二、设计题目及原始条件 - - - - - - - - - - - - - - - -- - - - - - - - - - 2

三、前言- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -3

四、物料衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 4

五、热量衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 4

六、塔板工艺尺寸计算(精馏段)- - - - - - - - - - - - - -- - - - - - - - -6

1、塔径 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- - - - - - - - - - - - - - -7

2、溢流装置 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- - - - - - - - - - - - - -7

3、塔板布置及浮阀数目与排列 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -7

七、塔板流体力学验算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -8

1、气相通过浮阀塔板的压强降- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -8

   2、淹塔- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -8

   3、雾沫夹带 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -8

八、塔板负荷性能图 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -8

1、雾沫夹带线 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 8

  2、液泛线- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 9

  3、液相负荷上限线 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 9

  4、漏液线- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -9

  5、液相负荷下限线- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -9

九、计算结果

十、塔板工艺尺寸，流体力学验算，负荷性能图(提馏段) - - - - - -10

十一、参考文献- - - - - - - - - - - - - - - - - 13

         课程设计任务书

题    目：设计一个分离苯－乙苯双组分均相混合液的常压连续浮阀精馏塔。

工艺条件及数据：⑴原料液量13000kg/h，含苯42%(质量分率，下同)，料液可视为理想溶液；

⑵馏出液含苯98%，残液含乙苯97%；

⑶泡点进料。

操作条件：⑴常压操作；

⑵回流液温度为塔顶蒸汽露点；

⑶间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2(绝压)；

⑷冷却水进口温度30℃，出口温度40℃；

⑸设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。 

设计内容：⑴物料衡算，热量衡算；

⑵塔板数，塔径计算；

⑶溢流装置，塔板设计；

⑷流体力学计算，负荷性能图。

设计成果：⑴设计说明书一份；

⑵设计图纸三张为：浮阀塔工艺条件图，塔盘布置图，负荷性能图。

1、设计题目

设计一个分离苯－乙苯双组分均相混合液的常压连续浮阀精馏塔。

2、原始数据：

工艺条件及数据：

⑴原料液量13000kg/h，含苯42%(质量分率，下同)，料液可视为理想溶液；

⑵馏出液含苯98%，残液含乙苯97%；

⑶泡点进料。

操作条件：

⑴常压操作；

⑵回流液温度为塔顶蒸汽露点；

⑶间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2(绝压)；

⑷冷却水进口温度30℃，出口温度40℃；

⑸设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。 

前言

在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门，塔设备是一种重要的单元操作设备。它的应用面广，量大。据统计，塔设备无论其投资费用还是所消耗的钢材重量，在整个过程设备中所占的比例都相当高。塔设备的作用是实现气（汽）—液相或液—液相之间的充分接触，从而达到相际间进行传质及传热的目的，塔设备广泛用于蒸馏，吸收，介吸（气提），萃取，气体的洗涤，增湿及冷却等单元操作中，它的操作性能好坏，对整个装置的生产，产品产量，质量，成本以及环境保护，“三废”处理等都有较大的影响。

目前，塔设备的种类很多，对塔设备进行分类：①按操作压力分有加压塔，常压塔，减压塔；②按单元操作分有精馏塔，吸收塔，介吸塔，萃取塔，反应塔，干燥塔等；③按内部结构分有填料塔，板式塔。目前工业上应用最广泛的还是填料塔和板式塔。

填料塔属于微分接触型的气液传质设备。塔内以填料作为气液接触和传质的基本构件。液体在填料表面呈膜状自上而下流动，气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动，并进行气液两相间的传质和传热。两相的组分浓度或温度沿塔高呈连续变化。板式塔是一种逐级（板）接触的气液传质设备。塔内以塔板作为基本构件，气体自塔底向上以鼓泡或喷射的形式穿过塔板上的液层，使气—液相密切接触而进行传质与传热，两相的组分浓度呈阶梯式变化。

填料塔和板式塔均可用于蒸馏，吸收等气—液传质过程，但两者之间选型时应考虑诸多方面。

在进行选型时以下情况可以优先考虑填料塔：①在分离程度要求较高的情况下，因某些新型填料具有很高的传质效率，故可以采用新型填料塔以降低塔的高度；②对于热敏性物料的蒸馏分离，因新型填料的持液量较小，压降小，故可优先选择真空操作下的填料塔；③具有腐蚀性的物料，可选用填料塔，因为填料塔可采用非金属材料，如陶瓷，塑料等；④容易发泡的物料，宜选用填料塔，因为在填料塔内，气相主要不以气泡形式通过液相，可减少发泡的危险，此外，填料还可以使泡沫破碎。

