精馏塔设计说明书最全

1、引言塔设备是化学工业，石油化工，生物化工，制药等生产过程中广泛采用的传 质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔为逐级接触式气液传质设备，塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡 形式或喷射形式通过塔板上的液层，正常条件下，气相为分散相，液相为连续相， 气相组成呈阶梯变化，它具有结构简单，安装方便，压降低，操作弹性大，持液 量小等优点，被广泛的使用。本设计的目的是分离苯一甲苯的混合液， 故选用板 式塔。设计方案的确定和流程说明.塔板类型精储塔的塔板类型共有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力 大，阀片

2、可随气流量大小而上下浮动，故操作弹性大，气液接触时间长，因此塔 板效率较高。本设计采用浮阀塔板。.加料方式加料方式共有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用泵直接加料，具有结构简单，安装方便等优点，而且可以引入自动控制 系统来实时调节流量及流速。故本设计采用泵直接加料。.进料状况进料方式一般有两种：冷液进料及泡点进料。对于冷液进料，当进料组成一定时，流量也一定，但受环境影响较大；而采 用泡点进料，不仅较为方便，而且不受环境温度的影响，同时又能保证精储段和 提储段塔径基本相等，制造方便。故本设计采用泡点进料。.塔顶冷凝方式苯和甲苯不反应，且容易冷凝，故塔顶采用全凝器，用水冷凝。塔顶出来的 气体温度不

3、高，冷凝后的回流液和产品无需进一步冷却，选用全凝器符合要求。 5.回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流。本设计所需塔板数较多，塔较高，为便于检修和清理，回流冷凝器不适宜塔顶安装，故采用强制回流.加热方式加热方式分为直接蒸气和间接蒸气加热。直接蒸气加热在一定回流比条件 下，塔底蒸气对回流液有稀释作用，从而会使理论塔板数增加，设备费用上升。 故本设计采用间接蒸气加热方式。.操作压力苯和甲苯在常压下相对挥发度相差比较大，因此在常压下也能比较容易分 离，故本设计采用常压精储。综上所述，本设计任务为分离苯-甲苯混合物，对于二元混合物的分离，应 采用连续精储流程，由于苯和甲苯属于易分离的体系，所以采用

4、常压精储。由于 冷液进料加大提储段的回流液流量，从而增大其负荷，所以设计中采用泡点进料， 将原料液通过预热器加热至泡点后送入精储塔内，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷 凝,冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。 塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经产品冷却后送至储罐。第一章精微塔的工艺设计第一节精储塔全塔物料衡算1已知苯摩尔质量78.11kg/kmol ;甲苯摩尔质量92.13kg/kmol原料液组成xF （摩尔分数，下同）：Xf=0.3884=38.84%35/78.1135/78.11 65/92.13塔顶组成xDXd =95.0/ 78.1195/78.11 5/92.

5、13=0.9573=95.73%塔底组成xW :2.5/78.112.5/78.11 97.5/92.13=0.0294=2.94%原料液的平均摩尔质量M:M =0.3884X78.11+(1-0.3884 ) x 92.13=86.68kg/kmol进料量 F : F =6000kg/h=6000/86.68kmol/h=69.22 kmol/h物料衡算式：F = D+W, Fxf = Dxd+Wxw其中D为塔顶产品流量,kmol/h; W为塔釜残液流量，kmol/h联立解得：D =26.78kmol/h, W =42.44kmol/h第二节基本数据苯的摩尔分数温度苯的摩尔分数温度液相气相/

6、 0c液相气相/ 0c(%(%(%(%0.00.0475.3523.486. 0419.252.527.3462.1525.387.0418.355.846.6454.1527.888.5415.357.853.5448.9533.090.9410.759.758.8446.9549.395.1400.9510.360. 8446.0552.895.8398.9511.967.4440.8566.597.2393.9512.569.4438.9576.598.2390.1515.075.6432.951.01.0383.8517.378.2430.251.常压下苯-甲苯气液平衡组成（摩尔）和温

7、度关系表1-1常压下甲苯-间甲苯酚气液平衡组成（摩尔）和温度关系3利用表中数据由拉格朗日插值法求得下列温度98.6 -95.2 tF -98.630.0 -39.7 - 38.84 -30.0tF =95.50 oC81.2 -80.2 tD -81.295.0 -100.0 - 95.73 -95.0tD =81.05 oC110.6 -106.1 tw -110.60.0 -8.82.94 -0.0tw=109.10C精储段平均温度:提储段平均温度:t195.50 81.052=88.3oCt295.50 109.102= 102.3C82.3 -81.2 tDv -81.2“ c。八95

8、.7 -97.995.73 -97.9 飞JlX ： tDV :=， tDV =82.3 C ;tWV =110.0 oC110.6 -106.1 _ tWV -106.10.0 -21.22.94 -21.22密度温度406080100120140苯857.3836.6815.0792.5768.9744.1甲苯848.2829.3810.0790.3770.0748.8表1-2 液态芳烂的密度(kg/m3) 4已知：混合液密度： =也+弱3(1.1)：L7A :B混合气密度：Pv = T0PM(1.2)22.4Tpo其中a为质量分率，M为平均相对分子质量。(1)精储段：=88.3C求P苯，

