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精馏塔设计精馏塔T1的设计计算精馏塔内气液两相流量和有关物性的平均值如下：ρL=960.414kg/m3，ρV=0.932kg/m3，L S=6.36×10−3m3/s，V S=8.48m3/s，σ=25dyne/cm一、塔径初选F LV=L SV S∙(ρLρV)0.5=6.36×10−38.48×(960.4140.932)0.5=0.024参考表4-10，取H T=0.5m（板间距）查图4-9得：C20=0.09液泛气速：u f=C20∙ρL−ρVρV 0.5=0.09×960.414−0.9320.9320.5=2.89m/s取泛点百分率为80%，可求出：设计气速：u n′=0.8×2.89=2.31m/s所需气体流通面积A n′=V Su n′=8.482.31=3.67m2参考表4-9选择单流型塔板，取堰长L W=0.7DA f′A T′=A T′−A n′A T′=0.088 A T′=A n′1−0.088=3.670.912=4.02m2D′=4A Tπ=4×4.023.14=2.26圆整到D=2.3mA T=πD24=4.15m2A f=0.088A T=0.365m2A n=A T−A f=3.785m2u n=V SA n=2.24m/s,L w=0.7D=0.7x2.3=1.61m实际泛点百分率为：u nu f =2.242.89=0.775二．塔板详细设计选择平顶溢流堰，参考表4-11，取堰高 w=0.05m采用垂直弓形降液管和普通平底受液盘，取 0=0.04m取W s=W s’=0.07m,W c=0.05m,又从图4-21求出W d=0.145D=0.3335m 于是，可以算出：x=D2−（W d+W s）=0.7465mr=D2−W c=1.1mA a=2(x r2−x2+r2sin−1xr)=3.01m2取d0=6mm，t/d0=3.0,ϕ=A0A a =0.907(t/d0)2=0.1008A0=ϕA a=0.1008x3.01=0.303m2三．塔板校核(1).板压降的校核取板厚δ=3mm，δ/d0=3/6=0.5，A0/(A T−A f)=0.303/(4.15-2x0.365)=0.0886 查图4-14得，C0=0.74，则：d=12g ρVρL(u0C0)2=0.075m液柱由图4-11查得，E=1.025堰上液高： ow=2.84x10−3E(L HL w)2/3=0.017按面积（A T−2A f）计算的气体速度：u a=V sA T−2A f=1.31m/s 相应的气体动能因子：F a=u aρV0.5=1.26由图4-16查得液层充气系数β=0.63液层阻力： L=β( w+ ow)=0.63x(0.05+0.017)=0.042m液柱于是，板压降： f= d+ L=0.075+0.042=0.117m液柱(2).雾沫夹带量的校核按F LV=0.024和泛点百分率0.775，从图4-22查得：Ψ=0.11e V=Ψ1−ΨL sρLV sρv=0.095<0.1(kg液体kg干气体)(3).溢流液泛条件的校核w=0.05m， ow=0.017m，Δ=0， f=0.117mf=0153x(L sL w L0)2=0.0015m故降液管内的当量清液高度H d=0.05+0.017+0.117+0.0015+0=0.1855取φ=0.6，降液管内泡沫层高度：H fd=H dϕ=0.310<0.55不会发生溢流液泛。
精馏塔的设计计算方法各位尊敬的评委老师、领导、各位同学：上午好！这节课我们一起学习一下精馏塔的设计计算方法。
二元连续精馏的工程计算主要涉及两种类型：第一种是设计型，主要是根据分离任务确定设备的主要工艺尺寸；第二种是操作型，主要是根据已知设备条件，确定操作时的工况。
对于板式精馏塔具体而言，前者是根据规定的分离要求，选择适宜的操作条件，计算所需理论塔板数，进而求出实际塔板数；而后者是根据已有的设备情况，由已知的操作条件预计分离结果。
设计型命题是本节的重点，连续精馏塔设计型计算的基本步骤是：在规定分离要求后（包括产品流量D、产品组成x D及回收率η等），确定操作条件（包括选定操作压力、进料热状况q及回流比R等），再利用相平衡方程和操作线方程计算所需的理论塔板数。
计算理论塔板数有三种方法：逐板计算法、图解法及简捷法。
本节就介绍前两种方法。
首先，我们看一下逐板计算法的原理。
该方法假设：塔顶为全凝器，泡点液体回流；塔底为再沸器，间接蒸汽加热；回流比R、进料热状况q和相对挥发度α已知，泡点进料。
