化工原理课程设计指导书

1、 化工原理课程设计指导  化学工程与工艺教研室 编      滁州学院化学与生命科学系2008年12月前 言本指导书为化工原理课程教学的配套教材，是为我校化学工程与工艺专业化工原理课程设计教学而编写的化工过程及设备设计的资料。书中介绍了换热器、板式塔设计的原理和方法，并就有关流程方案的确定以及附属设备的选型作了介绍。本指导书可作为化工原理课程设计、化工类专业毕业设计的参考资料，也可作为化工原理课程教学的参考用书。由于编者水平有限，其中难免不妥之处，恳请各位读者批评指正。目 录第1章 概论11.1化工原理课

2、程设计的目的和要求 11.2化工原理课程设计的内容和步骤1第2章 列管式换热器选型设计2.1设计和选用时应考虑的问题52.2管壳式换热器的给热系数62.3流体通过换热器的阻力损失82.4对数平均温差的修正82.5管壳式换热器的设计和选用步骤 10第3章板式塔主要尺寸的设计计算123.1塔的有效高度和板间距的初选123.2塔径123.3 板式塔的结构 143.4塔板结构15第四章 筛板塔设计174.1筛板塔的结构174.2筛板塔正常操作的气液流量范围204.3筛板塔的设计28主要参考文献29 第一章 绪 论1.1化工原理课程设计的目的和要求课程设计是化工原理课程的一个总结性教学环节，是

3、培养学生综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。在整个教学计划中，它也起着培养学生独立工作能力的重要作用。 课程设计不同于平时的作业，在设计中需要学生自己做出决策，即自己确定方案，选择流程，查取资料，进行过程和设备计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。所以，课程设计是培养学生独立工作能力的有益实践。 通过课程设计,学生应该注重以下几个能力的训练和培养： (1)查阅资料，选用公式和搜集数据(包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集)的能力； (2)树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作

4、时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力； (3)迅速准确的进行工程计算的能力； (4)用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。1.2化工原理课程设计的内容和步骤 （1）课程设计的基本内容 设计方案简介 对给定或选定的工艺流程，主要的设备型式进行简要的论述； 主要设备的工艺设计计算 包括工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、设备的工艺尺寸计算及结构设计； 典型辅助设备的选型和计算 包括典型辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定； 带控制点的工艺流程简图 以单线图的形式绘制，标出主体设备和辅助设备的物料流向、物流量、能流量和主要化工参

5、数测量点； 主体设备工艺条件图 图面上应包括设备的主要工艺尺寸，技术特性表和接管表；完整的课程设计由说明书和图纸两部分组成。说明书是设计的书面总结，也是后续设计工作的主要依据，应包括以下主要内容：封面（课程设计题目、班级、姓名、指导教师、时间 ）；目录；设计任务书；设计方案简介；工艺设计计算；辅助设备的计算及选型；设计结果汇总表；设计评述及设计者对本设计有关问题的讨论；工艺流程图及设备工艺条件图；参考资料。（2）课程设计的步骤 动员和布置任务； 阅读指导书和查阅资料； 设计计算,绘图和编写说明书；考核和答辩。整个设计是由论述、计算和绘图三部分组成。论述应该条理清晰，观点明确；计算要求方法正确，

6、误差小于设计要求，计算公式和所用数据必须注明出处；图表应能简要表达计算的结果。设计后期的答辩，及时了解学生设计能力的补充过程，也是提高设计水平，交流心得和扩大收获的重要过程。答辩通常包括个别答辩和公开答辩两种形式。个别答辩的目的不仅是对学生进行全面考核，更主要的是促进学生开动脑筋,提高设计水平。所以，在个别答辩后，应允许学生修改补充自己的图纸和说明书。公开答辩是在个别答辩的基础上，选出几个有代表性的学生在全班公开答辩，实际上是以他们的中心发言来引导全班性的讨论，目的是交流心得、探讨问题和扩大收获。 (3)带控制点的工艺流程图的绘制(此部分内容教师可根据具体题目有选择的要求) 带控制点的工艺流程

7、图是一种示意性的图样,它以形象的图形、符号、代号表示出化工设备、管路、附件和仪表自控等，借以表达出一个生产中物料及能量的变化始末。工艺流程图绘制范围如下：必须反映出全部工艺物料和产品所经过的设备；应全部反映出主要物料管路，并表达出进出装置界区的流向；冷却水、冷冻盐水、工艺用的压缩空气、蒸汽(不包括副产品蒸汽)及蒸汽冷凝液系统等的整套设备和管线不在图内表示，仅示意工艺设备使用点的进出位置；标出有助于用户确认及上级或有关领导审批用的一些工艺数据(例如:温度、压力、物流的质量流量或体积流量、密度、换热量等)；包括绘制图例，图画上必要的说明和标注，并按图签规定签署；必须标注工艺设备，工艺物流线上的主要

