乙醇水精餾塔模板x

1、第一章板式精餾塔的設計 1.1 概述1 1.2板式精餾塔的設計原則與步驟 1 1.3 理論塔板數(shù)的確定3 1.4塔板效率和實際塔板數(shù) 7 1.5板式精餾塔的結構設計 8 1.6板式精餾塔高度及其輔助設備 27 1.7板式精餾塔的計算機設計 31 第二章板式精餾塔設計舉例 2.1苯甲苯板式精餾塔設計 33 2.2乙醇一水板式精餾塔設計 47 2.3 甲醇一水板式精餾塔設計 66 第三章塔設備的機械計算 3.1 塔體及裙座的強度計算 86 3.2塔盤板及其支撐梁的強度、撓度計算 104 3.3 塔盤技術條件 105 3.4 塔盤支撐件的尺寸公差 109 111 第一章板式精餾塔的設計 1.1 概述

2、 蒸餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝達到輕重 組分分離的方法。蒸餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此， 掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設計和分析分離過程中的各種參 數(shù)是非常重要的。 蒸餾過程按操作方式可分為間歇蒸餾和連續(xù)蒸餾。間歇蒸餾是一種不穩(wěn)態(tài)操作，主要應用于 批量生產(chǎn)或某些有特殊要求的場合；連續(xù)蒸餾為穩(wěn)態(tài)的連續(xù)過程，是化工生產(chǎn)常用的方法。 蒸餾過程按蒸餾方式可分為簡單蒸餾、平衡蒸餾、精餾和特殊精餾等。簡單蒸餾是一種單級 蒸餾操作，常以間歇方式進行。 平衡蒸餾又稱閃蒸，也是一種單級蒸餾操作，常以連續(xù)方式 進行

3、。簡單蒸餾和平衡蒸餾一般用于較易分離的體系或分離要求不高的體系。對于較難分離 特殊精餾是在物系中加入 的體系可采用精餾，用普通精餾不能分離體系則可采用特殊精餾。 第三組分，改變被分離組分的活度系數(shù)，增大組分間的相對揮發(fā)度，達到有效分離的目的。 特殊精餾有萃取精餾、恒沸精餾和鹽溶精餾等。 精餾過程按操作壓強可分為常壓精餾、加壓精餾和減壓精餾。一般說來，當總壓強增大時， 平衡時氣相濃度與液相濃度接近，對分離不利，但對在常壓下為氣態(tài)的混合物，可采用加壓 精餾；沸點高又是熱敏性的混合液，可采用減壓精餾。 雖然工業(yè)生產(chǎn)中以多組分精餾為常見，但為簡化起見，本章主要介紹兩組分連續(xù)精餾過程的 設計計算。 1.

4、2板式精餾塔的設計原則與步驟 1.2.1 設計原則 總的原則是盡可能多地采用先進的技術，使生產(chǎn)達到技術先進、經(jīng)濟合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、 高產(chǎn)、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點。 滿足工藝和操作的要求所設計出來的流程和設備能保證得到質(zhì)量穩(wěn)定的產(chǎn)品。由于工 業(yè)上原料的濃度、溫度經(jīng)常有變化，因此設計的流程與設備需要一定的操作彈性，可方便地 進行流量和傳熱量的調(diào)節(jié)。設置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通過這些儀表來觀測 和控制生產(chǎn)過程。 滿足經(jīng)濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備與基建的費用， 如合理利用塔 頂和塔底的廢熱，既可節(jié)省蒸汽和冷卻介質(zhì)的消耗，也能節(jié)省電的消耗?；亓鞅葘Σ僮髻M用

5、和設備費用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節(jié)省也對操作費用和設 備費用有影響，減少冷卻水用量，操作費用下降，但所需傳熱設備面積增加， 設備費用增加。 因此，設計時應全面考慮，力求總費用盡可能低一些。 保證生產(chǎn)安全 生產(chǎn)中應防止物料的泄露，生產(chǎn)和使用易燃物料車間的電器均應為防爆 產(chǎn)品。塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設備應具有一定剛度和強度。 1.2.2設計步驟 板式精餾塔的設計大體按以下步驟進行: 確定設計方案； 平衡級計算和理論塔板的確定； 塔板的選擇； 實際板數(shù)的確定； 塔體流體力學計算； 管路及附屬設備的計算與選型； 撰寫設計說明書和繪圖。 1.2.3設計方

6、案的內(nèi)容 設計方案包括精餾流程、設備的結構類型和操作參數(shù)等的確定。例如組分的分離順序（多組 分體系）、塔設備的形式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸氣的冷凝方式、 余熱利用的方案、 安全、調(diào)節(jié)機構和測量控制儀表的設置等。限于篇幅，僅對其中一些內(nèi)容作些闡述，其他內(nèi) 容可見參考文獻。 1.2.3.1 操作壓力 塔內(nèi)操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問題，而且與塔頂和塔底溫度的選取有關。根據(jù)所處理 的物料性質(zhì)，兼顧技術上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來綜合考慮，一般有下列原則： 壓力增加可提高塔的處理能力，但會增加塔身的壁厚，導致設備費用增加；壓力增加， 組分間的相對揮發(fā)度降低，回流比或塔高增加，導致操作費用或設備

