精馏塔毕业设计论文.

1.1 塔设备在化工生产中的作用和地位

塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成的常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。

在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例；它所耗用的钢材重量在各类工艺设备中也属较多。因此，塔设备的设计和研究，受到化工、炼油等行业的极大重视。

1.2 塔设备的分类及一般构造

塔设备经过长期发展，形成了型式繁多的结构，以满足各方面的特殊需要。为了便于研究和比较，人们从不同的角度对塔设备进行分类。例如：按操作压力分为加压塔、常压塔和减压塔；按单元操作分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；按形成相际接触界面的方式分为具有固定相界面的塔和流动过程中形成相界面的塔；也有按塔釜型式分类的。但是长期以来，最常用的分类是按塔的内件结构分为板式塔和填料塔两大类，还有几种装有机械运动构件的塔。

在板式塔中，塔内装有一定数量的塔盘，气体以鼓泡或喷射的形式穿过塔盘上的液层使两相密切接触，进行传质。两相的组分浓度沿塔高呈阶梯式变化。

在填料塔中，塔内装填一定段数和一定高度的填料层，液体沿填料表面呈膜状向下流动，作为连续相的气体自下而上流动，与液体逆流传质。两相的组分浓度沿塔高呈连续变化。

人们又按板式塔的塔盘结构和填料塔所用的填料，细分为多种塔型。

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装有机械运动构件的塔，也就是有补充能量的塔，常被用来进行萃取操作，液有用于吸收、除尘等操作的，其中以脉动塔和转盘塔用得较多。

塔设备的构件，除了种类繁多的各种内件外，其余构件则是大致相同的。

1.塔体 塔体是塔设备的外壳。常见的塔体是由等直径、等壁厚的圆筒和作为头盖和低盖的椭圆形封头所组成。随着化工装置的大型化，渐有采用不等直径、不等壁厚的塔体。塔体除满足工艺条件（如温度、压力、塔径和塔高等）下的强度、刚度外，还应考虑风力、地震、偏心载荷所引起的强度、刚度问题，以及吊装、运输、检验、开停工等的影响。对于板式塔来说，塔体的不垂直度和弯曲度，将直接影响塔盘的水平度（这指标对板式塔效率的影响是非常明显的），为此，在塔体的设计、制造、检验、运输和吊装等各个环节中，都应严格保证达到有关要求，不使其超差。

2.塔体支座 塔体支座是塔体安放到基础上的连接部分。它必须保证塔体坐落在确定的位置上进行正常的操作。为此，它应当具有足够的强度和刚度，能承受各种操作情况下的全塔重量，以及风力、地震等引起的载荷。最常用的塔体支座是裙式支座（简称为“裙座”）。 3.除沫器 除沫器用于捕集夹带在气流中的液滴。使用高效的除沫器，对于回收贵重物料、提高分离效率、改善塔后设备的操作状况，以及减少对环境的污染等，都是非常必要的。

4.接管 塔设备的接管是用以连接工艺管路，把塔设备与相关设备连成系统。按接管的用途，分为进液管、出液管、进气管、出气管、回流管、侧线抽出管和仪表接管等。

5.人孔和手孔 人孔和手孔一般都是为了安装、检修检查和装填填料的需要而设置的。在板式塔和填料塔中，各有不同的设置要求。 6.吊耳 塔设备的运输和安装，特别是在设备大型化后，往往是工厂基建工地上一项举足轻重的任务。为起吊方便，可在塔设备上焊以吊耳。

7.吊柱 在塔顶设置吊柱是为了在安装和检修时，方便塔内件的运送。

1.3 对塔设备的要求

作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔

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设备还得考虑下列各项要求。

（1） 生产能力大。在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。

（2） 操作稳定、弹性大。当塔设备的气（汽）液复合量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作。

（3） 流体流动的阻力小，即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还将使系统无法维持必要的真空度。

（4） 结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。

（5） 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。

事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述的所有要求，仅是在某些方面具有独到之处。人们对于高效率、生产能力大、稳定操作和低压力降的追求，推动着塔设备新结构型式的不断出现和发展。

1.4 塔设备的发展及现状

泡罩塔是1813年Cellier提出的，它在化工生产中一直占有重要的地位。从1832年开始用于酿造工业，是出现较早并获得广泛应用的一种塔型。工业规模的填料塔始于1881年的蒸馏操作中，1904年才用于炼油工业，当时的填料是碎砖瓦、小石块和管子缩节等。20世纪初，随着炼油工业的发展和石油化学工业的兴起，塔设备开始被广泛采用，并逐渐积累了有关设计、制造、安装、操作等方面的数据和经验。当时，炼油工业中多用泡罩塔，无机酸碱工业则以填料塔为主，则筛板塔因当时尚无精确的设计方法和操作经验，故未能广泛使用。

20世纪中期，为了适应各种化工产品的生产和发展，不仅需要新建大量的塔，还得对原有得塔设备进行技术改造，故而陆续出现了一批能适应各方面要求的新塔型。这一时期发展的塔盘如下。

1. 泡罩型

（1）条形泡罩塔盘。

（2）单流式泡罩塔盘（uniflux tray），亦称S形塔盘。 2. 筛板型

（1）有溢流的栅板塔盘。

（2）波纹筛板塔盘（ripple tray）。

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3. 浮阀型

（1）条形浮阀塔盘（nutter float valve tray）。 （2）重盘式浮阀塔盘（ballast valve tray）。 （3）A型和T型的圆盘形浮阀塔盘（flexitray）。 4. 喷射型

（1）文丘里阶梯式塔盘（benturi kaskade tray）。 （2）条孔网状塔盘（kittel tray）。 （3）舌形塔盘（jet tray）。 （4）导向浮阀塔盘。

这批新型塔盘的出现，不仅为创建综合性能更好的塔型打开了思路，而且为接着发生的设备大型化后选择塔型指出了方向。在此期间，许多学者总结了塔设备长期操作的经验，并对筛板塔作了系统研究，认为设计合理筛板塔，不仅保留了制造方便、用材省、处理能力大等优点，而且操作负荷在较大范围内变动时，仍能保持理想的效率。近年来，随着对筛板塔研究工作的不断深入和设计方法的日趋完善，筛板塔已成为生产上最为广泛采用的塔型之一。

这一时期填料塔也进入了一个新的发展阶段。在瓷环填料，亦称拉西环填料（Raschigring）被广泛采用后，弧鞍形填料（Berl saddle）相继问世，特别是出现了斯特曼（Stedman）填料后，更大大地促进了规整填料的发展，其中有：帕纳帕克（Panapak）填料、古德洛（Goodloe）填料、斯普雷帕克（Spraypak）填料等。同时，麦克马洪（Mcmahon）填料、鲍尔环填料（Pall ring）、 狄克松环填料（Dixon ring）、坎农（Cannon）填料和矩鞍形填料（Intalox saddle）等颗粒型填料也纷纷出现。除了各种填料大量涌现外，还发展了多管塔、乳化塔等被称为高效填料塔德新塔型。

从20世纪60年代起，由于化工机械制造业成功地解决了高压离心式压缩机的转动密封和高温高压废热锅炉的结构强度设计等技术关键，使化肥和石油化工的生产，在能量综合利用方面提高到一个新水平，继而带动了整个化学、炼油工业向大型化方向迅速发展。据有关资料报道，炼油装置的年处理能力也达1000万吨，年产60～90万吨的乙烯工厂、60万吨的甲醇工厂、45万吨的氯乙烯工厂、34万吨的低密度聚乙烯工厂、31.5万吨的苯乙烯工厂以及22.5万吨的异丙苯工厂，也将相继兴建。在大型装置中，塔设备的单台规模也随之增大。直径在10m以上的板式塔时有出现（如某炼油厂的减压蒸馏塔塔径为12.2m，并在酝酿设计18m直径的塔），塔板数多达上百块，塔的高度达80余米，设备重量有几百吨（操作时的最大塔重可达1500吨）；填料塔的最大直径也有15m，塔高达100m。近年来，由于出现了世界性的能源危机，暴露

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出设备大型化带来的不容忽视的问题：大型设备必须保证在全负荷下长期连续运转，否则经济损失将是非常巨大的。 在此期间，为了满足设备大型化以及化工工艺方面提出的高压、减压、高操作弹性等特殊要求，又出现了很多新型塔盘，但按其结构特点，仍属泡罩、筛板、浮阀、舌型等几种典型塔型的改进或相互结合。举例如下。

1. 属泡罩型的

（1） 旋转泡罩塔盘。

（2） 带有导流叶片的泡罩塔盘。 （3） 扁平泡罩塔盘。 （4） 蜂窝形泡罩塔盘。 2. 属筛板型的

（1） 导向筛板塔盘（linde sieve tray），即林德筛板塔盘。 （2） 多降液管筛板塔盘（multiple downcomer sieve tray），即MD筛板塔盘。

