜溢流堰高hW。
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2．受液盘
为了保证降液管出口处的液封，在塔盘上一般都设
置有受液盘。 受液盘的结构形式对塔的侧线取出、降液管的液封 、液体流出塔盘的均匀性都有影响。受液盘有平形 和凹形两种。 在塔或塔段的最底层塔盘降液管末端应设液封盘 ，以保证降液管出口处的液封。液封盘上开设有泪
2 2 2 1 x 2 2 2 1 x Aa 2 x r x r sin 2 x1 r x1 r sin r r Wd x WS ( Wd 为双溢流中间降液管的宽度) 1 式中 2
其它符号与单流型塔板公式同
f 分别为降液管和受液盘所占面积. ii 溢流区 溢流区面积Af 及 A
4VS u
3 式 中 Vs — 塔 内 的 气 相 流 量 ， m s
u — 空 塔 气 速 ， m/s
u 0.6 ~ 0.8umax
— 最 大 空 塔 气 速 ， m/s
umax
L V C V
20
0.2
umax
L 、V
— 分 别 为 液 相 与 气 相 密 度 ， kg m3 ( C20 值 可 由 Smith 关 联 图 求 取 )
3. 理 论 板 数 和 实 际 板 数 的 确 定
（1）逐板法计算理论板数，交替使用操作线方程和相平衡关系。
L D 精馏段操作线方程： yn 1 xn xD LD LD
提馏段操作线方程：
yn 1
L qF W xn Xw L qF W L qF W
yn xn (利用相平衡关系)
3 液流型式的选择
3、液流型式的选择
液体在板上的流动型式主要有，U 型流、单流型、双流型和阶梯流型 等，其中常选择的则为单流型和双流型。 （图见附录 1） 表 2、选择液流形式参考表 塔径 流 体 流 量 m 3 /h Mm U 形流型 单流型 双流型 阶梯流型 600 5 以下 5 ～ 25 900 7 以下 7 ～ 50 1000 7 以下 45 以 下 1200 9 以下 9 ～ 70 1400 9 以下 70 以 下 1500 10 以 下 70 以 下 2000 11 以 下 90 以 下 90 ～ 160 3000 1 1 以 下 11 0 以 下 110 ～ 200 200 ～ 300 4000 1 1 以 下 11 0 以 下 110 ～ 230 230 ～ 350 5000 1 1 以 下 11 0 以 下 110 ～ 250 250 ～ 400 6000 11 以 下 110 ～ 250 250 ～ 450 应用 用于较低 一般应用 高 液 气 比 极高液气极 场合 液气比 和大型塔板 大型塔板
1.全塔物料衡算： F=D+W FxF=DxD+WxW 塔顶产品易挥发组分回收率η为： η= DxD/FxF 式中:F、D、W分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液的摩尔流 量(kmol/h), xF、xD、xW分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液组 成的摩尔分率
2. 确 定 最 小 回 流 比
R 1.1 — 2Rmin ,确定回流比
负荷系数 C C20
由上式算出的塔径按部颁发塔盘标准圆整，圆整后的塔径除了必须 满足板间距与塔径的关系外，还须进行空塔气速校核。
C20 exp[4.531 1.6562Z 5.5496Z 2 6.4695 Z 3 ( 0.474675 0.079Z 1.39Z 2 1.3212Z 3 ) ln Lv ( 0.07291 0.088307 Z 0.49123 Z 2 0.43196 Z 3 ) (ln Lv ) 2 ] Z H T hL Lv L L 0.5 ( ) V V
一般是先求出最小回流比，然后根据
x 1 1
Rmin 是根据汽液相平衡方程 y
q 线方程 y
q xF x q 1 q 1
联 立 求 得 交 点
xq
yq ， 然 后 代 入 方 程
Rmin
xD yq yq xq
其中利用 t～x～y 关系， 并借助二次样条插入的方法， 求得 塔顶塔底的温度，进而求取全塔的平均温度，从而可以根据全 塔平均温度求取全塔平均相对挥发度。 Rmin —最小回流比 式中： R ---回流 —全塔平均相对挥发度
iii 安定区
开孔区与溢流区之间的不开孔区域为安定区，其作用为
使自降液管流出液体在塔板上均布并防止液体夹带大量泡沫进入降液 管。其宽度
(ii)当塔顶为分凝器时,
x0 xd K
先求出分凝器内与 xd 成相平衡的 x0,再由操作线方程以 x0 计算得出 y1，然后由相平衡方程由 y1 计算出 x1，如此交替地使用操作线方程和相 平衡关系逐板往下计算，直到规定的塔底组成为止，得到理论板数和加 料位置。