下列情况可优先选用板式塔：①塔内液体滞液量较大，要求塔的操作负荷变化范围较宽，对进料浓度变化要求不敏感，要求操作易于稳定；②液相负荷较小，因为这种情况下，填料塔会由于填料表面湿润不充分而降低其分离效率；③含固体颗粒，容易结垢，有结晶的物料，因为板式塔可选用液流通道较大，堵塞的危险较小；④在操作过程中伴随有放热或需要加料的物料，需要在塔内设置内部换热组件，如加热盘管；需要多个进料口或多个侧线出料口。这是因为一方面板式塔的结构上容易实现，此外，塔板上有较多的滞液量，以便与加热或冷却管进行有效地传热。

实践证明，在较高压力下操作的蒸馏塔仍读采用板式塔，因为在压力较高时，塔内气液比过小，以及由于气相返混剧烈等原因，填料塔的分离效果往往不佳。

板式塔的种类很多，按塔板的结构可以分为：泡罩塔，筛板塔，浮阀塔，舌形塔等。目前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。

泡罩塔是工业应用最早的板式塔。它的优点是操作弹性大，因而在负荷波动范围较大时，仍能保持塔的稳定操作及较高的分离效率；气液比的范围大，不易堵塞等。其缺点是结构发杂，造价高，气相压降大，以及安装维修麻烦等。目前只在某些情况如生产能力大，操作稳定性要求高，要求有相当稳定的分离能力等时才考虑使用。

浮阀塔因具有优异的综合性能，在设计和选用塔型时常被首选的板式塔。优点：①生产能力大，比泡罩塔提高20%——40%；②操作弹性大，在较宽的气相负荷范围内，塔板效率变化较小，其操作弹性较筛板塔有较大的改善；③塔板效率较高，因为它的气液接触状态较好，且气体沿水平方向吹入液层，雾沫夹带较小；④塔板结构及安装较泡罩塔简单，重量较轻，制造费用低，仅为泡罩塔的60%——80%左右。其缺点：①在气速较低时，仍有塔板漏液，故低气速时板效率有所下降；②浮阀阀片有卡死吹脱的可能，这会导致操作运转及检修的困难；③塔板压力降较大，妨碍了它在高气相负荷及真空塔中的应用。

筛板塔也是应用历史较久的塔型之一，与泡罩塔相比，筛板塔结构简单，成本低，板效率提高10%——15%，安装维修方便。近年发展了大筛孔，导向筛板等多种筛板塔。

无降液管塔是一种典型的气液逆流式塔，塔盘上无降液管。优点是：①由于没有降液管，所以结构简单，加工容易，安装维修方便；②因节省了降液管所占的塔截面，允许通过更多 的蒸汽量，因此生产能力比泡罩塔大20%——100%；③因为塔盘上开孔率大，栅缝或筛孔处的气速比溢流式塔盘小，所以压降小，比泡罩塔低40%——80%，可用于真空蒸馏。缺点：①板效率比较低，比一般板式塔低30%——60%，但因这种塔盘的开孔率大，气速低，形成的泡沫层高度较低，雾沫夹带量小，所以可以降低塔板的间距，在同样分离条件下，塔总高与泡罩塔基本；②操作弹性较小，能保持较好的分离效率时，塔板负荷的上下限之比约为2.5——3.0。

