乙醇水精馏塔模板x-

目录

第一章板式精馏塔的制定概述…………………1板式精馏塔的制定原则与步骤……1理论塔板数确实定…………………3

塔板效率和实际塔板数……………7

板式精馏塔的结构制定……………81.6

板式精馏塔高度及其辅助设备…………………271.7

板式精馏塔的计算机制定………31第二章板式精馏塔制定举例

苯－甲苯板式精馏塔制定………33

乙醇—水板式精馏塔制定………47甲醇—水板式精馏塔制定………66第三章塔设备的机械计算塔体及裙座的强度计算…………86塔盘板及其支撑梁的强度、挠度计算…………104塔盘技术条件……………………105塔盘支撑件的尺寸公差…………109附

录…………………111

第一章板式精馏塔的制定概述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开的方法。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、制定和分析分开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别要求的场合；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、精馏和特别精馏等。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。简单蒸馏和平衡蒸馏一般用于较易分开的体系或分开要求不高的体系。关于较难分开的体系可采纳精馏，用一般精馏不能分开体系则可采纳特别精馏。特别精馏是在物系中加入第三组分，改变被分开组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分开的目的。特别精馏有萃取精馏、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，对分开不利，但对在常压下为气态的混合物，可采纳加压精馏；沸点高又是热敏性的混合液，可采纳减压精馏。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制定计算。板式精馏塔的制定原则与步骤制定原则总的原则是尽可能多地采纳先进的技术，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，具体合计以下几点。⑴满足工艺和操作的要求

所制定出来的流程和设备能确保得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度常常有变化，因此制定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。⑵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。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必需选择合适的回流比。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，制按时应全面合计，力求总费用尽可能低一些。⑶确保生产安全

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。制定步骤板式精馏塔的制定大体按以下步骤进行：⑴确定制定方案；⑵平衡级计算和理论塔板确实定；⑶塔板的选择；⑷实际板数确实定；⑸塔体流体力学计算；⑹管路及附属设备的计算与选型；⑺撰写制定说明书和绘图。制定方案的内容制定方案包括精馏流程、设备的结构类型和操作参数等确实定。例如组分的分开顺序〔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，其他内容可见参照文献。操作压力塔内操作压力的选择不仅牵涉到分开问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。依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合计，一般有以下原则：⑴压力增加可提升塔的处理能力，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费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用一般冷却水进行冷却，一般不采纳加压操作。操作压力大于才干使一般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。⑵合计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，且压力提升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。⑶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。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＝1；气、液混合物：0＜q＜1；饱和蒸气〔露点〕：q＝0；过热蒸气：q＜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；关于低温精馏，不管D/F值如何，采纳较高的q值为经济；关于高温精馏，当D/F值大时宜采纳较小的q值，当D/F值小时宜采纳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以下原则定性推断：⑴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；⑵当塔顶冷凝器采纳冷冻剂进行冷却，又有比较低的冷量可利用时，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，制定和制造时比较方便。加热方式塔釜一般采纳间接蒸汽加热，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，也可采纳直接蒸汽加热。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。回流比影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。关于一定的生产能力，即馏出量D一按时，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，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。但作为课程制定，要进行这种核算是困难的，通常依据下面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⑴依据本制定的具体状况，参照生产上较可靠的回流比的经验数据选定；⑵先求出最小回流比Rmin，依据经验取操作回流比为最小回流比的∽2倍，即R＝〔∽2〕Rmin；⑶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，作出回流比与理论塔板数的曲线，如图1-1所示。当R=Rmin时，塔板数为∞；R＞Rmin后，塔板数从无限多减至有限数；R持续增大，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。上述合计的是一般原则，实际回流比还应视具体状况选定。产品纯度或回收率产品纯度通常是依据客户的要求决定的。假设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；假设用户仅指定其中一种产品的纯度，制定人员则可依据经济分析决定产品的回收率。提升产品的纯度意味着提升产品的回收率，可获得一定的经济效益。但是产品纯度的提升或者是通过增加塔板数或者是增加回流比来达到的，这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。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。采纳热泵技术可使塔顶蒸气温度提升，提升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。在合计充分利用热能的同时，还应合计到所需增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。理论塔板数确实定理论塔板数是通过平衡级逐板计算得到的。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。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纳列表或坐标表示。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Ki定义为

〔1-1〕相对挥发度αij定义为

〔1-2〕式中xi、xj──分别为液相中i、j组分的摩尔分数；yi、yj──分别为气相中i、j组分的摩尔分数；Ki、Kj──i、j组分的平衡常数；αij──组分i对组分j的相对挥发度。对双组分物系，代入式(1-2)可得

〔1-3〕关于气相是理想气体、液相为理想溶液的状况，当处于平衡状态时，液相符合拉乌尔关系式

〔1-4〕式中

pi、p0i──分别为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──系统的压力，Pa。联立式〔1-4〕和式〔1-5〕可得到

〔1-6〕当用相对挥发度αij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，pi0/pj0的值随温度的变化不很显著，因此在同一塔内，可取一平均αij值进行计算。假设溶液为非理想溶液，气相仍可视为理想气体时，则

