2 精馏塔的工艺计算
精馏塔的计算
FxF= DxD+ WxW
175 = D + WD=76.6kmol/h
175×0.44=0.974D+0.0235WW=98.4kmol/ h
例：将含24%（摩尔分率，以下同）易挥发组分的某混合液送入连续操作的精馏塔。要求馏出液中含95%的易挥发组分，残液中含3%易挥发组分。塔顶每小时送入全凝器850kmol蒸汽，而每小时从冷凝器流入精馏塔的回流量为670kmol。试求每小时能抽出多少kmol残液量。回流比为多少？
Y =nA/nB=yA/yB=yA/（1-yA）kmolA / kmolB
Y =pA/pB=pA/（P - pA）
在吸收操作中，通常A组分：指吸收质
B组分：液相xB指吸收剂，气相yB指惰气
四．吸收推动力：实际浓度与平衡浓度之差。即ΔY=Y–Y*（以气相浓度表示）
ΔX=X*- X（以液相浓度表示）
脱收推动力：ΔY=Y*- Y（以气相浓度表示）
气膜、液膜越厚，传质阻力越大，传质速率就越小，而膜越薄，自然越有利传质。
（三）提高吸收速率：流体力学指出，流速越大，边界膜越薄。因此按照双膜理论，在其它条件不变时，增大流速，就可以减小双膜阻力，从而提高吸收速率。
七．吸收速率
1．吸收速率：是指单位传质面积上，单位时间内吸收的溶质量。
在稳定操作的吸收设备中吸收设备内的任一部位上，相界面两侧的对流传质速率是相等的（否则会在界面处有溶质积累）。因此其中任何一侧有效膜中的传质速率都能代表该处的吸收速率。
阻力阻力
双膜理论模型
通过假设，把整个相际传质的复杂过程简化为吸收质只是经气、液两层的分子扩散过程。因此两膜层就成为吸收过程的两个基本阻力。
（二）在两相主体浓度一定的情况下，两膜层的阻力便决定了传质速率的大小。双膜理论也称双阻力理论。
精馏工艺计算
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
一般是先求出最小回流比，然后根据
气流截面积固定，操作弹性小 a、舌型塔板 —
气相夹带严重，板效率降低 气流截面积可调，操作弹性大
b、浮动喷射塔板 — 存在漏夜和吹干现象，板效率降低
c、浮舌塔板 — 操作弹性大、压降低，特适用减压蒸馏
二.塔板上汽液两相的流动现象
气液接触状态
塔板上汽液两相的流动现象
塔板上汽液两相的流动现象
(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。
（3）加料板位置的确定
求出精馏段操作线和提馏段操作线的交点 xq 、yq ，并以 xq 为分
塔板类型 喷射型塔板：
板式塔
舌形塔板
浮舌塔板
无 溢 流 堰 ， 液 层 较 薄压，降 降 低 雾 沫 夹 带 少 ， 气 速 可高较， 生 产 能 力 增 大
喷射型
并 流 喷 射 ， 液 面 落 差 小
塔板
传 质 表 面 增 大 且 不 断新更， 传 质 效 果 提 高 板 效 率 并 不 是 很 高
塔板上汽液两相的流动现象
注意
通常希望在泡沫状态、喷射状态或两者的过渡状态下操作 液汽比较大时处于泡沫状态，较小时处于喷射状态 易挥发组分与难挥发组分的表面张力的相对大小对汽液 接触状态有影响
精馏塔塔设计及相关计算
---------------------------------------------------------------最新资料推荐------------------------------------------------------精馏塔塔设计及相关计算2011板式精馏塔设计任务书板式精馏塔的设计选型及相关计算设计计算满足生产要求的板式精馏塔，包括参数选定、塔主题设计、配套设计及相关设计图Administrator 09 级化工 2 班xx2011/12/11/ 27目录板式精馏塔设计任务....................................... 3一．设计题目. (3)二．操作条件 (3)三．塔板类型 (3)四．相关物性参数 ................................................ 3 五．设计内容 .................................................... 3设计方案 ...................................错误！未定义书签。
一．设计方案的思考 .............................................. 6 二．工艺流程 . (6)板式精馏塔的工艺计算书 ................................... 7一．设计方案的确定及工艺流程的说明............................... 二．全塔的物料衡算 ............................................... 三．塔板数的确定 ................................................. 四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算................... 五．精馏段的汽液负荷计---------------------------------------------------------------最新资料推荐------------------------------------------------------ 算 ......................................... 六．塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 ............................... 七．塔板负荷性能图 ...............................................筛板塔设计计算结果 .....................错误！未定义书签。
精馏塔的工艺计算
2 精馏塔的工艺计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1基础数据 （一）生产能力：10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。
（二）进料组成：乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。
（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。