（3） 筛网塔盘（hyflux tray）。

（4） VST塔盘（vertical sieve tray）。

此外，筛板本身也可斜置，还发展了斜孔、针孔和大孔径、双孔径等多种筛孔。

3. 属浮阀型的

（1） 旋转浮阀型塔盘。

（2） 锥心浮阀塔盘（Hy-contact valve tray）。 （3） 管式浮阀塔盘。 （4） 长条形浮阀塔盘。

（5） 链网式浮阀塔盘（grid valve tray）。

（6） 带螺旋叶片的浮阀塔盘（spiral valve tray）。 （7） 方形浮阀塔盘（speichim）。 （8） 错流式长方形浮阀塔盘。 4. 属喷射型的

（1） 浮动舌形塔盘。 （2） 活动舌形塔盘。

（3） 带垂直挡板的舌形塔盘。 （4） 片状喷射塔盘。 （5） 浮动喷射塔盘。

（6） 带倾斜挡沫板的斜孔塔盘. （7） 网孔塔盘（perform tray）。 （8） 旋流塔盘。

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（9） thormann喷射塔盘。 （10） 导向浮阀塔盘。 5. 属复合类型的

（1） 泡罩与筛板的复合。 （2） 筛板与浮阀的复合。 （3） 筛板与舌形的复合。

此外，无溢流装置的穿流式塔盘，也有较多的发展，其型式有： （1） 穿流式栅板塔盘。 （2） 穿流式筛板塔盘。

（3） 穿流式双孔径筛板塔盘。 （4） 穿流式可调开孔率筛板塔盘。 （5） 穿流式条形或圆形浮阀塔盘。 （6） 穿流式旋叶塔盘。

这一时期，新型填料也有了较多的发展。属于颗粒型填料的有：海佐涅尔（Hydronyl）填料、阶梯环（Cascade mini ring）填料、多角螺旋填料、金属鞍环填料（Intalox metal pakcing）、比阿雷茨基环（Bialecki ring）、莱瓦填料（Levapak）以及它们的改进型式。属于规整填料的有：苏采尔填料（Sulzer packing）、重叠式丝网波纹板填料、重叠式金属波形板填料、格利希栅格填料（Glitsch grid）、格子填料、拉伸金属板网填料、塑料蜂窝填料、Z形格子填料、Perform喷射式填料和脉冲填料（Impulse packing）等。同时，还创建了使小球浮动莱强化传质的湍球塔。

为了加强工业技术的竞争能力，长时期以来，各国都相继建立了技术专利的管理机构。在这众多的专利中，新型塔盘及高效填料的开发工作，也占有一定的数量。从这里可以看出各国塔设备发展趋向，作为我们工作的参考。但是，进入20世纪70年代后，有关塔设备传质理论和塔盘结构方面的论文，已不如以前那么多了。这反映了基础理论研究工作的进度放慢了，同时也表明了人们通过实践接受前辈们的观点：当负荷达到最高负荷的85％时，所有不同结构的塔盘，其效率大致是相同的。研究结果表明，塔盘的效率并不取决于塔盘的结构，而主要取决于物系的性质，如相对挥发度、黏度、混合物的组分等。国外塔设备的发展已转向“要求在提高处理能力和简化结构”的前提下，保持一定的操作弹性和适当的压力降，并尽量提高塔盘的效率。至于新型填料的研究，则希望找到有利于气液分布均匀、高效和制造方便的填料。

随着塔设备技术的发展，各工业国家还陆续制订了多种气液接触元件（如泡罩、浮阀、填料等）及有关塔盘制造、安装、验收的标准、规范和技术条件等，以保证塔设备运行的质量和缩短其制造、安装周期，

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进而减少设备的投资费用。当然，盲目地套用标准或是忽视标准等的修订工作，也会对技术的发展起阻碍作用。

我国塔设备技术的发展，经历了一个漫长的过程。新中国成立以后，随着国民经济的发展，陆续建立了一批现代化的石油化工装置。随着这些装置引进的新型塔设备，不仅在操作、使用这些设备方面提供了大量的第一手资料，还带动了塔设备的科研、设计工作，加速了这方面的技术开发。

目前，我国常用的板式塔型仍为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔和舌形塔等，填料种类除拉西环、鲍尔环外，阶梯环以及波纹填料、金属丝网填料等规整填料也常采用。近年来，参考国外塔设备技术的发展动向，加强了对筛板塔的科研工作，提出了斜孔塔和浮动喷射塔等新塔型。对多降液管塔盘、导向筛板、网孔塔盘等，也都作了较多的研究，并推广应用于生产。其他如大孔径筛板、双孔径筛板、穿流式可调开孔率筛板、浮阀－筛板复合塔盘，以及喷杯塔盘、角钢塔盘、旋流塔盘、喷旋塔盘、旋叶塔盘等多种塔型和金属鞍环填料的流体力学性能、传质性能和几何结构等方面的试验工作，也在进行，有些已取得了一定的成果或用于生产。

从塔设备的化工设计到结构强度设计，国内也做出了不断的改进，并陆续引入了一些新的方法和标准规范。特别是由于电子计算机技术的发展，化工设计中计算工作量极大的逐板计算法，已能快速而方便地得到满意结果。在结构强度设计中，电子计算机也可以把受载情况异常复杂的塔设备强度问题，逐项加以考虑，并做出详细的计算。现有全国化工设备设计技术中心站组织编制的压力容器强度计算软件SW6中可对设备强度和刚度进行计算。目前正在考虑作塔设备的最优化设计。

20世纪60年代以来，我国着手编制了塔设备零部件标准，1965年起正式颁发了一批有关的标准和技术条件。70年代又修订、合并、补充、充实了一批标准。

1.5 塔设备的用材

塔设备与其他化工设备一样，置于室外、无框架的自支承式塔体，绝大多数是采用钢材制造的。这是因为钢材具有足够的强度和塑性，制造性能较好，设计制造的经验也较成熟。特别是在大型的塔设备中，钢材更具有无法比拟的优点，因而被广泛地采用。为此，有些场合为了满足腐蚀性介质或低温等特殊要求，采用有色金属材料（如钛、铝、铜、银等）或非金属耐腐蚀材料，也有为了减少有色金属的耗用量而采用渗

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铝、镀银等措施，或采用钢壳衬砌、衬涂非金属材料的。用这类材料制成的塔设备，塔径一般都不大，当尺寸稍大时，就得在塔外用钢架结构加强。此外，这些材料在制造、运输、安装等方面都各有特点，在设计时还应参阅其他有关资料，认真加以考虑。可供制作塔设备内件的材料，比之塔体用材，选择余地更大了。板式塔中的塔盘，以及浮阀、泡罩一类气液接触元件，由于结构较为复杂，加之安装工艺和使用方面的要求（如浮阀应能自由浮动），所以仍是以钢材为主，其他材料（如陶瓷、铸铁等）为辅。填料的用材，往往只考虑制造成型方面的性能，所以可用多种材料制成同一型式和外形尺寸的填料，以满足不同场合需要。如拉西环最初是用瓷做的，以后又出现用钢、石墨或硬聚氯乙烯塑料等制造；鲍尔环也有用钢、铝或聚丙烯塑料等制造；至于高效的丝网填料，则除了用各种金属丝网外，还可将尼龙、塑料等编织成网，进而制得。

总之，选材所考虑得因素较多。

1.6 板式塔的常用塔型及其选用

板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多。根据目前国内外实际使用的情况，主要塔型是浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。

1.6.1 泡罩塔

泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、吸收等单元操作所使用的塔设备中，曾占有主要地位，近三十年来由于塔设备有很大的进展，出现了许多性能良好的新塔型，才使泡罩塔的应用范围和在塔设备中所占的比重有所减少。但泡罩塔并不因此失去其应用价值，因为它具有如下优点。

① 操作弹性较大，在负荷变动范围较大时仍能保持较高的效率。 ② 无泄漏。

③ 液气比的范围大。

④ 不易堵塞，能适应多种介质。

泡罩塔的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修麻烦以及气相压力降较大。然而，泡罩塔经过长期的实践，积累的经验比其他任何塔型都丰富，常用的泡罩已经标准化。在处理非腐蚀性物料时，整个泡罩塔盘都可用碳钢制造。泡罩塔盘的蒸气压力降虽然高一些，但在常压或加压下操作时，并不是主要问题。

根据现今的情况，泡罩塔盘在工业上仍有一定的实用价值。

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泡罩塔盘的主要结构包括泡罩、升气管、溢流管及降液管。

泡罩塔如果塔盘设计欠妥或操作不当，常会出现以下不正常现象，从而使塔板效率下降，甚至破坏操作。 （1） 锥流 当液体流量很小或液封高度不够时，从齿缝出来的蒸气，能推开液体，掠过液面直接上升，以致气液接触不良。