7、費用增加。因此如果在 常壓下操作時，塔頂蒸氣可以用普通冷卻水進行冷卻，一般不采用加壓操作。 操作壓力大于 1.6MPa才能使普通冷卻水冷卻塔頂蒸氣時，應對低壓、冷凍劑冷卻和高壓、冷卻水冷卻的 方案進行比較后，確定適宜的操作方式。 考慮利用較高溫度的蒸氣冷凝熱，或可利用較低品位的冷源使蒸氣冷凝，且壓力提高后 不致引起操作上的其他問題和設備費用的增加，可以使用加壓操作。 真空操作不僅需要增加真空設備的投資和操作費用，而且由于真空下氣體體積增大，需 要的塔徑增加，因此塔設備費用增加。 123.2 進料狀態(tài) 進料狀態(tài)有5種，可用進料狀態(tài)參數(shù) q值來表示。進料為過冷液體：q 1 ;飽和液體（泡點）： q

8、= 1 ;氣、液混合物：Ov qv 1 ;飽和蒸氣（露點）： q = 0;過熱蒸氣：q v 0。q值增加， 冷凝器負荷降低而再沸器負荷增加，由此而導致的操作費用的變化與塔頂出料量D和進料 量F的比值D/F有關；對于低溫精餾，不論D/F值如何，采用較高的 q值為經(jīng)濟；對于高 溫精餾，當D/F值大時宜采用較小的 q值，當D/F值小時宜采用q值較大的氣液混合物。 如果實際操作條件與上述要求不符，是否應對進料進行加熱或冷卻可依據(jù)下列原則定性判斷： 進料預熱的熱源溫度低于再沸器的熱源溫度，可節(jié)省高溫熱源時，對進料預熱有利，但 會增加提餾段的塔板數(shù)； 當塔頂冷凝器采用冷凍劑進行冷卻，又有比較低的冷量可利用

9、時，對進料預冷有利。 泡點進料時的操作比較容易控制，且不受季節(jié)氣溫的影響；此外，泡點進料時精餾段和提餾 段的塔徑相同，設計和制造時比較方便。 1.2.3.3 加熱方式 塔釜一般采用間接蒸汽加熱，但對塔底產(chǎn)物基本是水，且在低濃度時的相對揮發(fā)度較大的體 系，也可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可利用壓力較低的蒸汽加熱，塔釜只 須安裝鼓泡管，一般可節(jié)省設備費用和操作費用。 1.2.3.4 回流比 影響精餾操作費用的主要因素是塔內(nèi)蒸氣量V。對于一定的生產(chǎn)能力，即餾出量D 一定時， V的大小取決于回流比。實際回流比總是介于最小回流比和全回流兩種極限之間。由于回流 比的大小不僅影響到所需理論板數(shù)，

10、還影響到加熱蒸汽和冷卻水的消耗量，以及塔板、塔徑、 蒸餾釜和冷凝器的結構尺寸的選擇，因此，適宜回流比的選擇是一個很重要的問題。 適宜回流比應通過經(jīng)濟核算決定，即操作費用和設備折舊費之和為最低時的回流比為適宜回 流比。但作為課程設計，要進行這種核算是困難的， 通常根據(jù)下面3種方法之一來確定回流 比。 圖1-1理論塔板數(shù)和回流比的關系 根據(jù)本設計的具體情況，參考生產(chǎn)上較可靠的回流比的經(jīng)驗數(shù)據(jù)選定； 先求出最小回流比 Rmin，根據(jù)經(jīng)驗取操作回流比為最小回流比的1.1 s2倍，即R =( 1.1 s 2 ) Rmin； 在一定的范圍內(nèi)，選 5種以上不同的回流比，計算出對應的理論塔板數(shù)，作出回流比與

11、理論塔板數(shù)的曲線，如圖 1-1所示。當R= Rmin時，塔板數(shù)為 汽R Rmin后，塔板數(shù)從無限 多減至有限數(shù)；R繼續(xù)增大，塔板數(shù)雖然可以減少，但減少速率變得緩慢。因此可在斜線部 分區(qū)域選擇一適宜回流比。上述考慮的是一般原則，實際回流比還應視具體情況選定。 123.5產(chǎn)品純度或回收率 產(chǎn)品純度通常是根據(jù)客戶的要求決定的。 若客戶對精餾塔頂和塔底產(chǎn)品的純度都有要求， 則 產(chǎn)品的回收率也已確定；若用戶僅指定其中一種產(chǎn)品的純度，設計人員則可根據(jù)經(jīng)濟分析決 定產(chǎn)品的回收率。提高產(chǎn)品的純度意味著提高產(chǎn)品的回收率， 可獲得一定的經(jīng)濟效益。但是 產(chǎn)品純度的提高或者是通過增加塔板數(shù)或者是增加回流比來達到的，這

12、意味著設備費用或操 作費用的增加，因此只能通過經(jīng)濟分析來決定產(chǎn)品的純度或回收率。 1.2.3.6熱能的利用 精餾過程的熱效率很低，進入再沸器的能量的95%以上被塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)帶走，僅 約5%的能量被有效地利用。采用熱泵技術可使塔頂蒸氣溫度提高，提高了溫度的蒸氣再用 于加熱釜液，使釜液蒸發(fā)的同時，塔頂蒸氣冷凝。該方法不僅可節(jié)省大量的加熱蒸汽，而且 還節(jié)省了大量的冷卻介質(zhì)。當然，塔頂蒸氣可用作低溫系統(tǒng)的熱源，或通入廢熱鍋爐產(chǎn)生低 壓蒸汽，供別處使用。在考慮充分利用熱能的同時，還應考慮到所需增加設備的投資和由此 給精餾操作帶來的影響。 1.3理論塔板數(shù)的確定 理論塔板數(shù)是通過平衡級逐板計算得到