〔1-8〕式中γi、γj──分别i、j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αij值的大小可以用来推断某混合液是否能用蒸馏方法加以分开及分开的难易程度。假设αij＞1，表示组分i较组分j容易挥发，且αij值越大，挥发度差异愈大，分开愈容易进行。假设αij＝1，则yi=xi，该体系不能用一般精馏方法分开。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，此时应结合合计热量衡算方程，得到更符合实际状况的操作线方程。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──分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──塔顶易挥发组分的摩尔分数；H──潜热比值，；HH、HL──分别为高沸点和低沸点组分的摩尔气化潜热，kJ/kgR──回流比，R＝L/D；L──塔顶液相回流量，kmol/s；D──塔顶产品量，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〕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〕式中

y、x──分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──分别为进料点处的气液相易挥发组分的摩尔分数；m──提馏段液气比，m=L′/V′；、——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)

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)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

——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；——混合物在泡点状况下的温度，K；

——进料温度，K；

——混合物的气化潜热，kJ/kg。

理论塔板数确实定

图解法⑴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，应采纳适当的比例作图。M-T法对分开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状况。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开过程的影响，也无法算出各板的温度分布，关于多工况，利用M-T法就显得繁杂。⑵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，合计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。关于多工况，同样存在M-T法的缺点。

解析法关于分开相对挥发度较小、难以分开的物系，用图解法不易得到准确的结果，需要采纳解析法。解析法分为简捷法和准确法两种。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，其步骤在《化工原理》教科书上有具体介绍，此处不再赘述。准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。准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。准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，准确法的应用受到限制。

数值法关于二元精馏体系采纳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。假设塔顶采纳分凝器，则有：y0=xD=已知值。而y0与x0成平衡，可用平衡方程由y0求得x0，x0与y1符合精馏段操作线关系，故用精馏段操作线方程可由x0得到y1，y1与x1成平衡，又利用平衡方程可由y1求得x1，再利用精馏段操作线方程由x1求得y2。如此重复计算，直到xn<xq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-1〕块。此后，改用提馏段操作线方程，持续采纳上述相同的方法直至计算到xm≤xW，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-1〕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，采纳插值法[11]可方便地得到对应的平衡值。

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，在制定计算中多采纳总板效率求出实际塔板数。总板效率定得是否合理，对制定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。一般可采纳下面的方法来确定总板效率。①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。②采纳O’connell〔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；α——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·s。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液态组分i的粘度，mPa·s。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～，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。

板式精馏塔的结构制定精馏过程是借助于塔设备来实现气液相间的质量传递的。精馏操作既可采纳板式塔，，也可采纳填料塔。填料塔的制定已经在第三章中作了具体介绍，本章只介绍板式塔的制定。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，为了适应工业生产的需要还应达到以下要求：①生产能力大，即单位塔截面积的处理量大；②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，并能坚持长期连续运转；③分开效率高，即气液有充分的接触面积和接触时间，达到规定分开要求的塔高要低；④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；⑤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，抓住主要矛盾进行制定。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，也是气液分开的场所。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Af-降液管截面积；Ap-鼓泡区面积；D-塔径；HT-板间距；h0-降液管与下层板的距离；hl-降液管与内堰的水平距离；hW(hW,)-外〔内〕堰高；lW-堰长；Ws(Ws,)-出口〔入口〕安定区；Wc-边缘区；Wd-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，依据塔板上气液接触元件的不同，可分为筛板塔、舌形塔、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制定。

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：①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；②在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%～40%；③塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；④气体压力降较小，每板压力降比泡罩塔约低30%左右。筛板塔的缺点是：①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；②操作弹性较小〔约2～3〕。

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：①在相同的条件下，生产能力与筛板塔接近；②塔板效率比泡罩塔高15%左右；③操作弹性大，一般为5～9；④气体压力降小，在常压塔中每块板的压力降一般为400～666Pa；⑤液面落差小；⑥不易积垢堵塞，操作周期长；⑦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1-4F1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1-1F1型浮阀基本参数序号型式代号阀片厚度δ/mm/mm阀重/g适用于塔板厚度S/mmH/mmL/mm1F1Q-4A42F1Z-4A23F1Q-4B4F1Z-4B25F1Q-3A36F1Z-3A27F1Q-3B8F1Z-3B29F1Q-3C10F1Z-3C23311F1Q-3D2512F1Z-3D213F1Q-2C214F1Z-2C215F1Q-2D16F1Z-2D2

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〕才采纳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。

整块式和分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时采纳整块式塔板；当塔径大于800mm时，由于人能在塔内进行装拆，可采纳分块式塔板；塔径为800~900mm时，可依据制造和安装的具体状况任意选用上述两种结构。