（2） 脉动 当蒸气流量很小、不能以连续鼓泡的形式通过液层时，必然是逐渐积累蒸气，使塔盘下方的气压逐渐升高，当增加到足够的数值后，才能通过齿缝鼓泡逸出；而当流过若干气泡后，气压下降，就停止鼓泡；再等到上升至一定压力后，才能重新鼓泡。即蒸气的流动过程表现为蒸气脉动鼓泡。

（3） 偏流和倾流 当液体流量过大和蒸气流量过小时，塔盘上液面落差大，使气流分布不均，就称为偏流；情况严重时，液体从升气管溢流而下，称为倾流。这现象多出现于大塔中。

（4） 过量的雾沫夹带 蒸气速度过高时，被夹带到上一塔盘的液量超过了允许值，称为过量的雾沫夹带。

（5） 液泛 部分液体未能通过降液管流下，被拦截在塔板上，泡沫层高度充满板间距，以致无法操作，这称为液泛（或淹塔）。造成液泛的原因有：板间距太小，降液管面积太小，或是气液流量太大，超过了设计限度。

泡罩是泡罩塔板最主要的部件，品种很多，目前应用最多的型式是具有矩形或梯形齿缝，底部有缘圈、结构可拆的圆泡罩。

1.6.2 筛板塔

筛板塔也是很早出现的一种板式塔。20世纪50年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大（20％～40％），塔板效率高（10％～15％），压力降低（30％～50％），而且结构简单，塔盘造价减少40％左右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达20～25mm）、导向筛板等多种型式。

筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分。工业塔常用的筛孔孔径为3～8mm，按正三角形排列，孔间距与孔径的比为2.5～5。近年来有用大孔径（10～25mm）筛板的，它具有制造容易、不易堵塞等优点，只是漏液点稍高，操作弹性较小。

与泡罩塔操作情况类似，液体从上一层塔盘的降液管流下，横向流过塔盘，经溢流堰进入降液管，流入下一层塔盘。依靠溢流堰来保持塔

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盘上的液层高度。蒸气自下而上穿过筛孔时，分散成气泡，穿过板上液层。在此过程中进行相际的传热和传质。

筛板塔盘的特点如下。

（1） 结构简单，制造维修方便。 （2） 生产能力较大。 （3） 塔板压力降较低。

（4） 塔板效率较高，但比浮阀塔盘稍低。

（5） 合理设计的筛板塔可具有适当的操作弹性。

（6） 小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、黏性大的和带有固体粒子的料液。

1.6.3 浮阀塔

20世纪50年代起，浮阀塔已大量用于工业生产，以完成加压、常压、减压下的精馏、吸收、脱吸等传质过程。大型浮阀塔的塔径可达10m，塔高达83m，塔板数有数百块之多。

浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到00mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。

浮阀塔之所以广泛应用，是由于它具有下列特点。

（1） 处理能力大 浮阀在塔盘上可安排得比泡罩更紧凑。因此浮阀塔盘的生产能力可比圆形泡罩塔盘提高20％～40％。

（2） 操作弹性大 浮阀可在一定范围内自由升降以适应气量的变化，而气缝速度几乎不变，因之能在较宽的流量范围内保持高效率。它的操作弹性为3～5，比筛板和舌形塔盘大得多。

（3） 塔板效率高 由于气液接触状态良好，且蒸气以水平方向吹入液层，故雾沫夹带较少。因此塔板效率较高，一般情况下比泡罩塔高15％左右。

（4） 压力降小 气流通过浮阀时，只有一次收缩、扩大及转弯，故干板压力降比泡罩塔低。在常压塔中每层塔盘的压力降一般为400～666.6Pa。

浮阀的型式很多，国内已采用的浮阀，如V-1型、V-4型、V-6型、

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十字架型和A型，其中常用的是V-1型和V-4型。

浮阀塔盘操作时的气液流程和泡罩塔相似；蒸气自阀孔上升，顶开阀片，穿过环形缝隙，以水平方向吹入液层，形成泡沫。浮阀能够随着气速的增减在相当宽广的气速范围内自由调节、升降，以保持稳定操作。

1.6.4 舌形塔及浮动舌形塔

舌形塔是喷射型塔，20世纪60年代开始应用。它是在塔盘板上开有与液流同方向的舌形孔，蒸气经舌孔流出时，其沿水平方向的分速度促进了液体的流动，因而在大液量时也不会产生较大的液面落差。由于气液两相呈并流流动，这就大大地减少了雾沫夹带。当舌孔气速提高到某一定值时，塔盘上的液体被气流喷射成滴状和片状，从而加大了气液接触面积。与泡罩塔相比，其优点是：液面落差小，塔盘上液层薄、持液量小，压力降小（约为泡罩塔盘的33％～50％），处理能力大，塔盘结构简单，钢材可省12％～45％，且安装维修方便；其缺点是：操作弹性小（仅2～4），塔板效率低，因而使用受到一定。浮动舌形塔盘也是一种喷射塔盘，其舌片综合了浮阀及固定舌片的结构特点，因此既有舌形塔盘的大处理量、低压力降、雾沫夹带小等优点，又有浮阀塔的操作弹性大、效率高、稳定性好等优点；缺点是舌片易损坏。

1.6.5 穿流式栅板塔

穿流式栅板塔属于无溢流装置的板式塔，在工业上也得到广泛应用。属于穿流式的还有：穿流式波纹筛板塔盘、穿流式双孔径筛板塔盘等。

穿流式塔盘根据板上开有栅缝或筛孔，分别称为穿流式栅板塔或穿流式筛板塔。这种塔盘没有降液管，气液两相同时相向通过栅缝或筛孔。操作时蒸气通过孔缝上升，进入液层，形成泡沫；与蒸气接触后的液体，也不断地通过孔缝流下。

这种塔盘由于操作范围窄，一直未能推广应用。至20世纪50年代初，穿流式栅板塔的工业应用获得成功，因而近年来应用日广。

穿流式栅板塔的特点如下。 （1） 结构简单 塔盘上无溢流装置，结构比一般筛板塔盘还简单。因而制造容易，安装维修方便，节省材料和投资。

（2） 生产能力大 由于没有溢流装置，就节省了降液管所占的塔截面积（一般约占塔盘总面积的15％～30％），所以蒸气流量较大。

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（3） 压力降小 开孔率大，孔缝气速可比溢流式塔盘为小，其压力降比泡罩塔小40％～80％，因而可用于真空蒸馏。

（4） 污垢不易沉积、孔道不易堵塞 可用塑料、陶瓷、石墨等非金属耐腐蚀材料制造。

（5） 操作弹性较小 能保持较好效率的负荷上下限之比约为1.5～2.0，低于其他板式塔。

（6） 塔板效率较低 比一般板式塔约低30％～60％。但穿流式塔的孔缝气速较小，雾沫夹带量也小，故塔板间距可缩小，因而在同样的分离条件下，塔的总高度与泡罩塔大致相同。

穿流式塔盘上的气液通道可制成长条形栅缝或圆形筛孔，栅缝或筛孔大小可按物料的污垢程度、所要求的效率等情况而定，孔缝大，则耐污垢性好、加工容易，但效率较低。栅缝一般宽为3～12mm、长为100～150mm，常用缝宽为3～5mm。筛孔孔径一般为3～10mm，近来有用到25mm的，常用孔径为5～8mm。塔盘开孔率一般为15％～25％，亦有大到40％的。

1.6.6 其他类型塔盘 1.导向筛板塔盘 2.多降液管筛板塔盘 3.网孔塔盘 4.Kittel塔盘 5.旋流塔盘 6.角钢塔盘

1.7 塔型选择一般原则

塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节。选择时应考虑的因素有：物料性质、操作条件、塔设备的性能，以及塔设备的制造、安装、运转和维修等。

1.7.1 与物性有关的因素

（1） 易起泡的物系，如处理量不大时，以选用填料塔为宜。因为填料能使泡沫破裂，在板式塔中则易引起液泛。

（2） 具有腐蚀性的介质，可选用填料塔。如必须用板式塔，宜选

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用结构简单、造价便宜的筛板塔盘、穿流式塔盘或舌形塔盘，以便及时更换。

（3） 具有热敏性的物料须减压操作，以防过热引起分解或聚合，故应选用压力降较小的塔型。如可采用装填规整填料的散堆填料等，当要求真空度较低时，也可用筛板塔和浮阀塔。

