工艺计算之塔径设计
关于填料吸收塔的计算
本例中： 本例中：
气相质量流量为： 气相质量流量为：
wV = 2400 × 1.257 = 3016.8kg / h
液相质量流量可近似按纯水的流量计算，即 液相质量流量可近似按纯水的流量计算，
Eckert通用关联图的横坐标为： Eckert通用关联图的横坐标为： 通用关联图的横坐标为
WL ρV 0.5 78321.77 1.257 0.5 ( ) = ( ) = 0.921 WV ρ L 3016.8 998.2
L Y −Y ( ) min = 1 2 V X '1 − X 2
或 所以
操作液气比
L L = (1.1 ~ 2.0)( ) min V V
⑴ 进塔气相摩尔比： 进塔气相摩尔比： ⑵ 出塔气相摩尔比： 出塔气相摩尔比：
y1 0.05 Y1 = = = 0.0526 1 − y1 1 − 0.05
Y1 = Y1 (1 − ϕ ) = 0.0526(1 − 0.095) = 0.00263
⑶ 溶解度系数为： 溶解度系数为：
988.2 H= = = 0.0156kmol /( kPa ⋅ m 3 ) EM s 3.来自5 × 103 × 18.02
ρL
3.最小液气比 3.最小液气比
L Y1 − Y2 由图解得 ( ) min = * V X1 − X 2
若 则
Y * = mX
L Y1 − Y2 ( ) min = Y1 V − X2 m
此例采用“脱吸因素法” 此例采用“脱吸因素法”求解
Y1* = mX 1 = 35.04 × 0.0011 = 0.0385
Y2 * = mX 2 = = 0 Y * = mX 0
2 2
脱吸因素为： 脱吸因素为：
填料塔计算公式
填料塔计算公式填料塔是化工、环保等领域中常用的气液传质设备，要想设计和操作好填料塔，掌握相关的计算公式那可是相当重要！先来说说填料塔的塔径计算公式。
这就好比给塔选一件合适的“衣服”，太大了浪费材料，太小了又影响工作效率。
塔径的计算主要考虑气体的体积流量、空塔气速等因素。
计算公式大致是：D = √（4Vs / πu），这里的 D 表示塔径，Vs 是气体体积流量，u 是空塔气速。
咱就拿一个实际例子来说吧，之前我在一个化工厂实习的时候，就碰到了填料塔塔径计算的问题。
当时厂里要对一个旧的填料塔进行改造，以提高生产效率。
我们首先得确定气体的流量，这可不是个简单的事儿，得通过各种测量仪表，像流量计啥的，获取准确的数据。
然后再根据工艺要求和经验，确定合适的空塔气速。
这个空塔气速的选择可不能马虎，选高了，气体阻力增大，能耗增加；选低了，塔的处理能力又不够。
我们那时候是反复讨论、计算，才最终确定了一个比较理想的塔径。
再来说说填料层高度的计算公式。
这就像是给塔盖房子，得盖多高才能让气液充分接触，完成传质任务呢？常用的计算公式有传质单元数法和等板高度法。
传质单元数法呢，需要先计算出传质单元数，然后乘以传质单元高度，就得到了填料层高度。
等板高度法呢，是先确定理论板数，再乘以等板高度。
我记得有一次，在设计一个新的填料塔时，为了确定填料层高度，我们可是费了好大的劲儿。
先是在实验室里做小试，模拟实际的操作条件，测量各种数据。
然后根据实验结果进行计算和分析，不断调整参数，优化设计方案。
那几天，我们办公室的灯常常亮到很晚，大家都在为了这个项目努力。
还有填料的压降计算也不能忽视。
压降大了，会增加能耗；压降小了，又可能影响传质效果。
总之，填料塔的计算公式虽然看起来有点复杂，但只要我们认真研究，结合实际情况，多做实验和计算，就一定能设计出性能优良的填料塔，为生产和环保事业做出贡献。
希望我讲的这些能让您对填料塔的计算公式有更清楚的了解，在实际应用中少走弯路，提高工作效率和质量！。
精馏塔塔径圆整规则
精馏塔塔径圆整规则摘要：一、精馏塔塔径圆整的必要性二、常用标准塔径列表三、塔径圆整的方法与原则四、变径的注意事项正文：一、精馏塔塔径圆整的必要性在精馏塔设计中，塔径的计算是一项重要任务。
计算出塔径后，我们需要按照标准塔径进行圆整，以满足实际生产需求。
塔径的圆整有助于确保精馏塔的性能稳定，提高馏分纯度和分离效果。
二、常用标准塔径列表根据相关资料，常用标准塔径（mm）如下：400、500、600、700、800、1000、1200、1400、1600、2000、2200。
在实际设计中，可以根据塔的高度、流量等参数选择合适的标准塔径。
三、塔径圆整的方法与原则1.方法：首先，根据精馏塔的工艺条件，计算出理论塔径。
然后，参考常用标准塔径列表，选取最接近计算值的标准塔径进行圆整。
2.原则：圆整后的塔径应满足以下条件：（1）确保塔内流体动力学性能良好，避免产生气流速度过大或过小的问题；（2）满足塔板数要求，保证馏分分离效果；（3）考虑塔的结构强度和材料要求，避免因塔径过大导致成本上升或设备选型困难。
四、变径的注意事项1.变径位置：在设计时，提馏段和精馏段的塔径可能不同，需要进行变径。
变径位置应选择在塔板数相同或相近的位置，以减小流体动力学影响。