9、P甲苯100.0 -8。0 = 88.3-80792.5 -815.0 - P苯-815.0P苯=805.7kg/m3100.0 -80.0 _ 88.3 -80.0790.3 -810.0 - P甲苯 -810.0_ 3P甲苯=801.8kg/m求平均组成液相组成x189.4 -86.8 88.3-89.459.2 -70.0 - x1 -59.2x1 =0.638气相组成y189.4 -86.8 88.3-89.478.9 -85.3 - y1 -78.9y1 =0.816求平均摩尔质量ML1=M Ax1+M B(1-x1)=78.11 x 0.638 +92.13 X(1 -0.638)

10、=83.2 kg/kmolMv1=MAy1+MB(1-y1)=78.11 x 0.816 + 92.13 x (1-0.816)=80.7 kg/kmol求aAaA78,11 0.63878,11 0.638 92.13 (1 - 0.638)= 0.599求:L1, ：V11 _ 0.599 1 - 0.599805.7801.83L1 =804.1kg/m273.15 80.722.4 (273.15 88.3)32.7kg/m(2)提储段：102.3 oC求P苯，P甲苯1200 -100.0102.3-100.0768.9 -792.5 一 ：苯-792.53:苯= 789,8kg/m1

11、20.0 -100.0102.3 -100.0770.0 -790.3 - P甲苯一790.3_ 3P甲苯=788,0 kg/m求平均组成液相组成X2106.1 -102.28.8-20.0102.3 -106.1x2 -8.8106.1 -102.221.2 -37.0102.3-106.1Y2 -21.2x2 =0.197y2 =0.366求平均摩尔质量ML2=M AX2+M B(1-x2)=78.11 x 0.197 + 92.13 x (1-0.197)=89.4 kg/kmolMv2=MAy2+MB(1-y2)=78.11 x 0.366 +92.13 x (1-0.366)=87.

12、0 kg/kmol求aAaA= 0.1778,11 0.19778,11 0.197 92.13 (1 -0.197)求 L2 , *V20.171 -0.17+，789.8788.03：L2 = 788.3 kg/m273.15 87.022.4 (273.15 102.3)3= 2.8 kg/m3混合物的粘度温度406080100120140苯0.4850.3810.3080.2550.2150.184甲苯0.4590.3730.3110.2640.2280.200利用内差法求得精储段和提储段平均温度下苯和甲苯的粘度表1-3液态芳烂的粘度（mPa s）4(1)精储段：1 = 88.3oC1

13、00.0 -80.0 _ 88.3 -80.00.255 -0.308 -A -0.30811A =0.286mPa s100.0 -80.0 = 88.3 -80.00.264 -0.311 -B -0.311JB=0.291mPa- s则精微段粘度:i = K+%(1 X)=0.286X 0.638+0.291 X (1-0.638)=0.288mPa - s(2)提储段：t2= 102.3 oC102.3 -100.0JA -0.255102.3 -100.0 .% -0.264120.0 -100.00.215 -0.255120.0 -100.00.228 -0.264则提储段粘度：

14、%=0.250mPa sB=0.260mPa s% =RAx2 +Nb(1-x2) =0.250 X 0.197+0.260 X (1 0.197)=0.258mPa - s4.混合液体表面张力7计算非水溶液混合物表面张力用 Maclead-Sugden法。1 n公式：44= Pi( LmXi+Vmyi)(1.3)i 1式中：Tm 混合物的表面张力；PJ I组份的等弓K比容；为，小 液相，气相的摩尔分率；P|_m , Pvm 混合物液相，气相的密度，mol/cm3 计算等张比容：P 苯=GH-+H=189.6+15.5=205.1P 甲苯=GH5-+CH-=189.6+55.5=245.1低压

15、时蒸气密度和浓度一项可以略去不计，即气相表面张力略去不计，则：(1)精储段：仃m4 =205.1 X 804.1x10J3 X0.638 I83.2)1+ 245.1-10* 1 -0.638 =2.1222 (dyn/cm)783.2二1 二 20.284 dyn/ cm(2)提储段:z088.3.仃m4 =205.1 X X10 X0.197 I+ 245x篇89.4)10 1 -0.197 =2.0917 (dyn /cm)二 2 二19.142 dyn / cm.相对挥发度冏(1)精储段：Xa =X1 =0.638Xb =1-Xa =0.362yA =0.816yB =1- yA =0

16、.184贝(J ot1=yAB-=2.516YbXa提储段：Xa =X2 =0.197Xb =1- Xa =0.803yA=0.366yB =0.634则 a 2=-yAB- =2.353yBXA.实际回流比的确定（1）最小回流比4根据苯和甲苯的汽液平衡数据用 Excel画出平衡曲线，即x-y图，如图1-1所示：图1-1苯和甲苯的平衡曲线图用Excel对曲线进行六次方拟合得曲线方程为：y = -14.578x 6 + 47.557x5 - 59.277x4 + 35.508x 3 - 11.33x 2 + 3.1174x + 0.001从点（xf, xF）做垂线，即为进料线q线（因为是泡点进料