（4） 黏性较大的物系，可以选用大尺寸填料。板式塔的传质效率较差。

（5） 含有悬浮物的物料，应选择液流通道较大的塔型，以板式塔为宜。可选用泡罩塔、浮阀塔、栅板塔、舌形塔和孔径较大的筛板塔等。不宜使用填料。

（6） 操作过程中有热效应的系统，用板式塔为宜。因塔盘上积有液层，可在其中安放换热管，进行有效的加热或冷却。

1.7.2 与操作条件有关的因素

（1） 若气相传质阻力大（即气相控制系统，如低黏度液体的蒸馏，空气增湿等），宜采用填料塔，因填料层中气相呈湍流，液相为膜状流。反之，受液相控制的系统（如水洗二氧化碳），宜采用板式塔，因为板式塔中液相呈湍流，用气体在液层中鼓泡。

（2） 大的液体负荷，可选用填料塔，若用板式塔时，宜选用气液并流的塔型（如喷射型塔盘）或选用板上液流阻力较小的塔型（如筛板和浮阀）。此外，导向筛板塔盘和多降液管筛板塔盘都能承受较大的液体负荷。

（3） 低的液体负荷，一般不宜采用填料塔。因为填料塔要求一定量的喷淋密度，但网体填料能用于低液体负荷的场合。

（4） 液气比波动的适应性，板式塔优于填料塔，故当液气比波动较大时宜用板式塔。

1.7.3 其他因素

（1） 对于多数情况，塔径小于800mm时，不宜采用板式塔，宜用填料塔。对于大塔径，对加压或常压操作过程，应优先选用板式塔；对减压操作过程，宜采用新型填料。

（2） 一般填料塔比板式塔重。 （3） 大塔以板式塔造价较廉。因填料价格约与塔体的容积成正比，板式塔按单位面积计算的价格，随塔径增大而减小。

13

1.8 板式塔的强化

板式塔产生、发展的过程，实际上就体现了塔设备的强化途径。可将板式塔的发展划分为三个时期，由于当时的主观要求和客观条件所决定，各个时期的发展有所侧重。

（1） 从板式塔的产生到第二次世界大战结束 这阶段的板式塔主要用来炼油，典型设备是泡罩塔。由于当时设计于操作的水平不高，人们希望板式塔有较大的操作弹性，且操作方便，而这正是泡罩塔的特点。筛板塔虽然具有结构简单、造价低、处理能力大等优点，但因缺乏设计资料和难于操作管理而较少采用。

（2） 从第二次世界大战结束至20世纪50年代末 在炼油工业继续发展的同时，以三大合成为中心的化学工业开始有了较大的发展。这一阶段由于处理量的扩大和多方面的要求，泡罩塔已不甚适应。筛板塔则逐渐为人们所接受，技术上有较大的进展。同时，为了适应工业发展的要求，对原有的板式塔提出了造价低、处理能力大、能保持高的效率和大的操作弹性等方面的要求，因而相继出现了S形塔盘、条形泡罩塔盘等泡罩型新塔盘，结合泡罩、筛板的优点而创制的各种浮阀塔盘，以及一些喷射型、穿流型的塔盘。这些塔型与泡罩塔相比，都有结构简单、造价便宜、处理能力较大的优点。

（3） 20世纪60年代至今 从60年代起，开始出现生产装置的大型化，所以也要求塔设备向大型化方向发展。与此同时，塔设备的广泛应用，又提出了高压、真空、大的液体负荷、高弹性比等许多特殊要求，迫使板式塔以强化设备的生产能力为中心，向高效率、大通量方向发展，因而各种新型塔板不断出现。常用塔型如筛板、浮阀、泡罩塔盘的设计方法也日趋完善，建立了系列、标准，并采用电子计算技术，使设计快速化和最优化。还应指出，节约能源也日益成为板式塔发展中必须考虑的问题。

板式塔强化的具体途径是改进流体动力学因素，以提高设备的通过能力和改善相间的接触状况，同时又充分利用气液两相之间的热力学因素，以提高设备的传质速率与分离效率。

从塔盘的流体力学来看，随着气速的增大，气液两相接触时的操作状态是：鼓泡-泡沫-喷射，依次过渡。一定的操作状态都要求相应的塔盘结构。同时，结构的改变又为解决生产能力与分离效率之间的矛盾创造了有利条件。例如喷射型塔盘的生产能力一般都比泡罩塔盘、浮阀塔盘为大，且压力降也低。事实上每种塔盘结构都可以历经从鼓泡到喷射的过渡，问题在于什么是最好的操作状态，由设计操作参数所决定的。

14

第二章 物性数据处理

2.1 确定塔内特定部位的平均温度

将进料的质量流量和进料、塔顶、塔釜的质量分率分别转换为摩尔流量和摩尔分率

aAMA进料摩尔分率： Xf （2.1）

aA1aAMAMB料液平均摩尔质量 MfxfMA(1xf)MB （2.2） 进料摩尔流量： FFfMf （2.3）

根据式（2.1）计算进料摩尔分率：

aA0.45MA72Xf0.494 aA1aA0.4510.457286MAMB根据式（2.2）计算料液平均摩尔质量：

MfxfMA(1xf)MB0.49472(10.494)8679.08kg/mol

根据式（2.3）计算进料摩尔流量：

FFfMf1150079.08145.42Kmol/h

其中，MA、MB、Mf分别为A、B组分和料液的摩尔质量，X为摩尔分率，a质量分率，F为进料摩尔流量（kmol/h），Ff为进料质量流量（kg/h）。

根据式（2.1）计算，同理可得：

15

塔顶产品摩尔分率Xd：0.983 塔釜产品摩尔分率Xw：0.036

为求出塔内不同位置的物性数据，需确定所处的温度，由于塔内由上向下温度不断上升，因此物性数据也不断变化，在设计中可利用不同塔段的平均温度以求得近似的物性数据。为设计方便，在本设计中粗略以精馏段和提馏段的平均温度确定两段的物性数据，以便进行体积流量的计算。

在这一部分的计算中，我们要计算出指定体系的塔顶温度（td）、塔釜温度（tww）及加料板处温度（tf），并计算精馏段温度（t1）、提馏段温度 （t2）、 全塔温度（t）和料液的平均温度。

根据汽液相平衡数据画出汽液相平衡图，由不同部位的含量在图中查得塔顶、塔釜、及加料板处的温度并计算精馏段、提馏段的平均温度。

T=(TdTw)/2 T1=(TdTf)/2

T=(TwTf)/2 T料=(T加Tf)/2 （2.4）

图2.1 汽液相平衡图

绘制汽液相平衡图如图2.1可得以下温度：

16

塔顶温度：37.209 加料板温度：48.527 塔釜温度：66.617 精馏段温度：42.868 提馏段温度：57.57 全塔温度：50.22 料液平均温度：41.76

2.2 饱和蒸汽压的计算

p上p下(tt下) （2.5） 10内插关系式： pp下其中，上下表示上、下限，P为饱和蒸汽压，t为温度。

pA相对挥发度  （2.6）

pB说明：根据精馏段或全塔的平均温度，由内插法得到各组分的饱和蒸汽压，即可计算对应精馏段和全塔的平均相对挥发度。

表2.1 各组分得饱和蒸汽压与温度得关系

查表2.1并根据式（2.5）计算精馏段A物质的蒸汽压：

pA精p下127805.24

17

p上p下159400115100(tt下)115100(42.86840)1010

查表2.1并根据式（2.5）计算精馏段B物质的蒸汽压：

pB精p下42062.504p上p下5403037250(tt下)37250(42.86840) 1010查表2.1并根据式（2.5）计算全塔A物质的蒸汽压：

pA全p下160603.4p上p下214100159400(tt下)159400(50.2250) 1010查表2.1并根据式（2.5）计算全塔B物质的蒸汽压：

pB全p下54521.04p上p下7635054030(tt下)54030(50.2250) 1010根据式（2.6）计算精馏段相对挥发度j：

p127805.24Aj3.04

pB42062.504根据式（2.6）计算全塔相对挥发度：

pA全pB全160603.42.95

54521.042.3 液相密度计算

上下10aB内插关系式： 下1aA(tt下) （2.7）

液相混合物密度：

AB （2.8）

其中，aA 、aB分别为A，B组分的质量分率，A 、B分别为A，B纯组分的密度。

可根据塔顶、塔釜、加料板的质量分率及各纯组分的密度求得三处

18

混合液的密度同时可计算三段的平均温度

(12)/2 （2.9）

表2.2 各组分的液相密度与温度的关系

查表2.2并根据式（2.7）、（2.8）计算塔顶液相密度d：

dA上下下10(tt下)616605.561610(37.20930) 608.431上下dB下10(tt下)8.1638.98.110(37.20930)1.4681aAaB0.45dAB608.4310.551.4680.00118797