  舌型塔是应用较早的斜喷射型塔。结构简单，安装检修方便，但这种塔负荷弹性较小，塔板效率较低，因此使用受到一定。

物料衡算：

⒈进料组成：  

 XF=（42/78）／（42/78+58/76）  =0.4960

 D=（98/78）／（98/78+2/106)   =0.9852

 W=（ 3/78）／（3/78+97/106） =0.0403

⒉原料液的平均摩尔质量：

 F= 0.4960*78 +（1－0.4960）*106 = 92.112

⒊全塔的物料衡算：F=13000/92.112 =141.13 Kmol/h

                              F= D+W               

F XF =D XD +W XW       

 把已知数据带入上式，得    

 解得 Kmol/h 73.07 Kmol/h

热量衡算：

⒈求相对挥发度： o  = A－ B／（t+C） ①

 查表得：   

Lg PAo  = 6.023－1得 Ao =434.614

Lg PBo  = 6.079－1得 Bo  = 16.815

在80.0488℃——136.1520℃间分成七段：

作t——x——y图，见附图一，由XD=0.9852，XW=0.0403  查得：塔顶t=82.5℃  塔底t=129.5℃,

由手册[1]查得,  t=82.5℃ σ乙苯 =20   mN/m      σ苯 = 21   mN/m

t=129.5℃　　σ乙苯 =14.9  mN/m   σ苯 = 15   mN/m

 σ顶=σ苯*XD+σ乙苯*(1－XD )　＝21*0.9852+20*(1－0.9852) =20.9852 mN/m

 σ底=σ苯*XW+σ乙苯*(1－XW )　＝15*0.0403+14.9*(1－0.0403) =14.90403 mN/m

⒉求Rmin ,Nmin             

 min  = ［1/（α—1）］*［XD / XF－α（1 － XD）/（ 1－XF ）］

=［1／（5－1）］*［0.9852／0.4960－5（1－0.9852）／（1－0.4960）］=0.46

Nmin = Lg{[ XD /(1－XD)]*[(1－XW)/ XD]}  / Lgαm －1

 ―0.9852)]*[(1―0.0403)/0.0403]} / Lg 5.02    －1= 3.55

⒊通过R=1.1——7.5 Rmin ，求 （R －Rmin）/（R+1），根据李德方程式Y=0.545827—0.591422X+0.002743/X，求出（N－Nmin）/（N+2）画R——N图，见附图二  ：

⒋塔高 

  在塔顶,塔底温度下的粘度[2],如下表：

 μ底 = 0.172 XW +0.232(1—XW) =0.230    cp

 μ   =  (μ顶 +μ底)  /   2   = 0.268    cp

  全塔效率 ET  =0.49(αμ)-0.245  =0.455  

 P = NT / ET =10/0.455  =22块  

  NP — 1)* HT   =(22—1)*0.45 =9   m

⒌求LS  , VS

 ⑴精馏段：  XD +106*（1－XD）=78*0.9852+106*(1－0.9852) = 78.41 g/mol

 由化工原理上册附录查得,  20℃时,  ρ苯 =880  Kg/m3 ，ρ乙苯 =867   Kg/m3

     由于液体密度随温度变化不大，因此可视为定值。

      ρL  =880 XD +867（1－XD）=880*0.9852+867*(1－0.9852)=879.81  Kg/m3

          ρV  =PM/RT顶 = 101.325*78.41  /  8.315*(273+82.5)  = 2.69     Kg/m3

对精馏段进行物料衡算：

      V =L+D=（R+1）D =（0.0 +1）*68.06 = 111.61  Kmol/h

      L =RD =0.0 *68.06 =43.55   Kmol/h

         VS =V *M  /  3600*ρV  =112.02*78.41 / 3600*2.69 =0.904    m3 / S

   LS =L*M  /  3600*ρL  = 43.55*78.41 / 3600*879.81=0.0011    m3 / S

⑵提馏段： M’ = 78*0.0403+106*(1－0.0403) =104.87 g/mol

   ρ’L  =880 XW +867（1－XW）=880*0.0403+867*(1－0.0403)=8/m3

          ρ’V  =PM’/RT第 = 101.325*104.87  /  8.315*(273+129.5)  = 3.17    Kg/m3

 ’ =V =111.61 Kmol/h

 ’ = L+qF  = 43,55+1*141.13 = 185.16  Kmol/h

 V’S =V ’*M  /  3600*ρ’V  =111.61*104.87 / 3600*3.17=1.029    m3 / S

 L’S =L’*M  /  3600*ρ’L  = 43.55*104.87 / 3600*867.52=0.0062   m3 / S

⒍热量衡算   

由手册[3]查得：82.5℃ γ苯 =129Kcal / Kg=42260.4 KJ/Kmol

 γ乙苯 =10.2 Kcal / g分子=42840 KJ/Kmol

129℃ γ苯 =152.8Kcal / Kg=50057.28KJ/Kmol

 γ乙苯 =9.02Kcal / g分子=37884KJ/Kmol

 γ顶 =γ苯 *XD +γ乙苯(1－XD)=42260.4*0.9852+42840*(1－0.9852) 

 γ底 =γ苯 *XW+γ乙苯(1－XW)=50057.28*0.0403+37884*(1－0.0403) 

