目录1、符号说明 (2)2.主要物性数据 (4)2.1苯、乙苯的物理性质 (4)2.2苯、乙苯在某些温度下的表面张力 (4)2.3苯、乙苯在某些温度下的粘度 (4)2.4苯、乙苯的液相密度 (4)2.5不同塔径的板间距 (4)3.工艺计算 (5)3.1精馏塔的物料衡算 (5)3.2塔板数的确定 (5)3.3实际塔板数的求取 (6)3.4相关物性参数的计算 (7)3.4.1操作压强 (7)3.4.2平均温度 (8)3.4.3平均摩尔质量 (8)3.4.4平均密度 (9)3.4.5液体平均表面张力 (11)3.4.6气液相负荷 (11)3.5塔和塔板的主要工艺尺寸计算 (13)3.5.1塔径 (13)3.5.2溢流装置 (16)3.5.3弓形降液管宽度 (16)3.5.4降液管底隙高度 (17)3.5.5塔板布置 (17)3.5.6筛孔计算及其排列 (18)3.6筛板的流体力学计算 (18)3.6.1液面落差 (20)3.6.2液沫夹带 (20)3.6.3漏液 (20)3.6.4液泛 (21)3.7塔板负荷性能图 (21)3.7.1漏液线 (21)3.7.2雾沫夹带线 (22)3.7.3液相负荷下限线 (22)3.7.4液相负荷上限线 (23)3.7.5液泛线 (23)6.参考文献 (27)1、符号说明1.1英文字母∆P——气体通过每层筛板的压降，kPa——塔的截面积，m2ATC——负荷因子，无因次t——筛孔的中心距，m——表面张力为20mN/m的C20u——空塔气速，m/s——筛孔直径，mdo——塔板开孔区面积，m2Aan——筛孔数目——降液管截面积，m2AfP——操作压力，kPa——筛孔区面积，m2Aou——漏液点气速，m/sominD——塔径，m'——液体通过降液体系的速度，m/suoe——液沫夹带量，kg液/kg气vV——气体体积流量，m/snR——回流比——气体体积流量，m/sVs——最小回流比Rmin——边缘无效区宽度，mWcM——平均摩尔质量，kg/kmolW——弓形降液管高度，md——平均温度，℃Tm——破沫区宽度，mWsg——重力加速度，m/s2Z——板式塔有效高度，mF——筛孔气相动触因子o——出口堰与沉降管距离，mhl——与平板压强相当的液柱高度，mhcτ——液体在降液管内停留时——与液体流过降液管压强降hd相当的液柱高度，mh——板上清液高度，m f——堰上液层高度，mhowH——出口堰高度，mwH'——进口堰高度，mwhσ——与克服表面张力压强降相当的液柱高度，mL——液相H——板式塔高度，mV——气相H——降液管内清夜层高度，m dL——液体体积流量，m3/hsHF——进料处塔板间距，m HP——人孔处塔板间距，mT——理论板层数δ——筛板厚度，mμ——粘度，mPa·sρ——密度，kg/m3α——质量分率，无因次φ——开孔率，无因次——降液管的底隙高度，mhoσ——表面张力，mN/mmax——最大min——最小2.主要物性数据2.1苯、乙苯的物理性质2.2苯、乙苯在某些温度下的表面张力2.3苯、乙苯在某些温度下的粘度2.4苯、乙苯的液相密度2.5不同塔径的板间距3.工艺计算3.1精馏塔的物料衡算W D F +=W D F Wx Dx Fx +=苯的摩尔质量： 78/A M kg kmol = 乙苯的摩尔质量： 106/B M kg kmol = 原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量：()150%7850%10692/F M kg kmol =-⨯+⨯=因为5%F D W x x x ==50%、=98%、分别为原料、塔顶、产品中的苯的摩尔分数所以：5000500054.35/92F F kmol h M === ()54.35(0.50.05)26.30/0.980.05F W D W F X X D kmol h X X ⨯-⨯-===--54.3526.3028.05/W F D kmol h =-=-=3.2塔板数的确定查化工手册得苯和乙苯的t-x-y 关系T/℃ x y - 1 1 84 0.86 0.974 88 0.74 0.939 92 0.635 0.906 96 0.541 0.864 100 0.485 0.816 104 0.4 0.8 108 0.318 0.7 110.6 0.278 0.654 115 0.217 0.571 120 0.156 0.463 125 0.103 0.344 130 0.055 0.205 135 0.01 0.042 136.2 0 