3d609.058kg/m

查表2.2并根据式（2.7）、（2.8）计算，同理可得： 塔釜液相密度w：612.322kg/m3 加料板液相密度f：614.874kg/m3

19

料液平均密度l： 621.66kg/m3 精馏段平均密度1：611.97kg/m3 提馏段平均密度2：613.6kg/m3

根据式（2.9）计算全塔平均密度：

(12)/2(611.97613.6)/2612.78kg/m3

2.4 气体密度的计算

混合气体密度

Mp （2.10）

R(t273)其中，t为各部位的温度，P为压力，101.3kPa，M为各部位的摩尔质量。

加料板蒸汽平均摩尔质量

MfyfMA(1yf)MA （2.11）

xf （2.12） yf1(1)xf精馏段的平均摩尔质量：

M1(MAMf)/2 （2.13）

提馏段的平均摩尔质量：

M2(MBMf)/2 （2.14）

全塔的平均摩尔质量：

M(MAMB)/2 （2.15）

塔顶或塔釜的平均摩尔质量可用纯组分的代替。

根据式（2.11）、（2.12）、（2.13）、（2.10）计算精馏段气体平均密度

v1：

20

yfxf2.950.4940.74227067

1(1)xf1(2.951)0.494MfyfMA(1yf)MA0.7422706772(10.74227067)7272

v1Mp72101.32.847kg/m3

R(t273)8.314(42.868273)根据式（2.10）、（2.11）、（2.12）、（2.14）、（2.15）计算，同理可得： 提馏段气体平均密度v2：2.978kg/m3 全塔气体平均密度v：2.914kg/m3

2.5 粘度的计算

内插关系式：

下混合液体粘度

logxAlogA(1xA)logB （2.17）

上下10(tt下) （2.16）

B=(d+f)/2 （2.18） =(d+w)/2 （2.19）

表2.3 各组分的粘度与温度的关系

21

查表2.3并根据式（2.16）、（2.17）、（2.18）计算精馏段平均粘度1：

A下上下10(tt下)0.1990.1840.199(42.86840)

100.3088444

B下上下10(tt下)0.2550.2350.255(42.86840)100.395532logxAlogA(1xA)logB0.45log0.3088444(10.45)log0.395532

10.208 mpas

查表2.3并根据式（2.16）、（2.17）、（2.19）计算，同理可得： 全塔平均粘度：0.205 mpas

2.6 表面张力的计算

内插关系式：

下混合物表面张力：

上下10(tt下) （2.20）

各段表面张力：

ABxAA(1xA)B （2.21）

1(df)/2 （2.22） 2(fw)/2 （2.23）

塔顶与塔釜的表面张力可近似用纯物质表面张力代替。

22

表2.4 各组分的表面张力与温度的关系

根据式（2.20）、（2.21）可得精馏段平均表面张力1：

下13.8514.92dA上下10(tt下)14.9210(37.20930)14.148637上下.9917dB下10(tt下)171510(37.20930) 16.2711ABdx14.14863716.2711AA(1xA)B0.49414.148637(10.494)16.271115.123499根据式（2.20）、（2.21）计算，同理可得：

f12.972501

根据式（2.22）计算得：

1(df)/2(15.12349912.972501)/214.048dyn/cm

根据式（2.20）、（2.21）、（2.23）计算，同理可得： 提馏段平均表面张力2：13.65dyn/cm

23

2.7 汽化热和热容的计算

内插关系式：

下上下(tt下) （2.24）

10内插关系式：

cpcp下cp上cp下10(tt下) 混合物的汽化热：

mxAA(1xA)B 混合物的热容：

cpmxAcpA(1xA)cpB

表2.5 各组分的汽化热与温度的关系

（2.25）

（2.26）

（2.27）

24

表2.6 各组分的热容与温度的关系

查表2.5并根据式（2.24）、（2.26）计算加料板平均汽化热：25510A上下下10(tt下)2551024010(48.52740)24981.326B下上下10(tt下)30780301303078010(48.52740)25237.45mxAA(1xA)B0.49424981.326(10.494)25237.4527635.002

查表2.6并根据式（2.25）、（2.27）计算，同理可得： 料液平均热容cp：190.171 J/mol﹒K

2.8 物性数据总汇

25

T  L kg/m3 V C  mpas  P Pa  J/molCp J/mol dyn/cm kg/m3 •K 塔37.20顶 9 加48.52料7 板 塔66.61釜 7 精42.86馏8 段 0.2 14.15 0.21 13.95 0.21 13.35 27635.002 3.04 611.97 2.85 0.21 14.05 27805.24 提57.57 馏段 613.6 2.98 160603.4 54521.04 全50.22 2塔 .95 料41.76 液 2.91 0.2 13.65 190.171

26

第三章 塔板计算

3.1 物料衡算

F=D+W （3.1）

FXfDXdWXw （3.2）

其中，F、D、W分别为进料、塔顶、塔釜的摩尔流量，（kmol/h），

Xf、Xd、Xw分别为进料、塔顶、塔釜产品摩尔含量。

由于进料摩尔流量为145.42Kmol/h，进料摩尔分率为0.494，塔顶

产品摩尔分率为0.983，塔釜产品摩尔分率为0.036根据式（3.1）、（3.2）列方程计算，可得：

塔顶摩尔流量D：70.33（Kmol/h） 塔釜摩尔流量W：75.09（Kmol/h）

3.2 回流比计算——冷液进料的回流比

由相平衡方程与加料板操作线方程求Xq、Yq

yx （3.3）

1(1)xxfqx （3.4） q1q1cp(tft)yqxdyqyqxq （3.5）

Rm （3.6）

其中，q为热状态参数，Rm为最小回流比，R为回流比且RKRm，

27

K=1.1——2.0。

根据式（3.5）计算热状态参数q：

qcp(tft)190.171(48.52741.76)27635.0021.047

27635.002由相平衡方程与加料板操作线方程式（3.3）、（3.4）计算，可得：

yx2.95x

1(1)x1(2.951)xxfq1.0470.494xx q1q11.04711.0471y解方程得：Xq：0.505 ， Yq：0.751

根据式（3.6）计算最小回流比Rm：

Rmxdyqyqxq0.9830.7510.945

0.7510.505因此，得回流比：

RKRm1.50.9541.418

3.3 计算塔内各段液体的摩尔流量及体积流量

LRD （3.7） LLqf （3.8）

LSL(MAMf)/23600L1 （3.9）

LSL(MBMf)/23600L2 （3.10）

其中，L、L分别为精馏段、提馏段回流液摩尔流量（kmol/h），R

为回流比，D为塔顶产品流量（kmol/h），q为热状态参数，F为进料量

28

（kmol/h），MA、MB、Mf分别为A、B组分及料液的平均摩尔质量，LS、

，L1、L2分别为精馏LS分别为精馏段、提馏段的体积流量（m3/s）

段、提馏段的平均密度（kg/m3）。 根据式（3.7）计算精馏段摩尔流量L：

LRD1.41870.3399.728 Kmol/h

根据式（3.8）计算提馏段摩尔流量L：

LLqf99.7281.047145.42251.983 Kmol/h

根据式（3.9）计算精馏段体积流量LS：

LSL(MAMf)/23600L199.728(7279.08)/20.0034m3/s

3600611.97根据式（3.10）计算提馏段体积流量LS：

LSL(MBMf)/23600L2251.983(8679.08)/20.0094m3/s

3600613.63.4 计算塔内各段气体摩尔流量和体积流量

V(R1)D （3.11） VV(1q)F （3.12）

8.314V(273t1) （3.13）

3600101.38.314V(273t2)VS （3.14）

3600101.3VS、VS分别为精馏段和提馏段的摩尔流量其中，（kmol/h）、V、V、

VS体积流量（m3/s），R为回流比，D、F分别为塔顶产品量、进料量

29

（kmol/h），t1、t2分别为精馏段、提馏段的平均温度。

根据式（3.11）计算精馏段气体摩尔流量V：

V(R1)D(1.4181)70.33170.05 Kmol/h

根据式（3.12）计算提馏段气体摩尔流量V：

VV(1q)F170.05(11.047)145.42176.3 Kmol/h

根据式（3.13）计算精馏段气体体积流量VS：

VS8.314V(273t1)8.314170.05(27342.868)1.225m3/s

3600101.33600101.3根据式（3.14）计算提馏段气体体积流量VS：

8.314V(273t2)8.314176.3(27357.57)VS1.333m3/s

3600101.33600101.33.5 用逐板法计算理论塔板数

计算公式：

精馏段操作线方程： yxRxd （3.15） R1R1相平衡方程： yx （3.16）

1(1)x提馏段操作线方程：

LWxxw y（3.17） LWLW由方程（3.15）、（3.17）解出加料板的摩尔分律xq、yq，然后逐板计算：

30

3.16)3.15)3.16)3.15)3.16)xdy1(x1(y2(x2(y3(x3....xnxq3.16)3.17)3.16)3.17)3.16)3.17)(y1(x1(y2(x2(y3(x3

xmxW,理论板数为NTnm1,第n块板为加料板。 1. 在用逐板法计算理论塔板数时，如为泡点进料，判断加料板位置的判据为XnXF, ，如为冷液进料，必需求加料扳回流液的含量

Xq,以此值判断加料板位置，此值根据精馏段和提馏段操作线方程联立

求得。

2. 逐板法和图解法各做一遍，取其中理论板数多的结果。 3. 使用图解法时，阶梯的水平线和垂线一定要交于相平衡线和操作线上，否则结果误差较大。 计算结果：

Xq：0.50333

理论塔板数NT：11.