13、的。所需的數(shù)據(jù)或方程有： 氣液平衡關系；精餾段操 作線方程；提餾段操作線方程；q線方程。 1.3.1氣液平衡關系 氣液平衡關系是分析蒸餾原理和進行蒸餾過程計算的基礎。平衡數(shù)據(jù)的來源主要由實驗測定， 已發(fā)表的氣液平衡數(shù)據(jù)可見各種刊物和專著。當氣液平衡數(shù)據(jù)不全時，可通過熱力學方法推 算得到。 實驗測得的氣液平衡數(shù)據(jù)通常采用列表或坐標表示。氣液平衡關系也常用平衡常數(shù)和相對揮 發(fā)度表示。 平衡常數(shù)Kj定義為 (1-1) 相對揮發(fā)度a定義為 (1-2) 式中 Xi、Xj 別為液相中i、j組分的摩爾分數(shù)； y, yj 別為氣相中i、j組分的摩爾分數(shù)； Ki、Kj 、j組分的平衡常數(shù)； a分i對組分j的相對

14、揮發(fā)度。 對雙組分物系，代入式(1-2)可得 (1-3) 對于氣相是理想氣體、液相為理想溶液的情況，當處于平衡狀態(tài)時，液相符合拉烏爾關系式 (1-4) 式中Pi、p 別為i組分的氣相分壓和飽和蒸氣壓，Pa。 理想氣體服從道爾頓分壓定律 (1-5) 式中 p 統(tǒng)的壓力，Pa。 聯(lián)立式(1-4)和式(1-5)可得到 (1-6) 當用相對揮發(fā)度 a表示時，可得 (1-7) 由式(1-6)可見，理想體系的平衡常數(shù)是溫度和壓力的函數(shù)。對同一物系，Pi/pj的值隨溫 度的變化不很顯著，因此在同一塔內(nèi)，可取一平均a值進行計算。 若溶液為非理想溶液，氣相仍可視為理想氣體時，則 (1-8) 式中 丫、分別i、j

15、為組分的活度系數(shù)。 計算活度系數(shù)的經(jīng)驗公式很多，在此不一一列出，可從文獻中得到。 相對揮發(fā)度a值的大小可以用來判斷某混合液是否能用蒸餾方法加以分離及分離的難易程 度。若a 1，表示組分i較組分j容易揮發(fā)，且 a值越大，揮發(fā)度差異愈大，分離愈容易 進行。若 舛=1,則比=為，該體系不能用普通精餾方法分離。 1.3.2操作線 操作線是塔內(nèi)物料衡算和熱量衡算的表達式，當組分間的摩爾汽化潛熱相等時，操作線即是 物料衡算方程，此時，氣液相的摩爾流量不變。但當組分間的摩爾汽化潛熱相差較大時，仍 然認為氣液相摩爾流量為恒定，則會給計算結果帶來較大的誤差，此時應結合考慮熱量衡算 方程，得到更符合實際情況的操作

16、線方程。 1.321精餾段操作線 當塔頂為全凝器，且高沸點組分氣化潛熱值Hh和低沸點組分氣化潛熱值Hl不隨濃度變化 時，精餾段操作線方程為 (1-9) 式中y、x別為精餾段任一截面處的氣液相易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)； xd頂易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)； H 熱比值，； Hh、Hl 別為高沸點和低沸點組分的摩爾氣化潛熱，kJ/kg R流比，R= L/D; L 頂液相回流量，kmol/s ; D頂產(chǎn)品量，kmol/s。 當Hh= Hl時，H為無窮大，此時氣液相的流量均不變，為恒摩爾流。則式(1-9)可變?yōu)?(1-10) 1.3.2.2提餾段操作線 在精餾段操作線和提餾段操作線的交點d(Xd, yd),即進料

17、點與提餾段內(nèi)的任一截面間進行質(zhì) 量和熱量衡算，且 H為常數(shù)時，可得提餾段操作線方程為 (1-11) 混合物在泡點狀況下的溫度，K; 式中y、x別為提餾段任一截面處的氣液相易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù); yd、Xd別為進料點處的氣液相易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)； m 餾段液氣比，m=L V/; 、一一分別為提餾段的液相和氣相摩爾流量，kmol/s。 當時，使(1-11)簡化為 (1-12) 當提餾段操作線與對角線在W處相交時，即有 ，所以式(1-12)又可轉(zhuǎn)化為 (1-13) 1.3.3 q線方程 精餾段操作線和提餾段操作線的交點的軌跡是一條直線, 描述該直線的方程稱為 q線方程或 進料方程。 (1-14)

18、圍繞進料點作熱量衡算，可以得到反映進料熱狀態(tài)參數(shù)q的表達式 (1-15) 式中 一一進料熱狀態(tài)參數(shù)； 、交點處易揮發(fā)組分氣相、液相摩爾分數(shù); 進料中易揮發(fā)組分摩爾分數(shù); 混合物的定壓比熱容，kJ/(kg K); 傳熱溫差，K; 進料溫度，K ; 混合物的氣化潛熱，kJ/kg。 1.3.4理論塔板數(shù)的確定 1.3.4.1圖解法 直角梯級圖解法（M-T法） M-T法是二元精餾的經(jīng)典方法。該法是在兩相組成x-y直 角坐標上，作出x/y的平衡曲線，并作出操作線與表示進料狀態(tài)的q線，再在操作線與平衡 線之間劃出連續(xù)的梯級，可求得所需的理論板數(shù)和適宜的進料板的位置。為了得到較準確的 結果，應采用適當?shù)谋壤?/p>