2.变径过渡：变径过渡应采用圆滑过渡方式，以减小流体在塔内的局部阻力。
过渡段的长度应适当，避免产生流动死区。
3.变径原因：在满足塔径要求的前提下，尽量避免无故变径。
确实需要变径时，应充分论证变径的合理性，避免造成不必要的能耗损失和设备投资。
总之，在精馏塔设计中，塔径的圆整和变径是一项关键任务。
遵循一定的原则和方法，合理选择塔径和变径方案，有助于确保精馏塔的稳定运行和高效分离效果。
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 。
填料塔塔径和阻力的计算
对数坐标：该图中的横坐标轴（x轴）是对数坐标。在此
轴上，某点与原点的实际距离为该点对应数的对数值， 但是在该点标出的值是真数。为了说明作图的原理，作 一条平行于横坐标轴的对数数值线.
填料塔内的流体力学特性
如图，曲线1、2、3表示不同液体喷淋量下，
填料层的ΔP～u关系，称为填料操作压降线。
在一定的喷淋量下，压降随空塔气速的变化曲线分为三段： 1.当气速低于A点时，气体流动对液膜的曳力很小，液体流 动不受气流的影响，填料表面上覆盖的液膜厚度基本不变， 因而填料层的持液量不变，该区域称为恒持液量区。此时
填料塔塔径和阻力的计算填料塔塔径的计算压强降的计算填料塔塔径和阻力的计算由于所以其中r831焦耳摩尔为普适气体常数或者摩尔气体常数典型的吸收净化流程吸收剂的冷却新吸收剂的加入吸收液取出去再生加工或经处理后排放吸收净化法工艺配置
填料塔塔径和阻力的计算
填料塔内的流体力学特性
填料层的压降
•在逆流操作的填料塔中，从塔顶喷淋下来的液体，依靠重力 在填料表面成膜状向下流动，上升气体与下降液膜的摩擦阻力 形成了填料层的压降。 •填料层压降与液体喷淋量L及气速u有关，在一定的气速下， 液体喷淋量越大，压降越大；在一定的液体喷淋量下，气速越 大，压降也越大。
由于 所以
压强降的计算
（1） （2）
理想气体状态方程是 PV=nRT 。 其中 R=8.31 焦耳 / (摩尔 ·开) 为普适气体常数或者摩尔气体常数
吸收净化法工艺配置
典型的吸收净化流程
¾吸收剂的冷却 ¾新吸收剂的加入 ¾吸收液取出去再生加工或经处理后排放
ΔP～u为一直线，位于干填料压降线的左侧，且基本上与干
填料压降线平行。 2.当气速超过A点时，气体对液膜的曳力较大，对液膜流动 产生阻滞作用，使液膜增厚，填料层的持液量随气速的增加 而增大，此现象称为拦液。开始发生拦液现象时的空塔气速 称为载点气速，曲线上的折点A，称为载点。
筛板塔塔板主要工艺尺寸的计算
（六）塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置的计算因塔径D=1.0m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
各项计算如下：（1） 堰长w l取l w =0.66D =0.66×1.6=1.056m(2)溢流堰高度 w h由w h =L h -ow h选用平直堰，堰上高度ow h 由式ow h =3/2)(100084.2wh l L E 计算，近似取E=1，则 ow h =3/2)(100084.2w h l L E =3/2)056.136000097.0(1100084.2⨯⨯⨯=0.029m 取板上清液层高度 L h =60mm故w h =0.06-0.029=0.031m(3)弓形降液管宽度d W 和截面积f A 由Dl w =0.66 查图“弓形降液管的参数”，得t f A A =0.0722 D W d =0.124 故f A =0.0722⨯2.011=0.1452md W =0.124D=0.124⨯1.6=0.198m依式θ=33600≥hTf L H A ~5验算液体在降液管中停留时间，即 θ=h Tf L H A 3600=36000097.06.0145.03600⨯⨯⨯=8.97>5s 故降液管设计合理。
（4）降液管底隙高度0h0h ='03600u l L w h取'0u =0.02D m /s则0h =25.0056.1360036000097.0⨯⨯⨯=0.037m 由于w h <0h ，所以应取'w h >0h 以保证液体由降液管流出时不受到很大阻力。
选用凹形受液盘，深度'w h =50mm .2.塔板布置（1）塔板的分块因D ≥800mm ，故塔板采用分块式。
查表“塔板分块数”，塔板分块为4块。
（2） 边缘区宽度确定取a W =s W =0.065m ，c W =0.035m（3） 开孔区面积计算开孔区面积按式a A =)sin 180(21222r x r x r x -+-π 其中 m W D r m W W D x c s d 465.0035.026.12537.0)065.0198.0(26.1)(2=-=-==+-=+-=故a A =21222496.1765.0537.0sin 180765.0537.0765.0537.0(2m =⨯+--π （4） 筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用mm 3=δ碳钢板，取筛孔直径mm d 50=。