图1-5

定距管式塔板结构⑴整块式塔板整块式塔板分为定距管式和堆叠式两类。定距管式塔板结构如图1-5所示，一个塔节中安装假设干塔板，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坚持塔板间距的作用。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300~500mm时，只能伸入手臂安装，塔节长度以800~1000mm为宜；塔径为500~800mm时，人勉强可以进入塔内安装，塔节不宜超过2000~2500mm；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2500~3000mm。堆叠式塔板是在每一塔节下面焊一组支乘，底层塔板安排在支承上，然后依次装入上一层塔板，板间距由焊在塔板下的支柱确保，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，但要采用措施，以减少因焊接变形而引起的不平。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10~12mm。填料支承圈用φ8~10mm的圆钢弯成，其焊接位置随填料圈数而定，一般为30~40mm。⑵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，依据塔径的不同，又有单流塔板和双流塔板之分，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。不管塔板分为多少块，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/mm800~12001400~16001800~20002200~2400塔板块数3466塔板安放在焊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，不用特别材料，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，依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

塔板结构参数确实定

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，能同意较大的空塔气速，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升操作弹性，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。板间距与塔径之间的关系，应通过流体力学验算，权衡经济效益，反复调整，作出最正确选择。表1-3所列的推举值供初选板间距时参照。表1-3

板间距与塔径的关系塔径D/mm300~500500~800800~16001600~2400板间距HT/mm200~300250~350300~450350~600在决定板间距时，还应合计安装、检修的需要。在塔体开人孔处，必需确保有足够的工作空间，该处的板间距不能小于600mm。

塔径塔径的计算方法有两类：一类是依据适宜的空塔气速，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。后一类方法可参照文献。依据流量公式可计算塔径，即：

(1-19)式中：D—塔径，m；

V—气相流量，m3/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同意气速的倍，即u=(0.6~0.8)umax

(1-20)

(1-21)式中：umax—最大同意气速，m/s；C20

图1-12

初选塔径用图

C—负荷系数，m/s；

ρV、ρL—气、液相密度，kg/m3。影响负荷系数值的因素较多，也很复杂，关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σ=20mN/m的物系绘制的，假设所处理物系的表面张力为其它值，则需按式〔1-22〕矫正查出的负荷系数，即：

〔1-22〕式中

C20──由图1-12查出的物系表面张力为20mN／m的负荷系数，m／s；──操作物系的液体表面张力，mN／m；C──操作物系的负荷系数，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──板间无液空间，H＝HT－hL，m；HT──板间距，m；hL──清液层的高度，m；LV──参数，；V──气相流量，m3/s；L──液相流量，m3/s；──气、液相密度，kg/m3。应当指出，如此算出的塔径只是初估值，除需依据塔径标准予以圆整外，还要依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〔1-24〕检查液体在降液管中的停留时间τ，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。

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)①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。②折流型〔U形〕。只在小塔和气液比很小时才采纳。③双流型。当塔的直径较大，或液相的负荷较大时，易采纳双流型。④其他流型。当塔径及液量均特别大，双流型也不合适，可以采纳四流型或阶梯流型。初选塔板液流型时，依据塔径和液相负荷的大小，参照表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／〔m3/h〕Ｕ形流型单流型双流型阶梯流型6005以下5～25

9007以下7～50

10007以下45以下

12009以下9～70

14009以下70以下

150010以下11～80

200011以下11～110110～160

2400

11～110110～180

3000

110以下110～200200～300

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。⑴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开的场所。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。圆形降液管关于小塔制作较易，但降液管流通截面较小，没有足够空间分开溢流中的气泡，气相夹带严重，不适用于流量大及易起泡的物料。降液管的制定，一般应遵守以下原则。①降液管中的液体线速度，宜小于；②降液管的容积与液相流量之比，有时亦称为液体在降液管中的停留时间，一般应大于5s，各别状况下，可小至3s，停留时间计算式为

〔1-24〕式中

τ──停留时间，s；

Af──降液管截面积，m2；HT──板间距，m；L──液相流量，m3/s。停留时间是板式塔制定中的重要指标之一，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。③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，如果必需超出时，最大间隙流速亦应小于。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。⑵

溢流堰①外堰

外堰又成为出口堰，其作用是维持板上有一定液层，并使液流均匀。除各别状况〔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lw/D为～；关于双流型，lw/D为～。依据经验，关于筛板塔和浮阀塔，最大的堰上液流量不宜超过100～130m3/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。关于筛板和浮阀塔板，外堰高hw可按以下要求来确定。Ⅰ一般应使塔板上的清液层高度hL＝50～100mm，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－how≤hw≤100－how

〔1-25〕式中

how──堰上液流高度，mm；

hw──外堰高，mm。Ⅱ关于真空度较高的操作，或关于要求压力降很小的状况，可将清液层高度hL降至25mm以下，此时外堰高hw可降至6～15mm。Ⅲ当液量很大时，只要堰上液流高度how大于能起液封作用的液层高度，甚至可以不设堰