19、作圖。M-T法對分離過程的難易給出了直觀的表示，尤其是能很 好表示最小回流比的情況。M-T法看似簡單，是因為能直接提供平衡曲線。如果氣液平衡 數(shù)據(jù)要從氣液平衡模型計算得到，這種方法就失去了其簡捷性。 利用只具有單一平衡曲線的M-T法無法研究壓力對分離過程的影響，也無法算出各板的溫 度分布，對于多工況，利用M-T法就顯得繁雜。 焓-濃圖解法 在精餾過程中，不同物質(zhì)的氣化潛熱并非完全相等，此外，對非理想溶液 還有相當量的混合熱。以熱平衡為基礎，考慮上述因素引起塔內(nèi)各層間的氣液流量的變化， Ponchon-Savarit（龐充和薩瓦雷特）于1921年提出了焓-濃圖解法。焓-濃圖以比焓為縱坐標， 以組

20、成為橫坐標，表示一定壓力下不同溫度時各相的平衡組成及其相應的比焓。按照一定的 程序，在焓-濃圖上進行作圖可得到所需的理論板數(shù)。 焓-濃圖雖然比M-T法具有更多的優(yōu)點，但許多體系缺少焓-濃數(shù)據(jù)，而且仍然無法研究壓力 改變對精餾的影響。對于多工況，同樣存在M-T法的缺點。 1.3.4.2解析法 對于分離相對揮發(fā)度較小、難以分離的物系，用圖解法不易得到準確的結果，需要采用解析 法。解析法分為簡捷法和精確法兩種。 簡捷法是通過求取最小回流比（全回流時）及最少理論板數(shù)，選定適宜的回流比后，利用 Gilliand （吉利蘭）圖或經(jīng)驗關聯(lián)式求得操作條件下的理論板數(shù)。簡捷法為一種快速估算法， 適用于作方案比較

21、，其步驟在化工原理教科書上有詳細介紹，此處不再贅述。 精確法是將平衡線和操作線方程聯(lián)立，設法求解出其所需的理論板數(shù)。常用的有Smoker （斯 莫克）法和陳寧磬法等。Smoker法利用移軸原理，將問題轉(zhuǎn)化為求全回流時的最少理論板 數(shù)；陳寧磬法則是利用差分方程通過計算公式求解。精確法可以較準確地用數(shù)字計算理論板 數(shù)，且不必逐板計算而可直接算出任何一層塔板上的液相組成。精確法是建立在氣液相為恒 摩爾流動的假設上，且認為塔內(nèi)的相對揮發(fā)度為常數(shù)，因此，精確法的應用受到限制。 1.3.4.3數(shù)值法 對于二元精餾體系采用的數(shù)值法為逐板計算法，其原理與M-T法基本相同，所不同的是， 數(shù)值法是利用數(shù)值方法聯(lián)立

22、求解平衡方程和操作線方程。當理論板數(shù)較多時，手算較為煩瑣， 隨著計算機應用的普及，用計算機求解是一件非常簡單的事情，由于二元精餾體系的逐板計 算過程不存在迭代，求解程序只需十幾個程序語句即可。 通常從塔頂開始計算。若塔頂采用分凝器，則有：y=XD=已知值。而yo與X。成平衡，可用 平衡方程由yo求得xo, X。與yi符合精餾段操作線關系，故用精餾段操作線方程可由xo得到 yi, yi與Xi成平衡，又利用平衡方程可由yi求得Xi,再利用精餾段操作線方程由Xi求得y2。 如此重復計算，直到XnXq時，說明第n層理論板為進料板。因此精餾段的理論板數(shù)為 （n-i） 塊。此后，改用提餾段操作線方程，繼續(xù)

23、采用上述相同的方法直至計算到Xm$W，求得提餾 段的理論板數(shù)。一般認為再沸器內(nèi)氣液兩相達到平蘅，所以再沸器相當一塊理論板，故提餾 段理論板數(shù)為（m-i）塊。 這里需要指出的是，當平衡關系不是用方程來表示，而是實驗測得的一系列離散的數(shù)據(jù)時， 采用插值法ii可方便地得到對應的平衡值。 1.4塔板效率和實際塔板數(shù) 1.4.1塔板效率 在實際塔板上，氣液兩相并未達到平衡，這種氣液兩相間傳質(zhì)的不完善程度用塔板效率來表 示，在設計計算中多采用總板效率求出實際塔板數(shù)。總板效率定得是否合理， 對設計的塔在 建成后能否滿足生產(chǎn)的要求有重要的意義。 而總板效率與物系物性、 塔板結構和操作條件密 切相關。由于影響的

24、因素多而復雜， 很難找到各種因素之間的定量關系。 一般可采用下面的 方法來確定總板效率。 從條件相同的生產(chǎn)裝置或中試裝置中取得經(jīng)驗數(shù)據(jù)，這種數(shù)據(jù)最為可靠。 采用O conn ell (奧克勒爾)法將總板效率對進料液體粘度與關鍵組分相對揮發(fā)度的乘積 進行關聯(lián)，得到圖1-2所示的曲線。 該曲線也可用下式表達，即 (1-16) 式中Et總板效率； a塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度； 圖1-2精餾塔全塔效率關聯(lián)曲線 進料液在塔頂和塔底平均溫度下的粘度，mPa -so 混合物的粘度值有的可從手冊中查出，如手冊中缺乏時，可按下式估算 (1-17) 式中Xi進料中組分i的摩爾分數(shù)； 、塔頂和塔底平均溫度下

