2板式塔设计

x n −1
xn
2、液相单板效率
E mL
x n −1 − x n = * x n −1 − x n
* αxn yn = * 1 + (α − 1) xn
x n −1
n −1
yn
xn n
y n +1
气液为理想体系的情况下：
n +1
y n—— 离开第n块板，液面上方各处的气相平均浓度； xn*——离开n块板的液相理论组成，即与塔板上升蒸汽y n成相平衡的液相组成。 x n-1—— 离开第n-1块板的最终液相浓度； x n—— 离开第n块板的最终液相浓度；
u = (0.6 ~ 0.8)u max
（泛点率）
雾沫夹带量与板间距有关，但由下面极限空塔速度的计算方法可看出：极限空塔速度与板间距无关。
利用“球形颗粒在流体中的沉降”进行推导，得到极限空塔气速
umax
ρ L − ρV =C ρV
（m/s）
C——负荷系数，m/s； ρV、ρL—气、液两相的密度，kg/m3。由设计任务给定。
浮阀塔设计
作为设计型问题，应该有已知条件，如原料组成、处理量、分离要求等。 故，塔内精馏、提馏段各自的上升蒸汽量VS、下降液体流量Ls、气液密度ρv、 ρL都是已知条件。 在设计中，用到大量公式进行计算，公式中哪些物理量是已知的，哪些是未 知待求的，自己心里要清楚。
第一部分：结构尺寸的初步设计
Vn , yn
Ls ρ L 1 ( ) 2 （液气动能参数） Vs ρV
计算精馏段极限空塔气速
ρ L − ρV umax，精 = C ρV
精馏段适宜空塔气速： 计算精馏段塔径：
u精 = (0.6 ~ 0.8)umax，精
4VS，精 ' D精 = πu精
√
塔径系列化标准： 0.6, 0.7, 0.8, 1.0, 1.2, 1.4, 1.6……4.2m 等
方法：试选hL
⎧ 常压塔：0 . 05 ~ 0 . 1m 参考范围 h L = ⎨ ⎩ 减压塔： 0 . 025 ~ 0 . 03 m
C 20
已知设计参数：
H T , hL
计算 H T − h L 查Smith关联图，得C20
⎛σ ⎞ 校正负荷系数 C = C 20 ⎜ ⎟ ⎝ 20 ⎠
0 .2
σ—操作物系的液体表面张力，mN/m。
E mV
y n − y n +1 = * y n − y n +1
由于板上液体沿着流动方向，易挥发组分浓度逐渐降低，从xn-1至最终浓度xn。上升蒸 汽有机会与浓度高于xn的液体接触。故分子大于分母，单板效率有可能超过100%。
E mV
y n − y n +1 = * y n − y n +1
x n −1 xn n
Ls ρ L 1 ( ) 2 （液气动能参数） Vs ρ V
HT
液滴沉降空间高度： 发生雾沫夹带时，液滴从下 层塔板的液面上，来到上层塔板，经过的距离。
hOW
hW
H T − hL
hL = hW + hOW
hL—板上液层厚度，m；
校正
⎛σ ⎞ C = C 20 ⎜ ⎟ ⎝ 20 ⎠
0 .2
C20—物系表面张力为20mN/m的负荷系数，m/s； σ—操作物系的液体表面张力，mN/m。
umax
ρ L − ρV =C ρV
（2）塔径尺寸的设计
因精馏段与提馏段上升蒸汽流量不同，因此塔径要分别设计。 ①精馏段塔径的设计 精馏段蒸气体积流量的计算：
Vs，精 =
VM m
ρv
M m = ∑ yi M i
i =1
n
操作压力较低时，气相可视为理想气体混合物
Vs ,精
VRT = P
（m3/s）
V——精馏段蒸气摩尔流量，mol/s。由设计任务给定。
0.3-0.5
0.5-0.8
0.8-1.6

1.6-2.0
2.0-2.4
>2.4 ≥0.6
0.2-0.3
0.3-0.35
0.35-0.45
0.45-0.6
0.5-0.8
不满足说明设计的塔经济性不好，返工重新设计。
* 原因： 板间距影响塔高：在一定的气体处理量下，采用较大的板间距则塔高变大，但允许的空塔气速可以高 一些（而不会发生严重的雾沫夹带及液泛），故塔径（塔截面积）小；采用较小的板间距则塔高变低，但允许的空 塔气速必须低，故塔径（塔截面积）大。另，板间距与操作弹性（板间距大，操作弹性大）、塔板效率有关。故， 要根据技术及经济因素综合权衡决定。做到技术可行及经济合理。
堰长
堰宽
降液管内停留时间的校核：
降液管作用： 相邻两板间液体流通的通道；使其中下降 的液体中夹带的气体上升，与下降到下层板的 液体分离，减少气泡夹带。 液体在降液管中应该有足够的停留时时间， 以使其中的气泡上浮，气液两相分离，减少气泡 夹带。
作业题
第一章习题18
第二节 浮阀塔设计
序言：塔板效率（p16、p45-46）
