板式精馏塔设计方案

1、板式精馏塔设计方案目录1. 设计任务 5.2. 工艺流程图 7.3. 设计方案 7.3.2 实验方案的说明 9.4、板式塔的工艺计算 1.0.5、塔体和塔板的工艺尺寸计算 2.16、辅助设备的计算与选型 4.47、经济横算 5.7.8 心得体会 5.9. PP气体通过每层筛板的压t筛孔的中心距u'o液体通过降液管底隙的速Wc边缘无效区宽度Wd弓形降液管的宽度Ws破沫区宽度Z板式塔的有效高度社-液体在降液管内停留时间u-粘度mp密度l表面张力卩-液体密度校正系数下标max最大的min最小的L液相的V气相的m符号说明：英文字母Aa 塔板的开孔区面积， m2Af 降液管的截面积 , m2Ao

2、 筛孔区面积 , m2AT塔的截面积 m2降C负荷因子 无因次C20表面张力为 20mN/m 的负荷因子do筛孔直径度D塔径 mev-液沫夹带量kg液/kg气ET总板效率R回流比Rmin最小回流比M平均摩尔质量 kg/kmoltm-平均温度Cg重力加速度 9.81m/s2Fo筛孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2)hl进口堰与降液管间的水平距离 mhc与干板压降相当的液柱高度 mhd与液体流过降液管的压降相当的液注高度hf塔板上鼓层高度 mhL板上清液层高度 mh1与板上液层阻力相当的液注高度 mho降液管的义底隙高度 mhow堰上液层高度 mhW出口堰高度 mh'W进口堰高度

3、mh l-与克服表面张力的压降相当的液注高度H板式塔高度 mHB塔底空间高度 mHd降液管内清液层高度 mHD塔顶空间高度 mHF进料板处塔板间距 mHP人孔处塔板间距 mHT塔板间距 mH1封头高度 mH2裙座高度 mK稳定系数lW堰长 mLh液体体积流量 m3/hLs液体体积流量 m3/sn筛孔数目P操作压力 KPaP-压力降 KPaPp-气体通过每层筛的压降 KPaT理论板层数u空塔气速 m/su0,min漏夜点气速 m/suo'液体通过降液管底隙的速度 m/sVh气体体积流量 m3/hVs气体体积流量 m3/sWc边缘无效区宽度 mWd弓形降液管宽度 mWs 破沫区宽度 mZ

4、板式塔的有效高度 m希腊字母筛板的厚度m0-液体在降液管内停留的时间su-粘度 mPa.sP-密度 kg/m3厅-表面张力N/m-开孔率 无因次a-质量分率无因次下标Max 最大的Min 最小的L 液相的V 气相的1. 设计任务1.1题目：分离乙醇一水板式塔精馏塔设计1.2生产原始数据：1）原料：乙醇一水混合物，含乙醇35%（质量分数），温度35C；2）产品：馏出液含乙醇93% （质量分数），温度38C，残液中 含酒精浓度w 0.5%;3） 生产能力：原料液处理量55000t/年，每年实际生产天数 330t，一年中有一个月检修；4）热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其表压为 2.5Kgf/cm2;

5、5）当地冷却水水温25C；6）操作压力：常压101.325kpa；1.3设计任务及要求1）设计方案的选定，包括塔型的选择及操作条件确定等；2）确定该精馏的流程，绘出带控制点的生产工艺流程图，标明 所需的设备、管线及其有关观测或控制所必需的仪表和装 置；3）精馏塔的有关工艺计算计算产品量、釜残液量及其组成；最小回流比及操作回流比的确定；计算所需理论塔板层数及实际板层数；确定进料板位置。1.4塔主体尺寸的计算（塔径）1.5塔板结构尺寸的设计1.6流体力学验算1.7画出负荷性能图1.8辅助设备的选型1）确定各接管尺寸的大小；2）计算储罐容积，确定储罐规格；3）热量衡算，计算全塔装置所用蒸汽量和冷却水

