乙醇水精馏塔模板x

1、第一章板式精馏塔的设计 1.1 概述1 1.2板式精馏塔的设计原则与步骤 1 1.3 理论塔板数的确定3 1.4塔板效率和实际塔板数 7 1.5板式精馏塔的结构设计 8 1.6板式精馏塔高度及其辅助设备 27 1.7板式精馏塔的计算机设计 31 第二章板式精馏塔设计举例 2.1苯甲苯板式精馏塔设计 33 2.2乙醇一水板式精馏塔设计 47 2.3 甲醇一水板式精馏塔设计 66 第三章塔设备的机械计算 3.1 塔体及裙座的强度计算 86 3.2塔盘板及其支撑梁的强度、挠度计算 104 3.3 塔盘技术条件 105 3.4 塔盘支撑件的尺寸公差 109 111 第一章板式精馏塔的设计 1.1 概述

2、 蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重 组分分离的方法。蒸馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此， 掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参 数是非常重要的。 蒸馏过程按操作方式可分为间歇蒸馏和连续蒸馏。间歇蒸馏是一种不稳态操作，主要应用于 批量生产或某些有特殊要求的场合；连续蒸馏为稳态的连续过程，是化工生产常用的方法。 蒸馏过程按蒸馏方式可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏和特殊精馏等。简单蒸馏是一种单级 蒸馏操作，常以间歇方式进行。 平衡蒸馏又称闪蒸，也是一种单级蒸馏操作，常以连续方式 进行

3、。简单蒸馏和平衡蒸馏一般用于较易分离的体系或分离要求不高的体系。对于较难分离 特殊精馏是在物系中加入 的体系可采用精馏，用普通精馏不能分离体系则可采用特殊精馏。 第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分离的目的。 特殊精馏有萃取精馏、恒沸精馏和盐溶精馏等。 精馏过程按操作压强可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。一般说来，当总压强增大时， 平衡时气相浓度与液相浓度接近，对分离不利，但对在常压下为气态的混合物，可采用加压 精馏；沸点高又是热敏性的混合液，可采用减压精馏。 虽然工业生产中以多组分精馏为常见，但为简化起见，本章主要介绍两组分连续精馏过程的 设计计算。 1.

4、2板式精馏塔的设计原则与步骤 1.2.1 设计原则 总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、 高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工 业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地 进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测 和控制生产过程。 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用， 如合理利用塔 顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用

5、和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设 备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加， 设备费用增加。 因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。 保证生产安全 生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆 产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。 1.2.2设计步骤 板式精馏塔的设计大体按以下步骤进行: 确定设计方案； 平衡级计算和理论塔板的确定； 塔板的选择； 实际板数的确定； 塔体流体力学计算； 管路及附属设备的计算与选型； 撰写设计说明书和绘图。 1.2.3设计方

6、案的内容 设计方案包括精馏流程、设备的结构类型和操作参数等的确定。例如组分的分离顺序（多组 分体系）、塔设备的形式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸气的冷凝方式、 余热利用的方案、 安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。限于篇幅，仅对其中一些内容作些阐述，其他内 容可见参考文献。 1.2.3.1 操作压力 塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理 的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则： 压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加， 组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备

7、费用增加。因此如果在 常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。 操作压力大于 1.6MPa才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的 方案进行比较后，确定适宜的操作方式。 考虑利用较高温度的蒸气冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后 不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。 真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需 要的塔径增加，因此塔设备费用增加。 123.2 进料状态 进料状态有5种，可用进料状态参数 q值来表示。进料为过冷液体：q 1 ;饱和液体（泡点）： q

8、= 1 ;气、液混合物：Ov qv 1 ;饱和蒸气（露点）： q = 0;过热蒸气：q v 0。q值增加， 冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D和进料 量F的比值D/F有关；对于低温精馏，不论D/F值如何，采用较高的 q值为经济；对于高 温精馏，当D/F值大时宜采用较小的 q值，当D/F值小时宜采用q值较大的气液混合物。 如果实际操作条件与上述要求不符，是否应对进料进行加热或冷却可依据下列原则定性判断： 进料预热的热源温度低于再沸器的热源温度，可节省高温热源时，对进料预热有利，但 会增加提馏段的塔板数； 当塔顶冷凝器采用冷冻剂进行冷却，又有比较低的冷量可利用

9、时，对进料预冷有利。 泡点进料时的操作比较容易控制，且不受季节气温的影响；此外，泡点进料时精馏段和提馏 段的塔径相同，设计和制造时比较方便。 1.2.3.3 加热方式 塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体 系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只 须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。 1.2.3.4 回流比 影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D 一定时， V的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流 比的大小不仅影响到所需理论板数，

10、还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、 蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。 适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回 流比。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的， 通常根据下面3种方法之一来确定回流 比。 图1-1理论塔板数和回流比的关系 根据本设计的具体情况，参考生产上较可靠的回流比的经验数据选定； 先求出最小回流比 Rmin，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.1 s2倍，即R =( 1.1 s 2 ) Rmin； 在一定的范围内，选 5种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与

11、理论塔板数的曲线，如图 1-1所示。当R= Rmin时，塔板数为 汽R Rmin后，塔板数从无限 多减至有限数；R继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部 分区域选择一适宜回流比。上述考虑的是一般原则，实际回流比还应视具体情况选定。 123.5产品纯度或回收率 产品纯度通常是根据客户的要求决定的。 若客户对精馏塔顶和塔底产品的纯度都有要求， 则 产品的回收率也已确定；若用户仅指定其中一种产品的纯度，设计人员则可根据经济分析决 定产品的回收率。提高产品的纯度意味着提高产品的回收率， 可获得一定的经济效益。但是 产品纯度的提高或者是通过增加塔板数或者是增加回流比来达到的，这

