表 2-13 雾沫爽带对板效率的影响90.1544=0.2524=0.06E,/EmvE./EvvEwE,/EMYtEyE.E.Euv0.733E888588目0.7908.8788899C.9540.712E0.632c.960C.9650.5790.600. 5490.500.1440.8880.485G.9710.500.9280.4640.851平玲平均0.903下降不超过15%，也有人认为气相带液比ev（kg液Eov气相点效率；相/kg干气相）不应超过0.1。目前多数主张控制e:汽提因数，，0.1，这样板效率的降低般不超过10%一液相质量流递：kg/hi（3）等沫夹带对于实增塔板数N、的影响气相质量流速，kg/h;为有雾沫夹带时的实际塔板数 N。与无雾沫夹带时的勇沫夹带比，kg夹带/kg气实际塔板数 N。的差值，当 A=1 时，塔效率与板效需要指出，式（2-72）中的 Eay，为塔板上液体率相等，即：部分混合及气体完全混合、气体不混合或气体部分混合条件下的气相板效率，E，则为与Er相对应的含N-N(2-70)有雾沫夹带影响的气相板效率。显然，式（2-72）应代人式（2-69），可得：用简便，并具有较好的精确程度，N=4N1(2-71)（五）板效率与全塔效率的关系这表明当A=1时，因雾沫夹带需实增的板数，当操作线与平德线都县直线时，Lewis曾导出下列关联式(301与雾沫夹带分率必成正比，而与原来的 Em无关。（4）当雾沫夹带量大时，通过溢流堰和降液管的m[1+E(A-1)]液相流量增大，所以对有关项目还应再作验算ErN(2-73)InAn所提出的关系式（2-68），应用简便，但具有一定的局限性。严格地说，只有当塔板上的液体式中的Λ同式(2-32完全混合及汽提因数入=1时。该式才是完全可靠的。式(2-73）的图解如图 2-38 所示。对于一般情况，该式具有明显的偏差。实际上，雾沫当平衡线不是直线而已知湿板效率E时元夹带对塔效率的影响，不仅与募沫夹带量有关，还与系统也可在y-r图上用梯级图解法求取实际塔板数。点效率、汽提因数入、气相合情况及塔板上液体混图2-39表述了理论塔板与实际塔板的比较，图中的合程度等有关沫惠带过板效率的影响Fol△ACD表示理论塔板上的两相组成变化情况，而等（44）应用扩散模型导出了不同情况下的数学模型△ABE则表示实际塔板的情况。在理论塔板上，气并给出了相应的数值计算结果。 但计算过程相当复相从3+1进人，经传质后增浓至y。而实际塔板只杂，需要数值计算技术。对于气体完全混合及液体部能从+增浓到分混合条件下，雾沫夹带对塔板效率的影响，路秀林按有雾沫夹带的湿板效率定义，可得等[48]导出了数学关系式，其计算结果与 Lockent等给E-%二-(2-74)出的数值计算结果基本一致，但计算过程仍不太简便。Bennett等[]对雾沫带对板效率影响的数值计即 AB=EAC。同样，对任意塔板上，有yx-E·算结果进行关联，获得了如下经验关联式：2。如此类推，即可找到B、诸点，并连接成如图的虚线，此线可认为是考虑湿板效率后的虚拟平衡-1-0. 8Eo ae (2-72)线在虚拟平衡线与操作线之间作梯级，即可得出实式中E含有雾沫夹带影响的气相板效率（有时际塔板数，。至于多元系统，需要在逐板计算的过程中称为“湿”板效率）修正气液平衡关系，方法紫膜，不便于工程计算。EMy不含雾沫夹带影响的气相板效率（有时（六）板式塔效率的关联及预测称为“干”板效率)；影响板式塔效率的因素很多，目前尚难将各种因0
1.414成E图中的横坐标（板效率）当不考虑要沫夹带影响时为EMv：当考虑雾沫夹带影响时为E.。图2-38板效率与全塔效率的关系站电图2-40蒸馆塔的全塔效率图2-39理论塔板与实际塔板数的比较此经验式的图解见图2-40。用于多元系统时，。素的影响，都综合在关联式里。这里只能介绍：些塔取关键组分间的相对挥发度；u.取液相的平均黏度，板效率估算方法，以供参考。且可按下式计算1.O'Connell法及其修正(2-76)r（1）蒸馏塔的全塔效率('Connell对几十个工式中一进料中各组分的摩尔分数；业塔及试验塔板效率进行综合归纳，认为蒸馏塔可用 组分的液态黏度，mPas.相对挥发度与液相黏度的乘积作为参数来关联全塔效式(2-75）中α、μ的数据，均取塔顶、塔底平率，其经验式为，均温度下的值。Ef 0. 49(ap,)-0 24(2-75)当液相流程长度2>1m时，全塔效率将高于按式中相对挥发度上述关系求得的数值，为此需乘以Lockhart-Legge34