6、用量，确定每个换热器的传热面积并进行选型；4）根据伯努利方程，计算扬程，确定泵的规格类型；5）壁厚，法兰，封头，吊柱等的选定。1.9设计结果汇总2. 工艺流程图附图i为带控制点的工艺流程图。流程概要；乙醇-水混合原料经预热器加热到泡点后，送进精馏塔，塔顶 上升的蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分采用回流，其余为塔顶产物， 塔釜采用间接蒸汽加热供热，塔底产物冷却后送人贮槽。3设计方案3.1设计方案的确定塔型的选择化工 原理修 订版下 册，夏清 编筛板塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为38mm,筛孔在 塔板上作正三角形排布。筛板塔的优点是：结构简单，造价低廉， 气压降小，板上液面落差也较小，生产能力及

7、板效率较高，气流分 布均匀，传质系数高；缺点：操作弹性小，筛孔小易发生堵塞，不 利于黏度较大的体系分离。本设计中，根据生产任务，若按年工作日 330天，每天开动设 备24小时计算，原料液流量为55000t/年，由于产品粘度较小， 流量较大，因此即使筛孔小也不易堵塞，为减少造价，降低生产过 程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率。因此，本设计最终选用筛板塔。操作压力精馏可在常压、加压和减压下进行，确定操作压力主要是根据 处理物料的性质、技术上的可行性和经济上的合理性考虑的常用 化工单 元设备 设计第 二版，李 功样编一般来说，常压蒸馏最为简单经济，若物料无特殊要求，应尽 量在常压下操作。对于

8、乙醇-水体系，在常压下已经是液态，且乙 醇-水不是热敏性材料，在常压下也可成功分离，所以选用常压精 馏。因为高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及设备费用 的增加，尤其是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。因此，本设计选择常压操作条件。进料方式进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送 入塔中。这样一来，进料温度就不受季节、气温变化和前道工序波 动的影响，塔的操作就比较容易控制。此外，泡点进料时，精馏段 与提馏段的塔径相同，设计制造均比较方便。因此，本设计选择泡点进料。加热方式精馏段通常设置再沸器，采

9、用间接蒸汽加热，以提供足够的热 量。若待分离的物系为某种组分和水的混合物，往往可以采用直接 蒸汽加热的方式。但当在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝 水的稀释作用，可使得釜残液中的轻组分浓度降低，所需的理论塔 板数略有增加，且物系在操作温度下黏度不大有利于间接蒸汽加 热。因此，本设计选用间接蒸汽加热的方式提供热量。热能的利用精馏的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此，热效率很低，通常进入再沸器的能量仅有5%被有效的利用。塔顶蒸气冷凝放出大量的热量，但其位能低，不可能直接用来作塔釜的热源。但 可作低温热源，或通入废热锅炉产生低压蒸气，供别处使用。或可 采用热泵技术，提高温度再用于加热釜液。采用釜

10、液产品去预热原料，可以充分利用釜液产品的余热，节 约能源。因此本设计利用釜残液的余热预热原料液至泡点。常用 化工单 元设备 设计第 二版，李 功样编，P85回流方式泡点回流易于控制，设计和控制时比较方便，而且可以节约能 源。但由于实验中的设计需要，所需的全凝器容积较大须安装在地 面，因此回流至塔顶的回流液温度稍有降低，在本设计中为设计和 计算方便，暂时忽略其温度的波动。因此，本设计选用泡点回流。3.2实验方案的说明1）本精馏装置利用高温的釜液与进料液作热交换，同时完成 进料液的预热和釜液的冷却，经过热量与物料衡算，设想 合理。釜液完全可以把进料液加热到泡点，且低温的釜液 直接排放也不会造成热污

11、染。2）原料液经预热器加热后先通过离心泵送往高位槽，再通过 阀门和转子流量计控制流量使其满足工艺要求。3）本流程采用间接蒸汽加热，使用25 C水作为冷却剂，通入全凝器和冷却器对塔顶蒸汽进行冷凝和冷却。从预热器、 全凝器、冷却器出来的液体温度分别在50-60C、40C和35C左右，可以用于民用热澡水系统或输往锅炉制备热蒸汽的重复利用。4）本设计的多数接管管径取大，为了能使塔有一定操作弹性， 允许气体液体流量增大，所以采取大于工艺尺寸所需的管 径。4、板式塔的工艺计算4.1物料衡算通过全塔物料横算，可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、 组成之间的关系。1、将各个质量分数转化为摩尔分数9335X