8、控制点符及调节阀等。这里指的控制点符包括被测变量的仪表功能(如调节、纪录、指示、积算、连锁、报警、分析、检测及集中,就地仪表等)。流程图的绘制步骤如下：用细实线(0.3mm)画出设备简单外形，设备一般按1:100或1:50的比例绘制，如某种设备过高(如精馏塔)，过大或过小，则可适当放大或缩小；常用设备外形可参照图1-1所示，对于无示例的设备可绘出其象征性的简单外形，表明设备的特征即可；用粗实线(0.9mm)画出连接设备的主要物料管线，并注出流向箭头；物料平衡数据可直接在物料管道上用细实线引出并列成表；辅助物料管道(如冷却水、加热蒸汽等)，用中粗实线(0.6mm)表示；设备的布置原则上按流程图由

9、左至右，图上一律不标示设备的支脚、支架和平台等，一般情况下也不标注尺寸。工艺物料的介质代码自行编制，一般以分子式及其编写字母表示。辅助物料如公用系统介质代号规定如表1-1。代号中文名称代号中文名称W水S蒸汽BW锅炉给水HS高压蒸汽BR盐水LS低压蒸汽BRR盐水回水MS中压蒸汽BRS盐水补给水C冷凝液CW(循环)冷却水PWW生产废水CWR(循环)冷却回水CS化学污水RW冷却水(用于零度以上)RW冷冻回水表1-1 辅助物料和共用系数介质代号图上应标注单元设备的代号，单元设备分类代号见表1-2。表1-2 单元设备分类代号单元设备代号单元设备代号现场装置,基础,混凝土构件转化器,反应器,再生器槽、储罐

10、泵、压缩机、风机、驱动机和鼓风机特殊装置仪表ADFJLQ炉子换热器塔管道电气BCEMN(4)主体设备工艺条件图(此部分内容教师可根据具体题目有选择的要求)主体设备是指在每个单元操作中处于核心地位的关键设备，如传热中的换热器，蒸发中的蒸发器，蒸馏和吸收中的塔设备(板式塔和填料塔)，干燥中的干燥器等。一般，主体设备在不同单元操作中是不同的，即使同一设备在不同单元操作中其作用也不相同，如某一设备在某个单元操作中为主体设备，而在另一单元操作中就可变为辅助设备。例如，换热器在传热中为主体设备，而在精馏或干燥操作中就变为辅助设备。泵、压缩机等也有类似情况。主体设备工艺条件图是将设备的结构设计和工艺尺寸的计

11、算结果用一张总图表示出来。图面上应包括如下内容:设备图形 指主要尺寸(外形尺寸、结构尺寸、连接尺寸)、接管、人孔等；图1-1 流程图设备外形图例技术特性 指装置的用途、生产能力、最大允许压强、最高介质温度、介质的毒性和爆炸危险性；设备组成一览表 注明组成设备的各部件的名称等。应予以指出，以上设计全过程统称为设备的工艺设计。完整的设备设计，应在上述工艺设计基础上再进行机械强度设计，最后提供可供加工制造的施工图。这一环节在高等院校的教学中，属于化工机械专业中的专业课程，在设计部门则属于机械设计组的职责。第二章 管壳式换热器的设计和选用2.1设计和选用时应考虑的问题(1) 冷热流体流动通道的选择a、

12、不洁净或易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便，但U形管式的不宜走管程；b、腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀；c、压力高的流体宜在管内，以免壳体承受压力；d、饱和蒸汽宜走壳程，饱和蒸汽比较清洁，而且冷凝液容易排出；e、被冷却的流体宜走壳程，便于散热；f、若两流体温差大，对于刚性结构的换热器，宜将给热系数大的流体通入壳程，以减小热应力；g、流量小而粘度大的流体一般以壳程为宜，因在壳程即可达到湍流。但这不是绝对的，如果流动阻力损失允许，将这种流体通入管内并采用多管程结构，反而会得到更高的给热系数。以上各点常常不可能同时满足，而且有时还会相互矛盾，故应根据具体情况，抓住主要方面，作出适宜

13、的决定。(2) 流动方式的选择除逆流和并流之外，在列管式换热器中冷、热流体还可以作各种多管程多壳程的复杂流动。当流量一定时，管程或壳程越多，对流传热系数越大，对传热过程越有利。但是，采用多管程或多壳程必导致流体阻力损失，即输送流体的动力费用增加。因此，在决定换热器的程数时，需权衡传热和流体输送两方面的损失。当采用多管程或多壳程时，列管式换热器内的流动形式复杂，对数平均值的温差要加以修正。(3) 换热管规格和排列选择换热管直径越小，换热器单位容积的传热面积越大。因此对于洁净的流体可完管径可取得小些。但对于不洁净或易结垢的流体，管径应取的大些，以免堵塞。为了制造和维修的方便，我国目前试行的系列标准

14、规定采用f19×2mm和f25×2.5mm两种规格，管长有1.5、2.0、3.0、6.0m，排列方式：正三角形、正方形直列和错列排列，见图2-1。图2-1 换热管排列方式各种排列方式的优点：(4)折流挡板安装折流挡板的目的是为提高壳程对流传热系数，为取得良好的效果，挡板的形状和间距必须适当。对圆缺形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情况有重要影响。由图2-2可以看出，弓形缺口太大或太小都会产生"死区"，既不利于传热，又往往增加流体阻力。挡板的间距对壳体的流动亦有重要的影响。间距太大，不能保证流体垂直流过管束，使管外表面传热系数下降；间距太小，不便于