2.1.2物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。
01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，表2.1 进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得：,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ （式2. 1）2434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ωKmol/h编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500总计226.86591005662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h表2-2 物料衡算表2.2精馏塔工艺计算2.2.1操作条件的确定 一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-表2-3 物性参数注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544总计226.865913.2434213.6225组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.841.0 乙苯106617.236.0名称 A B CD表2-3饱和蒸汽压关联式数据以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CS P P In01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程：∑==ni ii p p y 11，试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计故塔顶温度=105.5℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度苯 -6.98273 1.33213 -2.62863 -3.33399 甲苯 -7.28607 1.38091 -2.83433 -2.79168 乙苯-7.486451.45488-3.37538-2.23048泡点方程：p x pni ii =∑=10试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力塔底压力Mpa p 1.0013.1⨯=底 五、进料温度进料压力为Mpa p 1.0013.1⨯=进，泡点方程：p x pni ii =∑=1试差法求进料温度故进料温度=133℃六、相对挥发度的计算据化学化工物性数据手册，用内插法求得各个数据5.105=顶t ℃，961.5=苯α514.2=甲苯α1=乙苯α；136=底t ℃，96.1=甲苯α1=乙苯α； 133=进t ℃，38.4=苯α97.1=甲苯α1=乙苯α综上，各个组份挥发度见下表据清晰分割结果，计算最少平衡级数。
精馏塔和塔板的主要工艺尺寸的计算
塔和塔板的主要工艺尺寸的计算（一）塔径 D 参考下表 初选板间距H T =0.40m,取板上液层高度H L =0.07m 故： ①精馏段：H T -h L =0.40-0.07=0.311220.00231394.3()()()()0.04251.04 3.78s L s V L V ρρ== 查图表 20C =0.078；依公式0.20.22026.06()0.078()0.0733C C σ===；max0.078 1.496/u m s ===，则：u=0.7⨯u =0.7⨯2.14=1.047m/s 故： 1.265D m ===； 按标准，塔径圆整为1.４m,则空塔气速为2244 1.040.78/1.3s V u m s D ππ⨯===⨯ 塔的横截面积2221.40.63644T A D m ππ===②提馏段：11''22''0.002771574.8()()()()0.05070.956 5.14s L s V L V ρρ==；查图20C0.20.222.09()0.0680.069420C C σ⎛⎫==⨯= ⎪⎝⎭； max 1.213/u m s===，'0.70.7 1.2130.849/u u m s =⨯=⨯=；' 1.20D m ===； 为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化,在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸; 故:D '取1.４m塔的横截面积:''2221.4 1.32744T A D m ππ===空塔气速为22440.956'0.720/1.3s V u m s D ππ⨯===⨯ 板间距取0.4m 合适（二）溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。
各计算如下： ①精馏段：1、溢流堰长 w l 为0.7D ，即：0.7 1.40.91w l m =⨯=；2、出口堰高 h w h w =h L -h ow 由l w /D=0.91/1.４=0.7, 2.5 2.58.2810.480.91h w L l m ==查手册知：E 为1.03 依下式得堰上液高度：22332.84 2.848.281.030.013100010000.91h ow w L h E m l ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭ 故：L ow h -h 0.070.0130.057w h m ==-=3、 降液管宽度d W 与降液管面积f A有/w l D =0.7查手册得/0.14,/0.08d fT W D A A ==故：d W =0.14D=0.14 ⨯1.3=0.182m2220.080.08 1.30.106244f A D m ππ==⨯⨯=()0.10620.418.55,0.0023f T s A H s s L τ⨯===>符合要求4、降液管底隙高度0h取液体通过降液管底隙的流速0u =0.1m/s 依式计算降液管底隙高度0h ， 即：000.00230.0250.910.1s w L h m l u ===⨯ ②提馏段：1、 溢流堰长'w l 为0.7'D ，即：'0.7 1.40.91w l m =⨯=；2、出口堰高'w h ''w L ow h =h -h ；由 '/D=0.91/1.4=0.7w l ，'2.5 2.59.9812.630.91h w L l m ==查手册知 E 为1.04依下式得堰上液高度：2233''2.84 2.849.981.040.0146100010000.91h oww L h E ml ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭0.070.01460.0554w h m =-=。