12、F4635 650.1740 Xdxw46184693 7_46180.83860.50.599.50.001962355000 10330 24 27.84249.44Kmol / h可得进料液流量F为4618mf4635%1865%27.84Kg / KmolMd4693%187%41.534 Kg / KmolM W460.5%1899.5% 18.08Kg/Kmol2、各个相对摩尔质量3、各个摩尔流量由年处理量55000t，330天有效工作日,由物料衡算式可算出产品流量 D和釜残液流量 WD W FDx DWxWFx F代入得W 249.44 D249.44 0.174 0.8386D

13、0.001962(249.44 D)解得：D 51.29Kmol/hW 19815Kmol/h由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表表1原料液、馏出液与釜残液的流量与温度名称原料液(F)馏出液(D)釜残液(W)G/%35930.5x (摩尔分数)0.17400.83860.001962摩尔质量27.8441.53418.08kg / kmol沸点温度t/c8478.399.94.2最小回流比Rmin和操作回流比R的确定化工 原理修 订版下 册，夏清 编回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是 影响精馏操作费用和投资费用的重要因素。 对于一定的分离任务而 言，应

14、选择适宜的回流比。适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折 旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。图2理论板和回流比关系图确定回流比的方法为：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1.1-2.0 倍,为了节能，回流比倾向于取较 小的值，有人建议取Rmin的1.11.5倍。考虑到原始数据和设计任务，本方案取1.4,即：R= 1.4Rmin；求最小回流比的方法有作 图法和解析法，本设计使用作图法。根据附录表2乙醇水溶液体系的平衡数据在坐标纸上绘出平衡曲线，并画出对角线。表2乙醇水溶液体系的平衡数据液相中乙醇汽相中乙醇液相中乙醇汽相中乙醇的含量（摩尔的含

15、量（摩尔的含量（摩尔的含量（摩尔分数）分数）分数）分数）0.00.00.400.6140.0040.0530.450.6350.010.110.500.6570.020.1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.340.650.7250.080.3920.700.7550.100.430.750.7850.140.4820.800.820.180.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.01.0某些不正常曲线，具有下凹的部分。当操作线与q线的交点尚未

16、落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切。对于此种情况下Rmin 的求法是由点（xd，xd）向平衡线做切线，再由切线的斜率或截距求 兩in。由于乙醇水溶液平衡曲线属于不平衡曲线，因此，过点d（ 0.8386, 0.8386）向平衡曲线做切线，读出与丫轴的交点为（0， 0.298）,如附图3所示，然后由下式进行计算：Rmin0.8386 0.298Rmin 10.8386 0Rmin 1.814R 1.4Rmin 2.544.3操作线的确定精馏段操作曲线方程XdR 10.83862.54 10.2372.540.71752.54 1化工 原理修 订版下 册，夏清 编RR 1精馏段操作线方程：y 0

17、.237x 0.7175提馏段操作曲线方程L RD 2.54 51.29130.28Kmol /hV L D 130.28 51.29182.57Kmol /hq 1V V 182.57Kmol /hL L qF 130.28 249.44 379.72Kmol/h提馏段操作线方程LW379.72198.15yxXwx0.001962VD182.5751.292.08x 0.007584.4确定理论板层数Nt理论板层数的计算方法有图解法、逐板计算法和简捷法。本设 计方案中使用图解法，由于精馏段和提馏段操作曲线方程的确定， 可在平衡曲线上做阶梯，所画出的阶梯数就是所需理论板层数Nt(包含再沸器)

18、。如附图3所示由图可知Nt=16，精馏段塔板层数Nt，=134.5确定全塔效率Et和实际塔板层数NpEt 0.49(L)0.245常用 化工单 元设备 设计第 二版，李 功样编塔板总效率与物系性质、塔板结构及操作条件都有密切的关 系，由于影响因素很多，目前尚无精确的计算方法。目前，塔板效 率的估算方法大体分为两类。一类是较全面的考虑各种传质和流体 力学因素的影响，从点效率出发，逐步计算出全塔效率；另一类是 简化的经验计算法。奥康奈尔(0, connell)方法目前被认为是较好 的简易方法。对于精馏塔，奥康奈尔法将总板效率对液相黏度与相 对挥发度的乘积进行关联，表达式如下：对于多组分系统PL可按