15、制造和检修，阻力损失亦大。一般取挡板间距为壳体内径的0.21.0倍。a.切除过少 b.切除适当 c.切除过多图2-2挡板切除对流动的影响2.2管壳式换热器的给热系数给热系数包括管内流动的给热系数和壳程给热系数，管内流体的给热系数前面已经学过，而壳程的给热系数与折流挡板的形状、板间距，管子的排列方式、管径及管中心距等因素有关。壳程中由于设有折流挡板，流体在壳程中横向穿过管束，流向不断变化，湍动增强，当即可达到湍流状态。流体在圆形直管内的强制湍流使用范围：Re>10000，0.7<Pr<160，m<2×10-5Pa.s，l/d>50注意事项：（1）定性温度取

16、流体进出温度的算术平均值tm；（2）特征尺寸为管内径di；（3）流体被加热时，k0.4，流体被冷却时，k0.3；上述n取不同值的原因主要是温度对近壁层流底层中流体粘度的影响。当管内流体被加热时，靠近管壁处层流底层的温度高于流体主体温度；而流体被冷却时，情况正好相反。对于液体，其粘度随温度升高而降低，液体被热时层流底层减薄，大多数液体的导热系数随温度升高也有所减少，但不显著，总的结果使对流传热系数增大。液体被加热时的对流传热系数必大于冷却时的对流传热系数。大多数液体的Pr>1,即Pr0.4>Pr0.3。因此，液体被加热时，n取0.4；冷却时，n取0.3。对于气体，其粘度随温度升高而增

17、大，气体被加热时层流底层增厚，气体的导热系数随温度升高也略有升高，总的结果使对流传热系数减少。气体被加热时的对流传热系数必小于冷却时的对流传热系数。由于大多数气体的Pr<1，即Pr0.4<Pr0.3，故同液体一样，气体被加热时n取0.4，冷却时n取0.3。通过以上分析可知，温度对近处层流底层内流粘度的影响，会引起近壁流层内速度分布的变化，故整个截面上的速度分布也将产生相应的变化。（4）特征速度为管内平均流速。以下是对上面的公式进行修正：a高粘度要考虑壁面温度变化引起粘度变化对a的影响（m是在tm下；而mW是在tw下）。在实际中，由于壁温难以测得，工程上近似处理为：对于液体，加热时：

18、，冷却时：b过渡区 2300<Re<10000时，先按湍流计算a，然后乘以校正系数 过渡区内流体比剧烈的湍流区内的流体的Re小，流体流动的湍动程度减少，层流底层变厚，a减小。c流体在弯管中的对流传热系数 先按直管计算，然后乘以校正系数f式中d管径；R弯管的曲率半径。由于弯管处受离心力的作用，存在二次环流，湍动加剧，a增大。流体在圆形直管内的强制层流特点：1）物性特别是粘度受管内温度不均匀性的影响，导致速度分布受热流方向影响。2）层流的对流传热系数受自然对流影响严重使得对流传热系数提高。3）层流要求的进口段长度长，实际进口段小时，对流传热系数提高。 （1）Gr<25000时，自

19、然对流影响小可忽略适用范围：Re<2300，l/d>60定性温度、特征尺寸取法与前相同，mw按壁温确定，工程上可近似处理为：对于液体，加热时：，冷却时：（2）Gr>25000时，自然对流的影响不能忽略时，乘以校正系数在换热器设计中，应尽量避免在强制层流条件下进行传热，因为此时对流传热系数小，从而使总传热系数也很小。流体在换热器管壳间流动一般在列管换热器的壳程加折流挡板，折流挡板分为圆形和圆缺形两种。由于装有不同形式的折流挡板，流动方向不断改变，在较小的Re下（Re=100）即可达到湍流。圆缺形折流挡板，弓形高度25%D，a的计算式：适用范围：Re=2×103106。

20、定性温度：进、出口温度平均值；tww。特征尺寸：（1）当量直径de 参图2-3 正方形排列： 图2-3 de的计算 正三角形排列：（2）流速u根据流体流过的最大截面积Smax计算 式中 h相邻挡板间的距离； D壳体的内径。提高壳程a的措施：提高壳程u­a­，但hfµu2，hf­­；de¯a­；加强壳程的湍动程度，如加折流挡板或填充物。2.3流体通过换热器的阻力损失 管程阻力损失包括各程直管阻力损失、回弯阻力损失及换热器进出口阻力损失构成，其中可忽略不计。式中 管程结垢校正系数，对三角形排列取1.5，正方形排列取1.4；管程数

21、；式中 换热管长度，m；（包括回弯和进出口局部阻力及封头内流体转向的局部阻力之和，取阻力系数为3）管程阻力损失也可写成由于，所以。对同一换热器，若单程改为双程，阻力损失剧增为原来的8倍，而给热系数只增为原来的1.74倍，因此在选择换热器管程数时，应该兼顾传热与流体压降两方面的得失。壳程阻力损失壳程由于流动状态比较复杂，结构参数较多，提出的公式较多，但可归结为不同的计算公式，决定和的方法不同，计算结果往往不一致。2.4对数平均温差的修正前面学过的对数平均温差仅适用于纯并流或纯逆流的情况，当采用多管程或多壳程时，由于其内流动形式复杂，平均推动力的计算式相当复杂。为了方便，可将这些复杂流型的平均推动