12、意味着设备费用或操 作费用的增加，因此只能通过经济分析来决定产品的纯度或回收率。 1.2.3.6热能的利用 精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的95%以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走，仅 约5%的能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸气温度提高，提高了温度的蒸气再用 于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸气冷凝。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽，而且 还节省了大量的冷却介质。当然，塔顶蒸气可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低 压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投资和由此 给精馏操作带来的影响。 1.3理论塔板数的确定 理论塔板数是通过平衡级逐板计算得到

13、的。所需的数据或方程有： 气液平衡关系；精馏段操 作线方程；提馏段操作线方程；q线方程。 1.3.1气液平衡关系 气液平衡关系是分析蒸馏原理和进行蒸馏过程计算的基础。平衡数据的来源主要由实验测定， 已发表的气液平衡数据可见各种刊物和专著。当气液平衡数据不全时，可通过热力学方法推 算得到。 实验测得的气液平衡数据通常采用列表或坐标表示。气液平衡关系也常用平衡常数和相对挥 发度表示。 平衡常数Kj定义为 (1-1) 相对挥发度a定义为 (1-2) 式中 Xi、Xj 别为液相中i、j组分的摩尔分数； y, yj 别为气相中i、j组分的摩尔分数； Ki、Kj 、j组分的平衡常数； a分i对组分j的相对

14、挥发度。 对双组分物系，代入式(1-2)可得 (1-3) 对于气相是理想气体、液相为理想溶液的情况，当处于平衡状态时，液相符合拉乌尔关系式 (1-4) 式中Pi、p 别为i组分的气相分压和饱和蒸气压，Pa。 理想气体服从道尔顿分压定律 (1-5) 式中 p 统的压力，Pa。 联立式(1-4)和式(1-5)可得到 (1-6) 当用相对挥发度 a表示时，可得 (1-7) 由式(1-6)可见，理想体系的平衡常数是温度和压力的函数。对同一物系，Pi/pj的值随温 度的变化不很显著，因此在同一塔内，可取一平均a值进行计算。 若溶液为非理想溶液，气相仍可视为理想气体时，则 (1-8) 式中 丫、分别i、j

15、为组分的活度系数。 计算活度系数的经验公式很多，在此不一一列出，可从文献中得到。 相对挥发度a值的大小可以用来判断某混合液是否能用蒸馏方法加以分离及分离的难易程 度。若a 1，表示组分i较组分j容易挥发，且 a值越大，挥发度差异愈大，分离愈容易 进行。若 舛=1,则比=为，该体系不能用普通精馏方法分离。 1.3.2操作线 操作线是塔内物料衡算和热量衡算的表达式，当组分间的摩尔汽化潜热相等时，操作线即是 物料衡算方程，此时，气液相的摩尔流量不变。但当组分间的摩尔汽化潜热相差较大时，仍 然认为气液相摩尔流量为恒定，则会给计算结果带来较大的误差，此时应结合考虑热量衡算 方程，得到更符合实际情况的操作

16、线方程。 1.321精馏段操作线 当塔顶为全凝器，且高沸点组分气化潜热值Hh和低沸点组分气化潜热值Hl不随浓度变化 时，精馏段操作线方程为 (1-9) 式中y、x别为精馏段任一截面处的气液相易挥发组分的摩尔分数； xd顶易挥发组分的摩尔分数； H 热比值，； Hh、Hl 别为高沸点和低沸点组分的摩尔气化潜热，kJ/kg R流比，R= L/D; L 顶液相回流量，kmol/s ; D顶产品量，kmol/s。 当Hh= Hl时，H为无穷大，此时气液相的流量均不变，为恒摩尔流。则式(1-9)可变为 (1-10) 1.3.2.2提馏段操作线 在精馏段操作线和提馏段操作线的交点d(Xd, yd),即进料

17、点与提馏段内的任一截面间进行质 量和热量衡算，且 H为常数时，可得提馏段操作线方程为 (1-11) 混合物在泡点状况下的温度，K; 式中y、x别为提馏段任一截面处的气液相易挥发组分的摩尔分数; yd、Xd别为进料点处的气液相易挥发组分的摩尔分数； m 馏段液气比，m=L V/; 、一一分别为提馏段的液相和气相摩尔流量，kmol/s。 当时，使(1-11)简化为 (1-12) 当提馏段操作线与对角线在W处相交时，即有 ，所以式(1-12)又可转化为 (1-13) 1.3.3 q线方程 精馏段操作线和提馏段操作线的交点的轨迹是一条直线, 描述该直线的方程称为 q线方程或 进料方程。 (1-14)

18、围绕进料点作热量衡算，可以得到反映进料热状态参数q的表达式 (1-15) 式中 一一进料热状态参数； 、交点处易挥发组分气相、液相摩尔分数; 进料中易挥发组分摩尔分数; 混合物的定压比热容，kJ/(kg K); 传热温差，K; 进料温度，K ; 混合物的气化潜热，kJ/kg。 1.3.4理论塔板数的确定 1.3.4.1图解法 直角梯级图解法（M-T法） M-T法是二元精馏的经典方法。该法是在两相组成x-y直 角坐标上，作出x/y的平衡曲线，并作出操作线与表示进料状态的q线，再在操作线与平衡 线之间划出连续的梯级，可求得所需的理论板数和适宜的进料板的位置。为了得到较准确的 结果，应采用适当的比例