塔板效率反映实际塔板上气液两相传质与理想情况比，偏离的 程度。
逐板计算法或图解法求完成一个分离任务所需要的塔板数是建立在理论板的前提假 设下。即假定塔板上相互接触的气液两相间，热、质传递速率无限大（两相充分混合，有 足够大的相际接触面积；且传热、传质阻力为0）。故传递过程不需要时间，气液两相在 塔板上相遇的瞬间即完成热、质传递，离开塔板时达到相平衡。 实际的塔板上气、液两相间传递速率有限大（塔板上流体力学条件不能使气、液两相 形成充分接触的相界面，且有传递阻力），且由于接触时间有限。故在离开塔板时质、热 传递尚未完全完成，不能达到相平衡。 故，理论板传质效果比实际板好，完成一个分离任务所需要的理论板数比实际板数 少。
温度
操作条件
压力 气速 ：上升气速过大导致过量雾沫夹带、液泛，使塔板效率下降。 气液比 ：液体流量过大导致液泛等
3、塔板效率的数据来源 （1）经验数据 （2）估算方法
从条件相近的生产装置或中试装置中取得。
塔板效率与少数主要影响因素之间的关联式。
ET = 0.49(αµ L ) −0.245 O’connell经验关联式：
精馏塔效率关联曲线 对于多组分系统，α 应取关键组分间的相对挥发度。
二、单板（默弗里）效率
气相或液相经过一层塔板前后，实际的组 成变化与理论的组成变化之比。
x n −1
n −1
1、汽相单板效率
yn
E mV
y n − y n +1 = * y n − y n +1
xn
n
y n +1
n +1
y n—— 离开第n块板，液面上方各处的气相平均浓度； x n—— 离开第n块板的最终液相浓度； yn*—— 离开n块板的气相理论组成。即与离开第n块板 实际的精馏塔： 的最终液相浓度x n（即第n块板上下降液体的组成x n） 塔板不是理论板，故离开该 成相平衡的气相组成。
一、总板效率
1、定义式
完成分离任务所需要的理论板数与实际板数之比。
NT ET = NP
NT——理论板层数； NP——实际板层数
其值恒小于1。
反映全部塔板实际平均的传质效果与理想情况的偏差。
2、塔板效率的影响因素
粘度 密度
物系性质
表面张力 扩散系数 相对挥发度 板型 塔径
塔板结构
板间距 堰高 开孔率
平衡。
板的气液两相yn与xn达不到相
* yn
n −1 n +1
每一个梯级代表一块塔 板。梯级顶点的横纵坐标 分别代表离开该板的液气 相组成。 由于不是理论板，故梯级 顶点不在相平衡线上。
yn y n +1
n
总压恒定
xW
xF
* n
xn
xD
气液为理想体系的情况下：
αxn y = 1 + (α − 1) xn
计算值是任意的小数，但塔径国家标准是不连续的。因此要根 据计算值，从中取一个数值上与之最接近的标准塔径——圆整。
已知设计参数：
塔径取了圆整后的标准值，空塔速度与原 来比发生变化。因此还要验算它是否在极限空 塔速度的0.6~0.8。不满足返回重新设计。
H T , hL
新增已知设计参数：
D精
②提馏段塔径的设计 提馏段蒸气体积流量的计算：
一、塔高和塔径的设计 1、板式塔的有效段高度
有效高度是指安装塔板部分的高度
F, xF
全凝器
Z = ( N p − 1) H T
Np——实际板层数。
上升蒸汽
液体部分汽化
′ Lm , xm
HT—板间距，m。
再沸器
*方法：试选HT
已知设计参数：
HT
⎛ NT ⎞ Z =⎜ ⎜ E − 1⎟ H T ⎟ ⎝ T ⎠
3
已知设计参数：
H T , hL D精、D提
2、溢流堰（出口堰）的堰长lW选择 3、弓形降液管宽度Wd、截面积Af
已知设计参数：
H T , hL , (D精、D提 )
新增已知设计参数：
lW , Wd , A f
试选
lW =
(0.6 ~ 0.8) D
( 0 .5 ~ 0 .6 ) D
单溢流 双溢流
D
二、溢流装置的设计
降液管 液体流通通道， 多为弓形。 溢流堰 作用：使塔板上 维持一定高度的液 层，保证两相充分接 触。
二、塔板的类型
溢流堰 （溢流堰 的堰长等于降 液管的弦长）
进口堰
平直堰
区 液 受
受液盘 塔板上接受液体的部分。
齿形堰
1、选择塔板溢流形式 根据塔径和液体流量。
塔径 m 1.0 1.4 2.0 3.0 4.0 5.0 6.0 塔板上液体流量 U 型流 <7 <9 <11 <11 <11 <11 <11 单溢流 <45 <70 <90 <110 <110 <110 <110 90-160 110-200 200-300 110-230 230-350 110-250 250-400 110-250 250-450 双溢流 m /h 阶梯流