精馏塔工艺工艺设计计算
第三章 精馏塔工艺设计计算塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。
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。
板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。
本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。
3.1 设计依据[6]3.1.1板式塔的塔体工艺尺寸计算公式 （1） 塔的有效高度T TTH E N Z )1(-= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。
（2） 塔径的计算uV D Sπ4=（3-2） 式中 D –––––塔径，m ；V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/su =（0.6~0.8）u max （3-3） VVL Cu ρρρ-=m a x （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3V ρ–––––气相密度，kg/m 3C –––––负荷因子，m/s2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σ （3-5）式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/sL σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 3.1.2板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计W O W L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。
32100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=Wh OWl L E h （3-7）式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取E=1。
hTf L H A 3600=θ≥3~5 (3-8)006.00-=W h h (3-9) '360000u l L h W h=(3-10)式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s 。
精馏过程工艺参数的确定(理论塔板数计算)
（不包括塔釜） （包括塔釜）
2、图解法 图解法求理论塔板数的基本原
理与逐板计算法相同，所不同的 是用相平衡曲线和操作线分别代 替相平衡方程和操作线方程。用 图解法求理论塔板层数的具体步 骤如下：
（1）绘相平衡曲线 （2）绘操作线 绘出精馏段 操作线和提馏段操作线
（3）绘直角梯级 从（xD,xD）点开始，在精馏段操作线 与平衡线之间绘水平线与垂直线构成直角梯级，当梯级跨 过两段操作线交点d时，则改在提馏段操作线与平衡线之间 作直角梯级，直至梯级的垂线达到或跨过(xW,xW)点为止。 梯级总数即为所需的理论塔板数（包括塔釜）。
职业教育环境监测与治理技术专业教学资源库《化工单元操作》课程
项目八 蒸馏及设备操作
南京科技职业学院
项目八：精馏及设备操作
任务2：精馏过程工艺参数的确定 ---理论塔板数计算 回流比计算
南京科技职业学院 化学工程系
一、理论塔板数计算
（一）理论塔板概念 若汽液两相能在塔板上充分接触，使离
开塔板的汽液两相温度相等，且组成互为平 衡，则称该塔板为理论塔板。
❖ 试用（1）逐板计算法，（2）图解法分别求出所 需的理论板层数及进料板位置。
（三）实际塔板数确定 全塔效率 在指定的分离条件 下，所需的理论塔板 数NT（不包括塔釜） 与实际塔板数N之比 称为全塔效率，用符
号ET表E示T 。N即NT
实际塔板数：
N NT ET
L
泡罩塔塔板效率关系曲线
y3
xn-1
精馏段操作线方程
yn
yn
相平衡方程求
xn≤ xd
直到xn xd（xd为两段操作线交点坐标x数值）时，说明第n 层板为加 料板，该板应属于提馏段。因此精馏段所需理论板数为n -1块。
精馏塔的工艺计算
2 精馏塔的工艺计算精馏塔的物料衡算基础数据 （一）生产能力：10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。
（二）进料组成：乙苯h ；苯 Kmol/h ；甲苯h 。
（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于，釜液中甲苯量不大于。
物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。