19、作图。M-T法对分离过程的难易给出了直观的表示，尤其是能很 好表示最小回流比的情况。M-T法看似简单，是因为能直接提供平衡曲线。如果气液平衡 数据要从气液平衡模型计算得到，这种方法就失去了其简捷性。 利用只具有单一平衡曲线的M-T法无法研究压力对分离过程的影响，也无法算出各板的温 度分布，对于多工况，利用M-T法就显得繁杂。 焓-浓图解法 在精馏过程中，不同物质的气化潜热并非完全相等，此外，对非理想溶液 还有相当量的混合热。以热平衡为基础，考虑上述因素引起塔内各层间的气液流量的变化， Ponchon-Savarit（庞充和萨瓦雷特）于1921年提出了焓-浓图解法。焓-浓图以比焓为纵坐标， 以组

20、成为横坐标，表示一定压力下不同温度时各相的平衡组成及其相应的比焓。按照一定的 程序，在焓-浓图上进行作图可得到所需的理论板数。 焓-浓图虽然比M-T法具有更多的优点，但许多体系缺少焓-浓数据，而且仍然无法研究压力 改变对精馏的影响。对于多工况，同样存在M-T法的缺点。 1.3.4.2解析法 对于分离相对挥发度较小、难以分离的物系，用图解法不易得到准确的结果，需要采用解析 法。解析法分为简捷法和精确法两种。 简捷法是通过求取最小回流比（全回流时）及最少理论板数，选定适宜的回流比后，利用 Gilliand （吉利兰）图或经验关联式求得操作条件下的理论板数。简捷法为一种快速估算法， 适用于作方案比较

21、，其步骤在化工原理教科书上有详细介绍，此处不再赘述。 精确法是将平衡线和操作线方程联立，设法求解出其所需的理论板数。常用的有Smoker （斯 莫克）法和陈宁磬法等。Smoker法利用移轴原理，将问题转化为求全回流时的最少理论板 数；陈宁磬法则是利用差分方程通过计算公式求解。精确法可以较准确地用数字计算理论板 数，且不必逐板计算而可直接算出任何一层塔板上的液相组成。精确法是建立在气液相为恒 摩尔流动的假设上，且认为塔内的相对挥发度为常数，因此，精确法的应用受到限制。 1.3.4.3数值法 对于二元精馏体系采用的数值法为逐板计算法，其原理与M-T法基本相同，所不同的是， 数值法是利用数值方法联立

22、求解平衡方程和操作线方程。当理论板数较多时，手算较为烦琐， 随着计算机应用的普及，用计算机求解是一件非常简单的事情，由于二元精馏体系的逐板计 算过程不存在迭代，求解程序只需十几个程序语句即可。 通常从塔顶开始计算。若塔顶采用分凝器，则有：y=XD=已知值。而yo与X。成平衡，可用 平衡方程由yo求得xo, X。与yi符合精馏段操作线关系，故用精馏段操作线方程可由xo得到 yi, yi与Xi成平衡，又利用平衡方程可由yi求得Xi,再利用精馏段操作线方程由Xi求得y2。 如此重复计算，直到XnXq时，说明第n层理论板为进料板。因此精馏段的理论板数为 （n-i） 块。此后，改用提馏段操作线方程，继续

23、采用上述相同的方法直至计算到Xm$W，求得提馏 段的理论板数。一般认为再沸器内气液两相达到平蘅，所以再沸器相当一块理论板，故提馏 段理论板数为（m-i）块。 这里需要指出的是，当平衡关系不是用方程来表示，而是实验测得的一系列离散的数据时， 采用插值法ii可方便地得到对应的平衡值。 1.4塔板效率和实际塔板数 1.4.1塔板效率 在实际塔板上，气液两相并未达到平衡，这种气液两相间传质的不完善程度用塔板效率来表 示，在设计计算中多采用总板效率求出实际塔板数。总板效率定得是否合理， 对设计的塔在 建成后能否满足生产的要求有重要的意义。 而总板效率与物系物性、 塔板结构和操作条件密 切相关。由于影响的

24、因素多而复杂， 很难找到各种因素之间的定量关系。 一般可采用下面的 方法来确定总板效率。 从条件相同的生产装置或中试装置中取得经验数据，这种数据最为可靠。 采用O conn ell (奥克勒尔)法将总板效率对进料液体粘度与关键组分相对挥发度的乘积 进行关联，得到图1-2所示的曲线。 该曲线也可用下式表达，即 (1-16) 式中Et总板效率； a塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度； 图1-2精馏塔全塔效率关联曲线 进料液在塔顶和塔底平均温度下的粘度，mPa -so 混合物的粘度值有的可从手册中查出，如手册中缺乏时，可按下式估算 (1-17) 式中Xi进料中组分i的摩尔分数； 、塔顶和塔底平均温度下

25、液态组分i的粘度，mP-So 应当指出，图1-2和式(1-16)是对泡罩塔或筛板塔的几十个工业塔进行试验而得到的结果, 对浮阀塔也可参照使用。其适用于=0.1 - 7.5，板上液流长度 1m的塔。 1.4.2实际塔板数 设塔釜为一块理论板，则塔内实际塔板数为 (1-18) 式中N 塔内实际塔板数； Nt理论塔板数； Et总板效率。 1.5板式精馏塔的结构设计 精馏过程是借助于塔设备来实现气液相间的质量传递的。精馏操作既可采用板式塔，也可 采用填料塔。填料塔的设计已经在第三章中作了详细介绍，本章只介绍板式塔的设计。 塔设备除了应满足特定的化工工艺条件(如温度、压力及耐腐蚀等)外，为了适应工业生产