19、下式计算，即LXi LiLi液相任意组分i的黏度，mPas；Xi液相中任意组分i的摩尔分数。相对挥发度由附表1乙醇水溶液平衡曲线查得yD=0.849, yF=0.51，yW=0.02158塔顶相对挥发度YdXb0.849(1 0.849) 08213XDyB0.8386(1 0.8386)进料板相对挥发度YfXbFXfYb0.51(10.51)0.1740 (1_0.1740)4.941塔釜相对挥发度yW XBWXW y B°.°2158(1 °.°2158)11.220.001962 (10.001962 )全塔平均相对挥发度w 3 1.08213 4

20、.941 11.223.915物系黏度由常压下乙醇-水溶液的温度组成t-x-y图可查得塔顶温度tD=783C泡点进料温度tF=84.0C塔釜温度tw=99.9C全塔平均温度t tD tF tw 87.40C3由液体的黏度共线图可查得t=87.4C下，乙醇的黏度(j,=0.38mPas,水的黏度弘=0.3269mPasL 人 Li 0.1740 0.38 (1 0.1740) 0.32690.336mPa s全塔效率和实际塔板数即全塔效率EtEt 0.49( l)0.245化工 原理修 订版下 册，夏清 编化工 原理修 订版上 册，夏清 编0.49(3.9150.336)0.4582即实际塔板层

21、数NpNpNt 1Et16 10.458232.7433精馏段理论板层数Nt，=13,所以实际加料板位置为N；13Nm- 11 29.37 30Et0.45824.6操作压强的计算化工 原理修 订版下 册，夏清 编因为常压下乙醇水是液态混合物，其沸点较低（小于100C）, 且不是热敏性材料，采用常压精馏就可以成功分离。故塔顶压强：PD=101.3KPa取每层压强降：P 0.4KPa塔底压强：PW P)PNp 101.3 0.4 33 114.5KPa进料板压强:PfPDN 精 P101.3 0.430113.3KPa全塔平均操作压强:PmPD Pw2101.3 114.52107.9 KPa精

22、馏段平均操作压强:c Pf Pd 113.3 101.3Pm D107.3KPa2 2提馏段平均操作压强：PmPf PW 1133 1145113.9KPa4.7平均分子量的计算1 塔顶：xD =0.8386 yD 0.849气相M VDM0.849X 46+( 1 -0.849)X 18= 41.77Kg/Kmol液相M LDM41.538Kg/Kmol2 进料：xF = 0.1740, yF = 0.51气相M VFM0.51 X 46 +(1-0.51)X18= 32.28Kg/Kmol液相M LFM27.84Kg/Kmol塔釜：xW=0.001962， yW = 0.02158气相M

23、VWM0.02158X 46+( 1-0.02158)X 18 = 18.60Kg/Kmol液相M LWM18.08Kg/Kmol4精馏段平均分子量M VM (41.77+32.28)/2=37.08Kg/KmolM lm (41.538+27.84)2=34.69Kg/Kmol5 提馏段平均分子量Mvm(32.28+18.60) /2 = 25.74Kg/KmolM lm (27.84+18.08)/2=22.96Kg/Kmol4.8平均密度的计算化工 原理修 订版上 册，夏清 编1 液相平均密度塔顶 tD=783C，查得 水(液) = 0.9728g/cm3;进料塔板tF=84C，查得水(

24、液)=0.9693g/cm3;塔釜 tW=99.9C，查得 水(液)=0.9584g/cm3;0 (t to) 10 3 (t t。)210 6 (t t。)310 3不同温度下乙醇的密度可用方程式物理化 学实验， 潘湛昌 主编查得当to=25C时，乙醇的 o 0.78506g/cm3代入式中，求得在tD=783C 时，t =0.7369 g/cm3tF=84.0°C 时，t =0.7314g/cm3tw=99.9C 时，t =0.7155g/cm3塔顶密度:LD0.8386 0.7369 0.9729 (1 0.8386)0.775g/cm3进料密度:LF 0.174 0.7314