17、，所以q线是 x= xF ）,该线和平衡线即曲线 y = -14.578x 6 + 47.557x5- 59.277x4 + 35.508x3 -11.33x 2 + 3.1174x + 0.001 的交点坐标为yq=0.6044xq=0.3884Rmin口= 0.9573-0.6044 =1.634yq -xq0.6044 -0.3884（2）实际回流比4在实际操作中，常取最小回流比的（1.12.0）倍作为实际回流比，在本设R稍大于计系统中，当回流比最小时，塔板数为无穷大，故设备费为无穷大。当 &in时，塔板数便从无穷多锐减到某一值，塔的设备费随之锐减。当 R继续增加 时，塔板数固然仍随之减

18、少，但已较缓慢。另一方面，由于 R的增加，上升蒸汽 量随之增加，从而使塔径、蒸储釜、冷凝器等尺寸相应增大，故 R增加到某一数 值以后，设备费又回升。精储过程的操作费用主要包括再沸器加热介质和冷凝器冷却介质的费用。 当 回流比增加时，加热介质和冷却介质消耗量随之增加， 使操作费用相应增加。总 费用是设备费用和操作费用之和，在设计时，当总费用最小时的R即为适宜的回 流比。所以在本次设计中，回流比的确定是一个非常重要的环节， 故采取下述方法 来确定回流比。图1-2 最小理论板数的求取令R/%in = B ,其中B称为回流剩余系数。给定不同的回流剩余系数，从而求出相应的回流比。然后求出（R- Rmin

19、）和（R+1）的比值，即得到吉利兰关联图的横坐标，然后用图解法算出最小理论板数为 7块（包括再沸器）此时即可用吉利兰关联图求出理论板数 N,并计算N (R+1)。在本设计系统中，取0= (1.12.0),对设备费用和操作费用进行计算结果如表1-4、图1-3所示。表1-4实际回流比-费用数据R/Rmin1.11.21.31. 41.51.61 . 71.81.92.0R1.801.962.122. 292.452.612.782.943.103.27N18.5115.781412. 2811.5610.7010.319.7610.319.27N(R+1)51.7946.7143.7440. 39

20、39.8938.6738.9438.4842.3139.5560图1-3回流比系数-费用曲线图回流比系数由图1-3可知，当R/ Rmin =1.8时，设备费用和操作费用的和最小，故本课程设计中取R/Rmin =1.8。R =1.8Rmin =1.8 1634 =2.94.气液相体积流量(1)精储段液相流量 L : L =RD = 2.94父26.78 = 78.73kmol/h气相流量 V: V =(R 1)D =(2.94 1) 26.78 =105.51koml/h液相体积流量L1 :M l1L83.2 78.733 /u=8.146m /h804.1 TOC o 1-5 h z 片相旅知

21、必且、，、，MviV 80.7 105.513/u气相体枳流里 V1 : M = 3153.58m / h:vi2.7(2)提储段由前言中所述，本系统为泡点进料，则： 液相流重 L: L = L+qF =147.95kmol/h气相流量 V： V =V =105.51kmol/h一 . ， ，一 M L2L 89.4 147.953 11液相体积流里 L2: L2 = = 16.78m /h：L2788.3气相体积流量 5： &= M叱=8 0 105.51 = 3278.35m3/h九 2.81.理论塔板数表1-5精储段提储段数据总汇平均温度t / c88.3102.3平均液相摩尔质量M/k

22、gkmol-183.289.4平均气相摩尔质量MV/kgkmol-180.787平均液相密度pL/kg m3804.1788.3平均气相密度pWkg m32.72.8粘度n /mPa s0.2880.258表面张力(r/dyn cm-120.28419.142平均气相组成y0.8160.366平均液相组成x0.6380.197液相摩尔流重L/kmol h78. 73147. 95液相体积流量L/m3h-18. 14616. 78气相摩尔流量V/kmol h1105. 51105. 51气相体积流星V /m h3153. 583278.35相对挥发度2.5162.353精储段 提储段5第三节理论

23、塔板的计算理论板：指离开这种板的气、液两相互成平衡，而且塔板上的液相组成也可视为均匀的。本系统平衡线已经画出，故采用图解法求理论塔板数如图1-4所示精微段操作线方程:Xn= 0.7462xn 0.243从图中可看Ym分别在图中做出两条操作线，在平衡线和操作线之间画阶梯,0.95732.94 1RXD2.94Yn 1 R-! xn R- -2.94+1 提储段操作线方程：出，共得到理论板数Nt =11（包括再沸器），加料板在第6块板。即Nt精=5块，Nt提=6块（包括再沸器）2,实际塔板数(1.4)已知O connell公式塔板效率Et=0.49a匕上245其中a为平均相对挥发度，也为平均粘度(

24、1)精储段_ 0 245_ _ _Et =0.49 (2.516 0.288) 一 =0.530Nt精5 一一N 嘴 =9.43 & 10 块Et 0.530(2)提储段_0 245 一Et =0.49 (2.353 0.258) 一二0.554N四=N = =9.025 球 10块Et 0.554则实际塔板数Nt=10+10=20块，加料板在第11块板。第四节塔径的初步设计网塔径计算可依据流量公式：(1.5)式中 D塔径，m3Vs气体体积流重,m/su空塔气速，m/s。表观空塔气相速度u （按全塔截面计）按下式进行计算:(1.6)U=（安全系数）8 max安全系数=（0.60.8）。安全系数