26、 的需要还应达到下列要求： 生产能力大，即单位塔截面积的处理量大； 操作稳定，弹性大，即气液负荷有较大波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作， 并能保持长期连续运转； 分离效率高，即气液有充分的接触面积和接触时间，达到规定分离要求的塔高要低； 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，以达到节能和降低操作费用的目的； 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 实际上，任何塔设备要满足上述所有要求是困难的，因此，只能从生产需要及经济合理的要 求出发，抓住主要矛盾进行设计。 1.5.1塔板的布置及主要参数 在板式塔中，塔内装有一定数量的塔板，气体自塔底向上以鼓泡喷射的形式穿过塔板上的液

27、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。塔板是气液接触的 元件，也是气液分离的场所。塔板上通常划分为鼓泡区，溢流区，安定区和边缘区等 4个区 域，如图1-3所示。 图1-3塔板板面布置及主要参数 1-鼓泡区；2-溢流区；3-安定区；4-边缘区 A-降液管截面积；A-鼓泡区面积；D-塔径；HT-板间距；ho-降液管与下层板的距 离；hi-降液管与内堰的水平距离； hWh w）-夕卜（内）堰高；I管堰长；WWS）出口（入口）安定区； W 边缘区；W 弓形宽度；r-鼓泡区的半径 1.5.2常用板式塔类型及结构 板式塔种类多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为筛板塔、舌形塔、

28、穿流多孔塔板、 浮动喷射塔等多种。 随着石油、化学工业的迅速发展，又开发使用了一些新型塔板，如斜孔 塔板、S型板、导向筛板、网孔筛板、大孔筛板、浮阀-筛板复合塔板、旋流塔板、旋叶塔 板、角钢塔板等。目前精馏过程常用的板式塔为浮阀塔、筛板塔和泡罩塔，前两者使用尤为 广泛，因此，本节只讨论浮阀塔和筛板塔的设计。 1.5.2.1筛板塔的特性 筛板塔是最早使用的板式塔之一，它的主要优点有： 结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80%左右； 在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%40% ； 塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔； 气体压力降较小，每板压力降比泡罩塔约低3

29、0%左右。 筛板塔的缺点是： 小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液; 操作弹性较小（约 23）。 1.522浮阀塔的特性 浮阀塔兼有泡罩塔和筛板塔的优点，目前已成为国内应用最广泛的塔型。大型浮阀塔的塔径 可达10m，塔高达83m，塔板数多达数百块。其主要优点为： 在相同的条件下，生产能力与筛板塔接近； 塔板效率比泡罩塔高 15%左右； 操作弹性大，一般为 59; 气体压力降小，在常压塔中每块板的压力降一般为400666Pa； 液面落差小； 不易积垢堵塞，操作周期长; 结构比较简单，安装容易，制造费用仅为泡罩塔的 60%80% （但为筛板塔的120% 130% ）。 图1-

30、4F1型浮阀 浮阀的形式有多种，国内最常用的是 F1型浮阀，已确定为部颁标准（JB1118-68 ）其结构如 图1-4所示，图中符号代表的尺寸见表1-1。 表1-1 F1型浮阀基本参数 序号 型式代号 阀片厚度 S /mm /mm 阀重/g 适用于塔板厚 度 S/mm H/mm L/mm 1 F1Q-4A 1.5 24.9 2 F1Z-4A 2 33.1 4 12.5 16.5 3 F1Q-4B 1.5 24.6 4 F1Z-4B 2 32.6 5 F1Q-3A 1.5 24.7 3 11 5 15 5 6 F1Z-3A 2 32.8 7 F1Q-3B 1.5 24.3 8 F1Z-3B 2

31、32.4 9 F1Q-3C 1.5 24.8 10 F1Z-3C 2 33 11 F1Q-3D 1.5 25 12 F1Z-3D 2 33.2 13 F1Q-2C 1.5 24.6 14 F1Z-2C 2 32.7 2 10.5 14.5 15 ! F1Q-2D 1.5 24.7 16 F1Z-2D 2 32.9 F1型浮阀分轻阀（代表符号 Q）和重阀（代表符号 Z）两种。一般重阀应用较多，轻阀泄 漏量较大，只有在要求塔板压降小的时候（如减压蒸馏）才采用 虽然浮阀塔具有很多优点，但在处理粘稠度较大的物料方面不及泡罩塔；在结构、生产能力、 塔板效率、压力降等方面不及筛板塔。 1.523整块式和分

32、块式塔板 从装配特点来分，塔板有整块式和分块式两种。当塔径小于900mm时采用整块式塔板；当 塔径大于800mm时，由于人能在塔内进行装拆，可采用分块式塔板；塔径为800900mm 时，可根据制造和安装的具体情况任意选用上述两种结构。 图1-5定距管式塔板结构 整块式塔板 整块式塔板分为定距管式和重叠式两类。定距管式塔板结构如图1-5所示，一个塔节中安装 若干塔板，用拉杆和定距管将塔板紧固在塔节内的支座上。定距管起着支承塔板和保持塔板 间距的作用。塔板与塔壁间的缝隙，以软填料密封后，用压块及压圈压紧。 塔节的长度取决于塔径和板间距。当塔径为300500mm时，只能伸入手臂安装，塔节长度 以80