⑴对精馏段：Q =V*γ=W水 *CPC *（t2 －t1）

 水 = V*γ / CPC *（t2 －t1）=111.61*42268.98/ 4.174*(40－30)=113024.45Kg/h

⑵对提馏段：γ加 =(2258.4 KJ/Kg)  /  (1/18 Kmol/Kg) =40651.2  KJ/Kmol

 ’ = V’*γ’ +QL  = V加*γ加

 γ’ = 0.95 V加*γ加

 加  = V*γ’ /  0.95γ加  =111.61*38374.58/  0.95*40651.2=110.90 Kmol/h

㈠精馏段        塔板工艺尺寸计算：

⒈塔径：  欲求塔径应先求出空塔气速 u ，而  u =（安全系数）* umax

                umax  = C*[（ρL－ρV）/ρV]1/2   C可由史密斯关联图查出，横标的数值为：

                （Lh / Vh）*（ρL  / ρV ）1/2 = （0.0011/ 0.904）*（879.8/ 2.69）1/2 =0.022

          取板间距HT = 0.045 m ，取板上液层高度hL = 0.05 m ，则图中参数值为

            HT －hL  = 0.45—0.05 =0.40   m  

  根据以上数值，由史密斯关联图查得C20  =0.085 。因物系表面张力σ=21 mN/m ，校正，即C = C20   (σ/20)0.2 = 0.086 ，则 umax  = 1.553   m/s  

  取安全系数为0.8，则空塔气速为  u =0.8* umax = 0.8*1.553 = 0.963  m/s  

  塔径 D = （4* VS  / πu）1/2 =（4*0.904 / π*1.242）1/2 = 0.963   m 

  按标准塔径圆整为D =  1  m ，则塔截面积 AT = πD2 /4 = 0.785  m2

  实际空塔气速 u =0.904/ 0.785 =  1.51 m/s

⒉溢流装置  选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下：

①堰长lW  ：取堰长lW = 0.6 D，即lW = 0.6*1=0.6  m

②出口堰高hW ：hW =hL － hOW ，采用平直堰，堰上液层高度hOW可依 

hOW  = （2.84/1000）*E*(Lh/ lW )2/3 计算，近似取E=1，则可根据《化工原理下册》列线图3-查出hOW 值。

因lW =0.6 m，Lh =0.0011*3600 = 3.96 m3 /h，由该图查得 hOW  = 0.01 m ，则hW  = 0.04 m 。堰高hW 一般在0.03——0.05 m范围内，因此符合要求。

③弓形降液管宽度 Wd 和面积 Af ：用《化工原理下册》图3-10求取 Wd及 Af ，因为

lW  / D =0.6，由该图查得：Af / AT= 0.0550，Wd / D = 0.110，则 Af  = 0.550*0.785 = 0.043 m2   

  Wd  = 0.110*1  =0.110  m  

  依下式验算液体在降液管中停留时间，即 

  θ= 3600* Af * HT / Lh  =  Af * HT / LS  = 0.043*0.110 / 0.011 = 17.59 s

  停留时间θ>5 s ,故降液管尺寸可用。

④降液管底隙高度 ho： 依下式知：ho=Lh / （3600*lW * u’o ） = LS / （lW * u’o ）   

  取降液管底隙处液体流速 u’o = 0.08  m/s ，则 ho = 0.0011 / （ 0.6*0.08 ）=0.029  m 取 ho =0.03  m  小塔 一般取25——30  mm，故符合要求。

⒊塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因子 Fo = 12，用下式求孔速 uo ，

 o = Fo / （ρV ）1/2  = 12 / （2.49 ）1/2  = 7.32  m/s

  依下式求每层塔板上的浮阀数，即 

 S / （π* d2o * uo /4 ）= 0.904/ （π* 0,0392* 7.32 /4 ）  = 103 

  取边缘区宽度 WC =  m ，破沫区宽度 WS =  m 。依下式计算塔板上的鼓泡区面积，即

 S = 2*{x*（R2—x2）1/2 + [π* R2 * arcsin（x/R）]/ 180} 

 — WC = 1.0/2   — 0.04 =0.46  m

 — （Wd + WS ）= 1.0/2 — （0.110+ 0.06） 0.33  m

 S =2*{0.33*（0.462—0.332）1/2 + [π*0.462 * arcsin（0.33/0.46）]/ 180}  = 0.550 m2

  浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t = 75 mm=0.075  m ，则可按下式估算排间距t’，即 t’ = AS / (N*t) = 0.550/(103*0.075) =0.072  m= 72  mm  