25、的选取和分离物系的发泡程度密切相关。对于不发泡的物系，可取较高的安全系数，对于直径较小及减压操作的以及严重 起泡的物系，应取较低的安全系数。本设计中取 0.7。其中,Umax - c(1.7)其中（Pl为液相密度，g为气相密度，kg/m3 C为负荷因子，Umax为极限空塔气速，m/s）。C值可由Smith关联图查得：在关联图中，横坐标为参数Ht -hL反映了液滴沉降空间高度对负荷因子的影响（Ht为板间距，hL为板上液层高度)设计中，板上液层高度 由设计者选定，对常压塔一般取为0.050.08m,对减压塔一般取为0.0250.03m。本设计取0.07m。本设计塔板数较多，而且生产负荷波动不大，故

26、板间距取较小值即可，根据 标准，Hr取0.45m。表1-6板间距的确定8塔径 TOC o 1-5 h z 0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.02.0 2.42.4D, m板间距200300 300350 350450 450600 500800_ 800Ht , mm(1)精储段11儿 = 8.146 1804.1=0.0446 ht -hL =0.45-0.07=0.38mVh PV/3153.58 I 2.7 J查图得：C20 =0.0750一 0.2对C作修正：C =C2J. 20 2020.284= 0.0751I 20 )0.2=0.0752804.1 -2.7则

27、 um吟2.7=1/8- 0.7叱=.9072m/s4V1D1U14 3153.58/3600 =1.11m3.14 0.9072经过圆整，D1=1200mm空塔气速u1=0.9072m/s由表1-6可知，当塔径为1.2m时板间距可取0.45m,符合假设塔截面积 At= -D2= 1.22 =1.131m2 44实际的空塔气速U1VsAt3153.58/36001.131= 0.775m/s(2)提储段11Lh A =J67 嘤 L 0.0859Vh ：V3278.35 2.8查图得：C20 =0.074Ht -hL =0.45-0.07=0.38m对C作修正:C.C -一 2020 200.

28、2= 0.074 19142 =0.073420则 umax = 0.0734J7883-28 =230m /su2 =0.7umax =0.861m/sc4V2-4 3278.35/3600 D221.16m，二u2.3.14 0.861经过圆整，D2=1200mnfi塔气速 u2=0.861m/s由表1-6可知，当塔径为1.2m时板间距可取0.45m,符合假设塔截面积 AT= D2= 1.22 -1.131m244实际的空塔气速Vsu2At3278.35/36001.131= 0.805m/s第五节溢流装置3溢流装置包括降液管、溢流堰、受液盘等几个部分，它们都是液体的通道， 其结构和尺寸对

29、塔的性能有着非常重要的影响，因此它的设计就显得极为重要。(1)降液管降液管是液体自上层塔板流到本层塔板的通道。 塔内液体从上一层塔板的降 液管进入该塔板的受液盘上，在上层塔板降液管内清液层静压作用下， 液体穿过 降液管底隙，越过入口堰，进入塔板传质区内，液体横向流过塔板，经溢流堰溢 流至降液管，进入下一层塔板。可见，降液管是塔板间液体的通道，也是溢流液 体夹带气体得以分离的场所。降液管类型有圆形和弓形两种，前者制造比较方便， 但流通截面积较小，没有足够的空间分离液体中的气泡， 气相夹带较为严重，从 而降低塔板效率。同时，溢流周边的利用也不充分，影响塔的生产能力。所以， 除了小塔外，一般不采用圆

30、形降液管。弓形降液管具有较大的容积又能充分利用 塔板面积，使用较为普遍，故一般都采用弓形。在本课程设计中选用弓形降液管。 塔板的溢流类型有U形流，单溢流，双溢流，和阶梯式双溢流。单溢流又称直径 流，液体横过整个塔板，自受液盘流向溢流堰。液体流径长，塔板效率较高。塔 板结构简单，广泛使用于直径为2.2米以下的塔中。在上一节塔径的初步设计中 已经算出塔径取1.2米，所以采用单流形的弓形降液管。降液管截面积Af是塔板的重要参数，它和塔截面积 At之比和（lw/ D）有 关。AAt过大，气体的通道截面积A和塔板上气、液两相接触传质的区域都相 对较小，单位塔截面的生产能力和塔板效率将较低；但Af / A

31、t过小，则不仅容易产生气泡夹带，而且液体流动也会不流畅，甚至可能引起降液管的液泛。 根据经 验,对于单流形的降液管，一般取 Af/At =0.060.12 ;对于小塔径塔AAt有 时可低于0.06 ,本课程设计中可取 Af / At =0.098。（2）溢流堰溢流堰（外堰）又称出口堰，它设置在塔板上的液体出口处，为了保证塔板 上有一定高度的液层并使液流在板上能均匀流动，降液管上端必须超出塔板板面 一定高度，这一高度称为堰高，以hw表示。弓形降液管的弦长称为堰长，以lw表 示。为使上一层板流入的液体能在板上均匀分布，并减少进入处液体水平冲击， 常在液体的进入口处设置内堰，当降液管为圆形时，应有内