精馏塔主要工艺尺寸计算
精馏塔主要工艺尺寸计算一、塔径D1、精馏段塔径初选板间距m H T 40.0=，取板上液层高度m h L 06.0=，故m h H L T 34.006.040.0=-=-； 0319.030.28.87792.00015.02121=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛vL SS V L ρρ 查Smith 关联图得C 20；依2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=σC C 校正物系表面张力为m mN /45.21时的C0720.02045.21071.0202.02.020=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=σC Cs m Cu V V L /405.130.230.28.8770720.0max =-⨯=-=ρρρ可取安全系数为，则s m u u /843.0405.160.060.0max =⨯==故m u V D S 179.1843.092.044=⨯⨯==ππ 按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速。
2、提馏段塔径初选板间距m H T 40.0=，取板上液层高度m h L 06.0=，故m h H L T 34.006.040.0=-=-； 0782.070.20.96041.00017.02121=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛vL SSV L ρρ 查Smith 关联图得C 20；依2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=σC C 校正物系表面张力为m mN /92.19时的C ,即0679.02092.19068.0202.02.020=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=σC Cs m Cu V V L /279.170.270.20.9600679.0max =-⨯=-=ρρρ 可取安全系数为，则s m u u /767.0279.160.060.0max =⨯== 故m u V D S 825.0767.041.044=⨯⨯==ππ 按标准,塔径圆整为1.0m,则空塔气速。
为统一精馏段和提馏段塔径，取为。
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2．3塔的设计
1、塔径的初选
查有机液体的相对密度共线图可得，
85.73℃时乙醇的密度ρ乙醇=738kg/m 3,水的密度ρ水=968.1kg/m 3
进料料液与塔顶气体的平均温度t=(85.73+78.29)÷2=82℃,查乙醇—水
平衡数据可知：
82℃时，乙醇—水的平均摩尔分率为x=0.2857,y=0.5672 计算得:乙醇—水的平均质量分率为w 乙醇=0.51,w 水=0.49
又查得82℃时乙醇的密度ρ
乙醇
=735kg/m 3,水的密度ρ水=970.5kg/m 3
气体平均的摩尔质量Mv=46.07×0.5672+18.02×(1-0.5672)=33.93kg/kmol 液体平均的摩尔质量M L =46×0.2857+18×(1-0.2857)=26.03kg/kmol 混合液的平均密度ρL =735×0.51+970.5×0.49=850.395 kg/m 3 由PV=nRT 可知ρ=PM/RT ，带入数据可得： 气体的平均密度ρv =PM/RT=1.163 kg/m
3
气体的平均质量流量 Wv=V G M V =121.52×33.93=4123.2kg/h 液体的平均质量流量 W L =V L M L =91.14×26.03=2372.4kg/h
液体平均体积流量3
2.790s L
L
h
W
m
L ρ
==
气体平均体积流量3
3545.31s h m V =
两相流动参数0.5
(/)
L
LV V L V W F W ρρ=
⨯ =0.0213
设H T =0.45m ， 查筛
此时200.083f C =
则液泛流速5
..02
..020]
/)[()
20/(V V L f f C u ρρρσ-==2.196(其中σ取18mN/m)
取泛点百分率为0.8，可求出设计气速u h 和所需气体流通面积A n
u h =0.8×2.196=1.757m/s V s=
3600V
W v ρ =0.985m 3/s A n =V S / u h =0.560 m 2
按表10-2选择单流型塔板，并取堰长lw=0.7D,由图10-40查得溢流管面积和塔板总