25、液態(tài)組分i的粘度，mP-So 應當指出，圖1-2和式(1-16)是對泡罩塔或篩板塔的幾十個工業(yè)塔進行試驗而得到的結果, 對浮閥塔也可參照使用。其適用于=0.1 - 7.5，板上液流長度 1m的塔。 1.4.2實際塔板數(shù) 設塔釜為一塊理論板，則塔內(nèi)實際塔板數(shù)為 (1-18) 式中N 塔內(nèi)實際塔板數(shù)； Nt理論塔板數(shù)； Et總板效率。 1.5板式精餾塔的結構設計 精餾過程是借助于塔設備來實現(xiàn)氣液相間的質(zhì)量傳遞的。精餾操作既可采用板式塔，也可 采用填料塔。填料塔的設計已經(jīng)在第三章中作了詳細介紹，本章只介紹板式塔的設計。 塔設備除了應滿足特定的化工工藝條件(如溫度、壓力及耐腐蝕等)外，為了適應工業(yè)生產(chǎn)

26、 的需要還應達到下列要求： 生產(chǎn)能力大，即單位塔截面積的處理量大； 操作穩(wěn)定，彈性大，即氣液負荷有較大波動時，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(wěn)定的操作， 并能保持長期連續(xù)運轉(zhuǎn)； 分離效率高，即氣液有充分的接觸面積和接觸時間，達到規(guī)定分離要求的塔高要低； 流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設備的壓力降小，以達到節(jié)能和降低操作費用的目的； 結構簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。 實際上，任何塔設備要滿足上述所有要求是困難的，因此，只能從生產(chǎn)需要及經(jīng)濟合理的要 求出發(fā)，抓住主要矛盾進行設計。 1.5.1塔板的布置及主要參數(shù) 在板式塔中，塔內(nèi)裝有一定數(shù)量的塔板，氣體自塔底向上以鼓泡噴射的形式穿過塔板上的液

27、層，使兩相密切接觸，進行傳質(zhì)。兩相的組分濃度沿塔高呈階梯式變化。塔板是氣液接觸的 元件，也是氣液分離的場所。塔板上通常劃分為鼓泡區(qū)，溢流區(qū)，安定區(qū)和邊緣區(qū)等 4個區(qū) 域，如圖1-3所示。 圖1-3塔板板面布置及主要參數(shù) 1-鼓泡區(qū)；2-溢流區(qū)；3-安定區(qū)；4-邊緣區(qū) A-降液管截面積；A-鼓泡區(qū)面積；D-塔徑；HT-板間距；ho-降液管與下層板的距 離；hi-降液管與內(nèi)堰的水平距離； hWh w）-夕卜（內(nèi)）堰高；I管堰長；WWS）出口（入口）安定區(qū)； W 邊緣區(qū)；W 弓形寬度；r-鼓泡區(qū)的半徑 1.5.2常用板式塔類型及結構 板式塔種類多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為篩板塔、舌形塔、

28、穿流多孔塔板、 浮動噴射塔等多種。 隨著石油、化學工業(yè)的迅速發(fā)展，又開發(fā)使用了一些新型塔板，如斜孔 塔板、S型板、導向篩板、網(wǎng)孔篩板、大孔篩板、浮閥-篩板復合塔板、旋流塔板、旋葉塔 板、角鋼塔板等。目前精餾過程常用的板式塔為浮閥塔、篩板塔和泡罩塔，前兩者使用尤為 廣泛，因此，本節(jié)只討論浮閥塔和篩板塔的設計。 1.5.2.1篩板塔的特性 篩板塔是最早使用的板式塔之一，它的主要優(yōu)點有： 結構簡單，易于加工，造價為泡罩塔的60%左右，為浮閥塔的80%左右； 在相同條件下，生產(chǎn)能力比泡罩塔大20%40% ； 塔板效率較高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮閥塔； 氣體壓力降較小，每板壓力降比泡罩塔約低3

29、0%左右。 篩板塔的缺點是： 小孔篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液; 操作彈性較?。s 23）。 1.522浮閥塔的特性 浮閥塔兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點，目前已成為國內(nèi)應用最廣泛的塔型。大型浮閥塔的塔徑 可達10m，塔高達83m，塔板數(shù)多達數(shù)百塊。其主要優(yōu)點為： 在相同的條件下，生產(chǎn)能力與篩板塔接近； 塔板效率比泡罩塔高 15%左右； 操作彈性大，一般為 59; 氣體壓力降小，在常壓塔中每塊板的壓力降一般為400666Pa； 液面落差?。?不易積垢堵塞，操作周期長; 結構比較簡單，安裝容易，制造費用僅為泡罩塔的 60%80% （但為篩板塔的120% 130% ）。 圖1-

30、4F1型浮閥 浮閥的形式有多種，國內(nèi)最常用的是 F1型浮閥，已確定為部頒標準（JB1118-68 ）其結構如 圖1-4所示，圖中符號代表的尺寸見表1-1。 表1-1 F1型浮閥基本參數(shù) 序號 型式代號 閥片厚度 S /mm /mm 閥重/g 適用于塔板厚 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型浮閥分輕閥（代表符號 Q）和重閥（代表符號 Z）兩種。一般重閥應用較多，輕閥泄 漏量較大，只有在要求塔板壓降小的時候（如減壓蒸餾）才采用 雖然浮閥塔具有很多優(yōu)點，但在處理粘稠度較大的物料方面不及泡罩塔；在結構、生產(chǎn)能力、 塔板效率、壓力降等方面不及篩板塔。 1.523整塊式和分