0由上图可得q 线与平衡线的交点坐标q q x y （，）为（0.5，0.82）则最小回流比为：min 0.980.820.50.820.5D q q qx y R y x --===--取回流比：min 1.8 1.80.50.9R R ==⨯= 则精馏塔的气液负荷： 精馏段：(1)(0.81)26.3047.34kmol/h V R D =+=+⨯=0.826.3021.04kmol/h L RD ==⨯= 提馏段：'47.34kmol/h V V =='21.0454.3575.39kmol/h L L F =+=+= 求取操作线方程精馏段操作线方程：10.440.5411D n n n x Ry x x R R +=+=+++提馏段操作线方程：1' 1.490.002''m m W m L Wy x x x V V +=-=-由x-y 图，画梯级可得理论板数为7（不包含塔釜），进料板为第4块板。
3.3实际塔板数的求取塔板效率是气、液两相的传质速率、混合和流动状况，以及板间反混（液沫夹带、气泡夹带和漏液所致）的综合结果。
板效率为设计的重要数据。
板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。
O'Connell 对几十个工业塔及实验塔板效率进行综合归纳，认为蒸馏塔可用相对挥发度与液相黏度的乘积作为参数来关联全塔效率，其经验式为：()245.049.0-=L T E αμ式中α——相对挥发度；L μ——液相黏度，mPa ·s 。
上式中α、L μ的数据均取塔顶、塔底平均温度下的值。
此经验式的图解见下图用于多元系统时，α取关键组分间的相对挥发度；L μ取液相的平均黏度。
可按下式计算Li i L x μμ∑=式中i x ——进料中各组分的摩尔分数； Li μ——i 组分的液态黏度，mPa ·s 。
由t-x-y 曲线可知：8413298D W F t t t ===℃、℃、℃全塔平均温度：104.673D W Ft t t t ++==℃则有： 0.50.23(10.5)0.290.26LF μ=⨯+-⨯= 同理：0.231LD μ=,0.287LW μ=平均黏度:0.260.2310.2870.2593L μ++==查手册得，在104.67℃下，相对挥发度: 4.55α= 则全塔效率()()0.2450.2450.490.49 4.550.2590.47T L E αμ--=⨯=⨯⨯=计算实际塔板数 精馏段：T T N 39E 0.47P N ==≈精 提馏段: T T N 49E 0.47P N ==≈提 故全塔实际所需塔板数18=N 块 加料板位置在第9块3.4相关物性参数的计算3.4.1操作压强塔顶压强：101.3D P kPa =进料板压强: 0.7101.390.7107.6F D P P P N kPa =+⨯=+⨯=精塔釜压强: 0.7106.790.7113.9W F P P P N kPa =+⨯=+⨯=提 精馏段平均操作压强D P 104.45kPa 2F m PP +==精提馏段平均操作压强W P 111.9kPa 2Fm P P +==提全塔平均操作压强D P 108.13kPa 2W m PP +==3.4.2平均温度由前8413298D W F t t t ===℃、℃、℃精馏段平均温度: D 912Ft t t +==精℃ 提馏段平均温度: W 1152F t tt +==提℃全塔平均温度: D 1082W t tt +==℃3.4.3平均摩尔质量气相: (1)83.04/VmF F A F B M y M y M kg kmol =+-= 液相: '(1')92/LmF F A F B M x M x M kg kmol =+-= 塔顶平均摩尔质量气相: (1)78.56/VmD D A D B M y M y M kg kmol =+-= 液相: '(1')80.24/LmD D A D B M x M x M kg kmol =+-= 塔底平均摩尔质量气相: (1)104.60/VmW W A W B M y M y M kg kmol =+-= 液相: '(1')105.72/LmW W A W B M x M x M kg kmol =+-= 则精馏段平均摩尔质量气相: 83.0478.56()80.80/2Vm M kg kmol +==精液相: 9280.24()86.12/2Lm M kg kmol +==精提馏段平均摩尔质量气相:83.04105.72()94.38/2Vm M kg