精馏段理论塔板数NT（精）：6. 并绘制如下所示图3.1

31

图3.1 图解法求塔板数

3.6 计算实际塔板数

塔效率： ET0.49()0.245 （3.18） 精馏段实际板数： N(精)＝NT(精)/ET(精) （3.19） 全塔实际板数： NNT/ET （3.20） 其中，为相对挥发度，为回流液平均粘度(mpa.s), N（精）、N分别为精馏段、全塔的实际板数。

根据式（3.18）计算精馏段效率Et(精)：

Et(精)0.49()0.2450.49(3.040.21)0.2450.548

同理根据式（3.18）计算全塔效率Et得：0.554 根据式（3.19）计算精馏段实际塔板数：

N(精)＝NT(精)/ET(精)6/0.54811

根据式（3.20）计算全塔实际塔板数：

NNT/ET11/0.55420

32

第四章 结构计算

4.1 确定物系负荷系数C

1．查史密斯关联图的方法是分别由精馏段和提馏段的参数得史密斯关联图的横坐标A(精)和A（提），以及曲线值B,获得C20值。 2．板间距是由塔径来选用的，在未知塔径的情况下，可根据进料的情况设塔径的范围，查得板间距。由设定的板间距计算出塔径后，再核实板间距是否合适，如不合适，重新设定板间距后计算塔径。

塔径计算需要确定空塔气速u，空塔气速由极限空塔气速（最大空塔气速）umax乘以安全系数得到，计算空塔气速需要知道操作物系的负荷系数C，C值由表面张力为20dyn/cm的物系负荷系数C20计算而得，

C20由史密斯关联图查得。查史密斯关联图得方法：

分别由精馏段和提馏段的参数得史密斯关联图的横坐标值A（精）、A（提），以及曲线值B，在图中查得C20值。

LSL112A(精)() （4.1）

VSV1L212 A(提)() （4.2）

V2VSLSBHThL （4.3）

其中HT＝板间距（m）由塔径选用，hL＝塔板上液层高度且取值范围0.05－0.08m

表4.1 塔径与板间距的关系

板间距选择为：300、350、450、500、600、800mm

33

图4.1 史密斯关联图

取塔板上液层高度hL为0.06m，塔径为1.6m，板间距HT为0.45m并根据式（4.3）计算史密斯图曲线值B：

BHThL0.450.060.39m

根据式（4.1）计算史密斯图横坐标值A（精）：

A(精)LSL1120.0034611.9712()()0.041 VSV11.2252.847根据式（4.2）计算史密斯图横坐标值A（提）： LSL2120.0094613.612A(提)()()0.101

V21.3332.978VS 34

4.2 空塔气速及塔径

极限空塔气速

umaxcLV （4.4） VCC20(/20)0.2 （4.5）

空塔气速 u(0.6~0.8)umax （4.6） 塔径 D4VS （4.7） u其中，umax为极限空塔气速（m/s），u为空塔气速（m/s），VS为体积流量（m3/s），应将精馏段和提馏段的体积流量分别代入塔径计算公式，可得两段的塔径，D为塔径，两段塔径求出后应分别圆整成标准塔径，塔径可为0.6、0.7、0.8、1.0、1.2、1.4、1.6、1.8、2.0、2.2、2.4、……、4.2m

根据式（4.5）计算精馏段负荷系数C（精）：

C(精)C20(/20)0.20.1(14.048/20)0.20.079

根据式（4.4）计算精馏段极限空塔气速umax1：

umax1cLV611.972.8470.0791.158m/s V2.847根据式（4.6）计算精馏段空塔气速u1（m/s）：

u1(0.6~0.8)umax0.651.1580.753 m/s

根据式（4.7）计算精馏段塔径D1：

D1

4VSu41.2251.439m圆整为1.6m

3.140.75335

同理，可根据式（4.4）、（4.5）、（4.6）、（4.7）分别计算出： 提馏段负荷系数C（提）：0.065 提馏段极限空塔气速umax2：0.929m/s 提馏段空塔气速u2：0.696m/s 提馏段塔径D2：1.561m圆整为1.6m

4.3 溢流装置计算

1．在溢流装置计算时，所用的塔径是圆整后的塔径，在实际生产中，使用的精馏塔一般精馏段和提馏段的塔径相同，因此在两段塔径圆整后，取较大一段的塔径设计溢流装置。

2．由于精馏段与提馏段流体的体积流量相差很多，因此在设计溢流装置时，选用的参数应考虑流量的影响（最好精馏段和提馏段的的结构不一样），以满足流体力学要求。

3．为求降液管的宽（Wd）和降液管的面积（Af）,需查图获得，此图的横坐标值为LW/D,用K表示。在图中横坐标为K处向上做垂线，与图中的两条曲线各得一交点，由这两点分别作水平线与纵轴分别交于两点I和J，I=Wd/D，J=Af/AT,AT为塔截面积。

AT=πD2/4 （4.8）

堰长： LWE.D （4.9） 堰上液层高： how2.843600LS23() （4.10） 1000LW堰高： hWhLhow （4.11） 降液管底隙高： hohw0.006 （4.12）

KLW/D （4.13）

其中，E为堰长系数且常取0.6～0.8，K为求弓形降液管的宽和面积图的横坐标值，由K值可在图中查得Wd/D和Af/AT值。

36

纵坐标值： IWd/D （4.14）

JAf/AT （4.15）

塔截面积： AT4 D2 （4.16）

其中，I、J为由横坐标K值在图中查得的纵坐标值，AT为塔截面积（m2），Af为降液管面积（m2），Wd为降液管宽（m）。

图4.2 Wd/D和Af/AT值与LW/D的关系

精馏段：

根据式（4.9）计算堰长LW（m）：

LWE.D0.71.61.12m

根据式（4.10）计算堰上液层高度how（m）：

37

how2.843600LS232.8436000.003423()()0.014m 1000LW10001.12根据式(4.11)计算堰高hw：

hWhLhow0.060.0140.046m

根据式（4.12）计算降液底隙高ho：

hohw0.0060.0460.0060.04m

根据式（4.13）计算精馏段横坐标值K：

KLW/D1.12/1.60.7

根据式(4.16)计算塔截面积AT（m2）：

AT44由图4.2查得I为0.15，J为0.09并根据式（4.15）计算降液管面

D21.622.011m2

积Af（m2）和降液管宽Wd：

AfJAT0.092.0110.181m2

WdID0.151.60.24m

同理根据式（4.9）、（4.11）、（4.12）、（4.13）、（4.14）、（4.15）、（4.16）计算提馏段： 堰长LW（m）：1.12m

堰上液层高度how（m）：0.028m 堰高hw（m）：0.032m 降液底隙高ho（m）：0.02m 提馏段横坐标值K：0.7

38

塔截面积AT（m2）：2.011m2 降液管面积Af（m2）：0.181m2 降液管宽Wd（m）:0.24m

4.4 阀孔数计算

液体在降液管内的停留时间 ： （应大于5秒）

AfHTLSFo （4.17）

阀孔气速（m/s）： uov （4.18）

计算阀孔数： NoVS4 （4.19）

do2uo其中，Fo为阀孔气体的动能因子，对F1重阀，适宜选择范围为9－12，Af为降液管截面积，HT为板间距，do为阀孔直径且取0.039m。

根据式（4.17）计算精馏段液体停留时间：

AfHTLS0.1810.4523.956s

0.0034根据式（4.18）、(4.19)计算精馏段理论阀孔数N1：

uoFovVS102.8475.9266m/s 1.225No4do2uo3.140.03925.926173.025

39

同理根据式（4.17）、（4.18）、（4.19）计算： 提馏段液体停留时间：8.665s 提馏段理论阀孔数N2：192.563

4.5 塔板布孔

塔板阀孔的排布是根据下面原则进行的：

矩形板宽为377mm,长为M，通道板为400mm，长为M，弓形板宽为E,长为M

MD2(Wd26) （4.20）

E0.5D400377y218(y1)40 （4.21）

其中，y2为矩形板数，y为塔盘分块总数。

图4.3 矩形板的尺寸图

第一列孔的位置26+x'>Ws

4.5.1塔板布孔——精馏段

1.采用三角形叉排，孔心距取75毫米；

2.相邻排间距可取65、80、100毫米中的一种进行作图；

3.直径大于800毫米的塔，应将塔盘分块，保持有一块通道板，两块弓形板，其余为矩形板，分块情况如下：

表4.2 塔盘分块数与塔径的关系

40

4.根据要求作图得实际阀孔数，其值应接近算的阀孔数； 5.排孔时塔盘的边缘区宽WC的适宜范围为50～75mm； 6.排孔时塔盘的破沫区宽WS取值为： D小于1.5m 取60～75mm D大于1.5m 取80～110mm D小于1.0m 可适当减小