22、力的计算结果与进出口温度相同的纯逆流相比较，求出修正系数，即其中的求法为：根据，值由图查出各种情况的值。图2-4 对数平均温度差校正系数的值（a）单壳程 (b)二壳程 (c)三壳程 (d)四壳程在设计时注意应使>0.8，为什么？因为经济上不合理；操作温度略有变动，则下降很快，使操作不稳定。2.5管壳式换热器的设计和选用步骤 由已知条件计算传热量及逆流平均温差由上式可知，要求，必须知道，；而和则是由传热面积的大小和换热器结构决定的。因此，在冷、热流体的流量及进出口温度已知的条件下，选用或设计换热器必须通过试差计算。 初选换热器的尺寸规格a、初步选定流体流动方式，由冷热流体的进出口温度计算温

23、差修正系数，应使>0.8，否则应改变流动方式，重新计算；b、依据经验估计总传热系数，估算传热面积；c、根据，根据系列标准选定换热管的直径、长度及排列；如果是选用，可根据在系列标准中选用适当的换热器型号； 计算管程的压降和给热系数；a、根据经验选定流速，确定管程数目，并计算管程压降，若>，必须调整管程数目重新计算。b、计算管内给热系数，若<，则应改变管程数重新计算；若改变管程数使>，则应重新估计，另选一换热器型号进行试算。 计算壳程压降和给热系数；a、根据流速范围确定挡板间距，并计算壳程压降，若>，可增大挡板间距。b、计算壳程给热系数，若太小可减小挡板间距。 计算传

24、热系数，校核传热面积。根据流体性质选择适当的垢层热阻R，由R、计算，再由传热基本方程计算。当小于初选换热器实际所具有的传热面积，则计算可行。考虑到所用换热器计算式的准确度及其他未可预料的因素，应使选用换热器面积有15%25%的裕度，即/=1.151.25，否则应重新估计一个，重复以上计算。第三章 板式塔主要尺寸的设计计算板式塔主要尺寸的设计计算，包括塔高、塔径的设计计算，板上液流形式的选择、溢流装置的设计，塔板布置、气体通道的设计等工艺计算。板式塔为逐级接触式的气液传质设备，沿塔方向，每层板的组成、温度、压力都不同。设计时，先选取某一塔板（例如进料或塔顶、塔底）条件下的参数作为设计依据，以此确

25、定塔的尺寸，然后再作适当调整；或分段计算，以适应两段的气液相体积流量的变化，但应尽量保持塔径相同，以便于加工制造。所设计的板式塔应为气液接触提供尽可能大的接触面积，应尽可能地减小雾沫夹带和气泡夹带，有较高的塔板效率和较大的操作弹性。但是由于塔中两相流动情况和传质过程的复杂性，许多参数和塔板尺寸需根据经验来选取，而参数与尺寸之间又彼此互相影响和制约，因此设计过程中不可避免要进行试差，计算结果也需要工程标准化。基于以上原因，在设计过程中需要不断地调整、修正、和核算，直到设计出较为满意的板式塔。3.1塔的有效高度和板间距的初选塔的有效高度板式塔的有效高度是指安装塔板部分的高度，可按下式计算： （3-

26、1）式中 Z塔的有效高度，m；ET全塔总板效率；NT 塔内所需的理论板层数；HT塔板间距，m。板间距的初选板间距NT的选定很重要。选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。对完成一定生产任务，若采用较大的板间距，能允许较高的空塔气速，对塔板效率、操作弹性及安装检修有利；但板间距增大后，会增加塔身总高度，金属消耗量，塔基、支座等的负荷，从而导致全塔造价增加。反之，采用较小的板间距，只能允许较小的空塔气速，塔径就要增大，但塔高可降低；但是板间距过小，容易产生液泛现象，降低板效率。所以在选取板间距时，要根据各种不同情况予以考虑。如对易发泡的物系，板间距应取大一些，以保

27、证塔的分离效果。板间距与塔径之间的关系，应根据实际情况，结合经济权衡，反复调整，已做出最佳选择。设计时通常根据塔径的大小，由表3-1列出的塔板间距的经验数值选取。表3-1 塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距/HT，mm200300250350300450350600400600化工生产中常用板间距为：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm。 3.2 塔径塔的横截面应满足汽液接触部分的

28、面积、溢流部分的面积和塔板支承、固定等结构处理所需面积的要求。在塔板设计中起主导作用，往往是气液接触部分的面积，应保证有适宜的气体速度。计算塔径的方法有两类：一类是根据适宜的空塔气速，求出塔截面积，即可求出塔径。另一类计算方法则是先确定适宜的孔流气速，算出一个孔（阀孔或筛孔）允许通过的气量，定出每块塔板所需孔数，再根据孔的排列及塔板各区域的相互比例，最后算出塔的横截面积和塔径。初步计算塔径板式塔的塔径依据流量公式计算，即 （3-2）式中 D 塔径m；Vs 塔内气体流量m3/s；u 空塔气速m/s。由式（3-2）可见，计算塔径的关键是计算空塔气速u。设计中，空塔气速u的计算方法是，先求得最大空塔