33、01000mm为宜；塔径为 500800mm时，人勉强可以进入塔内安装，塔节不宜超过 20002500mm ;塔径大于800mm时，由于受拉杆长度的限制，为避免发生安装困难，塔节 长度不宜超过25003000mm。 重叠式塔板是在每一塔节下面焊一组支乘，底层塔板安置在支承上， 然后依次装入上一层塔 板，板间距由焊在塔板下的支柱保证， 并用调节螺丝调节水平。 塔板与塔壁间隙的密封形式 与定距管式塔板相同。 整块式塔板的结构有两种，一种是角焊结构，一种是翻边结构。角焊结构如图1-6中的(a)、 (b)所示，此结构是将塔板圈角焊在塔板上。这种结构的塔板制造方便，但要采取措施，以 减少因焊接变形而引起

34、的不平。翻边结构如图1-6中的(c)、(d)所示，此结构是塔板圈直接 由塔板翻边而成，当直边较短或制造条件许可时，可整体冲压图1-6( c);否则可另作一 个塔板圈与塔板对接图1-6( d)。塔板圈的高度一般可取 70mm，但不得低于溢流堰的高 度。塔板圈外缘与塔体内壁的间隙一般为1012mm。填料支承圈用 $ 810mm的圆钢弯成， 其焊接位置随填料圈数而定，一般为3040mm。 分块式塔板 在直径较大的板式塔中，为了便于安装和检修，可将塔板分成数块，通过人孔送入塔内，装 在焊于塔体内壁的塔板支承件上。分块式塔板的塔身为焊制整体圆筒，不分塔节。在分块式 塔板中，根据塔径的不同，又有单流塔板和

35、双流塔板之分，本章主要介绍单流塔板。 图1-7为单流分块式塔板装置图。 为了便于了解塔板结构，在主视图上，上层画有塔板，下层未画塔板，只画出塔板固定件。 俯视图上作了局部拆卸剖视，把后右四分之一的塔板拆掉了， 以便显露出塔板下面的塔板固 定件。塔板分成数块，靠近塔壁的两块是弓形板， 其余是矩形板。塔板块数的划分与塔径大 小有关，一般按表1-2选取。不论塔板分为多少块，为了在塔内进行清洗和检修时便于人能 进入各层塔板，应在塔板接近中央处设置一块通道板。 表1-2塔板块数的划分 塔径/mm 8001200 14001600 18002000 22002400 塔板块数 3 4 6 6 塔板安放在焊

36、接的塔壁上的支承圈上。 支承圈大多用扁钢煨制或将钢板切成圆弧焊成，有时 也可用角钢煨制而成。塔板与支承圈的连接一般用卡子， 卡子由上下卡（包括卡板和螺栓）、 椭圆垫片及螺母等零件组成，其典型结构如图1-8所示，这种结构都是上可拆的。 上述塔板连接的紧固构件加工量大， 装拆麻烦，且螺栓需用耐腐蚀材料。 而楔形紧固件的结 构简单，装拆方便，不用特殊材料，故成本低。其结构如图1-9所示，图中龙门板不用焊接 的结构，有时也可将龙门板直接焊接在塔板上。 图1-7单流分块式塔板结构 图1-11上可拆结构 图1-10上下均可拆结构 分块式塔板间的连接，根据人孔位置及检修的要求，分为上可拆连接和上下均可拆连接

37、两种。 常用的紧固件是螺栓和椭圆垫板。 上下均可拆连接结构如图1-10所示，从上或下松开螺母并将椭圆垫板转到虚线位置后，塔 板就可自由取开。上可拆连接结构如图1-11所示。 1.5.3塔板结构参数的确定 1.5.3.1板间距 塔板间距不仅影响塔高，而且影响塔的生产能力、操作弹性和板效率。板间距取大些，能允 许较大的空塔气速，对一定的生产任务，塔径可小些，但塔高要增加；反之，塔径大些，塔 高则可小些。气液负荷和塔径一定， 增加板间距可减少雾沫夹带并提高操作弹性，但塔高的 增加，会增加金属消耗量，增加塔基、支座等的负荷，从而增加全塔的造价。板间距与塔径 1-3所列 之间的关系，应通过流体力学验算，

38、权衡经济效益，反复调整，作出最佳选择。表 的推荐值供初选板间距时参考。 表1-3板间距与塔径的关系 塔径D/mm 300500 500800 8001600 16002400 板间距HT/mm 200300 250350 300450 350600 必须保证有足够的工作空 在决定板间距时，还应考虑安装、检修的需要。在塔体开人孔处, 间，该处的板间距不能小于 600mm。 1.5.3.2 塔径 塔径的计算方法有两类：一类是根据适宜的空塔气速，求出塔径；另一类是先确定适宜的孔 速，定出每块塔板上所需孔数，进行孔的排列后得到塔径。现仅介绍前一类方法。后一类方 法可参考文献。 依据流量公式可计算塔径，

39、即： (1-19) 式中：D 塔径，m； 3 V气相流量，m/s; u 适宜空塔气速，m/s。 计算塔径的关键在于确定适宜的空塔气速。一般适宜的空塔气速为最大允许气速的0.60.8 倍，即 u=(0.60.8)u max(1-20) (1-21) 式中： Umax 最大允许气速，m/s; C20 图1-12初选塔径用图 C负荷系数，m/s; p、P气、液相密度，kg/m3。 影响负荷系数值的因素较多，也很复杂，对于筛板塔和浮阀塔可用图1-12来确定。 图1-12是按液体表面张力d =20mN/m的物系绘制的，若所处理物系的表面张力为其它值, 则需按式(1-22)校正查出的负荷系数，即： (1-