25、0.9694 (10.174)0.9279 g/cm3塔釜密度：LW 0.0019620.71550.9584 (10.001962)0.9579g/cm33精馏段液相平均密度：(775+927.9) /2=851.45kg / m3提馏段液相平均密度：(927.9+957.9) /2=942.9 kg / m2 气相平均密度常用 化工单 元设备 设计第 二版，李 功样编乙醇-水蒸汽在常压沸腾温度下的密度 (Kg/m3)可通过查表得到，3vd 1.449Kg / mVF 0.785Kg / m3vw 0.592Kg /m3精馏段气相平均密度：(1.449+0.785) /2=1.117kg/m

26、3提馏段气相平均密度：(0.785+0.592) /2=0.6885kg / m34.9表面张力的计算25C时乙醇一水溶液的表面张力可由图表面张力-乙醇质量分数关系图查得，而其他温度(T2)下的表面张力 迄，可由已知温度(Ti)下的表面张力*利用公式求出:1.2_Tc T21Tc T1常用化 工单元 设备设 计第二 版，李功 样编Tc液体的临界温度，K;当混合液的临界温度无法查到时，可采用下式估算:Tmc其中乙醇的临界温度Tic=243C =516.15K,水的临界温度XiTcTc=3742C=647.35K31、塔顶:乙醇质量分数 93%,查得 o1=21mN/m , T1=298.15K

27、T2=351.45K,TmcD 0.8386 516.15 (1 0.8386) 647.35 537.35K221537 .35351 .45537 .35298 .151 .2215.52mN / m2、进料:乙醇质 量分数 35%，查得 e=29.5mN/m，T1=298.15K，T?=357.15K,Gcf 0.174 516.15 (1 0.174) 647.35 624.52K1.2624.52357.1529.5624.52298.152 2322mN/m3、塔釜:TmcW0.001962 51615 (1 0.001962 647.35 647.09K2641 .2647.09

28、373.05647.09298.15247 .89 mN / m醇质量分数 0.5%，查得 e=64mN/m , Ti=298.15K, T2=373.05K4、精馏段平均表面张力:(精)=(15.52+23.22)/2=19.37mN/m5、提馏段平均表面张力：(提 )=(23.22+47.89)/2=35.555mN/m4.10平均流量的计算(R 1)D(2.54 1) 51.29 181.57kmol/hV精 181.57kmol / hVM VmVm18157 37.°8 1.674m3/s1.117 3600VM VmVm181.57 25471.8658m3/s0.688

29、5 3600RD2.54 51.29130.28kmol/hRDqF 130.28 249.44379.72kmol/hLM LmLm13028 34B91.474 10 3m3/s851.45 3600LM LmLm379-72 22.962.568 10 3m3/s942.9 36005、塔体和塔板的工艺尺寸计算5.1塔径塔径可根据选定的适宜空塔速度，先利用下式进行估算Vs0.785u对于精馏过程，精馏段与提馏段的气液负荷及物性是不相同的， 故应分别计算出估算塔径；但若两者相差不大时，为制造方便，可 取较大者作为两段塔径。计算步骤如下：1求空塔气速u(1)动能参数的计算精馏段：10.001

30、474 851.45 1.6741.1170.0243提馏段:12 LV10.002568 942.9 勺1.86580.68850.05094初选板间距 HT=0.40m，对于常压塔，板上液层高度一般取0.05-0.1m(通常取)，本设计中取板上液层高度 hL=0.05m HT-hL=0.40-0.05=0.35m(3)查附图4, Smith关联图，得精馏段：C200.0730.2C20 200.073 遁200.20.07253常用 化工单 元设备 设计第 二版，李 功样编提馏段：C200.07480.2C20 200.074835.555200.20.08392图4史密斯关联图(4)求空

31、塔气速适宜的空塔速度通常取最大允许空塔速度的倍，即u (0.6 0.8)uF其中Uf本设计中安全系数暂取0.78 精馏段:0.0725：851.45 1.1171.1172.001m/s则 u 0.78 2.0011.561m/ s提馏段:Uf0.08392942.9 0.688534m/s0.68850.78 3.104 2.422m/s(5)求估算塔径D精馏段:Vs1.6740.785 u0.7851.5611.17m提馏段:Vs1.8660.785 u0.7852.4220 .991 m取较大者为精馏塔塔径，即D=1.17m,圆整得到D=1.2m塔的截面积:At4D21.13m2实际空塔

