简单填料精馏塔设计设计条件与任务：已知F 、xF 、xD 、xw 或F 、xF 、xD 和η，塔顶设全凝器，泡点回流，塔底间接(直接)蒸汽加热。

1 全塔物料衡算求产品流量与组成（1）常规塔 全塔总物料衡算总物料 F = D + W 易挥发组分 F χF = D χD + W χW 若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率η为DFDx Fx η=式中 F 、D 、W ——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h ；χF 、χD 、χW ——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。

由（3-1）和（3-2）式得：WD WF x x x x FD --=(2) 直接蒸汽加热 总物料*0F S D W +=+易挥发组分**00F D W Fx S y Dx W x +=+式中 V 0 ——直接加热蒸汽的流量，kmol/h ；У0 ——加热蒸汽中易挥发组分的摩尔分率，一般У0=0； W * ——直接蒸汽加热时釜液流量，kmol/h ；χ*W ——直接蒸汽加热时釜液中易挥发组分的摩尔分率。

2 计算最小回流比设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则 min D ee ex y R y x -=-设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye)min min (1)(1)e W e Wy x R D qF LV R D q F x x -+==+--- 基础数据：气液相平衡数据3 确定操作回流比 min (1.1~2.0)R R =4 计算精馏段、提馏段理论板数① 理想溶液 图解法或求出相对挥发度用逐板计算法求取。

② 非理想溶液 相平衡数据为离散数据,用图解法或数值积分法求取 精馏段 11 RDfN x R x n ndxN dN x x +==-⎰⎰因 111D n n x Ry x R R +=+++所以 ()/Dfx R x n n D n dxN y x x y R =---⎰(4)提馏段 11 SfWN x S x n ndxN dN x x +==-⎰⎰因 11W n n x R y x R R +'+=-''蒸汽回流比(1)(1)(1)(1)V R D q F D F R R q W W W W+--'===+-- 所以 ()/(1)fwx S x n n n w dxN y x y x R ='---+⎰(5)式(4)、(5)中塔板由下往上计数。

5 冷凝器和再沸器热负荷冷凝器的热负荷 ()C DV DL Q V I I =-再沸器的热负荷B C D W F Q Q DI WI FI =++-待求量：进料温度t F 、塔顶上升蒸汽温度t DV (与x D 对应的露点温度)、回流温度t DL (与x D 对应的泡点温度)、再沸器温度tw (与x W 对应的泡点温度)。

物性数据：① 各组分在平均温度下的液相热容、气相热容或汽化热。

② 各组分的热容方程常数如 23p c A BT CT DT =+++③ 由沃森公式计算汽化热 210.38211()1r V V r T H H T -∆=∆-6 填料塔的结构设计I. 塔径计算计算公式： D =① 塔填料选择须知：相对处理能力：拉西环<矩鞍<鲍尔环<阶梯环<环鞍(填料尺寸相同，压降相同)对于规整填料，分离能力：丝网类填料>板波纹类填料，板波纹填料较丝网类有较大的处理量和较小的压降。

250Y ——250指的是填料的比表面积，Y 指的是波纹倾角为45o ,X Y 指的是波纹倾角为30o填料选择的三步骤：选材质→选类型→选尺寸(径比应保持不低于某一下限值，以防止产生较大的壁效应，造成塔的分离效率下降。

)选尺寸说明：填料尺寸大，成本低，处理量大，但效率低。

一般大塔常使用50mm 的填料。

塔径/mm 填料尺寸/mm D<300 20~25 300<D<900 25~38D>90050~80② 计算方法泛点气速法 ----散堆填料(0.5~0.8) f u u =a. Eckert 关联图法20.50.2f u ()() Y=G G L V L LW X W g ρφϕρμρρ=由X 值和泛点压降线查取Y 值进而求得液泛气速 b. Bain-Hougen 泛点关联式20.20.250.125f 3u log[] 1.75()() G G L L L V LW A g W ρραμερρ=- 填料特性：比表面积、空隙率、泛点压降因子 ---规整填料a. Bain-Hougen 泛点关联式20.20.250.125f 3u log[] 1.75()() G G L L L V LW A g W ρραμερρ=- 250Y 金属板波纹填料:A=0.297，CY 型丝网填料:A=0.30 b. 泛点压降法Kister and Gill 等压降曲线(匡国柱.化工单元过程与设备课程设计.北京：化学工业出版社.2002,264-265) 泛点压降与填料因子间的关系：0.7/40.9p Z Fp∆= Pa/m; Fp —填料因子等压降曲线: 0.50.50.50.05p u ()() Y=() F ()0.277G G L V L L G W X W ρρμρρρρ=- 气相负荷因子法——用于规整填料塔的计算0.5[/()]S G L G C u ρρρ=-max 0.8 S S C C =0.5max =f() ( )G L S G LW C W ρψψρ=填料手册中给出Csmax 与ψ(流动参数)的关系图。