29、气速umax，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即 (3-3)最大空塔气速umax可根据悬浮液滴沉降原理导出，其结果为 （3-4）式中 umax允许空塔气速，m/s；V，L分别为气相和液相的密度，kg/m3 ； C气体负荷系数，m/s，对于浮阀塔和泡罩塔可用图3-1确定；图3-1中的气体负荷参数C20仅适用于液体的表面张力为0.02N/m，若液体的表面张力为6N/m，则其气体负荷系数C可用下式求得： （3-5）所以，初步估算塔径为： （3-6）其中，u适宜的空塔速度，m/s。由于精馏段、提馏段的汽液流量不同，故两段中的气体速度和塔径也可能不同。在初算塔径中，精馏段的塔径可按塔顶第一块板上物

30、料的有关物理参数计算，提馏段的塔径可按釜中物料的有关物理参数计算。也可分别按精馏段、提馏段的平均物理参数计算。塔径的圆整目前，塔的直径已标准化。所求得的塔径必须圆整到标准值。塔径在1米以下者，标准化先按100mm增值变化；塔径在1米以上者，按200mm增值变化，即1000mm、1200mm、1400mm、1600mm 图3-1 史密斯关联图图中 HT塔板间距，m； hL板上液层高度，m；V ,L分别为塔内气、液两相体积流量，m3/s； V，L 分别为塔内气、液相的密度，kg/m3 。 塔径的核算塔径标准化以后，应重新验算雾沫夹带量，必要时在此先进行塔径的调整，然后再决定塔板结构的参数，并进行其

31、它各项计算。当液量很大时，亦宜先按式3-7核查一下液体在降液管中的停留时间。如不符合要求，且难以加大板间距来调整时，也可在此先作塔径的调整。3.3 板式塔的结构 塔的总体结构塔的外壳多用钢板焊接，如外壳采用铸铁铸造，则往往以每层塔板为一节，然后用法兰连接。板式塔除内部装有塔板、降液管及各种物料的进出口之外，还有很多附属装置，如除沫器、人（手）孔、基座，有时外部还有扶梯或平台。此外，在塔体上有时还焊有保温材料的支承圈。为了检修方便，有时在塔顶装有可转动的吊柱。如图5-1为一板式塔的总体结构简图。一般说来，各层塔板的结构是相同的，只有最高一层，最低一层和进料层的结构有所不同。最高一层塔板与塔顶的距

32、离常大于一般塔板间距，以便能良好的除沫。最低一层塔板到塔底的距离较大，以便有较大的塔底空间贮液，保证液体能有1015min的停留时间，使塔底液体不致流空。塔底大多是直接通入由塔外再沸器来的蒸气，塔底与再沸器间有管路连接，有时则再塔底釜中设置列管或蛇管换热器，将釜中液体加热汽化。若是直接蒸汽加热，则在釜的下部装一鼓泡管，直接接入加热蒸汽。另外，进料板的板间距也比一般间距大。 塔体总高度 板式塔的塔高如图3-2所示，塔体总高度（不包括裙座）由下式决定： (3-7)式中 HD塔顶空间，m； HB塔底空间，m；HT塔板间距，m；HT开有人孔的塔板间距，m； HF进料段高度，m； Np实际塔板数；S人孔

33、数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。.1塔顶空间HD 塔顶空间（见图5-2）指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取HD为（ 1.52.0）HT。若图5-2 塔高示意图需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶空间。.2人孔数目 人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于处理不需要经常清洗的物料，可隔810块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔46块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450mm。.3塔底空间HB塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：当进料有15分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的

34、停留时间可取35分钟，否则需有1015分钟的储量，以保证塔底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取35分钟；对易结焦的物料，停留时间应短些，一般取11.5分钟。3.4 塔板结构 塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般，塔径从300900mm时采用整块式塔板；当塔径在800mm以上时，人已能在塔内进行拆装操作，无须将塔板整块装入。并且，整块式塔板在大塔中刚性也不好，结构显得复杂，故采用分块式塔板；塔径在800900mm之间，设计时可按便于制造、安装的具体情况选定。图3-2 板式塔总体结构简图第四章  筛板塔设计41 筛板塔的结构筛板塔的主要部件

35、（1）筛板：开有筛孔的板叫筛板。筛孔起均匀分散气体的作用。若孔径小，要求单位面积的孔数多，则加工麻烦且小孔易堵，但孔小不易漏液，操作弹性大；孔径大则反之。图4-1 筛孔的排列一般孔径为38mm。现在也有采用孔径为1225mm大筛孔的筛板，但操作弹性小，操作要求高。筛孔的排列是有规则的，以便气泡分布均匀，塔板强度好。通常筛孔是按正三角形方式排列的。如图4-1所示。在开孔区，筛孔总面积与开孔区面积之比称为开孔率。值可按一个小单元计算得。参看图4-1，令孔径为d0，孔心距为t，则 （4-1）若t/d0值过小，开孔过密，塔板强度下降，且气泡容易经碰撞生成大气泡，传质面积减小，对传质不利。若t