32、塊式塔板 從裝配特點來分，塔板有整塊式和分塊式兩種。當塔徑小于900mm時采用整塊式塔板；當 塔徑大于800mm時，由于人能在塔內(nèi)進行裝拆，可采用分塊式塔板；塔徑為800900mm 時，可根據(jù)制造和安裝的具體情況任意選用上述兩種結構。 圖1-5定距管式塔板結構 整塊式塔板 整塊式塔板分為定距管式和重疊式兩類。定距管式塔板結構如圖1-5所示，一個塔節(jié)中安裝 若干塔板，用拉桿和定距管將塔板緊固在塔節(jié)內(nèi)的支座上。定距管起著支承塔板和保持塔板 間距的作用。塔板與塔壁間的縫隙，以軟填料密封后，用壓塊及壓圈壓緊。 塔節(jié)的長度取決于塔徑和板間距。當塔徑為300500mm時，只能伸入手臂安裝，塔節(jié)長度 以80

33、01000mm為宜；塔徑為 500800mm時，人勉強可以進入塔內(nèi)安裝，塔節(jié)不宜超過 20002500mm ;塔徑大于800mm時，由于受拉桿長度的限制，為避免發(fā)生安裝困難，塔節(jié) 長度不宜超過25003000mm。 重疊式塔板是在每一塔節(jié)下面焊一組支乘，底層塔板安置在支承上， 然后依次裝入上一層塔 板，板間距由焊在塔板下的支柱保證， 并用調(diào)節(jié)螺絲調(diào)節(jié)水平。 塔板與塔壁間隙的密封形式 與定距管式塔板相同。 整塊式塔板的結構有兩種，一種是角焊結構，一種是翻邊結構。角焊結構如圖1-6中的(a)、 (b)所示，此結構是將塔板圈角焊在塔板上。這種結構的塔板制造方便，但要采取措施，以 減少因焊接變形而引起

34、的不平。翻邊結構如圖1-6中的(c)、(d)所示，此結構是塔板圈直接 由塔板翻邊而成，當直邊較短或制造條件許可時，可整體沖壓圖1-6( c);否則可另作一 個塔板圈與塔板對接圖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。塔板圈外緣與塔體內(nèi)壁的間隙一般為1012mm。填料支承圈用 $ 810mm的圓鋼彎成， 其焊接位置隨填料圈數(shù)而定，一般為3040mm。 分塊式塔板 在直徑較大的板式塔中，為了便于安裝和檢修，可將塔板分成數(shù)塊，通過人孔送入塔內(nèi)，裝 在焊于塔體內(nèi)壁的塔板支承件上。分塊式塔板的塔身為焊制整體圓筒，不分塔節(jié)。在分塊式 塔板中，根據(jù)塔徑的不同，又有單流塔板和

35、雙流塔板之分，本章主要介紹單流塔板。 圖1-7為單流分塊式塔板裝置圖。 為了便于了解塔板結構，在主視圖上，上層畫有塔板，下層未畫塔板，只畫出塔板固定件。 俯視圖上作了局部拆卸剖視，把后右四分之一的塔板拆掉了， 以便顯露出塔板下面的塔板固 定件。塔板分成數(shù)塊，靠近塔壁的兩塊是弓形板， 其余是矩形板。塔板塊數(shù)的劃分與塔徑大 小有關，一般按表1-2選取。不論塔板分為多少塊，為了在塔內(nèi)進行清洗和檢修時便于人能 進入各層塔板，應在塔板接近中央處設置一塊通道板。 表1-2塔板塊數(shù)的劃分 塔徑/mm 8001200 14001600 18002000 22002400 塔板塊數(shù) 3 4 6 6 塔板安放在焊

36、接的塔壁上的支承圈上。 支承圈大多用扁鋼煨制或?qū)摪迩谐蓤A弧焊成，有時 也可用角鋼煨制而成。塔板與支承圈的連接一般用卡子， 卡子由上下卡（包括卡板和螺栓）、 橢圓墊片及螺母等零件組成，其典型結構如圖1-8所示，這種結構都是上可拆的。 上述塔板連接的緊固構件加工量大， 裝拆麻煩，且螺栓需用耐腐蝕材料。 而楔形緊固件的結 構簡單，裝拆方便，不用特殊材料，故成本低。其結構如圖1-9所示，圖中龍門板不用焊接 的結構，有時也可將龍門板直接焊接在塔板上。 圖1-7單流分塊式塔板結構 圖1-11上可拆結構 圖1-10上下均可拆結構 分塊式塔板間的連接，根據(jù)人孔位置及檢修的要求，分為上可拆連接和上下均可拆連接

37、兩種。 常用的緊固件是螺栓和橢圓墊板。 上下均可拆連接結構如圖1-10所示，從上或下松開螺母并將橢圓墊板轉(zhuǎn)到虛線位置后，塔 板就可自由取開。上可拆連接結構如圖1-11所示。 1.5.3塔板結構參數(shù)的確定 1.5.3.1板間距 塔板間距不僅影響塔高，而且影響塔的生產(chǎn)能力、操作彈性和板效率。板間距取大些，能允 許較大的空塔氣速，對一定的生產(chǎn)任務，塔徑可小些，但塔高要增加；反之，塔徑大些，塔 高則可小些。氣液負荷和塔徑一定， 增加板間距可減少霧沫夾帶并提高操作彈性，但塔高的 增加，會增加金屬消耗量，增加塔基、支座等的負荷，從而增加全塔的造價。板間距與塔徑 1-3所列 之間的關系，應通過流體力學驗算，

38、權衡經(jīng)濟效益，反復調(diào)整，作出最佳選擇。表 的推薦值供初選板間距時參考。 表1-3板間距與塔徑的關系 塔徑D/mm 300500 500800 8001600 16002400 板間距HT/mm 200300 250350 300450 350600 必須保證有足夠的工作空 在決定板間距時，還應考慮安裝、檢修的需要。在塔體開人孔處, 間，該處的板間距不能小于 600mm。 1.5.3.2 塔徑 塔徑的計算方法有兩類：一類是根據(jù)適宜的空塔氣速，求出塔徑；另一類是先確定適宜的孔 速，定出每塊塔板上所需孔數(shù)，進行孔的排列后得到塔徑?，F(xiàn)僅介紹前一類方法。后一類方 法可參考文獻。 依據(jù)流量公式可計算塔徑，