③ 校核---散装填料：a. 径比D/dp 为保证填料润湿均匀，应使径比在10以上，径比过小，液本沿填料下流时常会出现壁流现象。

拉西环：D/dp>20；鲍尔环：D/dp>10；鞍形填料：D/dp>15。

b. 泛点率u/uf ∈(0.5~0.8) 保证塔在操作中不发生液泛c ．喷淋密度>最小喷淋密度 保证填料充分润湿。

若喷淋密度过小，可增加吸收剂用量，或采用液体再循环以加大液体流量，或在许可范围内减小塔径，或适当增加填料层高度予以补偿。

d. 每米填料层压降 为使填料塔性能良好的工况下操作，每米填料层的压降不能太大，一般正常压降/147~490 Pa p Z ∆=,真空操作下/78.45 Pa p Z ∆≤---规整填料 注意：计算出的塔径D 值，应按压力容器公称直径标准进行圆整，以符合设备的加工要求及设备定型，便于设备的设计加工。

根据国内压力容器公称直径标准(JB-1153-71)，直径在1m 以下，间隔为100mm （必要时D 在700mm 以下可50mm 为间隔)；直径在1m 以上，间隔为200mm （必要时D 在2m 以下可用100mm 为间隔）（李功祥，陈兰英.常用化工单元设备设计.广州：华南理工大学出版社.)④ 所需物性数据物性数据：气体混合物的密度、液体混合物的密度、液体混合物的粘度、表面张力 计算式：气体混合物 G pMRTρ= 液体混合物：1iLiw ρρ=∑wi ——组分i 的质量分数互溶液体混合物的粘度：1/31/3m iix μμ=∑含水溶液的表面张力： 1/41/41/4m SW W SO O σϕσϕσ=+式中：/ / SW SW W S SO SO O S x V V x V V ϕϕ== 计算精馏段塔径时物性数据的处理：a. 以上方程所用物性数据近似按塔顶第一板处理. 如 11G pM RT ρ=b. 以上方程中所用物性数据均取塔顶第一板与加料板物性数据的平均值计算提馏段塔径时物性数据的处理：a. 以上方程所用物性数据近似按加料板处理.b. 以上方程中所用物性数据均取加料板与塔釜物性数据的平均值II 填料层高度计算---理论板当量高度(HETP)法 (精馏塔采用)理论板当量高度的值与填料塔内的物系性质、气液流动状态、填料的特性等多种因素有关，一般源于实测数据或由经验关联式进行估算。

在实际设计缺乏可靠数据时，也可取文献(匡国柱.化工单元过程与设备课程设计.北京：化学工业出版社.2002,264-265)P273页所列数据作参考。

填料尺寸/mm 25 3850等板高度/mm矩鞍环 430 550 750 鲍尔环 420 540 710 阶梯环环鞍430 530 650以上关于HETP 的取法是基于一种认识，即填料塔的分离效率与被分离物系的物理性质无关或影响很小，显然这与实际情况相比，有时会出现较大的偏差，故在设计时应特别给予注意。

精馏段 RR N Z HETP N NTSM=⨯=NTSM ——与1m 填料分离能力相当的塔板数HETP ——与1层理论板分离能力相当的填料层高度 精馏段总压降 (/)p Z p Z ∆=⨯∆ 式中： /p Z ∆——每米填料层压降提馏段的计算方法与精馏段相同。

---填料层的分段目的：使填料层内气液两相处于良好的分布状态。

一般情况：每经过10块理论板的当量高度设置一个液体收集装置，并进行液体的再分布。

填料种类 孔板波纹250Y 丝网波纹500(BX) 丝网波纹700(CY)每段填料最大高度/m≤6≤3≤1.5提醒：为了保证工程上的可靠性，计算出的填料层高度还应加上20%左右的裕度。

III. 塔高塔高=填料层高度+附属部件的高度+塔顶空间+塔底空间IV. 填料塔流体力学参数计算a.填料塔压力降123p p p p ∆=∆+∆+∆1p ∆——气体进出口压力降；2p ∆——填料层的压力降；3p ∆——其他塔内件的压力降.b.泛点率c.气体动能因子 F =7 附属内件的选型包括液体初始分布器、填料压紧装置、填料支撑装置、液体再分布器、气体入塔分布器8 塔附属高度塔附属高度包括：塔的上部空间高度、安装液体分布器和再分布器(包括液体收集器)的所需空间高度、塔釜高度及支座高度。

① 塔的上部空间高度塔的上部空间高度的作用：在塔填料层以上，有一足够的空间高度，以使随气流携带的液滴能从气相中分离出来，该高度一般取1.2~1.5m.② 安装液体分布器和再分布器(包括液体收集器)所需空间高度 其高度值依据分布器的形式而定，一般取1~1.5m 的空间高度。

③ 塔釜高度釜液所占高度的计算：依据釜液流量、釜液的停留时间、塔径计算。

例：釜液体积流量为Ls m 3/s, 塔径为D m, 停留时间为t min料液在釜内的停留时间15min ，装填系数取0.5，塔釜高h/塔径D=2:1塔釜液量 1560W s L L =⨯⨯ 塔釜体积 /0.5W W V L = 2232442W d d d V h d πππ==⨯=釜液所占高度 2h d = m液面上方的气液分离高度要求：满足安装塔底气相接管所需空间高度和气液分离所需空间高度。