工艺计算之塔径设计

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。

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 =-=。

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 。

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。

（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。

第三节 填料塔工艺尺寸的计算填料塔工艺尺寸的计算包括塔径的计算、填料能高度的计算及分段3.1 塔径的计算1. 空塔气速的确定——泛点气速法对于散装填料，其泛点率的经验值u/u f =0.5~0.85贝恩（Bain ）—霍根（Hougen ）关联式 ，即：2213lg V F L L u a gρμερ⎡⎤⎛⎫⎛⎫⎢⎥⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭⎣⎦=A-K 1418V L V L w w ρρ⎛⎫⎛⎫ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭ （3-1） 即：112480.23100 1.18363202.59 1.1836lg[()1]0.0942 1.759.810.917998.24734.4998.2Fu ⎛⎫⎛⎫⎛⎫=- ⎪ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭所以：2F u /9.81（100/0.9173）（1.1836/998.2）=0.246053756UF=3.974574742m/s其中：f u ——泛点气速，m/s;g ——重力加速度，9.81m/s 2 23t m /m α--填料总比表面积，33m /m ε--填料层空隙率33V 998.2/1.1836kg /m l kg m ρρ==液相密度。

气相密度W L =5358.89572㎏/h W V =7056.6kg/h A=0.0942； K=1.75； 取u=0.7 F u=2.78220m/s0.7631D === （3-2）圆整塔径后 D=0.8m 1. 泛点速率校核：260003.31740.7850.83600u ==⨯⨯ m/s3.31740.83463.9746F u u == 则Fuu 在允许X 围内 2. 根据填料规格校核：D/d=800/50=16根据表3-1符合 3. 液体喷淋密度的校核：(1) 填料塔的液体喷淋密度是指单位时间、单位塔截面上液体的喷淋量。

(2) 最小润湿速率是指在塔的截面上，单位长度的填料周边的最小液体体积流量。

对于直径不超过75mm 的散装填料，可取最小润湿速率()3min 0.08m /m h w L ⋅为。

对于易气泡 的物系，空 塔气速取泛 点气速的 45%
D 4Vs u
初估塔径后 需要根据国 内压力容器 公称直径标 准 （JB115373)进行圆 整
直径1m一 下，间隔为 100mm;直径 1m以上，间 隔为200mm, 实际空塔气 速可 按圆整后的 塔径进行计 算
对于直径不 超过75mm的 拉西环及其 它填料，可 取最小润湿 率(Lw)min 为0.08m³ /(m.h) 对于直径大 于75mm的环 形填料，应 取最小润湿 率(Lw)min 为0.12m³ /(m.h)
输入： φ： μ L: ψ:
72 m-1 0.8 mpa.s 1.05
填料因子
液体粘度 液体校正密 度
ψ=ρ 水/ ρL
输入： u max:
1.770938393 m/s
取空塔气速 为为泛点气 速的40%， 即
泛点率：
0.4
u:
0.708375357 m/s
0 对于一般不 易发泡物 系，空塔气 速取泛点气 速的60%～ 80%
操作条件下
的喷淋密度
U:
56.7575637 m³/(㎡.h)
kg/m³ kg/m³ kg/h kg/h
a 3
g L
L0.2)
A
1.75(L)1/4 G
(g )1/8 L
m/s2 干填料因子 气相密度 kg/m³ 液相密度 kg/m³ 液相粘度CP 液相流量 kg/h 气相流量 kg/h
常数，见附 表
气相密度 液相质量流 量
取空塔气速 为为泛点气 速的75%， 即
BainHougen关联 式
输入： ρ L:
ρ v: w L: w v:
720 32
3500 8060

NOG仅与气体的进出口浓度、相平衡关系有关，与塔的结构、 操作条件(G、L)无关，反映分离任务的难易程度。
(2)传质单元高度
H
＝
OG
K
G y a
kmol 单位： m2 • s m
kmol m3 • s
HOG与操作条件G、L、物系的性质、填料几何特性有关，是吸收 设备性能高低的反映。其值由实验确定，一般为0.15~1.5米。
y4
•B
y3
E3
yN1
y2
y1 A
E1
E2
x0 x1
x2
x3
解析法求理论板数
x0
y1
平衡线方程：y=mx
y1
操作线方程：y=y1+L/G(x-x0)
由第一板下的截面到塔顶作物料衡算：
y2
y1
L G
x1
x0
y1 mx1
y2
y1
L G
y1 m
x0
(1
A) y1
Amx0
1
2
x1 y2
x2 y3
xN 2 y N 1
N 11 A A1
N－1
N xN 1 y N
yN 1
xN
y2
x2
吸收
y1
x1
y1
解吸
y2
六、塔板数
• 板式塔与填料塔的区别在于组成沿塔高是阶跃 式而不是连续变化的。
x0
y1
1
x1 y2
2
x2 y3
xN 2 y N 1
N－1
yN
N xN 1
xN
理论板：气液两相在塔板上充分接触， 传质、传热达平衡。
相平衡关系：yn f (xn )