  考虑到塔的饿直径较大,必须采用分快式塔板,而各分快板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 72 mm，而应小于此值，故取t’ = 65mm = 0.065  m 。

  按t=75 mm，t’= 65 mm 以等腰三角形叉排方式作图，见附图三,排得阀数 95  个。

  按N= 95重排核算孔速及阀孔动能因数：

 o = 0.904 / [π*（0.039）2 *95 /4]  = 7.97m/s  

  Fo  = 7.97  *（ 2.69  ）1/2 = 12    

阀孔动能因数Fo 变化不大，仍在9——12范围内。

塔板开孔率 = u / uo  = 1.242  /7.97 15.58   %

塔板流体力学验算：

⒈气相通过浮阀塔板的压强降  可根据下式计算塔板压强降，即  hP =  hC +  h1 +  hσ

①干板阻力：由下式计算，即uoc =（73.1 /ρV）1.825 = (73.1/2.69）1.825 6/s

  因uo >uoc ，故按下式计算干板阻力，即

 C =5.34*ρV *u 2o  /（ρL *2 *g） = 5.34*2.69 *8.45 2  /（879.81*2 *9.81）= 0.059  m液柱

②板上充气液层阻力：本设备分离苯和乙苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数 εo = 0.5 。根据下式知，h1 =εo * hL =0.5 * 0.05 = 0液柱

③液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计。

因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为

 P =0.059    + 0.025   = 0.084  m液柱

则  单板压降 △PP  = hP *ρL *g =  0.084*879.81   *9.81     =  725.0   Pa

⒉淹塔  为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，Hd≤φ（HT + hW ） 。Hd 可用下式计算，即 d =P L d

①与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度hP ：前已算出 hP =  0液柱

②液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故按下式计算，即 

  hd = 0.153*（LS  / lW * ho ）2 =  0.153*（ ）2 0液柱

③板上液层高度：前以选定板上液层高度为 hL =0.050     m

则 Hd = 0.084   + 0.05  +0.00076  = 0.135    m

 取φ=，又已选定 HT =  0.45  m，hW  =0。则

 φ（HT + hW ）=（ 0.45   +0.04    ）= 0.245    m

可见Hd≤φ（HT + hW ），符合防止淹塔的要求。

⒊雾沫夹带  按下式计算泛点率，即

 泛点率 ={ VS *[ρV/（ρL—ρV）]1/2 +1.36 LS ZL }/K CF AT  *100%

或 泛点率 =  VS *[ρV/（ρL—ρV）]1/2  /0.78K CF AT  *100%

板上液体流径长度 ZL =D—2 Wd =  1  —20 

板上液流面积 Ab = AT —2 Af = 0.785 —2* 0.043  =  0.699  m2

苯和乙苯正常系统，可按表史密斯关联图取物性系数K=1.0，又由《化工原理下册》图3-13查得泛点负荷系数CF ，将以上数值代入下式得

泛点率 ={ 0.908*[ 2.69 /（ 879.81 —2.69 ）]1/2 +1.36 *0.0011 * 0.78}/ [1.0*0.126* 0.699]  *100%

       = 58.36   %

又得 泛点率 =0.908*[2.69 /（ 879.81— 2.69）]1/2  / [0.78 *1.0  *0.126* 0.785]    *100%

根据上式计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足eV < 0.1Kg（液）/Kg（气）的要求。

塔板负荷性能计算：

⒈雾沫夹带线  依下式做出，即  

泛点率 ={ VS *[ρV/（ρL—ρV）]1/2 +1.36 LS ZL }/K CF AT  *100%

按泛点率为80%计算如下：

泛点率 ={  VS *[ 2.69   /（ 879.81 —2.69 ）]1/2 +1.36 * LS * 0.78}/ [1.0*0.126 *0.699]  *100%

         =    80     %

整理得VS —  LS      ⑴

  由式⑴知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS 值，依式⑴算出相应的 VS 值列与下表中。据此可做出雾沫夹带线⑴。

φ（HT + hW ）= hP L d  = hC +  h1 +  ho +  hL d  

由上式确定液泛线。忽略式中ho ，将各式带入上式，得

φ（HT + hW ）=5.34*ρV *u 2o  /（ρL *2 *g）+0.153（LS / lW ho ）2  +（1+εo）[hW +（2.184/1000）*E（3600 LS / lW ）2/3]