图1-14可拆式平型

1—入口堰；2—支撑筋；3—受液盘；

4—降液板；5—塔盘板；

6—塔堰板上缘各点的水平偏差一般不宜超过3mm。当液量过小时，可采纳齿形堰。

图1-15凹型受液盘1—塔壁；2—降液板；3—塔盘板；4—受液盘；5—筋板

②受液盘及内堰

受液盘有平形〔如图1-14所示〕和凹形〔如图1-15所示〕两种形式。平行受液盘依据降液管底部的结构和有无入口堰又有不同形式，如图1-14(a)直形降液管，图1-14〔b〕和图1-14(c)为降液管的底部为收缩形，而1-14(b)无入口堰，图1-14(c)则有入口堰。关于容易聚合的液体或含固体悬浮物的液体，为了避免形成死角，宜采纳平形受液盘。关于φ800以上的大塔，一般常采纳凹形受液盘。这种受液盘有如下的优点：①便于液体的侧线抽出；②在液相流量较低时仍可形成优良的液封；③对改变液体流向具有缓冲作用。凹形受液盘的深度一般在50mm以上，但不能超过板间距的1/3。假设采纳平形受液盘，为了使降液管中流出的液体能在板上均匀分布，并减少入口处液体的水平冲击，以及确保降液管的液封，可设置内堰〔又称入口堰〕。内堰的高度h’w可按下述原则合计：①当hw＞h0时，h’w＝6～8mm，必要时可取h’w＝h0。②各别状况下，如果hw＜h0，应使h’w＞h0，以确保液封作用。③应使h1≥h0，以确保液流畅通。1.5.3.5

安定去与边缘区的安排⑴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，一般状况下，安定区可取为：外堰前的安定区：Ws＝70～100mm。内堰后的安定区：W’s＝50～100mm。在小塔中的安定区依据状况可适当缩小。⑵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。关于塔径在以下的塔，Wc可取为50mm；塔径大于的塔，Wc取为60mm或更大些。为了防止液体经无效区流过而产生“短路〞现象，可在边缘区设置挡板。1.5.3.6

筛板塔筛孔直径及排列⑴筛孔孔径工业塔中筛板常用的孔径d0为3～8mm，推举孔径为4～5mm。过小的孔径只在特别要求时才使用。采纳小孔径时，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。近十年来有逐渐采纳大孔径〔d0为10～25mm〕的筛板的趋势，因为大孔径塔板加工简单，不易堵塞，只要制定合理，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。⑵筛孔排列筛孔一般按三角形排列，孔中心距t一般为〔～5〕d0。实际制按时，t/d0应尽可能在3～4的范围内，t/d0过小，易使气流互相干扰，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──开孔面积，m2；

Ap──鼓泡区面积，m2；t──孔中心距，m；

d0──筛孔直径，m。

关于单流型塔板，鼓泡区面积Ap用下式计算〔1-27〕，m；，m；式中Ap──鼓泡区面积；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。⑶筛孔数的计算

〔1-28〕式中n──筛孔数；

──每平方米鼓泡区的筛孔数；

Ap──鼓泡区面积，m2；

t──孔中心距，mm。1.5.3.7

浮阀塔的阀孔数及排列⑴阀孔直径阀孔直径由所选浮阀的型号决定，如常用的F1型浮阀的阀孔直径为39mm。⑵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

u0──孔速，m/s；──气相密度，kg/m3；F0──阀孔的动能因子，一般取F0＝8～11，关于不同的工艺条件，也可适当调整。阀孔数n由下式算出

〔1-30〕式中n──阀孔数；

V──气相流量，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，制按时往往改变各板或各段的阀数。⑶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〕。采纳叉排时，相邻两阀吹出的气流搅动液层的作用比顺排显然，而且相邻两阀容易被吹开，液面梯度较小，鼓泡均匀，所以采纳叉排更好。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，m；

Ap──开孔鼓泡区面积，m2；

t’──等腰三角形的底边长，m，一般取为；

A0──阀孔总面积，，

m2；

t──正三角形的孔心距，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how⑴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──液流量，m3/h；

lw──堰长，m；E──液流收缩系数，由图1-18求得。一般状况下可取E=1，对计算结果影响不大。E图1-18液流收缩系数E制按时how不宜超过60mm，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。假设how小于6mm，可采纳齿形堰。假设原来堰长较大，也可以通过减少堰长来调整。⑵齿形堰齿形堰的齿深hn一般宜在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

──液流量，m3/h；

hn──齿深，m；

lw──堰长，m。

图1-19

齿形堰how示意图

由式〔1-35〕求how时，需用试差法。⑶圆形溢流管关于没有设溢流堰的圆形溢流管，当how＜时，how可按下式计算

〔1-36〕当＜how＜时〔此条件下易液泛，应尽量避免采纳〕，how可按下式计算

〔1-37〕式中how──堰上液流高度，m；

L──液流量，m3/h；

d──溢流管的直径，mm。合计到液封的要求，按式〔1-36〕和式〔1-37〕算得的how还应满足d≥6how。1.5.4.2

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hσ，由于hσ一般很小，可以忽略，故

〔1-38〕⑴干板压降hd关于筛板

〔1-39〕式中

hd——干板压降，m液柱；

u0——筛孔气速，m/s；C0——流量系数，其求取的方法很多，这里推举用1-20来求取。关于F1型重阀的浮阀塔板：阀全开前

〔1-40〕阀全开后

〔1-41〕⑵板上液层的有效阻力h1关于筛板

〔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β——充气系数，由图1-21查取，关于浮阀塔板；取。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；ρv——气相密度，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需的液位高度，可用下式计算