01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，表 进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得：,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ （式2. 1）2434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=F-D=0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ω编号 组分 i f /kmol/hi f /% 1 苯 2 甲苯 3 乙苯总计1005662.90681.16343.10222=-=-=ωf d 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ω表2-2 物料衡算表精馏塔工艺计算操作条件的确定 一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-表2-3 物性参数注：压力单位，温度单位K编号 组分 i f /kmol/h馏出液i d釜液i ω 1 苯 0 2 甲苯 3 乙苯总计组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P苯 78 甲苯 92乙苯106名称 A B C D表2-3饱和蒸汽压关联式数据以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CS P P In01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程：∑==ni ii p p y 11，试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计故塔顶温度=℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度苯甲苯乙苯泡点方程： p x p ni i i =∑=10试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力塔底压力Mpa p 1.0013.1⨯=底 五、进料温度进料压力为Mpa p 1.0013.1⨯=进，泡点方程： p x p ni i i =∑=1试差法求进料温度故进料温度=133℃六、相对挥发度的计算据化学化工物性数据手册，用内插法求得各个数据5.105=顶t ℃，961.5=苯α514.2=甲苯α1=乙苯α；136=底t ℃，96.1=甲苯α1=乙苯α； 133=进t ℃，38.4=苯α97.1=甲苯α1=乙苯α综上，各个组份挥发度见下表据清晰分割结果，计算最少平衡级数。
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2 精馏塔的工艺计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1基础数据 （一）生产能力：10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。
（二）进料组成：乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。
（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。
2.1.2物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。
01.0=D HK x ， 005.0=W LK x ，表2.1 进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得：,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ （式2. 1）2434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ωKmol/h编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500总计226.8659100精选文库5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表2.2精馏塔工艺计算2.2.1操作条件的确定 一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-表2-3 物性参数注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K编号 组分 i f /kmol/h馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544总计226.865913.2434213.6225组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.841.0 乙苯106617.236.0名称A B C D表2-3饱和蒸汽压关联式数据以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CS P P In01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程：∑==ni ii p p y 11，试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计故塔顶温度=105.5℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度苯 -6.98273 1.33213 -2.62863 -3.33399 甲苯-7.286071.38091 -2.83433 -2.79168 乙苯 -7.486451.45488-3.37538-2.23048泡点方程：p x pni i i=∑=10 试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力塔底压力Mpa p 1.0013.1⨯=底 五、进料温度进料压力为Mpa p 1.0013.1⨯=进，泡点方程：p x pni i i=∑=1试差法求进料温度故进料温度=133℃六、相对挥发度的计算据化学化工物性数据手册，用内插法求得各个数据5.105=顶t ℃，961.5=苯α 514.2=甲苯α 1=乙苯α；136=底t ℃， 96.1=甲苯α 1=乙苯α；133=进t ℃， 38.4=苯α 97.1=甲苯α 1=乙苯α综上，各个组份挥发度见下表据清晰分割结果，计算最少平衡级数。