36、/d0值过大，板上产生气泡的点分布太疏，塔板利用率过低，亦不适宜。一般采用t/d0=2.55，常用值是34。（2）溢流堰：在液体横向流过塔板的末端，设有溢流堰。溢流堰是一块直条形板。溢流堰高hw 对板上积液的高度起控制作用。hw 值大，则板上液层厚，气液接触时间长，对传质有利，但气体通过塔板的压降亦大。常压操作时，一般hw =2050mm。真空操作时为1020mm，加压操作时为4080mm。（3）降液管：降液管是液体自上一层塔板流至其下一层塔板的通道。降液管横截面有弓形与圆形两种。因塔体多数是圆筒体，弓形降液管可充分利用塔内空间，使降液管在可能条件下截面积最大，通液能力最强，故被普遍采用。降液

37、管下边缘在操作时必须浸没在液层内，以保证液封，即不允许气体通过降液管“短路”流至上一层塔板的液层上方空间。降液管下缘与下一块塔板的距离称为降液管底隙高度h0，h0为2025mm。若h0值过小则液体流过降液管底隙阻力太大。为保证液封，要求（hw- h0）大于6mm。筛板塔的结构如图4-2所示。图4-2 筛板塔的结构筛板的板面布置参看图4-2，筛板的板面可划分为若干区域。各区的名称、作用及面积算法如下。（1）有效传质区：塔板上布置有筛孔的区域，称有效传质区，面积为Aa，即图4-2右图中虚线以内的部份。有效传质区面积的计算式为  （4-2）式中角度sin-1(x/r)以弪为单位。（2）降液

38、区：每根降液管所占用的塔板区域，称降液区，面积为Af。降液区内不开孔。弓形降液管的降液区面积Af可通过几何计算求得。若溢流堰长为lw，塔内径为D，塔的横截面积为AT，则由lW/D可算出Af/Ar。计算结果示于图4-3中。应用时只需查图线即可。图4-3还绘有由lW/D值查取弓形降液管最大宽度Wd与塔径D之比的曲线供查用。若降液区增大，即lW/D值增大，则有效传质区占全塔截面的比值减小。一个合理的设计方案，应兼顾有效传质区与降液区两方面的需要。一般lW/D=0.60.8。（3）入口安定区：塔板上液流的上游部位有狭长的不开孔区，叫入口安定区，其宽度为Ws。此区域不开孔是为了防止因这部位液层较厚而造成

39、倾向性漏液，同时也防止气泡窜入降液管。一般Ws=50100mm。（4）出口安定区：在塔板上液流的下游靠近溢流堰部位也有狭长的不开孔区，叫出口安定区，其宽度与入口安定区相同，亦为Ws。这部分不开孔是为了减小因流进降液管的液体中含气泡太多而增加液相在降液管内排气的困难。（5）边缘固定区：在塔板边缘有宽度为Wc的区域不开孔，这部分用于塔板固定。一般Wc=2550mm。图4-3 弓形降液管的几何关系 塔板上的液流型式以上介绍的塔板上液体流动的型式称为“单流型”，也是最常见的流型。若液体流量及塔径都比较大，采用“单流型”塔扳会在塔板上形成较大的液面落差（水力坡度）。塔板上液面高度的差异导致板上气体分布不

40、均匀，对传质产生不良影响。为了减小塔板的液面落差，可采用“双流型“塔板。“双流型”塔板是采取中间安装降液管与两侧安装双降液管的两种塔板相间装置方式，令液体在塔板上只流过半程距离，而且每侧液体流量只占总流量之半，从而使液面落差大为减小。若液体流量很小，采用“单流型”塔板，越过单位长度溢流堰的液体流量不足，易发生液体偏流，导致塔板上液流分布不匀，可采用“U形流型“塔板。该型塔板的降液管置于一边，液相呈U字形流过塔板，溢流堰长度减小。三种液流型的液流方式示于图4-4。推荐的液体负荷、塔径与液流型式的选择关系示于表4-1。图4-4塔板溢流形式（a）U型流 （b）单溢流 （c）双溢流表4-1 液相负荷、

41、塔径与液流型式的关系塔径D，mm液体流量Lh，m3/hU形流单溢流双溢流1000140020003000400050007以下9以下11以下11以下11以下11以下45以下70以下90以下110以下110以下110以下90160110200110230110250板间距相邻两层塔板间的距离叫板间距HT。板间距的大小关系到正常操作气液流量的高限值，也和塔高度相关。若板间距取得大，允许的气液流量也大，但对一定塔板数而言，需要的塔体亦高。气液流量大意味着生产能力大，而塔的高度大意味着设备投资大，设计时应从这两方面权衡比较后确定板间距。一般可按表4-2所示的经验值选取板间距的初值。 

42、0;          表4-2 板间距参考值（单流型）塔径D，m0.61.01.21.61.82.4板间距HT，mm300600350800450800   注：当HT<500mm，HT按50mm幅度变化；HT500mm，按100mm幅度变化。本章只介绍“单流型”塔的计算方法。其它流型塔的计算可参看有关书籍。42 筛板塔正常操作的气液流量范围以下计算式中气体流速u因不同核算面积有a、o、n三种不同下标，应注意区分。(1)液相流量下限液体流过塔板存在着液流分布不均匀的问题。由于塔