Hd=hw+how+Δ+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；Δ——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。关于筛板和浮阀塔板，一般液面梯度Δ都很小，可以忽略。hd可按以下经验公式计算

〔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≤φ〔HT+hw〕

〔1-46〕式中

HT——板间距，m；φ——泡沫层的相对密度，关于容易起泡的物系，；关于不易起泡的物系，；关于一般物系，。1.5.4.4

漏液点气速u0M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够以克服液层阻力时，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显然影响板效率时的气速。关于筛板塔，漏液点气速u0M可用下式计算

〔1-47〕当hL＜30mm，或d0＜3mm时，u0M采用下式计算

〔1-48〕式中

u0M——漏液点气速，m/s；C0——流量系数，由图1-20查取；hL——板上清液层高度，m；hσ——克服表面张力的阻力，hσ=4σ/d0ρLg，m液柱；ρv、ρL——气、液相密度，kg/m3；σ——液相的表面张力，N/m；d0——筛孔直径，m。为确保所制定的筛板具有足够的操作弹性，通常要求制定孔速u0与u0M之比k(称为筛板的稳定系数)不小于～关于浮阀塔板，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。关于F1型重阀，可取阀孔动能因子F0=5~6作为负荷下限，此时漏液点由下式计算

〔1-49〕式中

u0M——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。综合合计生产能力和板效率，应该控制雾沫夹带量eV＜液/kg气。⑴

筛板塔的雾沫夹带量筛板塔的雾沫夹带量可用哈特〔Hunt〕的关联式计算：

〔1-50〕式中

eV——雾沫夹带量，kg液/kg气；σ——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，关于单流型塔板：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/〔〕＜12的状况。⑵浮阀塔板的雾沫夹带量目前多采纳验算泛点率的概念，作为间接推断雾沫夹带量的方法。泛点率的意义是指制定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。泛点率由以下两式求出，采纳计算结果中较大的数值。

〔1-51〕

〔1-52〕式中

F——泛点率，%；V、L——气、液相流量，m3/s；ρV、ρL——气、液相密度，kg/m3；Z——液相流程长度，关于单流型塔板，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-2Af，m2；AT——塔截面积，m2；Af——弓形降液管截面积，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为了控制雾沫夹带量eV＜，泛点率F必需在以下范围内：关于一般的大塔

F＜80%；

关于负压操作的塔

F＜75%；关于直径小于900的塔

F＜65%。

负荷性能图图1-23负荷性能图关于每个塔板结构参数已制定好的塔，处理固定的物系时，要维持其正常操作，必需把气、液负荷限制在一定范围内。通常在直角坐标系中，标绘各种极限条件下的V-L关系曲线，从而得到塔板适宜的气、液流量范围图形，该图形称为塔板的负荷性能图，如图1-23所示，一般由以下五条曲线组成。⑴漏液线线1为漏液线，又称为气相负荷下限线。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，使塔板效率下降。筛板塔的漏液线由式〔1-47〕或式〔1-48〕作出，浮阀塔的漏液线由式〔1-49〕作出。⑵雾沫夹带线线2为雾沫夹带线。当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。关于精馏，一般控制eV液/kg气。筛板的雾沫夹带线按式〔1-50〕作出。浮阀塔的雾沫夹带线按式〔1-51〕或式〔1-52〕作出。⑶液相负荷下限线线3为液相负荷下限线。液相负荷低于此线，就不能确保塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。一般取how=6mm作为下限，按式〔1-33〕～式〔1-37〕中一式作出液相负荷下限线。⑷液相负荷上限线线4为液相负荷上限线，该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，说明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分开而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。通常依据液相在降液管内的停留时间应大于3s，按式〔1-24〕作出此线。⑸液泛线线5为液泛线。操作线假设在此线上方，将会引起液泛。依据降液管内的液层高度，按式〔1-46〕作出此线。由上述各条曲线所包围的区域，就是塔的稳定操作区。操作点必需落在稳定操作区内，否则塔就无法正常操作。必需指出，物系一定，塔板负荷性能图的形状因塔板结构尺寸的不同而异。在制定塔板时，可依据操作点在负荷性能图中的位置，适当调整塔板结构参数来满足所需的弹性范围。操作时的气相流量与液相流量在负荷性能图上的坐标点称为操作点。在连续精馏塔中，回流比一定，板上的气液比V/L也为定值。在负荷性能图上，操作线可用通过坐标原点斜率为V/L的直线表示。通常把气相负荷上、下限之比值称为塔板的操作弹性系数，简称操作弹性。如图1-23所示，不同气液比的操作状况以OAB、OCD、OEF三条操作线表示，其控制上限的条件不一定相同，而且操作弹性也不相同。因此，在制定和生产操作时，要作出具体分析，抓住真正的影响因素，以利于优化制定和操作。1.6