40、22) 式中C20 图1-12查出的物系表面张力为 20mN/m的负荷系数，m/s； 作物系的液体表面张力，mN / m； C作物系的负荷系数，m/s。 为了便于在计算机上进行运算，图1-12可用下述回归式表示 (1-23) 式中 H 间无液空间，H= Ht hL, m； Ht 间距，m; hL清液层的高度，m; Lv数， ; 3 V相流量，m /s; 3 L相流量，m /s; 、液相密度，kg/m3。 应当指出，如此算出的塔径只是初估值，除需根据塔径标准予以圆整外，还要根据流体力学 原则进行核算。为简便起见，可先验算雾沫夹带量 ev,有必要时在此先对塔径进行调整。当 液量较大时，宜先用式（1

41、-24）检查液体在降液管中的停留时间t如不符合要求且难以加 大板间距Ht时，也可在此先作塔径的调整。当精馏塔的精馏段和提馏段上升气量差别较大 时，两段的塔径应分别计算。精馏段按塔顶第一块板上的物料的有关物理参数计算，提馏段 按塔釜中物料的有关物理参数计算。 1.5.3.3板上流体流程 有降液管的板式塔，降液管的布置，规定了板上液体的流动途径。一般有如图1-13所示几 种液流形式。 图1-13液体流程 （a）单溢流；（b） U 形流动；（c）双流型（双溢流） 单流型。是最简单和最常用的，但当塔径和流量过大时，易造成气液分布不均匀，影响 效率。 折流型（u形）。只在小塔和气液比很小时才采用。 双流

42、型。当塔的直径较大，或液相的负荷较大时，易采用双流型。 其他流型。当塔径及液量均特别大，双流型也不适合，可以采用四流型或阶梯流型。 初选塔板液流型时，根据塔径和液相负荷的大小，参考表1-4预选塔板流动形式。 表1-4板上液流形式与液流负荷的关系 塔径/ mm 液体流量/（ m/h ） U形流型 单流型 双流型 阶梯流型 600 5以下 525 900 7以下 750 1000 7以下 45以下 1200 9以下 970 1400 9以下 70以下 1500 10以下 11 80 2000 11以下 11 110 110160 2400 11 110 110180 3000 110以下 1102

43、00 200300 1.5.3.4溢流装置 塔板上溢流装置包括降液管、溢流堰和受液盘等部件。 降液管 降液管是塔板间液体流动的通道，也是溢流液中夹带的气体得以分离的场所。从形状上来看， 降液管可分为弓形降液管和圆形降液管。弓形降液管，堰与壁之间的全部截面区域均作为降 液空间，适用于直径较大的塔中，塔板面积利用率最高，但塔径小时制作焊接不便。圆形降 液管对于小塔制作较易，但降液管流通截面较小，没有足够空间分离溢流中的气泡，气相夹 带严重，不适用于流量大及易起泡的物料。 降液管的设计，一般应遵守下列原则。 降液管中的液体线速度，宜小于 0.1m/s； 降液管的容积与液相流量之比，有时亦称为液体在降

44、液管中的停留时间，一般应大于5s， 个别情况下，可小至 3s，停留时间计算式为 （1-24） 式中 t停留时间，s； Af I液管截面积，m2; HT 间距，m； L 相流量，m3/s。 停留时间是板式塔设计中的重要指标之一，停留时间太短，容易造成板间的液体夹带，气相 返混，降低效率，还增加淹塔的机会。 降液管底部与下一块塔板间的间隙hO应尽可能比外堰高 hw小6mm以上，液相通过此 间隙时的流速一般不大于降液管内的线速度，如果必须超出时，最大间隙流速亦应小于 0.4m/s。此外，h0 一般不宜小于25mm，以避免锈屑和其它杂质堵塞，或因安装偏差而使液 流不畅，造成液泛。 溢流堰 外堰 外堰又

45、成为出口堰，其作用是维持板上有一定液层，并使液流均匀。除个别情况 (如塔径很小的塔)外，均应设置溢流堰。对单流型塔板，一般堰长lw与塔径D的比Iw/D 为0.60.8;对于双流型，Iw/D为0.50.7。 根据经验，对于筛板塔和浮阀塔，最大的堰上液流量不宜超过100130m3/h，也可按此原 则确定堰长。 外堰的高度与塔板形式和板上的液层高度有关。对于筛板和浮阀塔板，外堰高hw可按下列 要求来确定。 I 一般应使塔板上的清液层高度hL = 50100mm ,而清液层高度hL为外堰高hw与堰上 液流高度how之和，因此有 50 howw hw h0时，hw= 68mm，必要时可取 hw= h0。

46、个别情况下，如果 hw vh0,应使hwh0,以保证液封作用。应使 h1h0以保证液流畅通。 1.5.3.5安定去与边缘区的安排 安定区 在塔板上的鼓泡区(其面积以Ap表示)与堰之间，需有一个不开孔区，称为安定区。其作 用是避免大量的含泡沫液相进入降液管，一般情况下，安定区可取为： 外堰前的安定区：Ws= 70100mm。 内堰后的安定区：W = 50100mm。 在小塔中的安定区根据情况可适当缩小。 边缘区 板面靠近塔壁部分，需留出一圈边缘区Wc供支持塔板的边梁使用。对于塔径在2.5m以下 的塔，Wc可取为50mm ;塔径大于 2.5m的塔，Wc取为60mm或更大些。 为了防止液体经无效区流