7.开孔率＝阀孔总面积/塔截面积 精馏段阀孔数：如下图所示

图4.4 精馏段阀孔数

41

4.5.2 塔板布孔——提馏段

图4.5 提馏段阀孔数

42

第五章 流体力学

5.1塔板流体力学验算（一）

5.1.1气体通过塔板的压力降（1）——精馏段

压力降 PpPCPLPo （5.1） 塔板压力降应为10——526Pa

压力降用液柱高表示为 hPhchlho （5.2） 其中，hc为干板压力降（m），hl为气体通过液层的压力降（m），ho为由表面张力产生的阻力损失。（可忽略）

当阀全开前(uouoc)

hC19.9当阀全开后(uouoc)

0.175uoL （5.3）

2Vuo （5.4） hC5.342Lg当阀刚刚全开时式（5.3）、（5.4）两式相等，求得的孔速为临界阀孔气速（uoc）

（5.5）

其中，uo为阀孔气速（m/s），L为精馏段液体密度（Kg/m3），V为精馏段气体密度（Kg/m3）。

43

当uouoc时，可采用式（5.3）计算干板阻力hC 当uouoc时，可采用式（5.4）计算干板阻力hC

充气液层阻力 h1ohL （5.6） 其中，o为充气因数且o取0.4——0.5。

压力降： PPhPL1g（Pa） （5.7） 阀空气速 uoVS4 （5.8）

do2NO其中，No为实排的阀孔数。 根据式（5.8）计算：

uoVS41.2253.140.039216846.107m/s

do2NO精馏段塔板平均压力降（m液柱）：0.074m 精馏段塔板平均压力降PP：445.14 Pa

5.1.2 气体通过塔板的压力降（2）——提馏段

压力降 PpPCPLPo （5.9） 塔板压力降应为10——526Pa

压力降用液柱高表示为 hPhchlho （5.10） 其中，hc为干板压力降（m），hl为气体通过液层的压力降（m），ho为由表面张力产生的阻力损失。（可忽略）

当阀全开前(uouoc)

44

hC19.9当阀全开后(uouoc)

0.175uoL （5.11）

2Vuo （5.12） hC5.342Lg当阀刚刚全开时式（5.11）、（5.12）两式相等，求得的孔速为临界阀孔气速（uoc）

（5.13）

其中，uo为阀孔气速（m/s），L为精馏段液体密度（Kg/m3），V为精馏段气体密度（Kg/m3）。

当uouoc时，可采用式（5.11）计算干板阻力hC 当uouoc时，可采用式（5.12）计算干板阻力hC

充气液层阻力 h1ohL （5.14） 其中，o为充气因数且o取0.4——0.5。

压力降： PPhPL2g（Pa） （5.15） 阀空气速 uoVS （5.16） NO其中，No为实排的阀孔数。 提馏段塔板平均压力降（m液柱）：0.071m 提馏段塔板平均压力降PP：424.917 Pa

45

5.2 流体力学验算（二）

5.2.1 淹塔（液泛）验算（1）——精馏段

判断Hd(HThW)是否成立，如不成立，则要发生液泛 当量清液层高 HdhdhphL （5.17）

hd0.153(LS2) （5.18） LWho其中，hP为上升气体的压力降（米液柱），hL为板上液层高（m），hd为液体通过降液管的压力降（米液柱），HT为板间距（m），hW为堰高（m），为充气系数且对一般物系取0.5，易发泡物系取0.3—0.4，不易发泡物系取0.6—0.7。

根据式（5.18）计算降液管的压力降hd（m）：

hd0.153(LS20.00342)0.153()0.00088m LWho1.120.04根据式（5.17）计算当量清液层高HD（m）：

HdhdhphL0.000880.0740.060.13488m

(HThW):0.3224

不能产生液泛

5.2.2 淹塔（液泛）验算（1）——提馏段

判断Hd(HThW)是否成立，如不成立，则要发生液泛 当量清液层高 HdhdhphL （5.19）

46

hd0.153(LS2) （5.20） LWho其中，hP为上升气体的压力降（米液柱），hL为板上液层高（m），

hd为液体通过降液管的压力降（米液柱），HT为板间距（m），hW为堰

高（m），为充气系数且对一般物系取0.5，易发泡物系取0.3—0.4，不易发泡物系取0.6—0.7。

根据式（5.20）计算降液管的压力降hd（m）：

hd0.153(LS20.0094)0.153()20.01546m LWho1.120.02根据式（5.21）计算当量清液层高HD（m）：

HdhdhphL0.015460.0710.060.146m

(HThW):0.3133

不能产生液泛

5.3 流体力学验算（三）

5.3.1 物沫夹带（1）——精馏段

当气体上升时雾沫夹带量eV0.1kg(液)/kg（气）时，泛点率应小于80％。

VSF1VLV1.36LSZLKCFAb （5.21）

ZLD2Wd （5.22）

47

AbAT2Af （5.23）

其中，F1为泛点率且应小于80％，Wd为降液管宽度（m），ZL为板上液体流径长（m），AT为塔截面积（m2），Ab为板上液流面积（m2），

Af为弓形降液管截面积（m2），D为塔径（m），CF为泛点负荷系数且

查图得，K为物性系数且查表（正常系统取1）。

图5.1 泛点负荷系数与密度的关系

根据式（5.22）计算液体流径长ZL（m）：

ZLD2Wd1.620.241.12m

根据式（5.23）计算液流面积Ab（m2）：

AbAT2Af2.01120.1811.9m2

根据式（5.21）计算泛点率F1：

48

VSF11.225VLV1.36LSZL

KCFAb2.8471.360.00341.12611.972.84742.131%10.1281.95.3.2 物沫夹带（2）——提馏段

当气体上升时雾沫夹带量eV0.1kg(液)/kg（气）时，泛点率应小于80％。

VSF1VLV1.36LSZLKCFAb （5.24）

ZLD2Wd （5.25） AbAT2Af （5.26）

其中，F1为泛点率且应小于80％，Wd为降液管宽度（m），ZL为板上液体流径长（m），AT为塔截面积（m2），Ab为板上液流面积（m2），

Af为弓形降液管截面积（m2），D为塔径（m），CF为泛点负荷系数且

查图得，K为物性系数且查表（正常系统取1）。

根据式（5.25）计算液体流径长ZL（m）：

ZLD2Wd1.620.241.12m

根据式（5.26）计算液流面积Ab（m2）：

AbAT2Af2.01120.1811.9m2

49

根据式（5.24）计算泛点率F1：50.887％

VVSFL1.36LSZLV1KCFAb

1.3332.978613.62.9781.360.00941.1210.1281.950.887%

50

第六章 负荷性能图

6.1 确定雾沫夹带上限线方程

雾沫夹带上限线：

/kg（气）此线表示雾沫夹带量eV0.1kg（液）时的VSLS关系。塔板

的适宜操作区应在此线以下，否则因过多的雾沫夹带而使板效率严重降低。方程获取的方法是让泛点率为最大值即F1等于80％。

VSF1VLV1.36LSZL0.8 （6.1）

CFAbVS0.8CFAbVLV1.36ZLVLV LS （6.2）

根据式（6.2）可得精馏段雾沫夹带上限线方程为：

0.8CFAb1.36ZL0.80.1281.91.361.12VSLSLSVV2.8472.847611.972.847611.972.847LVLV2.4722.28LS 同理根据式（6.2）可得提馏段雾沫夹带上限线方程为：

VS2.41821.811LS

6.2 确定液泛线方程

液泛线表示降液管内泡沫层高度达到最大允许值时的VSLS的关系式。塔板操作区应在此线以下，否则将可能发生液泛现象，破坏塔的

正常操作。液泛线由下式确定：

51

(HThW)hPhLhd （6.3）

把上式中的物理量代入并整理后可得方程：

3（6.4） aVS2bcL2SdLS

2其中，a1.91105vLN2，bHT(1O)hW，c0.153，22LWhOd(1O)E(0.667)1LW32V、L分别为精馏段气体、，液体密度（Kg/m），