43、壁是圆柱面，更增加液流的不均匀性。经验表明，在液流量小时，平溢流堰安装的微小偏差便会引起越过溢流堰顶液体的偏流，堰顶液体偏流必导致塔板上液体的偏流。在液流严重不均匀时，靠壁处液体甚至会倒流而产生漩涡，其余区域的液流则加速。对于流得快的液体，气液接触时间短，传质不充分；对于流得慢甚至产生漩涡的液体，因气液接触时间长，液体浓度趋近于气液平衡，传质速率低，故液流量小对操作不利。但当液流量增大到一定程度后，液体越过溢流堰顶偏流现象减弱，液体在塔顶上的漩涡消除，液流不均匀性明显改善，故正常操作的液流量有下限值。一般要求，平溢流堰顶上的液层厚度how须大于6mm。计算how的半经验公式为 （4-

44、3）式中Lh液相体积流量，m3/h； E考虑到圆筒塔壁的液流收缩系数，其值可由图7-18查得。顶部呈锯齿形的溢流堰，适用小液流量操作。其how计算法可参看气液传质设备。图4-5液流收缩系数(2)液相流量上限液体离开塔板进入降液管时总夹带有气泡。这些本应进入该塔上方空间的气体被液体夹带到该板下方空间，形成气相返混，削弱传质效果。为减轻气相夹带程度，要求液体在降液管内流动时能排除气体，为此，液体在降液管内应有充分的停留时间。一般规定，液体在降液管内的停留时间须满足下述关系式： （4-4）式中 Ls液相体积流量，m3/s。值应根据不同液体的性质在3至5秒内定值。(3)漏液限正常操

45、作时，液体应横贯塔板，在与气体进行充分接触传质后流入降液管。但有少量液体会由筛孔漏下。这少量漏下的液体如同“短路”，传质不充分，故操作中应尽可能减少漏液。当液体流量一定，气体流量降到一定程度时漏液量会明显增多。一般将漏液量明显增多时的空塔气速称为在该液体流量下的漏液点空速ua，w，由于人们对漏液点判别的定量指标不同，所以不同研究者提出的计算漏液点的经验式亦不同。漏液现象分为两种类型，一种叫倾向性漏液，一种叫随机性漏液。倾向性漏液指液体刚流进塔板时因液层最厚，该部位的筛孔在操作中产生的漏液现象。塔板上安排不开孔的入口安定区或把塔板冲压成局部突起的形状，以减小液体刚进入塔板时的液层厚度，都是为了避

46、免倾向性漏液。随机性漏液指操作中时而某些筛孔漏液，时而另一些筛孔漏液，即漏液区域带有不定性的漏液现象。产生随机性漏液的原因是对于某一液体流量，气体空速偏低；其表现特点是漏液位置与液面波动密切相关。在液面波峰处，液层厚，液体位能大，波峰下面的筛孔漏液；在液面波谷处，液层薄，气体集中由波谷下面的筛孔通过。由于液面起伏的随机性，导致漏液的随机性。因倾向性漏液的消除或减弱涉及塔板结构，在塔板结构改进后可不考虑此因素，故一般对漏液问题的讨论只集中在随机性漏液问题上。随机性漏液同气体通过筛板的阻力（干板阻力）与通过塔板上液层的阻力之比值有关。气体通过各筛孔及液层属并联流动。若干板阻力在总阻力（干板阻力与液

47、层阻力之和）中所占比例增加，液面波动因素对气体分布不匀的影响就减小，漏液可减轻。这说明，研究漏液问题应同干板阻力及液层阻力相联系。戴维斯（Davies）等对漏液点问题进行研究并提出了漏液点操作状况下干板阻力与液层阻力的经验关联图线，如图7-19所示。图中hd与hc的计算式如下： （4-5）式中hd干板阻力，mH2O； u0，w漏液点时的筛孔气速，m/s； C0干板孔流系数，无因次。C0值可由图7-20查得。图中为塔板厚，d0为筛孔孔径，单位都是mm。开孔率可按（7-8）式计算，或按塔板上所有筛孔的总面积除以有效传质区面积（AT2Af）算得。图4-6漏液点关联线 图

48、4-7 干板孔流系数hc是漏液点时塔板上泡沫层厚度按等压降原则折算的清液层厚度，其经验计算式为 （4-6）式中Fa气相动能因子， ， ua，w是以面积（AT2Af）计的漏液点空塔气速，m/s； Ls液相体积流量，m3/s。(4)溢流液泛限当降液管排液能力不足，液体仍不断加入，降液管内液位上升至上层塔板溢流堰顶，影响上层塔板的排液，导致塔板上积液增加直至淹塔，这现象称为液泛。发生液泛时气体通过塔板的压降急剧上升，出塔气体大量带液，正常操作受到破坏。可见正常操作的塔设备不允许发生液泛。图4-8液泛分析液泛产生的原因有： 气流量或液流量过大。 气体中夹带过量的