47、过而产生短路”现象，可在边缘区设置挡板。 1.536筛板塔筛孔直径及排列 筛孔孔径 工业塔中筛板常用的孔径 d0为38mm，推荐孔径为 45mm。过小的孔径只在特殊要求 时才使用。采用小孔径时，应注意小孔径容易堵塞，或由于加工误差而影响开孔率，或有时 宜形成过甚的泡沫等问题。近十年来有逐渐采用大孔径(d0为1025mm)的筛板的趋势， 因为大孔径塔板加工简单，不易堵塞，只要设计合理，同样可以得到满意的塔板效率。但一 般来说，大孔径塔板操作弹性会小一些。 筛孔排列 筛孔一般按三角形排列，孔中心距t 一般为(2.55) d0o实际设计时，t/d0应尽可能在3 4的范围内，t/d0过小，易使气流互相

48、干扰，过大则鼓泡不匀，都会影响传质的效率。 开孔面积A0与鼓泡区面积 Ap的比为开孔率。筛孔按正三角形排列时，开孔率与t/d0有如 下的关系 (1-26) 式中 A0孔面积，m2; Ap泡区面积，m2; t 中心距，m； d0 孔直径，m。 对于单流型塔板，鼓泡区面积Ap用下式计算 (1-27) ,m; , m; 式中 Ap 泡区面积；m2; Wd弓形宽度，m; WS安定区；m ; WC边缘区，m。 是以弧度表示的反三角函数。 筛孔数的计算 (1-28) 式中 n孔数； 平方米鼓泡区的筛孔数； Ap泡区面积，m2; t 中心距，mm。 1.5.3.7浮阀塔的阀孔数及排列 阀孔直径 阀孔直径由所

49、选浮阀的型号决定，如常用的F1型浮阀的阀孔直径为 39mm。 阀孔数 阀孔数n取决于操作时的阀孔气速 u0,而u0由阀孔动能因子 F0 决定 (1-29) 式中 uL速，m/s; 相密度，kg/m3 ; F0阀孔的动能因子， 一般取F0= 811,对于不同的工艺条件，也可适当调整。阀孔数 n 由下式算出 (1-30) 式中 n阀孔数； V相流量，m3/s； d0 阀孔孔径，m; u0阀孔气速，m/s。 应注意的是，当塔中各板或各段气相流量不同时，设计时往往改变各板或各段的阀数。 阀孔的排列 阀孔的排列方式有正三角形排列和等腰三角形排列。正三角形排列又有顺排和叉排两种方式 (见图1-16)。采用

50、叉排时，相邻两阀吹出的气流搅动液层的作用比顺排明显，而且相邻两 阀容易被吹开，液面梯度较小，鼓泡均匀，所以采用叉排更好。 在整块式塔板中， 阀孔一般按正三角形排列，其孔心距t有75mm，100mm，125mm, 150mm 等几种。 在分块式塔板中，阀孔也可按等腰三角形排列(见图1-17)，三角形的底边t固定为75mm， 三角形的高h有65mm，70mm，80mm，90mm，100mm，110mm几种，必要时还可以调整。 塔板上阀孔的开孔率一般为4%15%，最好为6%9%。 按等腰三角形排列时 (1-31) 图1-17阀孔的等腰三角形排列 按正三角形排列时 (1-32) 式中h 等腰三角形的高

51、，m; Ap 孔鼓泡区面积，m2; t 腰三角形的底边长，m，般取为0.075m; A0阀孔总面积， m2; t 三角形的孔心距，m。 1.5.4塔板的流体力学计算 塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对 有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。 1.5.4.1堰上的液流高度 how 平堰 平堰上的液流高度可用下式计算 (1-33) 式中 how堰上液流高度，m; L 流量，m3/h; lw 长，m; E 流收缩系数，由图1-18求得。一般情况下可取 E=1，对计算结果影响不大。 E图1-18液流收缩系数E 设计时how不宜超过60mm

52、，过大时应该用双流塔板。流量小时，how应不小于6mm，以 免造成板上液相分布不均匀。若how小于6mm，可采用齿形堰。若原来堰长较大，也可以 通过减少堰长来调整。 齿形堰 齿形堰的齿深hn 般宜在15mm以下。液流高度(由齿底算起)计算方法如下。 如图1-19 (a)所示，当溢流层不超过齿顶时 (1-34) 如图1-19 ( b)所示，当溢流层超过齿顶时 (1-35) 式中 how堰上液流高度，m; L 流量，m3/h; hn 深，m; lw 长，m。 图1-19 齿形堰how示意图 由式(1-35)求how时，需用试差法。 圆形溢流管 对于没有设溢流堰的圆形溢流管，当how v 0.2d时

53、，how可按下式计算 (1-36) 当0.2d v how v 1.5d时(此条件下易液泛，应尽量避免采用)，how可按下式计算 (1-37) 式中how堰上液流高度，m; L 流量，m3/h; d流管的直径，mm。 考虑到液封的要求，按式(1-36)和式(1-37)算得的how还应满足d6how 1.542气相通过塔板的压降 ht 气相通过一块塔板的压降ht包括干板压降hd、板上液层的有效阻力 hl和鼓泡时克服液体表 面张力的阻力he,由于he般很小，可以忽略，故 (1-38) 干板压降hd 对于筛板 (1-39) 式中hd干板压降，m液柱； u0筛孔气速，m/s; CO流量系数，其求取的方