32、气速:精馏段:u里1.13实际安全系数1.6741.131.482m/s丄進0.74uF 2.001提馏段:Vsu1.13实际安全系数1.8661.131.651m/s16510.532uF 3.104在精馏段的安全系数满足范围的情况下，提馏段也尽可能 的接近0.6,所以本设计中塔径和板间距的选取均合理。5.2溢流装置板式塔的溢流装置包括溢流堰、降液管和受液盘等几部分，其 结构和尺寸对塔的性能有很重要的影响。降液管的类型：降液管是塔板间流体流动的通道，也是使溢流 液中所夹带气体得以分离的场所。降液管有圆形和弓形两类。通常, 圆形降液管用于小直径塔，而大直径塔一般用弓形降液管。降液管溢流方式：一

33、般常用的有如下图 5所示的几种类型，即（a）U形流、（b）单溢流（c）双溢流等。图5塔板溢流类型（a）U形流、（b）单溢流（c）双溢流其中，单溢流又称直径流，液体自受液盘流向溢流堰。液体流径长，塔板效率高，塔板结构简单，广泛应用于直径2.2m以下的化工原理课程设计指导书（筛板塔）选择何种降液方式要根据液体流量、塔径大小等条件综合考虑。附表2列出了溢流类型与液塔中。体负荷及塔径的经验关系，可供设计参考表3液相负荷、塔径与液流型式的关系塔径D，mm液体流量Lh，m3/h|U形流单溢流双溢流10007以下45以下14009以下70以下200011以下90以下90 160300011以下110以下11

34、0200400011以下110以下110230500011以下110以下110250b=0.001474m3/s=5.30m3/h所以选择单溢流。受液盘上一般不设置进口堰，进口堰既占面积，又易使沉淀物 淤积此处造成阻塞。溢流堰的形式有平直形和齿形两种。设计时，堰上液层高度应 大于6mm，如果小于此值须采用齿形堰；堰上液层高度太大，会增 大塔板压降及雾沫夹带量。综上所述，堰流装置设计可选用单溢流，弓形降液管，不设进 口堰，平形受液盘以及平形溢流堰。其塔板示意图6如下图6塔板示意图各项计算如下:1.堰长lw:堰长 h=(0.6-0.8)D取堰长 Iw=0.661D=0.661 X 1.2=0.79

35、4m2.出 口堰高 hw(1)液流收缩系数E可近似取E=1，所 引起的 计算误 差对结 果影响 不大。(2)堰上液层高度：how22.84 E Lh 31000 匸100020.001474 3600 30.7940.0101m右05COZ0 4图7弓形的宽度与面积(3)堰高：hwhLhow0.05 0.0101 0.0399 m根据 0.1 how 三 hw 三 0.05- how，验算:0.1-0.0101 三 0.0399 三 0.05 0.0101 是成立的。3. 弓形降液管高度 Wd及降液管面积A"CHK*用图7求取Wd及Af,因为0.661由该图查得 ：W D0.125

36、,乞 0.0722AAt 1.13m2Af 0.0722Af0.0722 1.13 0.0816m2D 1 .2mWd0.125D0.125 1.20.15m4. 验算液体在降液管中停留时间AHLs0.0816 0.400.00147422.1s保留时间9 >(35)s，故降液管适用5. 降液管底隙高度ho降液管底隙高度ho可用下式计算hoLsIlW u 0液体通过降液管底隙的流速一般可取0.070.25m/s,本设计取uo=0.07m/s。贝UhoLsIlWU00.0014740.794 0.070.0265 m以免因堵塞而造成液泛，该值应不少于 2025mm，计算结果符合要求。5.3

37、塔板布置及筛板塔的主要结构参数(1) 、筛板布置常用化 工单元 设备设 计第 二版， 李功样 编塔板上在靠近塔壁的部分，应留出一圈边缘区，供塔板安装之 用，通常边缘区宽度 Wc为5070mm。塔板上液体的入口和出口 需设安定区。以避免大量含有气泡的液体进入降液管而造成液泛。 一般，安定区的宽度 Ws可取50100 mm。边缘区和安定区中的 塔板不能开孔。Wc=0.04m；Ws=0.07m(2) 、筛孔的直径d0,孔中心距t，板厚筛孔直径的大小对塔板压降及塔板效率无显著影响；但随着孔径的增大，操作弹性减小(在开孔率、空塔气速及液流强度一定 的情况下，若孔径增大，则漏液量和雾沫夹带量都随之增大，因