49、液体，增加降液管的排液负荷。 某块塔板的降液管下端堵塞，造成该塔板以上塔段液泛。由堵塞引起的液泛可通过塔的清洗及进塔液体予以解决。由过量液沫夹带引起的液泛可通过下面将介绍的把液沫夹带量控制在允许范围内的方法予以避免。以下只讨论由于气液流量过大导致的液泛即溢流液泛问题。参看图4-8,降液管内清液（不含气泡）高度Hd可按下式算得： （4-7）式中Hf气体通过一层塔板的压降折算成的清液高度（即通过一块 塔板的阻力），m； Hf液体流过降液管进入塔板的阻力，m。气体通过一块塔板的阻力Hf是干板阻力hd、塔板上液层阻力h1与在液相中生成气泡所需克服液体表面张力的阻力h三项之

50、和。因h比其它两相阻力小得多，可略去不计，故 （4-8）其中，（4-9）式中u0筛孔气速，m/s； C0塔板的干板孔流系数，可由图4-7查得。图4-9值h1是塔板上泡沫层高度按等压降原则折算得的清液层高度，塔板上泡沫层高度可按hW+h0W计，二者关系为（4-10）式中 液层充气系数，无因此，可由图4-9查得。液相流过降液管进入塔板的阻力Hf主要取决于液相在降液官底隙的流动阻力，其经验计算式为 （4-10）值一般为0.070.25m/s。筛板塔因塔板上没有阻碍液流的阻碍物，液面落差值很小，故可略去不计。若液流量较大且塔径甚大，塔板上有明显的水力坡度时，一般采用“双流

51、型”塔板，值也可不计。对于具体的筛板塔和一定的气液物系，相应于一组气、液流量(Ls，Vs)i，由（7-14）式可算得相应的降液管内清液高Hd值。降液管内液相中含有气泡，令泡沫密度与清液密度之比为相对泡沫密度，则降液管内含气泡的液位高度H为 （4-11）对于一般物系，值可取0.5，对于不易起泡物系，值约为0.60.7，对于易起泡物系，可取值0.30.4。当降液管内液位高度H小于板间距与溢流堰高之和（HT+hw）时，降液管内液位的上下移动使塔对气液负荷变化具有自动调节功能。当H=HT+hw+how时，降液管内液面与上一层塔板下游液面齐平，这时，似乎降液管的排液能力恰好满足排液的需要，但若

52、气相或液相流量再有微小的增量，必引起降液管内液位上升，导致上一块塔板液层再增厚，其结果又使气相通过塔板的阻力Hf增大，使降液管内液位再上升。如此相互影响，形成恶性循环，最后必导致液泛。所以，H=HT+hw+how是从溢流液泛角度计算气、液流量上限的关联式。因how值远小于（HT+hw），一般规定溢流液泛限的关联式为 （4-12）(5)过量液沫夹带限气泡通过板上液层到达液面时，气泡破裂，气体向上冲出。气体冲出时总会把部分拉成薄膜的液体向上抛起。被抛起的液体呈大小不一液滴状。液滴在上升过程中经相互碰撞，滴径还会增大。其中较大的液滴上升到一定高度，在尚未到达上一层塔板前会沉降下来。较小的液

53、滴则随向上流动的气体被带至上一块塔板。上升气流把液滴夹带到上一块塔板的现象叫液沫夹带。图4-10液沫夹带关联图液沫夹带有三点不利影响： 形成液体返混，削弱传质效果。 增大降液管负荷，增加塔板上液层厚度，从而使气相通过塔板的阻力增大。液沫夹带严重时会造成过量液沫夹带液泛。 出塔气体带液，可能对下一工序产生不良后果。例如，若出塔气体要经压缩机压缩，气体带液易造成事故。一般规定，液沫夹带量ev0.1kg液/kg干气时属过量液沫夹带，为不正常操作状况。因操作中液沫夹带不可避免，故对不正常操作的液沫夹带特加上“过量”二字。下面推荐使用的有关液沫夹带的经验关联图是费尔（Fair）关联图，如图4-10所示。

54、图中：横坐标两相流动参数，可用FLV表示。Ls、Vs为液相与气相的体积流量，m3/s，“泛点百分比”指操作空塔气速与过量液沫夹带液泛空塔气速之比。一般泛点百分比为(8085)%，对易起泡物系可取值75%。液沫夹带分数，表示液沫夹带量占液相总流量的分率，kg/kg。其中L、V为液、气质量流量，kg/s。eV与的关系亦可写成。使用图4-10涉及到过量液沫夹带液泛的空塔气速。下面介绍费尔关于求取该液泛空塔气速的方法。如前所述，筛板塔操作时液沫夹带现象不可避免。气相夹带的液滴大小不一。假设液滴都是球形，在液滴中有一个“分割”球径，凡大于该分割球径的液滴都返回原塔板，小于此分割球径的液滴则被气流带到上一块塔板。令刚发生过量液沫夹带液泛时的分割球径为dp。苏德士和勃朗（Souders and Brown）对悬浮停留在空间、球径为dp的液滴写出力平衡式：   式中un,f气相以（ATAf）为流通截面的空塔液泛气速，m/s； 气相与液滴相对运