54、法很多，这里推荐用1-20来求取。 对于F1型重阀的浮阀塔板： 阀全开前 (1-40) 阀全开后 (1-41) 板上液层的有效阻力 h1 对于筛板 (1-42) 式中h1 板上液层的有效阻力，m液柱； hw外堰高，m ; how堰上液流高度，m; 图1-20干筛板的流量系数3气系数，由图1-21查取，对于浮阀塔 板；取B =0.5 图中横坐标F0为气相动能因子： (1-43) 式中F0气相动能因子，kg1/2/ (m-s); V 气相流量，m3/s； AP 鼓泡区面积， m2; P v 相密度，kg/ m3。 1.5.4.3降液管内液面高度 Hd 降液管内液面高度Hd代表液体通过一层塔板 时所

55、需的液位高度，可用下式计算 Hd=hw+ how + + ht + hd(1-44) 式中 Hd降液管内液面高度，m; hw外堰高度，m; how堰上液流高度， m; 出口堰之间的液面梯度，m; ht气体通过一块塔板的压降，m液柱； hd液体通过降液管的压降，m液柱。 对于筛板和浮阀塔板，一般液面梯度都很小，可以忽略。hd可按下列经验公式计算 (1-45) 式中hd液体经过降液管的压降，m液柱； L 液相流量，m3/s； H0 降液管底部离塔板的距离，m; lw堰长，m。 为了防止由降液管引起的液泛现象，应满足下式 Hd(f)(HT+ hw )(1-46) 式中 HT板间距，m； 0泡沫层的相

56、对密度，对于容易起泡的物系，0 =0.30.4对于不易起泡的物系，0 =0.60.7 对于一般物系，0 =0.5 1.5.4.4漏液点气速uOM 当气相负荷减小或塔板上开孔率增大，通过筛板或阀孔的气速不足以克服液层阻力时，部分 液体会从筛孔或阀孔中直接落下，该现象称为漏液。漏液导致板效率下降，严重时将使塔板 上不能积液而无法操作。漏液点气速指的是漏液现象明显影响板效率时的气速。 对于筛板塔，漏液点气速 uOM可用下式计算 (1-47) 当hL v 30mm，或dOv 3mm时，uOM采取下式计算 (1-48) 式中 u0M 漏液点气速，m/s； C0流量系数，由图1-20查取； hL 板上清液

57、层高度， m; h d 服表面张力的阻力，h d =4 d / d0 ,p mg液柱； pv p L 、液相密度，kg/m 3 ; d液相的表面张力， N/ m ; d0筛孔直径，m。 为保证所设计的筛板具有足够的操作弹性，通常要求设计孔速 uO与u0M之比k(称为筛板的 稳定系数)不小于1.52.0 对于浮阀塔板，泄漏是随阀重的增加、孔速的增大、开度的减小及板上液层高度的降低而减 小，其中以阀重的影响较大。对于F1型重阀，可取阀孔动能因子F0=56作为负荷下限， 此时漏液点由下式计算 (1-49) 式中 uOM 漏液点气速，m/s； F0阀孔动能因子。 1.5.4.5雾沫夹带量 eV 雾沫夹

58、带是指下层塔板产生的雾滴被上升的气流带到上层塔板的现象。雾沫夹带将导致塔板 效率下降。综合考虑生产能力和板效率，应该控制雾沫夹带量eVv 0.1kg液/kg气。 筛板塔的雾沫夹带量 筛板塔的雾沫夹带量可用哈特(Hu nt )的关联式计算： (1-50) 式中 eV雾沫夹带量，kg液/kg气； d液体的表面张力； N/ m ; HT板间距；m； hL 板上清液层高度， m ； uG 液层上部的气体速度，对于单流型塔板：uG = V/ AT Af, m/s ； V 气体流量，m3/s； AT 塔截面积，m2; Af降液管截面积，m2。 式(1-50)只适用于uG / ( HT- 2.5hL )v

59、12的情况。 浮阀塔板的雾沫夹带量 目前多采用验算泛点率的概念，作为间接判断雾沫夹带量的方法。泛点率的意义是指设计负 荷与泛点负荷之比，是一种统计的关联值，是广义的指塔内液面的泛滥而导致的效率剧降之 点。泛点率由下列两式求出， (1-51) (1-52) 采用计算结果中较大的数值。 式中 F 泛点率，% ； V、 L 气、液相流量， m3/s ； pV、 p L、液相密度, kg/m3 ； Z液相流程长度，对于单流型塔板，Z=D=2Wd , m； D 塔径，m; Wd 弓形宽度，m; AP -板上液流鼓泡区面积, AP = AT -2 Af , m2 ； AT -塔截面积，m2； Af -弓形

60、降液管截面积， m2 ； K 物性系数，其值见表 1-5 ； CF -泛点负荷因数，由图 1-22查得。 表1-5 物性系数 系统 无泡沫 氟化物 中等起泡沫 重度起泡沫 严重起泡沫 形成稳定泡 沫 K值 1 0.9 0.85 0.73 0.60 0.30 为了控制雾沫夹带量 eV v 0.1，泛点率F必须在下列范围内： 对于一般的大塔Fv 80%; 对于负压操作的塔Fv 75%; 对于直径小于 900的塔 Fv 65%。 1.5.5负荷性能图 图1-23负荷性能图对于每个塔板结构参数已设计好的塔，处理固定的物系 时，要维持其正常操作，必须把气、液负荷限制在一定 范围内。通常在直角坐标系中，标