32、堰，当采用弓形降液 管时可不必设置内堰。堰长lw根据液体负荷和溢流型式而定。对单溢流，一般取lw为（0.60.8）D,其中D为塔径。板上液层高度为堰高和堰上液层高度之和，即：hL = hw + how 式中 儿板上液层高度， mhw堰局,mhow堰上液层局度，nt堰高则由板上液层高度及堰上液层高度而定。溢流堰白高度hw直接影响塔板上的液层厚度。hw过小，液层过低使相际传质面积过小不利于传质；但hw过大，液层过高将使液体夹带量增多而降低塔板 效率，且塔板阻力也增大。根据经验，对常压和加压塔，一般采取hw=5080mm对减压塔或要求塔板阻力很小的情况，可取 hw为25mmfc右。堰长lw的大小对溢

33、流堰上方的液头高度how有影响，从而对塔板上液层高度也有明显影响。对于塔径大于800mm勺大塔，常采用倾斜的降液管及凹形受液盘 结构，但不适宜用于易聚合及有悬浮固体的情况，此时比较适宜用平直堰结构。在这次课程设计中，我们选择了平直堰结构，具堰上方液头高度how可由用弗兰西斯（Francis ）式计算：how =284 e（生）2/3 （m）（1.8）1000 lw式中，Ls为液体流量，m/h; lw为堰长，m； E为液流收缩系数。E体现塔壁对液流收缩的影响，若Ls不是过大，一般可近似取 E=1,所引起的误差不大。般设计时，how不宜超过6070mm过大时宜改用双流型或多流型布置。液量 小时，h

34、ow应不小于6mm以免造成板上液相分布不均匀，如果达不到时，可采 用齿形堰。取堰长 lw =0.73D=0.73 1.2=0.876m2.841000对于精储段，近似取E=1,8.146 3 = 0.00284 1.00.0126m0.876hw =hL -how =0.07 -0.0126 = 0.0574m2.84how 二1000对于提储段，近似取E=1,16.78 3 =0.00284 1.00.020m0.876hw 二hL -how =0.07 -0.02 -0.05m（3）受液盘塔板上接受降液管流下液体的那部分区域称为受液盘。它有平形和凹形两种 形式，前者结构简单，最为常用。为使

35、液体更均匀地横过塔板流动，也可考虑在 其外侧加设进口堰。凹形受液盘易形成良好的液封， 也可改变液体流向，起到缓 冲和均匀分布液体的作用，但结构稍复杂，多用于直径较大的塔，特别是液体流 率较小的场合，它不适用于易聚合或含有固体杂质的物系，容易造成死角而堵塞。 对于600mmU:的塔，多采用凹形受液盘，具深度一般在 50mntZo本课程设 计中，选取凹形受液盘。(4)降液管底隙高度降液管下端和受液盘之间的距离称为底隙， 以ho表示。降液管中的液体是经 底隙和堰长构成的长方形截面流至下块塔板的，为减小液体阻力和考虑到固体杂 质可能在底隙处沉积，所以ho不可过小。但若ho过大，气体又可能通过底隙窜 入

36、降液管，故一般底隙应小于溢流堰高，以保证形成一定的液封，一般不应低于 6mm 即 ho 0.02m 且 lw U00.876 0.09h0 +0.006 =0.035 5s,故降液管可用。网第六节 塔板布置及浮阀数目和排列8由于结构简单，制作方便，节省材料，本次设计采用浮阀式塔板。根据机械 部标准JB1118-68,选用F1型33g重阀，孔径d0=39mm网(1)塔盘及其布置塔板有整块式和分块式两种，整块式即塔板为一个整体，多用于直径小于 0.80.9m的塔。当塔径较大时，整块式的刚性差，安装检修不方便，为便于通过 人孔装拆塔板，故多采用由几块板并装而成的分块式塔板。靠塔壁的两块为弓形 板，其

37、余为矩形板，相邻两板间距可取0.1m。在本次设计中，初选的塔径为1.2m, 故选用分块式塔板，并且当塔径为1.2m时，塔盘分块数可取为三块。单流型塔板的面积通常可以分为以下几个区域:般这两个区域的(a)受液区和降液区即受液盘和降液管所占的区域,面积相等，均可按降液管截面积计算。(b)入口安定区和出口安定区为防止气体窜入上一塔板的降液管或因降液管流出的液体冲击而漏夜过多， 在液体入口处塔板上宽度为 Ws的狭长带是不开孔的，称为入口安定区。为减轻气泡夹带，在靠近溢流堰处塔板上宽度为 Ws的 狭长带也是不开孔的，称为出口安定区。通常取 Ws和Ws相等，且一般为50 100mm(c)边缘区 在塔壁边缘