板式精馏塔高度及其辅助设备塔设备的总体结构如图1-24所示，包括塔体、塔体支座、除沫器、接管、手孔、人孔、塔内件等。塔体是塔设备的外壳。常见塔体由等直径，等壁厚的圆筒及椭圆形封头的顶盖和底盖构成。随着化工装置的大型化，为了节约原材料，有用不同直径、不同壁厚的塔体。塔体的厚度除应满足工艺条件下的强度外，还应校核风力、地震、偏心载荷所引起的强度和刚度，同时要合计水压实验、吊装、运输、开停工的状况。塔体支座是塔体安放到基础上的连接部分，一般采纳裙座，其高度由工艺条件的附属设备〔如再沸器、泵〕及管道布置决定。它承受各种状况下的全塔重量，以及风力、地震等载荷，为此，它应具有足够的强度和刚度。除沫器用于捕集在气流中的液滴。使用高效的除沫器，关于提升分开效率，改善塔后设备的操作状况，回收昂贵的物料以及减少对环境的污染都是非常重要的。常用的有丝网除沫器和折板除沫器。接管是用以连接工艺管路，使之与相关设备连成系统。有进液管、出液管、回流管、进气管、出气管、侧线抽出管、取样管、液面计接管及仪表接管等。手孔、人孔和视孔是为了安装、检查的需要而设置的。吊柱设置在塔顶，用于安装和检修时运送塔内件。1.6.1

塔高塔高由下式计算(1-53)图1-24板式塔总体结构1－裙座；2－裙座人孔；3－塔底液体出口；4－裙座排气口；5－塔体；6－人孔；7－蒸汽入口；8－塔盘；9－回流入口；10－吊柱；11－塔顶蒸汽出口；12－进料口式中

H——塔高〔不包括封头、裙座〕m；

N——实际塔板数；NF——进料板数；NP——人孔数；HT——塔板间距，m；HF——进料板处板间距，m；HP——设人孔处板间距，m；HD——塔顶空间〔不包括头盖部分〕，m；HB——塔底空间〔不包括底盖部分〕，m。塔顶空间HD的作用是安装塔板和除沫装置的需要，起减少雾沫夹带量的作用，一般HD，塔径大时可适当增大。人孔数NP是依据物料的清洁程度塔板安装的方便而定；关于易结焦、结垢的物料，每隔4—6块板开一人孔；关于清洁物料，每隔8—10块板开一人孔；假设塔板上下都可拆，可隔15块板开一人孔。常在进料口设置防冲设施，进料段高度HF应确保这些设施的方便安装。塔底空间具有中间贮槽的作用，塔釜料液最好能在塔底有l0—15min的储量，以确保塔底料液不致排完，关于塔底产量大的塔，有时仅取3—5min的储量。1.6.2

接管尺寸与结构接管的合适尺寸与在操作条件下管内的适宜流速的选择密切相关。塔顶蒸气的适宜流速为：常压操作时取12—20m/s，绝对压力为6000—14000Pa时取30—50m/s，绝对压力小于6000Pa时取50—70m/s。回流管内的适宜流速为：重力回流取一，强制回流取。进料管内适宜流速为：由高位槽入塔时取一，由泵输送时取一。塔釜出料管内适宜流速一般取。由公式计算得到的尺寸均应圆整到相应规格的管径。⑴进料管(包括回流管)当塔径D＞800mm，且物料清洁不易聚合时，一般采纳简单的进料管，如图1-25所示。当塔径D＜800mm时，人不能进入塔内检修，为了检修方便，进料管应采纳带外套管的可拆结构，如图1—26所示。进料管的安装尺寸可参照文献。⑵塔釜出料管