39、即： (1-19) 式中：D 塔徑，m； 3 V氣相流量，m/s; u 適宜空塔氣速，m/s。 計算塔徑的關鍵在于確定適宜的空塔氣速。一般適宜的空塔氣速為最大允許氣速的0.60.8 倍，即 u=(0.60.8)u max(1-20) (1-21) 式中： Umax 最大允許氣速，m/s; C20 圖1-12初選塔徑用圖 C負荷系數(shù)，m/s; p、P氣、液相密度，kg/m3。 影響負荷系數(shù)值的因素較多，也很復雜，對于篩板塔和浮閥塔可用圖1-12來確定。 圖1-12是按液體表面張力d =20mN/m的物系繪制的，若所處理物系的表面張力為其它值, 則需按式(1-22)校正查出的負荷系數(shù)，即： (1-

40、22) 式中C20 圖1-12查出的物系表面張力為 20mN/m的負荷系數(shù)，m/s； 作物系的液體表面張力，mN / m； C作物系的負荷系數(shù)，m/s。 為了便于在計算機上進行運算，圖1-12可用下述回歸式表示 (1-23) 式中 H 間無液空間，H= Ht hL, m； Ht 間距，m; hL清液層的高度，m; Lv數(shù)， ; 3 V相流量，m /s; 3 L相流量，m /s; 、液相密度，kg/m3。 應當指出，如此算出的塔徑只是初估值，除需根據(jù)塔徑標準予以圓整外，還要根據(jù)流體力學 原則進行核算。為簡便起見，可先驗算霧沫夾帶量 ev,有必要時在此先對塔徑進行調(diào)整。當 液量較大時，宜先用式（1

41、-24）檢查液體在降液管中的停留時間t如不符合要求且難以加 大板間距Ht時，也可在此先作塔徑的調(diào)整。當精餾塔的精餾段和提餾段上升氣量差別較大 時，兩段的塔徑應分別計算。精餾段按塔頂?shù)谝粔K板上的物料的有關物理參數(shù)計算，提餾段 按塔釜中物料的有關物理參數(shù)計算。 1.5.3.3板上流體流程 有降液管的板式塔，降液管的布置，規(guī)定了板上液體的流動途徑。一般有如圖1-13所示幾 種液流形式。 圖1-13液體流程 （a）單溢流；（b） U 形流動；（c）雙流型（雙溢流） 單流型。是最簡單和最常用的，但當塔徑和流量過大時，易造成氣液分布不均勻，影響 效率。 折流型（u形）。只在小塔和氣液比很小時才采用。 雙流

42、型。當塔的直徑較大，或液相的負荷較大時，易采用雙流型。 其他流型。當塔徑及液量均特別大，雙流型也不適合，可以采用四流型或階梯流型。 初選塔板液流型時，根據(jù)塔徑和液相負荷的大小，參考表1-4預選塔板流動形式。 表1-4板上液流形式與液流負荷的關系 塔徑/ mm 液體流量/（ m/h ） U形流型 單流型 雙流型 階梯流型 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溢流裝置 塔板上溢流裝置包括降液管、溢流堰和受液盤等部件。 降液管 降液管是塔板間液體流動的通道，也是溢流液中夾帶的氣體得以分離的場所。從形狀上來看， 降液管可分為弓形降液管和圓形降液管。弓形降液管，堰與壁之間的全部截面區(qū)域均作為降 液空間，適用于直徑較大的塔中，塔板面積利用率最高，但塔徑小時制作焊接不便。圓形降 液管對于小塔制作較易，但降液管流通截面較小，沒有足夠空間分離溢流中的氣泡，氣相夾 帶嚴重，不適用于流量大及易起泡的物料。 降液管的設計，一般應遵守下列原則。 降液管中的液體線速度，宜小于 0.1m/s； 降液管的容積與液相流量之比，有時亦稱為液體在降

44、液管中的停留時間，一般應大于5s， 個別情況下，可小至 3s，停留時間計算式為 （1-24） 式中 t停留時間，s； Af I液管截面積，m2; HT 間距，m； L 相流量，m3/s。 停留時間是板式塔設計中的重要指標之一，停留時間太短，容易造成板間的液體夾帶，氣相 返混，降低效率，還增加淹塔的機會。 降液管底部與下一塊塔板間的間隙hO應盡可能比外堰高 hw小6mm以上，液相通過此 間隙時的流速一般不大于降液管內(nèi)的線速度，如果必須超出時，最大間隙流速亦應小于 0.4m/s。此外，h0 一般不宜小于25mm，以避免銹屑和其它雜質(zhì)堵塞，或因安裝偏差而使液 流不暢，造成液泛。 溢流堰 外堰 外堰又

45、成為出口堰，其作用是維持板上有一定液層，并使液流均勻。除個別情況 (如塔徑很小的塔)外，均應設置溢流堰。對單流型塔板，一般堰長lw與塔徑D的比Iw/D 為0.60.8;對于雙流型，Iw/D為0.50.7。 根據(jù)經(jīng)驗，對于篩板塔和浮閥塔，最大的堰上液流量不宜超過100130m3/h，也可按此原 則確定堰長。 外堰的高度與塔板形式和板上的液層高度有關。對于篩板和浮閥塔板，外堰高hw可按下列 要求來確定。 I 一般應使塔板上的清液層高度hL = 50100mm ,而清液層高度hL為外堰高hw與堰上 液流高度how之和，因此有 50 howw hw h0時，hw= 68mm，必要時可取 hw= h0。