是没有在金属板片上冲制小孔。分离能力类
似于网波纹填料，但抗堵能力比网波纹填料
强，并且价格较便宜。它按波峰高度分为： 4.5型、6.3型、10型；按比表面积分为： 250Y型、500X型，700Y型。
规整填料的性能曲线与气体动能因子F有关， F因子的表达式为：
F uG G
F V
3600 G
• 精馏段的平均液体量：
9000 9950
L 精 115.18kmol/h
2
9475kg/h
• 折合成精馏段平均液体负荷为：
l精

L
AT L


9475
1.32 804
8.88 m3/(m2
h)
4
对精馏段用线性插入法求出填料阻力为：
(⊿P/z)精 = 0.11kPa/m
F
4V
3600DT2
• 塔中：
4 12600 1.60
G 3600 1.32 2.7
F
4V
4 13930 1.77
3600DT2 G 3600 1.32 2.7
• 塔底：
F
4V
4 14810 1.89
3600DT2 G 3600 1.32 2.7
填料
Sulzer’s Mellapak （金属）
Sulzer’s Mellapak （塑料）
Koch-Sulzer（丝网）
型号 125Y 250Y 350Y 500Y
250Y
CY BX
填料因子/m-1 3.2801×10 3.2808×20 3.2808×23 3.2808×34
3.2808×22
3.2808×70 3.2808×21

板式塔的设计板式塔的设计包括塔高的计算、塔径的确定、溢流装置的结构尺寸、板面布置、塔板校核及负荷性能图绘制等项内容。

一、板式塔的工艺计算（1）选定塔顶、塔底产品浓度（有时由设计任务书给出），进行全塔物料衡算，列出物料衡算总表。

（2）确定冷凝器、塔顶、塔底的操作压力。

（3）确定塔顶、塔底温度。

（4）选定进料状态，定出进料温度。

（5）在已定的操作压力下，作出x-y相平衡曲线。

（6）求出最小回流比。

（7）确定适宜的操作回流比。

（8）计算所需的理论板数及进料位置。

（9）确定全塔效率，算出精馏段、提馏段实际塔板数。

（11）计算塔顶冷凝器及塔底再沸器的热负荷，求出塔顶、塔底所需冷却剂量及加热蒸汽用量，列出全塔热量衡算总表。

二、筛孔塔板的设计参数液体在塔板上的流动型式确定之后，完整的筛板设计必须确定的主要结构参数有：①塔板直径D②板间距H T③溢流堰的型式，长度l和高度w hw④降液管型式及降液管底部与塔板间距的距离ho⑤液体进、出口安定区的宽度和边缘区宽度⑥筛孔直径d和孔间距0t三、筛孔塔板的设计程序1、板间距的选择和塔径D的初步确定初选板间距H T，取板上清液层高度h l=50-100mm之间，计算最大允许气速u max ，根据泛点百分率计算出设计气速u 和所需气体流通面积n A ，uV A S n =，按下表1选择塔板流型，并取堰长kD l w =，通常单流型可取k=0.6～0.8，双流型取k=0.5～0.7。

对容易发泡的物系k 可取得高一些，以保证液体在降液管内有更长的停留时间。

由教材图8-17查得溢流管面积f A 和塔板总面积T A 之比，即TnT Tf A A A A A -=，然后求得塔板总面积T A ，根据πTA D 4=求得D ，按塔设备系列化规格，将D 进行圆整。

当塔径小于1m 时，按100mm 递增，当塔径大于1m 时，按200mm 递增。

s V 为气体的体积流量m 3/s ， s V 需要按精馏段和提馏段分开计算，最后根据塔径的大小确定均能满足要求的塔径。

塔和塔板主要工艺尺寸计算精馏段塔和塔板主要工艺计算（一）、塔径 D初选板间距 H T =0.40m,取板上液层高度h L =0.06m,所以 H T - h L =0.40-0.06=0.34m (s s V L )(VL ρρ)2/1=(45.1003993.0)(94.2.76580)2/1=0.0456查Smith 关联图得C 20=0.072C= C 20(20σ)2.0=0.072(2062.20)2.0=0.0724 u max =CVV L ρρρ-=0.072494.294.2.76580-=1.196 m/s取安全系数为0.70，则u=0.70u max =0.70×1.196=0.837 m/s所以 D=u 4V s π=378.014.345.14⨯⨯=1.485m 按标准，塔径圆整为D=1.6m ，则空塔气速为V 空=2sD 4V π=26.1414.345.1=0.72m/s（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，不设进口堰。