当塔支座直径小于800mm时，塔底出料管一般采纳如图1—27(a)所示结构。当塔支图1-27塔釜出料管

图1—26可拆结构的进料管

图1-25简单的进料管座直径大于800mm时，出料管可采纳图1—27(b)所示的结构。为了安装方便，引出管通道直径应大于管法兰外径。⑶进气管当对气体分布要求不高时，采纳图1—28(a)所示结构的进气管；当塔径较大且进气要求均匀时，可采纳图1—28(b)所示结构的进气管，管上开有3排小孔，管径及小孔直径与数量由工艺条件决定。当蒸汽直接加热釜液时，蒸汽进入管安装在液面以下，管上小孔是朝下方或斜下方的。小孔直径通常为5一10mm，各孔中心相距5一10倍孔径。全部小孔截面积为进气管截面积的一倍。当进气管安装在液面以上时，小孔是朝上方或斜上方的。图1—28进气管结构再沸器再沸器的任务是将部分塔底的液体蒸发以便进行精馏分开。再沸器是热交换设备，依据加热面安排的需要，再沸器的构造可以是夹套式、蛇管式或列管式；加热方式可以是间接加热或直接加热。制定者应注意以下制定目标：①使设备成本低(坚持较高的传热系数)；②使换热表面尽可能清洁(防止传热管表面结垢)；③关于易热分解的产品，应使其停留时间短，加热壁温低；④能满足分开要求。图1—29塔底再沸器的形式小型再沸器可直接安装在塔底部，但再沸器的横截面积要略大于塔体的截面。关于较大型的塔，再沸器一般安装在塔外。工业上使用最多的形式见图1—29。再沸器有立式和卧式之分：在立式再沸器中，被蒸发的液体在管内通过；在卧式再沸器中，被蒸发液体在管外通过。再沸器容量大时塔的操作稳定，蒸气分开空间大时可防止蒸气中夹带液体，对易起泡系统尤为有利。采纳卧式再沸器，可以使塔和建筑物的总高度降低；由于产品在卧式再沸器中的停留时间较长，因此不适宜用于蒸发对热不稳定的产品。热虹吸式再沸器利用再沸器中气—液混合物和塔底液体的密度差为推动力，增加流体在管内的流动速度，减少了污垢的沉积，提升了传热系数，装置紧凑，占地面积小。凯特尔Ketile式再沸器一次通过蒸发的气液比可达80％，相当于一块理论板。再沸器的传热面积可任意选用，釜液结焦时清洗方便，但金属消耗量和占地面积都大。当塔底产品是废水时，通常采纳直接水蒸气加热，这样可节省再沸器的投资成本。加热周期鼓泡管可参照以下数据进行制定：鼓泡管上吹气孔的孔径通常为5—10mm，各孔中心相距5一10倍孔径；吹气孔一般排列在鼓泡管的下方和侧面；全部吹气孔的总截面积约为鼓泡管截面积的倍。冷凝器冷凝器的任务是冷凝离开塔顶的蒸气，以便为分开提供足够的回流。部分冷凝的优点是未凝的产品富集了轻组分，冷凝器为分开提供了一块理论板。当全凝时，部分冷凝液作为回流返回，冷凝器没有分开作用。

图1—30冷凝器几种回流形式在小型精馏塔中，冷凝器可采纳蛇管式；对大型设备一般采纳列管式。为了提升冷却介质的流速，使其传热系数提升，一般安排冷却介质在管内流动，蒸气在管外冷凝。关于小型精馏塔，冷凝器一般安装在塔顶，冷凝液靠重力作用回流入塔。冷凝器距塔顶回流口的高度，可依据管道阻力损失进行估算。工业上常用的几种回流形式如图1—30所示。图1—30(d)是将冷凝器直接安装在塔顶，这样，冷凝器无需另外的支承结构，但缺点是回流量较难控制。当要求阻力损失较小时，可采纳图1—30(e)所示的分支型冷凝器。关于大型精馏塔，往往将冷凝器安装在离地面约5m的支架上，以确保泵在输送回流液时，不会出现气蚀现象。采纳泵进行强制回流时，回流属冷回流，其回流比容易控制，且对安放冷凝器的支座要求不高，安装与检修都比较方便。冷凝器可分为水冷(或其他液体冷却剂)和气冷。进行选择时通常合计的是：气冷设备大、投资成本高，但操作费用较低；当要求较小的冷凝器时，水冷更具有吸引力。所以制按时，应从总费用为最小的原则出发。

1.7

板式精馏塔的计算机制定制定题目、条件和内容题目：乙醇—水连续精馏塔(筛板塔或浮阀塔)的制定。基本条件：含乙醇25％(质量分数，下同)的料液以泡点状态进入塔内，回流比为最小回流比的倍，塔顶产品中乙醇含量为94％，塔底残液中含乙醇为％。该塔的生产能力为日产(24h)10吨94％的乙醇产品。顶压强为4kPa(表压)，单板压降≯，再沸器采纳低压蒸汽加热。制定内容：⑴制定方案确实定及流程说明；⑵塔的工艺计算；⑶塔和塔板的工艺尺寸制定；①塔高、塔径及塔板结构尺寸确实定；②塔板的流体力学验算；③塔板的负荷性能图。⑷制定结果概要或制定一览表；⑸辅助设备选型与计算；⑹生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图；⑺对本制定的评述或有关问题的分析讨论。制定基础数据常压下乙醇—水系统t—x—y数据如表1—6所示。表1—6

乙醇—水系统t—x—y数据沸点t/℃乙醇摩尔数/%沸点t/℃乙醇摩尔数/%气相液相气相液相82乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：1825℃时的乙醇和水的混合液的表面张力与乙醇浓度之间的关系为：式中

σ——25℃时的乙醇和水的混合液的表面张力，N／m；x——乙醇质量分数，％。其他温度下的表面张力可利用下式求得

(1-54)式中

σ1——温度为T1时的表面张力；N／m；σ2——温度为T2时的表面张力；N／m；TC——混合物的临界温度，TC＝∑xiTci

，K；xi——组分i的摩尔分数；TCi——组分i的临界温度，K。

第二章板式精馏塔制定举例苯－甲苯板式精馏塔制定2.1.1

制定任务书⑴制定题目年处理轻油13000吨浮阀精馏塔工艺制定。⑵已知条件原料组成：轻油中含苯58％，其余为甲苯，温度25℃。产品要求：含苯≥98％〔质量〕的塔顶产品。塔底釜液要求：含苯％。〔质量〕。加热剂：经压力调节后为0.3MPa的〔表压〕的饱和水蒸气。冷却剂：32℃的循环冷却水。2.1.2