38、需留出宽度为 Wc的环行区域供固定塔板之用。一般取WC为5075mmfc右。对于2.5m以下的塔径，WC可取为50mm大于2.5m 的塔径则为60mm或更大些。在本课程设计中，取边缘区宽度WC为0.05m,安定区宽度Ws可取为0.07m。划(2)浮阀数及其排列浮阀的形式有很多，如F1型，V-4型，十字架型，A型，V-O型，目前使用 最广泛的是F1型和V-4型，国内确定为部颁标准。F1型又分为重阀(代号为Z) 和轻阀(代号为Q)两种，分别由不同厚度薄板冲压制成，前者重约为33g,最为常用；后者阻力略小，操作稳定性也稍差，适用于处理量大并要求阻力小的系 统，如减压塔。V-4型基本上和F1型相同，除

39、采用轻阀外，其区别仅在于将塔 板上的阀孔制成向下弯的文丘里型以减小气体通过阀孔的阻力，主要用于减压塔。两种形式浮阀孔的直径d0均为39mm所以，在本课程设计中，采用F1型的重阀，重为33g,型号为F1Z-3C。当气相体积流量V已知时，由于阀孔直径d0给定，因而塔板上浮阀的数目N, 即阀孔数，就取决于阀孔的气速 见，并可按下式求得N=-V(1.10)-d02U04阀孔的气速常根据阀孔的动能因子 =见尺来确定。F0反映密度为Pv的气体以u速度通过阀孔时的动能的大小。综合考虑了 F0对塔板效率、压力降和生产能力等的影响，根据经验可取 Fo=812。即阀孔刚全开时比较适宜，由此可知适宜的阀孔气速见为F

40、0u0 =(1.11 )求得浮阀个数后，应在草图上进行试排列。阀孔一般按正三角形排列，常用的中心距有75、100、125、150 (mm等几种，它又分顺排和错排两种，通常认 为错排时的接触情况较好，采用较多。对于大塔，当采用分块式结构时，不便于错排，但本课程设计的塔径为1.2m,相对较小，所以选用错排。选用阀孔也可按等腰三角形排列，此时多固定底边尺寸B,例如B为70、75、80、90、100、110 (mg等。如果塔内气相流量变化范围较大，可采用一排轻浮阀一排重浮阀相间排列，以提高塔的操作弹性。对于整块式塔板，多采用正三角形错排，孔心 距t为75125mm对于分块式塔板，宜采用等腰三角形错排，

41、此时常把同一横排的阀孔中心距，定为75mm而相邻两排间的阀孔中心距t,可取为65mm 80mm100mn几种尺寸。故在本次课程设计中，采用等腰三角形错排。经排列后的实际浮阀个数N和前面所求得的直可能稍有不同，应按实际浮阀个数N重新计算实际的阀孔气速U0和实际的阀孔动能因子F0O浮阀塔板的开孔率邛是指阀孔总截面积和塔的截面积之比，即TTTTN-d02 d 2 N d02= = N 吗=4D2 D2At4(1.12)目前工业生产中，开孔率 中一般在4%15%之间。精微段:F 11取汴阀动能因子F0=11，则孔速U01 =f= = =6.694m/s y Pv1 % 2.7每层塔板上的浮阀数目N为:

42、Vs1N - . s1d；U0143153.58/3600109.5 110块20.0392 6.6944鼓泡区为气液接触有效区，其面积(单流型)按下式计算: TOC o 1-5 h z _ 二22 2T2X 5AS = 2 ixVR -x 十R arcsin (1.13)180R式中，R = DWA;x = D-(Wd +WS), 则 R = 0.6 0.650 x = 0.6 (0.190 +0.07) = 0.34m。As =2 0.34 .0.552 -0.342 0.552 arcsin0340.6971m2_1800.55浮阀排列采用等腰三角形错排，取同一个横排的孔心距 t = 7

43、5mm,则排问 距j Aa0.6971t = = 0.0845mNt 110 0.075由于塔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑和衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此，排间距应比计算的要小一些，故取为：t=70 mm o按t=75mm, t=70mm,用 AutoCAD画图，彳#阀数 107个。图1-5精储段阀孔分布图OCCOCOOOOO- - o c c C 。oc二按N =107个重新核算孔速及阀孔功能因数u01产3153.58/3600二 20.0392 1074=6.853m/sF01 =%1,可？ =6.853 .27 =11.261在812之间,耳2二 2Nd0107 0.0

44、39开孔率4 =-4 =4X100% =11.30% 在4%15%之间网At1.131对于提储段：取浮阀动能因子F0=114Uu02 = -F0=-1 = 6.574m/s /PV2 V2.8每层塔板上的浮阀数目N为：3278.35N = Vs2=3600=115.96： 116 块 TOC o 1-5 h z -：.2-2d U020.039 6.57444As = 2 x , R2 - x2 R2 arcsin 180RR=0.60.05 = 0.55m ; x =0.6(0.190 +0.07) = 0.34m开孔区面积:As =2 0.34.0.552 -0.342 2 0.552 a

45、rcsin 四 二0.6971m2_1800.55浮阀排列采用等腰三角形错排，取同一个横排的孔心距 t = 75mm,则排问= 0.08013m Aa0.6971t一 Nt -116 0.075由于塔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑和衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此，排间距应比计算的要小一些，故取为：t=70 mm 0按t=75mm, t=70mm,用 AutoCAD画图，彳#阀数 107个。O 一_/ o G O c。n。cG 小Q c 000 rc o o人o八o入C e o 。门 O Q C)八、一 C 八o_oO .渡沅0 0 O二 O 二 O 二 O 二。Y。.2图1-6