VS、LS分别为气体、液体的体积流量（m3/s），N为阀孔数，hW为堰

高（m），LW为堰长（m）， 为系数，ho为降液管底隙高（m），HT为板间距（m），为充气系数，E为液流收缩系数（常取1）。

根据式（6.4）可得精馏段液泛线方程为：

1.911052.8472VS2611.971680.1532LS(10.45)221.120.040.650.45(0.6510.45)0.04610.6672S11.122320.03V0.2676.23L0.9LS3

同理根据式（6.4）可得提馏段液泛线方程为：

30.02VS20.27175L2S0.9LS

22S6.3 液相负荷上限线

液相负荷上限线又称降液管超负荷线，此线反映对于液体在降液管内停留时间的起码要求，液体在降液管内停留时间过短，则气泡不能及时放出而进入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率，塔板适宜操作区应在此线左方。

52

液体在降液管内的停留时间最短不应低于5秒钟，依此列方程得：

AfHTLSAfHT5 5 （6.5）

LS （6.6）

根据式（6.6）可得精馏段液相负荷上限线方程为：

LSAfHT50.1810.450.016 5同理根据式（6.6）可得提馏段液相负荷上限线方程为：

LS0.016

6.4 液相负荷下限线

对于平堰，一般取堰上液层高how = 0.006m 作为液相负荷下限条件, 低于此线，便不能保证板上液流均匀分布，降低气液接触效果。

how2.843600LS23E()0.006(E1) （6.7） 1000LW632()LW2.84 （6.8） LS3600根据式（6.8）可得精馏段液相负荷下限线方程为： 632632()LW()1.122.842.84LS0.001 36003600同理根据式（6.6）可得提馏段液相负荷下限线方程为：

LS0.001

53

6.5 气相负荷下限线

气相负荷下限线又称泄漏线，此线表示不发生严重泄漏现象时的最低气体负荷，塔板适宜操作区应在此线上方，气体负荷低于此线，泄漏量将高于10%，此时塔板效率将降低。对于F1型重阀，当阀孔动能因子

Fo为5－6时泄漏量接近10％，可作为气相负荷下限。即uo5v写

成VS的关系：

VS4do2N5V （6.9）

其中，VS为气体流量（m3/s），v为气体密度（kg/m3），do为阀孔直径（m），N为阀孔总数。

根据式（6.9）可得精馏段气相负荷下限线方程为：

VS42doN5V3.1450.03921680.595 42.847同理根据式（6.9）可得提馏段气相负荷下限线方程为：

VS0.706

6.6 塔板负荷性能图

1．负荷性能图必须在五条曲线的方程都求出后方可画出，而且精

馏段和提馏段必须分别画。

2．如果操作点落在负荷性能图的五条曲线之外，则设计的结构尺寸有问题，塔不能完成生产任务的要求，需根据操作点的位置修正塔的结构尺寸。

54

图6.1 精馏段负荷性能图

操作弹性：4.12

图6.2 提馏段负荷性能图

操作弹性：3.4

55

第七章 接管壁厚

7.1 管径的计算

管径的计算顺序是：

根据流体的相态（液体或气体）在流体经验流速中选择一个流速，计算管径，计算出的管径应根据国家机械工业部管径的部颁标准进行园整获得标准管径。再根据标准管的管内径计算实际流速，检查此流速是否在经验流速范围内，如流速不符合要求，则重新选择标准管径。 计算各接管直径

因各接管处的流体可为气体或液体，而且流量为体积流量、质量流量、摩尔流量，因此应进行转换计算。管径计算时可先选定流速，计算出管径后，应进行园整，再由园整后的管径计算实际流速，要求此流速在经验值范围内。

液体流速：0.5—3m/s 气体流速：10—30m/s

d4VSu4WSu4LM （7.1） u其中，d为管径（m），M为摩尔质量，u为流速（m/s），为密度（kg/m3），VS、WS、L分别为体积流量(m3/s)、质量流量(kg/s)、摩尔流量(kmol/s)。

假设进料管流速为2m/s并根据式（7.1）计算进料管管径d(进)(m)：

d4VSu4WS4115000.057m u621.663.142园整得d：0.07m

将圆整后的直径再代入式（7.1）计算出实际进料管流速u(m/s)：

1.82m/s

同理可计算出：

56

塔顶气体出口管管径d(顶)(m)：0.279m(园整得d)：0.4m 实际塔顶气体出口管流速u（m/s）：17.33m/s

（回流液管径d(回：0.0457m(园整得d)：0.05m )m）实际回流液管流速u(m/s)：1.67m/s

（塔釜出口管管径d(釜：0.043m(园整得d)：0.05m )m）实际塔釜出口管液体流速u(m/s)：1.492m/s

（塔釜蒸气进口管管径d(进：0.291m(园整得d)：0.3m )m）实际塔釜进气管流速u(m/s)：18.86m/s

7.2 塔壁厚计算

筒体厚度计算式：

SC2PtPDiC （7.2）

SC为考虑壁厚附加量的圆筒壁厚其中，（mm），P为设计压力（Mpa）

为工作压力的1.05～1.1倍，DI为圆筒的内直径（mm），为设计温

t度t下圆筒材料的许用应力（Mpa）且由表查得，为焊缝系数且由表查得，C为壁厚附加量（mm）且CC1C2CS，C1为钢板的负偏差（mm），C2为腐蚀余量（mm），CS为加工减薄量（mm）。

注：1．圆筒材料的许用应力可取127Mpa，实际设计时应根据选用的材料和操作条件查得。

2．钢板的负偏差、腐蚀余量、加工减薄量可分别取0.5、0.5、1mm，实际设计中应根据生产的具体要求选取。

根据式（7.2）计算壁厚SC（mm）（应圆整）：

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SC2PtPDiC0.1011.0616000.50.515mm

21270.850.1017.3 塔高计算

塔高H

 HHd(NS2)HTSHTHFHBHL （7.3）

其中，Hd为塔顶与第一块板之间的距离且一般取1—1.5m，N为实际塔板数，S为人孔数且5～7块板设一人孔，HT为板间距（m），HT为人孔处的板间距且一般取0.6m， HF为进料板处的板间距且一般取二倍的板间距（m），HB为塔釜与最下一块板的距离且一般取1—1.5m，

HL为裙座高度且一般为1.5—2m。

注：1．在塔高计算时确定的人孔数不包括塔顶和塔釜所设的人孔。

2．此处计算的塔高是塔总高，即从塔的底座至塔顶封头处的高度。 根据式（7.3）计算塔高H：

 HHd(NS2)HTSHTHFHBHL

1.2(2042)0.4530.60.91.21.613.6m

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结 论

本文设计了一个常压浮阀精馏塔，分离含正戊烷0.45（以下皆为质量分率）的正戊烷——正己烷混合液，其中混合液进料量为11500kg/h，进料温度为35摄氏度，要求获得0.98的塔顶产品和0.03的塔釜产品,再沸器用2atm的水蒸汽作为加热介质,塔顶全凝器采用冷水为冷凝介质.通过翻阅大量的资料进行物性数据处理、塔板计算、结构计算、流体力学计算、画负荷性能图以及计算接管壁厚对浮阀塔展开了全方面的设计。

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致 谢

本次设计是在曹国华和孟宪宇老师的细心指导下，经过三个多月的努力完成的，在设计过程中，每当我遇到疑点和难点时，老师给我提供了很大帮助，耐心的为我讲解，提供资料供我翻阅，帮我拓宽了思路并丰富了实践经验，为设计的顺利进行提供了条件，使我顺利的完成了本次设计。在此我表示衷心的感谢！

在论文写作过程中，同学也给予了很大的帮助，提供了有益的建议，并给予了鼓励和支持，在此也表示感谢！

再次，我要感谢我的母校（长春理工大学）对我的培养，感谢机电工程学院各位老师对我的栽培。是他们把我从对机电一无所知带到能够从事机电行业，并使我可以把所学到的知识和技能，应用于实践。时值论文完成之际，谨向各位老师致以衷心的感谢和崇高的敬意！

最后，恳请各位老师提出宝贵意见，以便在今后的学习和工作中加以改进，使整个方案更趋合理和完善，在此深表谢意……

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参考文献

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[14] Isherwood W, Smith JR, Aceves S, Berry G, Clark WW, Johnson R, Das D, Goering D, Seifert R.Remote power systems with advanced storage technologies for Alaskan villages, UCRL-ID-1292. California: University of California, Lawrence Livermore National Laboratory, 1998. [15] Iqbal MT. Simulation of a small wind fuel cell hybrid system. Renewable Energy 2003;28:511–22.

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