浮阀塔制定计算

精馏方案的选定⑴精馏方式的选择本制定采纳连续精馏方式。连续精馏中原料连续加入精馏塔中，与其它精馏方式相比操作稳定，产品质量稳定。由于涉及浓度范围内苯和甲苯挥发度相差较大，所以不需要采纳特别精馏方式。⑵操作压力的选择塔顶压力选择常压。用常压操作可有效的降低设备造价和操作费用。塔底产品不是热敏性物质，且沸点不高，所以不需采纳减压蒸馏；苯－甲苯物系在常压下是液态，因而也不需减压蒸馏。⑶塔板形式的选择综合泡罩塔、筛板塔和浮阀塔三种精馏塔特性，在合计了生产能力、塔板效率、操作弹性和塔板压强降等性能指标后，决定采纳浮阀塔。浮阀塔的优点是生产能力大，操作弹性大，雾沫夹带量小，塔板效率高，液面梯度小，蒸汽分布均匀，压降较泡罩塔小，结构简单，安装容易，造价适中。⑷加料方式和加料热状况的选择加料方式采纳加料泵加入塔内。加料热状况的选择在综合合计了理论塔板数、能耗和操作的稳定性，以及温度对泵的操作的影响等问题后，为了节省操作费用，对此物系可使用直接冷液进料。⑸再沸器、冷凝器等附属设备的安排本制定精馏过程采纳蒸汽间接加热，在塔底设再沸器。在塔顶设冷凝冷却器，将塔顶蒸汽完全冷凝后一部分泡点回流入塔。冷凝器安装在塔的顶部，通过回流比控制器分流后回流液直接流入塔内，馏出产品经再次冷却进入产品储罐。具体流程参见流程示意图〔图2-1〕。2.1.2.2

工艺计算为简化计算，取自塔顶数第一层板作为计算的灵敏板。〔以下同〕

图2－1

苯－甲苯体系精馏流程示意图

⑴物料衡算

已知苯的千摩尔质量为，甲苯的千摩尔质量为，由制定任务可得：同理可得

原料平均千摩尔质量：?/P>

图2-2

物料衡算示意图原料进料量〔合计工厂的实际状况，对苯－甲苯体系，腐蚀性较小，可按每年有效工作日330天，天天24小时计算〕：

由物料衡算公式代入已知条件可得：解出

⑵物料衡算汇总表表2-1

物料衡算汇总表

序

号kg/h名

称Wt%kg/hkmol/hmol%kmol/h1进料苯58甲苯422塔顶苯98甲苯23塔釜苯甲苯

图2-3

苯－甲苯的t-x-y图

⑶计算进料热状况参数绘制苯甲苯的t－x－y图〔图2-3〕，可查取进料液泡点温度ts＝℃查取苯、甲苯的物性数据如下：在进料定性温度〔88.7+25〕/2下：所以

q线斜率为1.309/(1.309-1)＝⑷适宜回流比做q线，与平衡线相交与q点，查出其坐标为，0.836)。?/P>关于苯－甲苯体系，依据此体系较易分开的特点以及工厂经验，选回流比为最小回流比的倍，则：

取R＝⑸图解理论板数

在y－x图上利用阶梯图解法图解出理论板数为16层，理论进料位置在自上数第7层〔见图2-4〕。⑹确定总板效率

依据经验数值初选总板效率为59％，则实际板数为(16－＝26层。选单板压降为500Pa，则塔底压强为：

查体系的物性数据可得塔底温度为℃，已知塔顶温度为℃，故定性温度为〔〕／2＝℃。查取苯甲苯的t－x－y图可得xA＝时，yA＝。

查取苯甲苯的粘度分别为，所以：由奥康内尔关联式可得：浮阀塔的矫正系数可取，则：

与初选值相近，故总板效率为59％。⑺实际板数及实际进料位置

⒏

工艺计算汇总表：表2-2

工艺计算汇总表

序

号项

目结

果序

号项

目结

果1进料热状况参数5理论进料位置第7层2最小回流比6总板效率59％3适宜回流比7实际板数264理论板数16(含釜)8实际进料位置第11层

2.1.2.3

热量衡算⑴塔顶全凝器

塔顶苯的含量为98％，故可按纯苯计算塔顶物性数据。查取在塔顶温度℃下苯的汽化潜热为7350cal/mol，忽略热损失，则：

设冷凝用水的终温为40℃，则定性温度为，在此温度下，水的比热为，则冷凝水消耗量为：?/P>

图2-5

热量衡算示意图

依据经验数据，选冷凝器的总传热系数为500W／(m2K)

由可得：⑵再沸器在全塔范围内进行热量衡算设全塔热损失为全塔输入热量的10％，则有：

①原料输入热量查取在定性温度25/2＝℃下苯与甲苯的比热分别为31.74Cal/mol℃以及40.78Cal/mol℃，则：②回流液带入热量回流液可按纯苯计算，在定性温度＝℃下苯的比热为32.963Cal/mol