46、提储段阀孔分布图按N =107个重新核算孔速及阀孔功能因数Vs2u02 =7-T-doN 43278.35/3600_,=7.124m/s二 20.0392 1074F02 =u2 ,7=7.12421=11.92在812之间.二.2N d0二4At二 2107 0.03924 100% =11.30%1.131在4%15%之间第二章 塔板的流体力学计算3第一节气体通过浮阀塔板的压降8气体通过每层浮阀塔板的压降应为:APp=AFC+Ap+Apy其中APp为气体通过一层浮阀塔板的压强降，Pa； APC为气体通过干板阻力所产生的压强降，Pa； %为气体克服板上充气液层的静压强所产生的压强降,Pa；

47、 AP为气体克服液体表面张力所产生的压强,Pa。故上式又可写成(2.1 )习惯上，常把这些压强降折合成塔内液体的液柱高度表示,H p = hc%h 二 ；R式中，Hp是和Pp相当的液柱图度，Hp=mLghc是和AR相当的液柱高度,hc=*c:Lg几是和APj相当的液柱高度,hi =：gh。是和AP/目当的液柱高度,1.精储段(1)干板阻力气体通过浮阀塔板的干板阻力,在浮阀全部开启前后有着不同的规律。板上所有浮阀刚好全部开启时,气体通过阀孔的速度称为临界速度，以U oc0阀全开前(Uo Ugc)hc=19.9c0.175Uo(2.2)阀全开后(Uo -Uoc):U2hc =5.342：lg(2.

48、3)式中Uo 一阀孔气速,m/s；此一液体密度,kg/ m3此一气体密度,kg/ m3计算二时，可先将上二式联立而解出临界孔速 Uc,即令:O.17519.9皿一=5.34vUoc2：lg将g=9.81m/s2代入，解得:所以UOc Uo=6.694m/s(2.4)-22所以选用式(2.3),儿=5.34 a氏= 5.34 2.7父 6.694 =0.0412：Lg 2 804.1 9.81(2)板上充气液层阻力一般用下面的经验公式计算h1=曲hL(2.5)式中，hL一板上液层高度，m；%反映板上液层充气程度的因数，称为充气因数，无量纲，液相为水时,% =0.5;为油时，% =0.20.35;

49、为碳氢化合物时，%=0.40.5。取7 = 0.5, h1 =血=0.5 父 0.07 = 0.035m(3)液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计。因止匕 hp1 -0.041 0.035 -0.076mPpi =hp1 PLg =0.076 804.1 9.81 =599.50Pa2.提储段(1)干板阻力所以 Uoc=1.8，731=1.8，731 =5.975m/s所以 u0c U0 =6.574m/s-22所以选用第二个公式，hc =5.34 -Vu0- =5.34 2.8 6.574=0.0422：Lg2 788.3 9.81(2)板上充气液层阻力取 = 0.5 , h1 =

50、讯=0.5 父 0.07 = 0.035m(3)液面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计。因止匕 hp2 =0.042 0.035 -0.077mPp2 = hp2pL2g =0.077 788.3 9.81 =595.46Pa第二节液泛网为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管内必须维持一定高度的液柱。降液管内的清液层高度 Hd用来克服相邻两层塔板间的压强降，板上液层 阻力和液体流过降液管的阻力。因止匕Hd =hp+hL+hd12(2.6)式中，hp 上升气体通过一层塔板的压强降所相当的液柱高度，成hL一板上液层高度，m此处忽略了板上液面落差，并认为降液管出 口液体中不含气泡；hd

51、-和液体流过降液管的压强降相当的液柱高度，m其中hp在前面已经算出，而 人是已知的，所以流体流过降液管的压强降，主要是由降液管底隙处的局部阻力造成的，hd可按下面的经验公式计算：塔板上不设进口堰 TOC o 1-5 h z _ L2一、hd =0.153(2)=0.153 (uo)(2.7)lwh0塔板上装有进口堰hd=0.2(二)2=0.2 (uo)2(2.8)lw%式中，Ls为液体流量，m3/s ;lw为堰长，亦即降液管底隙长度，成%为降液管底隙高度，muo为液体通过降液管底隙时的流速，m/so按上式可以算出降液管中当量清液层高度Hd o实际降液管中液体和泡沫的总高度大于此值。为了防止发生

52、液泛现象，要求控制降液管中精液高度七 八小1 +八卬)，式中平是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素的校正系 数，对于一般的物系，取 0.30.5,对不易发泡的物系，取 0.60.7,本课程 设计中,取=0.5。.精储段(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度hpi =0.076m(2)液体通过降液管的压头损失hd1 =0.153Iwho ,= 0.15328.146/36000.876 0.029-3= 1.214 10 m(3)板上液层高度hL1 = 0.07 m则 Hd1 = 0.076 0.07 1.214 10，=0.1472m因为邛=0.5 ,所以中(Ht +hw )= 0.5