38、 此，孔径增大，操作下限上升，操作上限降低，导致操作弹性减 少)。此外，孔径大，不易堵塞；且孔径大，制造费用低。筛孔的排布一般为正三角形，筛孔直径为 0.003-0.008m,孔中 心距与孔距之比常在2.5-5倍筛孔直径的范围内，实际设计时，t/d。 宜尽可能在3-4的范围内。在确定开孔区板厚 时，对于不锈钢塔 板的小孔直径d0应小于(1.5-2)。一般碳钢的筛板的厚度 为0.003-0.004m,合金钢塔板的厚度 为。综上所述， 本设计选取d。 5mm;t 2.6 5 13mm,2.5mm(合金钢)(3) 、开孔率在目前的工业生产中，对于常压或减压操作的筛板塔，开孔率 应在10%14%

39、63;围中。在本设计中A。0.9072Aa(td。)0.907(13 5)0.134式中，Aa为开孔面积，m2; A0为筛孔面积，m2Aa 2 x r2 x2 r2sin 1 - 180r其中x D Wd WS12 0.15 0.07 0.38m2 2化工 原理修 订版下 册，夏清 编r D °.040.56m所以2Aa 0.8756m由 °134得A00.134 0.87560.1173m2(4)、孔数31158 10 “n 2Aat31158 102130.87565999个按t=13mm以正三角形叉排方式作图，见附图8,排得孔数5980 个，按n=5980重新核算孔速

40、及开孔率：U0VA01.67414.3m/s0.0052 59804A0Aa-0.0052 598040.87560.134开孔率变化不大，仍在10%14%间。5.4塔板流体力学验算塔的操作能否正常进行，与塔内气，液两相的流体力学状况 有关。板式塔的流体力学性能包括：塔板压降、液泛、雾沫夹带、 漏液及液面落差等。塔板阻力hp气体通过塔板的压降hp包括：干板压降he,板上充气液层阻力hi以及克服液体表面张力的阻力 ha,可表示为hp=hc+hi+h a其中气体克服液体表面张力所造成的阻力通常很小，可以忽略不计。所以hp he h|式中：hp气体通过每一层塔板的阻力，m液柱;he干板阻力，m液柱;

41、hi塔板上的液层阻力，m液柱。筛孔塔板的干板可用下式计算。2hC0.051 亚CoL式中：u ° 筛孔气速，m/s;Co 流量系数，可由附图9查得;v、l 分别为气相和液相的密度，Kg/m3图9 Co与do/的关系查附图9 do2，得Co0.7635，即0.051（严）2（丄）C0L1.117851.450.023m液柱板上充气液层阻力与通过筛孔的气体动能因子 FoWo i v ）有关, 可由附图10查得0W1117-夕s?刁IInJ19 020 060値4 t图10有效液层阻力hiF0u0. V 14.3、1.117 16.88查得hL0.020 m 液柱所以hphchL0.023

42、 0.0200.043 m单板压降Pphp Lg 0.043 851.45 9.81 359 Pa对于一般气体通过每块常压和加压塔塔板的压降为260-530Pa该设计方案中的单板压降为 359Pa,在适宜的范围内。542降液管泡沫层高度为了防止降液管液泛，应保证降液管内泡沫液层总高度不超过上层塔板的溢流堰顶，通常可通过求出的降液管内清液层高度Hd是否满足HdW(HT+hw)来进行验算，即Hd=hp+hw+how+hcW(J)( HT+hw)为降液管中泡沫层的相对密度。对于一般物系，=0.5对于发泡严重的物系，=0.30.4对于不易发泡的物系,=0.60.7本设计方案中取=0.5其中液体在降液管