因物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT  ，hW ，ho ，lW ，ρV ，ρL ，εo 及φ等均为定值，而u o  与VS 又有如下关系，即u o  = VS /（π* d2o * N /4）=9.306Vs  式中阀孔数N与孔径d o 亦为定值，因此可将上式简化成VS 与LS 的如下关系：

VS 2= 2.57— 8731.94 LS2 —19.58 LS 2/3 ⑵

在操作范围内任取若干个LS 值，依式⑵ 算出相应的VS 值列入下表：

⒊液相负荷上限线  液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3——5 s 。易下式知液体停留时间为 θ=3600* Af * HT / Lh  =  3——5 s

以θ=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则

（LS ）max= Af * HT 03/⑶

求出上限液体流量LS 值（常数）。在VS ——LS 图上液相负荷上限线为与气体流量VS无关的竖直线⑶ 。

⒋漏液线  对于F1型重阀，依式Fo  = u o *（ρV ）1/2 =  5计算，则u o =5/（ρV ）1/2 。

又知 S = （π/4）* d2o * N * u o  ， 

则得 S = （π/4）* d2o * N *[5/（ρV ）1/2 ]  

以Fo =5 作为规定气体最小负荷的标准，则

（VS ）min = （π/4）* d2o * N * u o =（π/4）* d2o * N *[5/（ρV ）1/2 ] 

  =（π/4）*（0）2 *90  *[5/（2.69 ）1/2 ] = 0.328  m3/⑷

据此做出与液体流量无关的水平漏液线⑷。

⒌液相负荷下限线  取堰上液层高度hOW  = 0.006  m作为 液相负荷下限条件，依hOW的计算式计算出LS的下限值，依次做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线⑸。

 （2.184/1000）*E*[3600 （LS ）min/ lW ]2/3   =  0.006   

取E=1，则（LS ）min =[（ 0.006  *1000）/（ 2.84*1） ]2/3  *（0.6/3600）= 0.0005 m3/s　　⑸

根据式⑶⑷⑸可分别做出塔板负荷性能图上的五条线，如附图四。

由塔板负荷性能图可以看出：

①任务规定的气，液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜的操作区内的适中位置。

②塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。

③按照固定的液气比，由塔板负荷性能图查出塔板的气相负荷上限（VS ）max=  1.258 m3/s ，气相负荷下限（VS ）min = 0.39  m3/s ，所以 操作弹性 =  1.25 / 0.44  = 3.13    

现将计算结果列表：

⒈塔径：  欲求塔径应先求出空塔气速 u ，而  u =（安全系数）* umax

                umax  = C*[（ρL－ρV）/ρV]1/2   C可由史密斯关联图查出，横标的数值为：

                （Lh / Vh）*（ρL  / ρV ）1/2 = （0.0062/ 1.026）*（867.52 / 3.17）1/2 =0.10

          取板间距HT =0.5 m ，取板上液层高度hL = 0.07m ，则图中参数值为

            HT －hL  = 0.43m  

  根据以上数值，由史密斯关联图查得C20  =0.095 。因物系表面张力σ=15 mN/m ，校正，即C = C20   (σ/20)0.2 = 0.090 ，则 umax  = 1.49  m/s  

  取安全系数为0.6，则空塔气速为  u = 0.8 * umax =1.192m/s  

  塔径 D = （4* VS  / πu）1/2 =（4*1.03 / π*1.00）1/2 = 1.04  m

  按标准塔径圆整为D =  1.0 m ，则塔截面积 AT = πD2 /4 = 0.7854 2

  实际空塔气速 u = 1.026 /0.7854 =  1.306  m/s

⒉溢流装置  选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下：

①堰长lW  ：取堰长lW = 0.8 D，即lW = 0.8   m

②出口堰高hW ：hW =hL － hOW ，采用平直堰，堰上液层高度hOW可依 

hOW  = （2.84/1000）*E*(Lh/ lW )2/3 计算，近似取E=1，则可根据《化工原理下册》列线图3-9查出hOW 值。

因lW =0.8m，Lh =0.0062*3600 = 22.32 m3 /h，由该图查得 hOW  = 0.026 m ，则hW  = 0.07-0.026=0.044m 。堰高hW 一般在0.03——0.05 m范围内，因此符合要求。

③弓形降液管宽度 Wd 和面积 Af ：用《化工原理下册》图3-10求取 Wd及 Af ，因为

lW  / D = 0.716 ，由该图查得：Af / AT= 0.106 ，Wd / D = 0.146 ，则 Af  =0.106*0.7854 =0.0835  m2   