各项计算如下。

1、溢流堰长l w取堰长l w 为0.7D ，即l w =0.7×1.6=1.12m2、出口堰高h wh w =h L -h ow由l w /D=1.12/1.6=0.7 h L / l w 5.2=14.37/1.125.2=10.8 查液体收缩系数计算图可知E=1.023h ow =3/2w h )l L (E 100084.2 =3/2)12.1.3741(023.1100084.2⨯⨯=0.016m h w =0.06-0.016=0.044m3、降液管的宽度W d 与降液管的面积A f由l w /D=1.12/1.6=0.7 查弓形降液管的宽度与面积图，可得W d /D=0.412 A f /A T=0.0834所以 W d =0.142D=0.142×1.6=0.227mA f =0.0834×2D 4π=0.1677 m 2 由式sTf L H A =τ计算液体在降液管中停留的时间以检验降液管面积，即 sT f L H A =τ=003993.04.01677.0⨯=16.80s (＞5s 符合要求) 4、降液管低隙高度h o取液体通过降液管低隙的流速o u '为0.08m/s ，即h o =ow su l L '⋅=0.0812.1003993.0⨯=0.045m （三）、塔板布置（1）取边缘区宽度W c =0.035m 、安定区宽度W s =0.065m (2)开孔区面积A a =2[x 22x R -+2R 180⨯πsin 1-Rx] =2[0.50822085.0657.0-+20.765180⨯πsin 1-0.7650.508]=1.431 m 2其中 x=D/2 – (W d +W C )=1.6/2 –(0.227+0.065)=0.508mR=D/2 - W C =1.6/2 -0.035=0.765m（四）、筛孔数n 与开孔率ϕ取筛孔的孔径d o 为5mm,正三角形排列，一般碳钢的板厚δ为3mm ， 取t/ d o =3.0 所以孔中心距t=3.0×5.0=15.0mm塔板上筛孔数n,即n=(23t 101158⨯) A a =2315101158⨯×1.431=7365 个 塔板上开孔率ϕ，即 ϕ=a 0A A ﹪=2o )d /t (907.0﹪=23907.0﹪=10.1﹪ （在5-15﹪范围内）每层塔板上的开孔面积A O 为，A O =ϕA a =0.101×1.431=0.1445 m 2 气体通过筛孔的气速 u o =V s / A O =1.45/0.1445=10.03 m/s （五）、塔的有效高度Z （精馏段） Z=（10-1）×0.4=3.6m提馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算（一）塔径 D初选板间距 H T =0.40m,取板上液层高度h L =0.06m,所以 H T - h L =0.40-0.06=0.34m (s s V L )(VL ρρ)2/1=(24.1004358.0)( 3.23790.98)2/1=0.0480查Smith 关联图得C 20=0.072C= C 20(20σ)2.0=0.072(2019.50)2.0=0.0716 u max =CVV L ρρρ-=0.0716 3.233.23790.98-=1.118 m/s取安全系数为0.70，则u=0.70u max =0.70×1.118=0.783 m/s所以 D=u 4V s π=783.014.324.14⨯⨯=1.52m 按标准，塔径圆整为D=1.2m ，则空塔气速为V 空=2sD 4V π=26.1414.342.1=0.71m/s(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，不设进口堰。

化工原理课程设计题目：SO2气体吸收塔的设计系别：化学与环境工程学院专业：过程装备与控制工程姓名：***学号： ************ 指导老师：***2015年 6 月 22 日目录一设计任务书二设计方案简介三工艺计算一设计任务书（一）设计题目过程填料吸收塔的设计：试设计一座填料吸收塔，用于脱除混水吸收SO2，其余为惰性组分，采用清水进行吸收。

合气体(先冷却)中的SO2（二）操作条件（1）操作压力常压（2）操作温度 20℃（三）设计内容（1）流程的选择：本流程选择逆流操作；（2）工艺计算：吸收剂量求取、操作线方程式、填料塔径求取、填料层高度、最小润湿速度求取及润湿速度的选取、单位填料层压降的求取、吸收塔高度等的计算；（3）附件选型：液体分布，分布器及再分布器、支座等的选型；（4）编写设计说明书和设计结果一览表，绘制填料塔的工艺条件图。

二设计方案简介2.1方案的确定2.1.1装置流程的确定本流程选择逆流操作。

2.1.2吸收剂的选择吸收剂为清水2.1.3操作温度与压力的确定（1）操作压力常压（2）操作温度 20℃2.2填料的类型与选择的过程，操作温度及操作压力较低，工业上通常选用塑料对于水吸收SO2散装填料。

本流程选用N38塑料鲍尔环填料。

2.3设计步骤本课程设计从以下几个方面的内容来进行设计：（1）吸收塔的物料衡算；（2）填料塔的工艺尺寸计算；主要包括：塔径，填料层高度，填料层压降；（3）设计液体分布器及辅助设备的选型；（4）绘制有关吸收操作图纸。