43、出口阻力：hd0.153占二Lw h0(1)、液体通过降压管损失因不设进口堰。所以:2hd0.153I uLwhoO.153u00.153 0.0727.497 10 4m(2)、气体通过塔板间的压强降所相当的液柱高度hp=0.043m化工 原理修 订版下 册，夏清 编(3)、板上液层高度，前已选定 hL=0.05m(4) 、前面已定 Ht 0.40m,hw 0.0399m。(Ht Hw)0.5 (0.40 0.0399)0.21995mHd= hp+hw+how+hc=0.043+0.0399+0.0101+7.497-4=000937m可见，Hd (Ht Hw)，符合防止降液管液泛要求。5

44、43液体在降液管内的停留时间为避免严重的气泡夹带使传质性能降低，液体通过降液管时应 有足够的停留时间，以便释放出其中夹带的绝大部分气体。液体在 降液管内的平均停留时间可由下式计算：AfHTLs式中Hl塔板间距，m;Af降液管面积，m2;Ls液体流量，m3/s。通常要求液体在降液管内停留时间应大于 3s；对于易起泡物系 则要求大于7s。若求得的停留时间过小，可适当增加 Af或Ht。AfHTLs0.0816 0.400.00147422.1s >3s可见，该设计可使得液体所夹带气体释出化工 原理修 订版下 册，夏清 编雾沫夹带量校核上升气流穿过塔板上液层时，将板上液体带入上层塔板的现象 称为

45、雾沫夹带。雾沫的生成固然可增加大气、液体两相的传质面积， 但过量的雾沫夹带造成液相在塔板间的返混，严重的话会造成雾沫夹带液泛，从而导致塔板效率严重下降。所谓返混是指雾沫夹带的 液滴与液体主流做相反方向流动的现象。为保证板式塔能维持正常的操作效果，生产中将雾沫夹带限制在一定的限度以内， 规定每1kg 上升气体夹带到上层塔板的液体量不超过0.1kg,即控制雾沫夹带量 evV 0.1kg （液）/kg （气）。用泛点百分率关联法先求UFUf0.0243由附图4史密斯关联图，查得C200.073若液相的表面张力不等于20dy n/cm，可按下式校正规定塔板开孔率10%时,戶1;若©小于10%

46、,查得的C2o须乘以B值进行校正。© =0.083=0.9; © =0.06 B =0.8 本方案中（筛板校正C20 0.07319.37200.20.0725塔）uF 0.0725851.45 1.1171.1172.0m/ s© =13.4%> 10%,所以 3=1。因为 19.37mN/m ;V精1.674操作气速：U A-7；1.13 0.08161.065m/S液泛分率：1.0650.5325uF 2.0查附图11雾沫夹带分率图得:0.03211雾沫夹带分率L11 V130.28 34.69 0.0321 0.032 181.57 37.080.0

47、22kg 液 /kg气u om4.4C200.005ev< 0.1kg液/kg气条件成立。漏液点正常操作时，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Uom，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。49810 Ld°C20=0.76354 19.379810851.45当孔速低于漏液点气速时，大量液体从筛

48、孔漏液，这将严重影 响塔板效率。因此，漏液点气速为下限气速，筛孔漏液点气速按下 式计算：Uom4.4 0.7635 °.°°56 °3 0.05 15 10 X1.117851.459.39m/s实际筛孔气速Uo与漏液点筛孔气速Uom之比称为稳定系数F,uUom一般情况下，F值应大于1,宜在1.52.0以上，使塔的操作可 有较大弹性。u om14.39.391.523化工原理课程设计指导书（筛板塔）故在本设计中无明显漏液5.5操作负荷性能图影响板式塔操作状况和分离效果的主要因素为物料性质、塔板结构及气、液负荷。对一定的塔板结构，处理指定的物系时，其操 作状况只随气、液负荷的改变。要维持塔板正常操作必须将塔内的 气、液负荷限制在一定范围内波动。通常在直角坐标系中，以气相 负荷V对液相负荷L标绘出各种极限条件下的 V-L关系曲线，从而 得到塔板的适宜气、液流量范围图形，该图形称为塔板的负荷性能 图。1、气相负荷下限线气相负荷下限线又称为漏液线，气相负荷低于此线将发生严重 的漏液现象，气液不能充分接触，使板效率下降。可近似取C°为前计算值不变，并将式how和Lh关系代入上式整理之后，可得由下式其中由已知数据可得1.5941040.11730.7635851 .453.941104V 1.1170.