  Wd  = 0.146D  =0.146  m  

  依下式验算液体在降液管中停留时间，即 

  θ= 3600* Af * HT / Lh  =  Af * HT / LS  = 0.0835 *0. 5 /0.0062 =6.7  s

  停留时间θ>5 s ,故降液管尺寸可用。

④降液管底隙高度 ho： 依下式知：ho=Lh / （3600*lW * u’o ） = LS / （lW * u’o ）   

  取降液管底隙处液体流速 u’o = 0.25  m/s ，则 ho = 0.0062/ （0.8 *0.25 ）= 0.031m 符合要求

⒊塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因子 Fo = 12 ，用下式求孔速 uo ，

 o = Fo / （ρV ）1/2  = 12/（3.18）1/2 6.73  m/s

  依下式求每层塔板上的浮阀数，即 

 S / （π* d2o * uo /4 ）= 1.03 / （π* (0.039)2 * 6.73 /4 ）  = 128.2≈129 

  取边缘区宽度 WC = 0.04 m ，破沫区宽度 WS =0.06 m 。依下式计算塔板上的鼓泡区面积，即

 a = 2*{x*（R2—x2）1/2 + [π* R2 * arcsin（x/R）]/ 180} 

 — WC = 1.0/2 —0.04  = 0.56m

 — （Wd + WS ）=1.0/2—（0.146+0.06）= 0.294 m

 a =2*{0.294*（0.562—0.2942）1/2 + [π* 0.562 * arcsin（0.294/0.56）]/ 180}  =0.742 m2

  浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t =75 mm=0.075  m ，则可按下式估算排间距t’，即 t’ = Aa / (N*t) =0.756/(129*0.075) = 0.077 m=77  mm  

  考虑到塔的饿直径较大,必须采用分快式塔板,而各分快板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 77mm，而应小于此值，故取t’ =65  mm = 0.065  m 。

  按t=75 mm，t’= 65 mm 以等腰三角形叉排方式作图，如附图五，排得阀数 107  个。

  按N= 129 重排核算孔速及阀孔动能因数：

 o π*（0.039  ）2 * 107   /4]  =  7.06 m/s  

 o  =7.06  *（ 3.17  ）1/2 =  12.0 

阀孔动能因数Fo 变化不大，仍在9——12范围内。

塔板开孔率 = u / uo  = 0.912 / 7.06 * 100% =  12.9  %

塔板流体力学验算：

⒈气相通过浮阀塔板的压强降  可根据下式计算塔板压强降，即 P =  hC +  h1 +  hσ

①干板阻力：由下式计算，即uoc =（73.1 /ρV）1.825 = (73.1/3.17）1.825 5.58  m/s

  因uo >uoc ，故按下式计算干板阻力，即

 C =5.34*ρV *u 2o  /（ρL *2 *g） = 5.34*3.17*6.692  /（867.52*2 *9.81）= 0.045  m液柱

②板上充气液层阻力：本设备分离苯和乙苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数 εo = 0.5 。根据下式知，h1 =εo * hL =0.5 * 0.07= 0液柱

③液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计。

因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为

 P =0.045    + 0.035   = 0液柱

则  单板压降 △PP  = hP *ρL *g =  0.080  *867.52   *9.81     =  680.83  Pa

⒉淹塔  为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，Hd≤φ（HT + hW ） 。Hd 可用下式计算，即 d =P L d

①与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度hP ：前已算出 hP = 0.080  m液柱

②液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故按下式计算，即 

  hd = 0.153*（LS  / lW * ho ）2 =  0.153*（ 8*  0.03）2 0.05  m液柱

③板上液层高度：前以选定板上液层高度为 hL =0.07   m

则 Hd =5  = 0.160   m

 取φ=，又已选定 HT =  0.5  m，hW  =0。则

 φ（HT + hW ）=（ 0.5   +0.044    ）= 0.272   m

可见Hd≤φ（HT + hW ），符合防止淹塔的要求。

⒊雾沫夹带  按下式计算泛点率，即

 泛点率 ={ VS *[ρV/（ρL—ρV）]1/2 +1.36 LS ZL }/K CF AT  *100%

或 泛点率 =  VS *[ρV/（ρL—ρV）]1/2  /0.78K CF AT  *100%

板上液体流径长度 ZL =D—2 Wd =  1.2  —2* 0.1460.708 

板上液流面积 Ab = AT —2 Af = 0.785 —2* 0.0835  =  0.618  m2

苯和乙苯正常系统，可按表史密斯关联图取物性系数K=1.0，又由《化工原理下册》图3-13查得泛点负荷系数CF = 0.126  ，将以上数值代入下式得

泛点率 ={1.03*[ 3.17 /（ 867.52 —3.17）]1/2 +1.36 *0.0062 * 0.708}/ [1.0*0.126* 0.618]  *100%