面积之比：
088.0)
(=-=
T
n T T
f A A A A A ，0.61510.088
T A n A =
=-m 2
D=(4A T /π)0.5 =0.89m 根据设备系统化规格，将D 圆整到D=1.0m,作为初选塔径，对此初选塔径可以标出：
A T=πD 3/4=0.785m 2
降液管的面积 A f =0.088A T =0.088×0.785=0.0691m 2 A n = A T -A f =0.785-0.0691=0.7159 m 2
实际气速
u h = V S / A n =1.376m/s
实际堰长lw=0.7D=0. 7m
实际液泛百分率u h /u f =1.376/2.196=0.790 2、塔板详细设计：
选择平流溢流堰，并参考表10-3取堰高hw=0.04m ，采用垂直弓形降液管和平型受
液盘，取h o =0.03m,取Ws=Ws’=0.05m(其取值范围为0.025~0.05m),并从图10-40求出弓形降液管的宽度Wd=0.145D=0.145m,于是可以标出：
/2()x D W d W s =-+=0.305m r=D/2-W c =0.47m
带入10-23式可得，2
2
0.5
21
2
12[()
(/)]0.530180
A a x r x r Sin x r m π
⋅=-+=
鼓泡型操作的筛板塔其筛孔直径d o 在3~8mm ，t/ d o 在一般情况下在2.5~5,
取d o =5mm, t/d o =3
故其开孔率ψ=0.907(d o / t)2
=0.101
A o = A a ψ=0.530×0.101=0.054m
2
2.4塔板的校核
1、板压降的校核
取板厚δ=3mm, δ/d o =3/5=0.6,φ=A o /(A T -2A f )=0.1058 m 2
由图10-45查出，并用试插法计算得Co=0.75,由式10-4可求出干板压降(以液柱表示)
2
(1/2)(/)(/)0.034
d v L o o
h g U C m ρρ== 由式10-34可求出堰上液高：
3
/23)
/(1084.2h
w h ow
l l E ⨯=（式中的修正系数E 可由图10-48求出）
=2.84×103
×1.02×(2.79/0.7)2/3
=0.00728m
按面积（A T -2A f ）计算的气体速度
0.985 1.523/
(2)
0.7852
0.0691
a T f
Vs u m s A A =
==--⨯ 相应气体的动能因子0.50.5
1.523 1.163 1.639a v Fa u ρ=⨯=⨯=
由图10-46查得液层充气系数β=0.59,由式10-31求出液层阻力（以液柱表示）
()0.59(0.040.00728)0L w o w
h h h m β=+=⨯+=
板压降：h f =h d +h L =0.034+0.0279=0.0619m
2、液沫夹带量的校核
按LV F =0.0213和泛点百分率为0.8，从图10-47查得ψ=0.13,由式10-6求得： 0.086
0.1
1s L v s V
L e m V ρρψ=
∙==<-ψ
3、溢流液泛条件的校核
溢流管中的当量清液高度可由式10-8计算，
已知：hw=0.04m ，h ow =0.00728m,△=0, h f =0.0619m ∑h f =0.153(Ls/L w h o )2 =0.000208m
故降液管的当量清液高度 0.109d w o w f
f H h h h
h m
=++∆++=∑ 乙醇-水的混合物不易起泡，取Φ=0.6,降液管内气沫层的高度
/0.109/0.6
0.1820
f d
d H
H m =Φ==< 所以不会发生溢流液泛。
4、液体在降液管内停留时间的校核：
由式10-7可求出液体在降液管内的停留时间 0.0691
0.109
/8.70632.7903600
f d s A H L s s
τ⨯==
=> 所以不会产生严重的气泡夹带。
5、漏液点的校核
设漏液点的孔速u ow =9m/s ,相应的动能因子（以Ar-2A f 为标准） 0.5
.5
0.5
90.06843
0.702
(2)(0.7852
0.0691)1.163
o w o
a V
T f V
U A
F U A A ρρ⨯==
==--⨯
⨯ h c 为塔板上清液高度
0.00610.7250.006 1.23
0.032s c w w
L h h F m L =+-+=（式10-41）
由图10-49查得漏液点的干板压降h d =0.011水柱
2
0.5
20.5
(2/)
(29.80.011850.3950.655/1.163)
8.23/ow d L o V U gh C m s ρρ==⨯⨯⨯⨯=
计算值与假定值相近，故假设正确。
塔板的稳定系数：
/16.5/8.232.0
(1.5
o o w K U U ===
> 表明塔板具有足够操作弹性。
6.负荷性能图。