26.6148.2lg )1324.05544.2120681.15612.9lg(lg ))()lg((min =⨯==-HK LK W LKHK D HK LK x xx x N α2.2.2塔板数的确定 一、最小回流比R min本设计为泡点进料，即饱和液体进料，q =1由恩特伍德公式： 1)(min ,+=-∑R x i mD i i θαα1i iix q ααθ=--∑019375.01148.2046875.0148.21705.5015625.01705.5=-⨯+-⨯+-⨯=-∑θθθθααi i i x试差法求得=θ 2.3 则最小回流比304.113.2101.013.2148.27223.0148.23.21705.52677.01705.51)(min =--⨯+-⨯+-⨯=--∑=θααi m D i i x R ，二、实际回流比根据混合物分离的难易程度，取实际回流比为最小回流比的1.2倍 则R =1.2 R min =1.2×1.304=1.565组份 进料温度133塔顶温度105.5 塔底温度136 平均相对挥发度苯 4.38 5.9615.1705 甲苯 1.97 2.5141.962.148 乙苯1111精选文库三、全塔理论板数的确定102.01565.1304.1565.11min =+-=+-R R R 查《化工原理》下P33图1-28吉利兰图得52.02min=+-N N N将26.6min =N 代入，求得N=15.2 四、进料板的计算5.9lg )()(lg )(=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛÷=-HKLK HK LK m R f d f d N α3lg )()(lg )(=⎪⎭⎫⎝⎛÷=-HKLK HK LK m S f f N αωω因为S Rm S m R R S N NN N N N N ===+)()(2.15， 12.112.1535.9135.9)()(1)()(=⨯+=⨯+=N N N N N N m S mR mS m R R 08.412.112.15=-=-=R S N N N所以,第5层理论板是加料版。
3 精馏塔主要尺寸的设计3.1塔径的计算3.3.1 填料精馏塔有关参数操作回流比：R=2 理论板数：N T =16 进料板序号：N F =5 塔顶温度：t D =105.5℃塔釜温度：t W =136℃3.3.2 塔顶有关参数计算[4 由化工物性手册查得：3/885m kg =苯ρ3/866m kg =甲苯ρ3/867m kg =乙苯ρ气体平均摩尔质量：mol g M V /39.8810601.092722.078268.0=⨯+⨯+⨯=气体密度：()335/85.22735.10510314.839.8810013.1m kg RT PM D V V =+⨯⨯⨯⨯==ρ 液体密度：3/102.87186701.0866722.0885268.0m kg L =⨯+⨯+⨯=ρs m V S /342.085.2360039.8873.393=⨯⨯=h kmol RD L /4868.262434.132=⨯== 3.3.3 进料板有关参数计算 s m V V S S /342.03,== 气相组成：94.2=m α()()014.0005.0194.21005.094.21=⨯-+⨯=-+=x a x y αα气体平均摩尔质量：molg M V /8.105106986.092014.0'=⨯+⨯=气体密度：()335''/71.315.27313310314.88.10510013.1m kg RT PM D V V=+⨯⨯⨯⨯==ρ3'/76101.0771763722.0755268.0m kg L =⨯+⨯+⨯=ρ3.3.4 精馏段塔径计算液相质量流量为：h kg L /231333.874868.26=⨯=ω 气相质量流量为：h kg V /75.351139.887.39=⨯=ω流动参数为：0377.0102.87185.275.351123135.05.0=⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V VLρρωωψ由于填料选择的是金属孔板波纹填料350Y ；查埃克特通用关联图得：7.02.02=L LV msx g u μρρφϕ由于s mPa L ⋅=262.0μ 10.1102.8713.958===L ρρϕ水0033.0102.87185.2==L V ρρ257=φ 代入上式中得：7.08.90033.010.1262.02max 2.0=⨯⨯⨯u即：s m u /3.3max = 由于 max 0.8uu =即：s m u u /64.23.38.08.0max =⨯== 由公式m u V D S 51.064.214.3342.044=⨯⨯==π圆整后为0.6m 3.3.5 提溜段塔径计算液相质量流量为：h kg L/1709648.6735.253'=⨯=ω 气相质量流量为：h kg V/42008.1057.39'=⨯=ω流动参数为：28.076171.34200170965.05.0''''=⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V V L ρρωωψ同上，查图得：4.02.0''''2'max =L LV g u μρρφϕ由于257=φ s mPa L⋅=207.0'μ 12.1770863'===L ρρϕ水 00488.076171.3''==L V ρρ代入上式中得：4.08.9000207.000488.012.12572.02'max =⨯⨯⨯⨯u即：s m u /1.3'max=s m u u /48.21.38.08.0max ''=⨯==则：m u V D S 53.048.214.3342.044'=⨯⨯==π比较精馏段与提溜段计算结果，二者基本相同。
圆整塔径，取D=600mm 3.4 液体喷淋密度及空塔气速核算 精馏段液体喷淋密度为()hm m D U LL⋅=⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎭⎫⎝⎛=2322/58.4423.014.33.7406.23312πρω精馏段空塔气速为：sm D u VV/22.126.014.3360085.275.3511222=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=πρω提溜段液体喷淋密度为：()hm m U ⋅=⎪⎭⎫ ⎝⎛=232'/3.3326.014.3420017096提溜段空塔气速为： s m D u V V /11.126.014.3360071.34200222'''=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=πρω查规整填料性能参数知32/350m m =σ，取)/(08.023(min)h m m L W ⋅= 则)/(2835008.023(min)(min)h m m L U W ⋅=⨯==σ 经核算，选用塔径600mm 符合要求。