53、X (0.45 +0.0574) =0.2573m可见Hd1 1.5- 2.0故不会产生严重漏液。3.0429提储段F,5U02 ：0 = 5=2.9881m/s.：V2.2.8稳定系数k = u02 =工124 =2.384 1.5- 2.0故不会产生严重漏液U022.9881第五节塔的负荷性能图11、雾沫夹带线12Vs1 ；V：1.36LS1 Zl已知泛点率F1 = %1X100% ,取ev=0.1kg液/kg气为K Cf Ab雾沫夹带底限，即泛点率为80%对于一定的物系及一定的塔板结构，式中Pv,PlA,K,Cf,及Zl均为已知值，相应于0=0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上

54、式，便得出Vs-Ls的关系式，据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。精储段按泛点率=80%计算如下:VS1.804.172.7136 LS1 0.820.125 0.901100% =0.8整理得：Vs1 - -19.2145Ls1 1.5524(2)提储段436 MLs2820.126 0.901100% =0.8整理得：Vs2 - -18.6801Ls2 1.5213表2-3雾沫夹带线取点精 Lsi m3/s 0.0005 0.0010.0020.0040.0080.012Vsi m3/s 1.5428 1.5332 1.5140 1.4755 1.3987 1.3218Ls2 m3/s 0

55、.0005 0.0010.0020.0040.0080.012Vs2 m3 /s 1.5120 1.5026 1.4839 1.4466 1.3719 1.29712.液泛线12因为 HT+hw尸hp+7+% =二十几+h仃+ hL十% ,由此确定液泛线，忽略式中hc因为V U0hc =5.34 1 ,:l 2 g1 ,，、= -(hwhow)2hL=hw+h0w,hd=0.153(-)2 lw ho22.843600Ls 3E ()1000 lw将上式分别代入，得到:9U2:HT hw =5.340.153lw ho )2.84 E10003600Lslw因物系一定塔板结构尺寸一定，则HT,

56、hwh0,lwg,pL,%及q等均为定值,而Uo和Vs又有如下关系，即UoVs)2n4(2.11 )式中阀孔数N和孔径do亦为定值。因此，可将式简化为 Vs和Ls的关系式(1)精储段VS； TOC o 1-5 h z 2.7 S12二2I : 0.0392 10720.2573 =5.34 4 0.153 LS23600 Ls1 3 .0.876804.1 2 9.810.876 0.0291.50.0574 +0.00284 x 1.0 xCC2整理可得，V = 3.0604 - 4238.04LS1 -19.5388Ls：(2)提储段0.25 =5.3442二2I : 0.0392 107

57、4788.3 2 9.810.153L2LS220.876 0.0413600 L+1.5 x 0.05 +0.00284 m 1.0 m JI 0.876 )整理可得，VS2 =2.9561 -2003.52LS2 -18.4628L：；S2S2S2在操作范围内，任取若干个Ls值，算出相对应得Vs值:表2-4 液泛线取点精Lsi m3/s0.00050.0010.0020.0040.0080.012储段Vsi m3/s2.93632.86082.73332.50022.00761.4260提Ls2 m3/s0.00050.0010.0020.0040.0080.012储段Vs2 m3/s2.

58、83932.76952.65502.45882.08941.69993液相负荷上限线关系式12液体的最大流量应保证在降液管中液体的停留时间不小于35s。Af H t 减体在降披管内停留时间：3 = 35sLs求出上限液体流量Ls值(常数)，在Vs-Ls图上，液相负荷上限线为和气体 流量Vs无关的竖直线。以日=5 s作为液体在降液管内停留时间的下限，则对于精储段Af Ht 0.115 0.453(Ls)max = = =0.01035m /s55同理，对于提储段:(Ls)maxAf Ht0.115 0.45= 0.01035m3/s4液相负荷下限线关系式12取堰上液层高度上川=0.006 m作为

59、液相负荷下限条件，先计算出Ls的下限值, 依次作出液相负荷下限线，该线为和气相流量无关的竖直线。空4 E （36003濡）2/3 =0.0061000lw2对于精储段，取E =1.0,则也乂1父（3600 Ls“ =0.00610000.876所以（Ls）min =7.4722 10“m3/s同理，对于提储段,（Ls）min =7.4722 10工m3/s5漏液线关系式12对于Fi型33g重阀，可取阀孔动能因数Fo=56,则可得气相负荷下限的阀孔气速u。在本课程设计中，取Fo=5,则:又因为V =三d； N u0 =三d2 44N 5，久(2.12)式中，d0,N,以均为已知数，故可由此式求出

60、气相负荷 Vs的下限值，据此作出和液体流量无关的水平漏液线。以F0 =5作为规定气体最小负荷的标准，则精储段 TOC o 1-5 h z 2 .5253 .(S1)min = d0 N1 -= 0.039 1070.3889m / s4.142.7（2）提储段二 25 二 253(Vs2)min = d； N2 =0.0392 107 = 0.3819m3/s4%4、2.86塔板负荷性能图根据上述关系式：对于精储段，漏液线（Vsi）min = 0.3889m3/s ；雾沫夹带线Vs1 =19.2145Ls1 +1.5524 ;液相负荷下限线(Ls )min = 7.4722 父 10m3 /