提出的修正系数图2-41）。此修正关系仅适用O'Connell法基本上体现了影响塔板出效率的主要因素，目前仍被认为是较好的简易法。ap.=0.1~1.0的情况。2. Van Winkle 法(as]。 近年来还有一些用综合数群的塔板效率估算法。Van Winkle 法为其中较有代表性的，其表达武为：Ew0. 268(会)" (台)"(hw)Ge()"()"x-m (278)一气相真弗里板效率；中一塔板开孔面积（对于泡罩塔为齿缝面积），m全塔横裁面积，mG、L-气相、液相的质量流量，kg/h图2-41液藻长度对全塔效率的修正堰高、m：(2）吸收塔的全塔效率对于暇收塔的全塔效G一气体的空塔质量流速，kg/(m，h)；表面张力，mN/m率，O'Connell 也提出了以n/HP为参数的关联（图一液相黏度，m/Pa·“2-42的实线），其中为液相黏度，HIkmol/(m2Pa)7为落质的享利常效，空塔气速，m/sP(Pa）为操作压力，各餐数均取塔顶、塔底平均温度下的值。液相密度，kg/mLockhant 等将经类油吸收塔的效率，以相对挥一液相扩散系数，cm*/s发度与液相黏度的乘积作为参数，归纳了从常压到相对挥发度。100 大气压下操作的数据。现将其结果也标绘到图 2-该式所总结的数据范国为：塔型有雅板及泡罩，42中（童线）。吸收的相对择发度定义为：塔径为25~600mm，（Ag/A）为3%~18%：堰高为12~150mm；板间距为50900ma-K-2xk(2-77)AIChE法美国化工学会（AIChE）提出了一个泡罩塔和筛板塔塔板效率的计算方法，此方法以式中K、一溶质、溶剂的相平衡常数；双膜理论为基础，将影响精瘤塔培板效率的主要因素落质在气相、液相中的组成，归纳为；气相及液相的传质速率、板上液体的返混状尔分数况及雾沫夹带状况等四个方面，最后综合一套计算方当较小（5）时，溶剂的活度系数接0.注[3]]AIChE法所考惠的因素比较全面，较能反映近于1，这时K.-号，即K，等于溶剂在操作温度7实际情况，特别是反映塔径放大后对效率的影响，可的馆和蒸气压与操作压之比供设计使用，对于预测放大后的效率以及过程开发也从式(2-77）及图2-42可知，在多组分的吸收塔中，是有用的。AIChE法计算塔板效率的程序如下：轻组分的E 较重组分的E为小，设计时应于注意。①计算板上的气相传质单元数Na!30406080102200300 40060010.600.406.0300601020306234681020406080002能图2-42吸收塔的全塔效率35
③计算板上的液相传质单元数NL；A-(2-82)③让算点效率Ew（或Eon）①计算板上液相返混情况，求出下板效率 Ev式中液相扩散系数，cms/s，(或 Em)一液相停留时间。.③考患雾沫夹带的影响，得出湿板效率上，，一液相流程长度，m；算出全塔效率，求得所需的实际塔板数。-塔板上单位鼓泡面积的持液量，m/m。（1）塔板上的传质单元数及点效率的计算气相对干泡罩塔及液相的传质单元数体现了塔板上气液两相的传质速F=0.042 +0. 19hw—0. 0135F+2. 46(会）(2-83)率，由这两个传质单元数，就可求得点效率D板上气相传质单元数Ng塔板上气液两相的对于筛板塔传质中，与气膜传质有关的因素，，即对N.起主要影F0.00610.725hw0.006F+1.23(台）（2-84)响的参数为：溢流瑕高 hw、气相动能因了1、液流强度（台）以及表示物性的施密特数 SC。在AIChE各式中经验数据的范围为：P.=1.2~3.2kg/m.P.=750~1000kgm2，片=0.24~ImPa:法中，气相传质单元数 No可按下式计算：D, =2. 4×10-~7.5×10- cm /s, F=0. 2 ~2. 8Ng=0. 776+0. 456hv-0. 24F +hw-0.025~0.125m，B-0.4~1.③点效率的计算已知NeN后，可求得点105(台)+2.44](SC)-0,(2-79)效率Eow。为便于计算。从式（2-50）及式(2-30）可导出下式：式中hw-堰高、m一气相动能因于，FWaVh，kg！(2-85)=In(- Bov)"N+AN..n此式的图解如图2-43所示。Wc-按塔板上鼓泡面积计算的气速，m/st一气相密度，kg/m'；0.-Ts-渡相流量，ml/s:0平均液流宽度，对于单澄流型塔板4可取塔径与堰长的平均值。m内外堰间的渡面落差，?SC-气相施密特数，SC=。