三 工艺计算3.1基础物性数据3.1.1 液相物性数据20℃时水的有关物性数据如下： 密度为 ρL =998.2 kg/m 3 粘度为 µL =1.0050mPa ·s 表面张力为σL =72.6×103 N/mSO 2在水中的扩散系数为 D L =147×10-9m 2/s=5.29×10-6m 2/h （依Wilke-Chang 0.518r 0.6()1.85910M TD V φμ-=⨯计算，查《化学工程基础》）3.1.2 气相物性数据设进塔混合气体温度为20℃， 混合气体的平均摩尔质量为M Vm =Σy i M i =0.04×64+0.96×29=30.4g/mol 混合气体的平均密度为 ρVm =RT PM =293314.84.30325.101⨯⨯=1.2645kg/ m 3混合气体的粘度可近似取为空气的粘度，查化工原理得20℃空气的粘度为 μV =1.81×105Pa ·s查手册得SO 2在空气中的扩散系数为 D V =1.08×10-5m 2/s=0.039 m 2/h3.1.3 气液相平衡数据由手册查得，常压下20℃时SO 2在水中的亨利系数为 E=3.55×103kPa 相平衡常数为m=E/P=3.55×103/101.3=35.04 溶解度系数为H=ρ/EM=998.2/（3.55×103×18）=0.0156kmol/kN ·m 3.1.4 物料衡算（1）进塔混合气中各组分的量 塔平均操作压强为101.3kPa ，故： 混合气量＝3000×20273273+×4.221=124.79 kmol/h混合气SO 2中量＝124.78×0.04＝4.99 kmol/h ＝4.99×64=319.44kg/h 设混合气中惰性气体为空气，则混合气中空气量＝124.78-4.99＝119.79kmol/h ＝119.79×29＝3473.88kg/h（2）混合气进出塔的摩尔组成y 1=0.04 y 2=0.0014（3）混合气进出塔摩尔比组成 进塔气相摩尔比为 Y 1=11y 1y -=04.0104.0-=0.04167出塔气相摩尔比为 Y 2=22y 1y -=0014.010014.0-=0.001401963（4）出塔混合气量出塔混合气量=119.79÷（1-0.0014）=119.96kmol/h （5）吸收剂（水）的用量L该吸收过程属低浓度吸收，平衡关系为直线，最小液气比可按下式计算12min 12()Y Y LY V X m -=-对于纯溶剂吸收过程，进塔液相组成为X 2=0（V L ）min =004.3504167.0001401963.004167.0--=33.86取操作液气比为min 4.1）（V L V L = 404.4786.334.1=⨯=VL53.567879.119404.47=⨯=L kmol/h(6)塔底吸收液组成X 11212()()V Y Y L X X -=-000848.0)(211=-=LY Y V X (7)操作线方程 依操作线方程0014.0404.47)(22+=-+=X X VLY X V L Y 3.2填料塔的工艺尺寸的计算3.2.1塔径的计算采用Eckert 通用关联图计算泛点气速。

l v
筛板塔泛点
0.3 0.4
0.7 1.0
② 选取设计气速 u A
选取泛点率： u / uf D
Ad
设计气一速般u液=体， 0.6 ~0.8
所③径泛需计 D点气算率体塔易流×起Au泡f Vu液s 体，A0.=5
~ 0.6 AT - Ad
通塔截截面面积A积T ：1AAd AT
塔 D 4 AT
塔板间距 HT，m 0.2-0.3
0.3-0.35
0.35-0.45 0.45-0.6
0.5-0.8
≥0.6
（2）塔径
确定原则： 防止过
量液沫夹带液泛
① 液步泛骤气：速 先确定液 uf C
L V V
20
0.2

泛C气：速气u体f (负m/荷s)因；子，与 HT、 液体 表两面相张流力动FL和V参两qq数VVVL相ss 然F接Lvl 后V触：qq选mm状VL 设况VL 有关。
说明：计算塔径需径圆整，且重新
（3）溢流装置设计 ① 溢流型式的选择
② 降液依管据形：式塔和径底、隙流量； 降型液式管：：单弓流形型、、圆U形形。
流型、双流型、阶梯流型等。 ③ 降溢液流管堰截（面出积口：堰由）
Ad/AT作=用0.：06维~持0.塔12板确上定一；定液
堰高 hW：直接影响塔板上液层厚度 过小，相际传质面积过小；
过大，塔板阻力大，效率低。 堰常长lW 、DlW加f ：A压d A影T塔 响：液4单0层流~高型8lW度0D：。m0.6m0.75； 或减：lW 压D 塔f b：d D2 5 mm双左流右lW D。 0.5 0.7 说明：通常应使型溢:流强度
堰上方液头高度 h ： OW how