  %

又得 泛点率 =1.03*[3.17 /（ 867.52— 3.17）]1/2  / [0.78 *1.0  *0.126* 0.785]    *100%

 70.4%

根据上式计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足eV < 0.1Kg（液）/Kg（气）的要求。

塔板负荷性能计算：

⒈雾沫夹带线  依下式做出，即  

泛点率 ={ VS *[ρV/（ρL—ρV）]1/2 +1.36 LS ZL }/K CF AT  *100%

按泛点率为80%计算如下：

泛点率 ={  VS *[ 3.17  /（ 867.52 —3.17 ）]1/2 +1.36 * LS * 0.888}/ [1.0*0.126 *0.618]  *100%

         =    80     %

整理得VS =  1.529 —  15.90  * LS      ⑴

  由式⑴知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS 值，依式⑴算出相应的 VS 值列与下表中。据此可做出雾沫夹带线⑴。

φ（HT + hW ）= hP L d  = hC +  h1 +  ho +  hL d  

由上式确定液泛线。忽略式中ho ，将各式带入上式，得

φ（HT + hW ）=5.34*ρV *u 2o  /（ρL *2 *g）+0.153（LS / lW ho ）2  +（1+εo）[hW +（2.184/1000）*E（3600 LS / lW ）2/3]

因物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT  ，hW ，ho ，lW ，ρV ，ρL ，εo 及φ等均为定值，而u o  与VS 又有如下关系，即u o  = VS /（π* d2o * N /4）  式中阀孔数N与孔径d o 亦为定值，因此可将上式简化成VS 与LS 的如下关系：

VS 2= 4.905— 6324.40 LS2 —38.33 LS 2/3 ⑵

在操作范围内任取若干个LS 值，依式⑵ 算出相应的VS 值列入下表：

⒊液相负荷上限线  液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3——5 s 。易下式知液体停留时间为 θ=3600* Af * HT / Lh  =  3——5 s

以θ=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则

（LS ）max= Af * HT 0.008353/⑶

求出上限液体流量LS 值（常数）。在VS ——LS 图上液相负荷上限线为与气体流量VS无关的竖直线⑶ 。

⒋漏液线  对于F1型重阀，依式Fo  = u o *（ρV ）1/2 =  5计算，则u o =5/（ρV ）1/2 。

又知 S = （π/4）* d2o * N * u o  ， 

则得 S = （π/4）* d2o * N *[5/（ρV ）1/2 ]  

以Fo =5 作为规定气体最小负荷的标准，则

（VS ）min = （π/4）* d2o * N * u o =（π/4）* d2o * N *[5/（ρV ）1/2 ] 

  =（π/4）*（0）2 （3.17 ）1/2 ] = 0.433  m3/⑷

据此做出与液体流量无关的水平漏液线⑷。

⒌液相负荷下限线  取堰上液层高度hOW  = 0.006  m作为 液相负荷下限条件，依hOW的计算式计算出LS的下限值，依次做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线⑸。

 （2.184/1000）*E*[3600 （LS ）min/ lW ]2/3   =  0.006   

取E=1，则（LS ）min =[（ 0.006  *1000）/（ 2.84*1） ]2/3  *（0.792/3600）= 0.00071 m3/s　　⑸

根据式⑶⑷⑸可分别做出塔板负荷性能图上的五条线，如附图六。

由塔板负荷性能图可以看出：

①任务规定的气，液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜的操作区内的适中位置。

②塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。

③按照固定的液气比，由塔板负荷性能图查出塔板的气相负荷上限（VS ）max=  1.25 m3/s ，气相负荷下限（VS ）min =0.433m3/s ，所以 操作弹性 =  1.25  / 0.433 = 2.   

现将计算结果列表：

⒈《化学工程手册》编辑委员会：化工基础数据，化学工业出版社，1979

⒉《化学工程手册》编辑委员会：气液传质设备，化学工业出版社，1979

⒊ 刘道德  等  编著《化工设备的选择与工艺设计》中南工业大学出版社，1992

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