气相黏度，mPa0304060810气相扩散系数，cn3047此式的实验数据范困为：SC~0.6,F-1.2~图 2-43Ne、N 对 Fov的关系3.2，号~19m/(m+h).hw= 0. 025~6同样由式(2-51）及式（2-31）可得：0.125m操作压力（0.55）×10Pa，塔径0.6m（2-86)板间距0.6mIn(1-Eu)-Na+N②板上液相传质单元数V对液膜传质起主要一般蒸馏过程中，No的数值常比NL小得多；影响的因素为：气速（用动能因子F表示）、液相扩在吸收过程中。N.可能较小些。而A值能显著地影散系数DL及液相停留时间，故液相传质单元数响气膜阻力与液膜阻力的比例（参见式 2-30)。这表NL，可用下诺式表示现在平衡线斜率变化很大的蒸馏系统中，底部的塔板对于泡罩塔效率往往比顶部要低。对于一般的过程，虽然大致可NT=203DE(0. 213F+0. 15)用平均的 A 值来计算 ENv，但对于平衡线斜率变化2-80较大的系统。应在塔内取几个位置分别计算Ew，以对于筛板塔减小误差。N,= 197DR (0. 394F-0. 17)IL(2-81)（2）干板效率的计算今心① 根据返混计算板效率由点效率 Fov计算板
效率 Ev的方程式，与板上液相返混情况密切相关(3） 湿板效率及全塔效率 在求得 T板效率 Ew当板上液相完全返混时，EMV当无返涯或 EM 后，根据各种塔板的流体力学特性，求得雾沫按式（2-53）或图2-34进行计算。对于部分返混夹带e，由式（2-68）可得湿板效率E。时，的多数工业塔，可按式（2-57）或图 2-36 进行计算。于是全塔效率E，可由式（2-73）求得在计算过程中需按式(2-55）计算 Pe值，其中要用到（4）实际塔板数对于二元系统，从湿板效率求潜流扩散系数 DE。AIChE 根据试验结果，提出 De实际塔板数时，可参照图2-39先作出虚拟平衡线，用梯级图解法得出实际塔板数。当操作线和平衡线都是的计算式如下直线时，则可由式（2-73）或图2-38求得实际塔板数对于用始0mm泡罩（正三角形排列、一=1.5）对于多元系统，则可在逐板计算过程中采用下式的泡罩塔盘或筛板塔盘：求出=E,(y,--1)+y(2-93)Dg’=0. 00378+0. 0171Wa+3. 68 会+0. 18hw(2-87)然后用y代替理论塔板计算程序中的，如此逐板进行，以求实际塔扳数对于用150mm泡罩（正三角形排列，为、塔设备的压力降1.35）的泡罩泡盘：）板式塔的压力降Dg5-1. 154x[0. 0C378+0. 0171W.气体通过塔板的压力降是塔盘的重要流体力学特性，它不仅影响塔盘的操作，还决定沿谱高的压力分3.68台+0.18h(2-88)布和全塔的压力降。在保持塔板效率的前提下，希望塔板压力降尽可能低些，以减少操作费用式中D-滞流扩散系数，m/气体通过每层塔板的压力降，通常采用加和性模上述两式的试验条件为：Po=0$~1.2kg/m,型计算，一般用清液的液柱高度表示。4 =0. 28 1. 08mPaF=1.1~2.8，台=0.0021~hg=he+hi(2-94)0. 017ml /(ms),以及 hw-15m②液膜控制过程 对于气膜医力可忽略的过程，式中气体通过塔板时的湿板压力降、m按 EoL及 NaL计算效率较为方便，此时计算返混影响液柱的方程式，须作如下变换；气体通过塔板时的干板压力降，I因为气膜阻力很小（即N》N,），式（2-3C）的液柱，右侧第--项可忽略，于是变成No=ANL，代人式气体通过塔板上液层时的压力降，m液柱（2-50）得1.十板压力降h。干板压力降随塔型而异。下Eow =1-e-Av,(2-89)面以筛板塔盘为例，进行说明。当液膜挖制时，，由于A值很小，可用近似值筛板塔盘的干板压力降，主要是由于气体道过筛eAL兰1-ANL代人，得；孔时，突然缩小和突然扩大的局部阻力所引起的。干Eov=AN;(2-90）板压力降与筛孔孔径4、筛板厚度8、开孔面积与开同时，式(2-47）也可简化为：孔区面积之比会，以及遵过筛孔的Re数等因素有Ew- AFe(2-91)关。设计时可按下式计算，将式(2-90）代人，可得：h =0 051()()[1-(会)(2-95)M（(2-92）式中w。一筛孔气速，m/s流量系数气相、液相密度，kg/m*，在液膜控制时，应用式（2-90）及式（2-92）计算0-Ao,A,.—筛孔、鼓泡区面积，m。返混的影响，仍可用图 2-36，但此时坐标需改为由于1-（会）~1，则上式可筒化为：Ni，纵坐标则改为然后求取液膜控N(Em-1)-0.05(%)(%)(2-96)制下的 EMt。37