从塔顶最上一层塔板（序号为1）上升的蒸汽经全凝器全部冷凝成饱和温度下的液体，因此馏出液和回流液的组成均为y1，且y1=x D。
根据理论塔板的概念，自第一层板下降的液相组成x1与上升的蒸汽组成y1符合平衡关系，所以可根据相平衡方程由y1 求得x1。
从第二层塔板上升的蒸汽组成y2与第一层塔板下降的液体组成x1符合操作关系，故可用根据精馏段操作线方程由 x1求得y2。
按以上方法交替进行计算。
因为在计算过程中，每使用一次相平衡关系，就表示需要一块理论塔板，所以经上述计算得到全塔总理论板数为m块。
其中，塔底再沸器部分汽化釜残夜，气液两相达平衡状态，起到一定的分离作用，相当于一块理论板。
这样得到的结果是：精馏段的理论塔板数为n-1块，提馏段为m－n块，进料板位于第n板上。
逐板计算法计算准确，但手算过程繁琐重复，当理论塔板数较多时可用计算机完成。
设计一脱丙烷塔。
已知进料量h kmol /100，原料压力MPa 0.1，温度50℃,组成如下表。
塔操作压力0.817()MPa A ，塔顶设全凝器，塔底设再沸器。
分离要求：塔顶异丁烷含量为0.06，塔底丙烷含量为0.06解：（一）、用简捷法得到如下基本参数（二）LM 法1、初步确定理论级数1）设8=S 、2=n 、6=m （包括塔釜、进料板）、74.1=R 3252.75=D 6748.24=W 逐板计算，结果列表：2）设7=S 、2=n 、5=m （包括塔釜、进料板）、74.1=R 3252.75=D 6748.24=W 逐板计算3）比较进料板液摩尔分数已经接近，可进入第一次循环。
2、第一次循环 1）塔顶塔底量调整1585.035.165.684977.05652.0=+-==∆A d 4004.062.538.42206.01871.0-=+-=∆B d4509.07076.122107.02924.22716.02716.02107.0-=+-=∆C d 0073.09972.4037.00028.00102.00102.00370.0=+-=∆D d归零化，使得∑=∆0d ，i iw d∆-=∆-2）根据调整后的数据进行塔的逐板计算，结果列表，各板的汽液流率和摩尔分数列表 3）温度分布 4）计算各板气液流率 5）计算换热器热负荷 6）计算各板汽体液体流率 7）核算各板气液组成（1）各板汽液流率和温度确定相对挥发度 （2）逐板计算3、采用同样的方法，经过4次循环，结果如下：基本达到要求。
故理论板数为7.。
精馏塔的简捷模拟设计作者：胡连海徐正伟来源：《中国化工贸易·上旬刊》2019年第03期摘要：精馏塔的有效运行和优化不仅是精馏过程的重要组成部分，而且对精馏塔设备的优化具有十分现实的经济意义。
在实际设计中很难计算流量r值，因为在实际设计中很难计算流量r值，因为很难计算合适的r选择其中一个流量比。
1到2次。
通过能源价格的上涨和管理成本的增加来选择合适的流通方式是十分重要的。
关键词：精馏塔;模拟设计;优化1 精馏塔的简捷设计方法至于DWC的过程流，如图所示，垂直安装在塔，和下一个塔分为四个部分，每一个都是一个公共缝下，公共住宅的下部下方，双方初步距离和一个中间挖掘步骤。
在分离的三组的例子，一个是轻分组，B是一个中间分组，C是明显分开的分离阶段，和中间群光集团有限公司分为巩固了步骤和组成部分，中间的中间部分分为B和重建到双阶段然后分开AB在公共舞台，公元前分开公众保持阶段，最后利用获得了光组，塔底得到重建后的C，取中间段B位于中间点的位置为最大浓度，沿侧线采集。
下一塔可同时获得三种高纯物质。
由于复杂的内部结构和多自由度的DWC设计方法相对复杂，常见的单元仿真软件必须在纠正相当于流过一个简单的精馏塔模型因为标准单元模块执行模拟精馏塔。
简洁的仿真结果为严谨的仿真提供了合适的初值，保证了合适的初值相对收敛类型。
塔1对应的预分离阶段DWC，和塔的沉降阶段2对应于公众DWC的沉降阶段，塔的沉降阶段2和塔的缝合阶段3对应的中间阶段DWC，和塔的沉降阶段3对应的公共住宅DWC阶段。
2 设计参数的确定塔1塔顶采用部分冷凝器，塔顶饱和汽相出料，塔底饱和液相出料。
利用Underwood方程：将A和C分为塔1的权重点，已知回收率，DA和d1c，塔1有一个key group，它有两个值，计算一些R1 min值，取其在设计时的平均值。
计算Fenske方程中塔1的最小理论数。
由Gilliland关联式计算塔1在一定回流比下的总理论板数N1，即：再由 Kirkbride 公式计算塔 1 的进料位置：式中N1为塔1阶段理论板数;M1是塔的理论板数1，理论板数是1，和上面的理论板数的计算方法，和最低流动比率R1，分钟，最低总理论板数N1，min，理论塔板数N1和入口的位置。