kmol +==提液相: 92105.72()98.86/2Lm M kg kmol +==提全塔平均摩尔质量气相: 80.8094.38()87.59/2Vm M kg kmol +==全液相: 86.1298.86()92.49/2Lm M kg kmol +==全3.4.4平均密度气相密度:RTM P Vmm Vm =ρ 精馏段: 3104.680.80() 2.79kg /8.31427391Vm m ρ⨯==⨯+精（）提馏段: 3111.0594.38() 3.25kg /8.314273115Lm m ρ⨯==⨯+精（）全塔: 3()()2.793.25() 3.02kg /22Vm Vm Vm m ρρρ++===精提精 液相密度:BBA A Lραραρ+=1,式中α为质量分率 查的在8413298D W F t t t ===℃、℃、℃下苯乙苯的密度为10.970.03810.5890.0LmDρ=+ ， 3812.7/LmD kg m ρ= 进料板平均密度:10.420.58794.75807.58LmFρ=+ ，3802.1/LmF kg m ρ= 塔釜平均密度:10.040.96754.02764.5LmWρ=+， 3764.1/LmW kg m ρ= 精馏段平均密度:3812.7802.1()807.4kg /22LmD LmF Lm m ρρρ++===精提馏段平均密度:3F W 802.1764.1()783.1kg /22Lm Lm Lm m ρρρ++===提全塔液相平均密度：3()()807.4783.1()795.3kg /22Lm Lm Lm m ρρρ++===精提平液体平均黏度：查的在8413298D W F t t t ===℃、℃、℃温度下各组成的黏度由公式i i m x μμ∑=计算平均黏度进料板：0.500.2810.500.2520.267mPa s m μ=⨯+⨯=⋅进 塔顶：0.980.2970.020.3430.298mPa s m μ=⨯+⨯=⋅顶 塔釜：0.050.2600.950.3050.303mPa s m μ=⨯+⨯=⋅釜 精馏段平均黏度：30.2980.267()0.283kg /22m m m m μμμ++===进顶精提馏段平均黏度：30.2670.303()0.285kg /22m m m m μμμ++===进底提全塔平均黏度：30.2830.2850.284kg /22m m m m μμμ++===提精3.4.5液体平均表面张力 由公式i i ni m x σσ1=∑=进行计算查资料得8413298D W F t t t ===℃、℃、℃温度下苯乙苯的表面张力进料板表面张力：0.519.090.521.0620.08/m mN m σ=⨯+⨯=进 塔顶表面张力： 0.9818.370.0222.5118.45m /m m N σ=⨯+⨯=顶 塔底表面张力： 0.0515.420.9517.6217.51/m mN m σ=⨯+⨯=底 精馏段液体平均表面张力：20.0818.45()19.27/22m m m mN m σσσ++===进顶精提馏段液体平均表面张力：20.0817.51()18.80/22m m m mN m σσσ++===进底提全塔液体平均表面张力()19.2717.5119.04/22m mm mN m σσσ++===精（提）3.4.6气液相负荷 精馏段:(1)(0.81)26.3047.34kmol/h V R D =+=+⨯=3Vm 47.3480.800.38m /36003600 2.79Vm s VM V s ρ⨯===⨯精精0.826.3021.04kmol/h L RD ==⨯=3Lm 21.0486.120.000623m /36003600807.4Lm s LM L s ρ⨯===⨯精精32.67m /h L h =提馏段:'47.34kmol/h V V ==3Vm '47.3494.39'0.390m /36003600 3.15Vm s V M V s ρ⨯===⨯提提'75.39kmol/h L L F =+=3Lm '75.3998.86'0.00264m /36003600783.1Lm s L M L s ρ⨯===⨯提提3'8.041m /h L h =塔的工艺条件及物性数据统计汇总如下3.5塔和塔板的主要工艺尺寸计算3.5.1塔径塔径的计算按照下式计算：D =式中 D —— 塔径m ；V s —— 塔内气体流量m 3/s ； u —— 空塔气速m/s 。