46、個別情況下，如果 hw vh0,應使hwh0,以保證液封作用。應使 h1h0以保證液流暢通。 1.5.3.5安定去與邊緣區(qū)的安排 安定區(qū) 在塔板上的鼓泡區(qū)(其面積以Ap表示)與堰之間，需有一個不開孔區(qū)，稱為安定區(qū)。其作 用是避免大量的含泡沫液相進入降液管，一般情況下，安定區(qū)可取為： 外堰前的安定區(qū)：Ws= 70100mm。 內(nèi)堰后的安定區(qū)：W = 50100mm。 在小塔中的安定區(qū)根據(jù)情況可適當縮小。 邊緣區(qū) 板面靠近塔壁部分，需留出一圈邊緣區(qū)Wc供支持塔板的邊梁使用。對于塔徑在2.5m以下 的塔，Wc可取為50mm ;塔徑大于 2.5m的塔，Wc取為60mm或更大些。 為了防止液體經(jīng)無效區(qū)流

47、過而產(chǎn)生短路”現(xiàn)象，可在邊緣區(qū)設置擋板。 1.536篩板塔篩孔直徑及排列 篩孔孔徑 工業(yè)塔中篩板常用的孔徑 d0為38mm，推薦孔徑為 45mm。過小的孔徑只在特殊要求 時才使用。采用小孔徑時，應注意小孔徑容易堵塞，或由于加工誤差而影響開孔率，或有時 宜形成過甚的泡沫等問題。近十年來有逐漸采用大孔徑(d0為1025mm)的篩板的趨勢， 因為大孔徑塔板加工簡單，不易堵塞，只要設計合理，同樣可以得到滿意的塔板效率。但一 般來說，大孔徑塔板操作彈性會小一些。 篩孔排列 篩孔一般按三角形排列，孔中心距t 一般為(2.55) d0o實際設計時，t/d0應盡可能在3 4的范圍內(nèi)，t/d0過小，易使氣流互相

48、干擾，過大則鼓泡不勻，都會影響傳質(zhì)的效率。 開孔面積A0與鼓泡區(qū)面積 Ap的比為開孔率。篩孔按正三角形排列時，開孔率與t/d0有如 下的關系 (1-26) 式中 A0孔面積，m2; Ap泡區(qū)面積，m2; t 中心距，m； d0 孔直徑，m。 對于單流型塔板，鼓泡區(qū)面積Ap用下式計算 (1-27) ,m; , m; 式中 Ap 泡區(qū)面積；m2; Wd弓形寬度，m; WS安定區(qū)；m ; WC邊緣區(qū)，m。 是以弧度表示的反三角函數(shù)。 篩孔數(shù)的計算 (1-28) 式中 n孔數(shù)； 平方米鼓泡區(qū)的篩孔數(shù)； Ap泡區(qū)面積，m2; t 中心距，mm。 1.5.3.7浮閥塔的閥孔數(shù)及排列 閥孔直徑 閥孔直徑由所

49、選浮閥的型號決定，如常用的F1型浮閥的閥孔直徑為 39mm。 閥孔數(shù) 閥孔數(shù)n取決于操作時的閥孔氣速 u0,而u0由閥孔動能因子 F0 決定 (1-29) 式中 uL速，m/s; 相密度，kg/m3 ; F0閥孔的動能因子， 一般取F0= 811,對于不同的工藝條件，也可適當調(diào)整。閥孔數(shù) n 由下式算出 (1-30) 式中 n閥孔數(shù)； V相流量，m3/s； d0 閥孔孔徑，m; u0閥孔氣速，m/s。 應注意的是，當塔中各板或各段氣相流量不同時，設計時往往改變各板或各段的閥數(shù)。 閥孔的排列 閥孔的排列方式有正三角形排列和等腰三角形排列。正三角形排列又有順排和叉排兩種方式 (見圖1-16)。采用

50、叉排時，相鄰兩閥吹出的氣流攪動液層的作用比順排明顯，而且相鄰兩 閥容易被吹開，液面梯度較小，鼓泡均勻，所以采用叉排更好。 在整塊式塔板中， 閥孔一般按正三角形排列，其孔心距t有75mm，100mm，125mm, 150mm 等幾種。 在分塊式塔板中，閥孔也可按等腰三角形排列(見圖1-17)，三角形的底邊t固定為75mm， 三角形的高h有65mm，70mm，80mm，90mm，100mm，110mm幾種，必要時還可以調(diào)整。 塔板上閥孔的開孔率一般為4%15%，最好為6%9%。 按等腰三角形排列時 (1-31) 圖1-17閥孔的等腰三角形排列 按正三角形排列時 (1-32) 式中h 等腰三角形的高

51、，m; Ap 孔鼓泡區(qū)面積，m2; t 腰三角形的底邊長，m，般取為0.075m; A0閥孔總面積， m2; t 三角形的孔心距，m。 1.5.4塔板的流體力學計算 塔板的流體力學計算，目的在于驗算預選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決定對 有關塔板參數(shù)進行必要的調(diào)整，最后還要作出塔板負荷性能圖。 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計算 (1-33) 式中 how堰上液流高度，m; L 流量，m3/h; lw 長，m; E 流收縮系數(shù)，由圖1-18求得。一般情況下可取 E=1，對計算結果影響不大。 E圖1-18液流收縮系數(shù)E 設計時how不宜超過60mm

52、，過大時應該用雙流塔板。流量小時，how應不小于6mm，以 免造成板上液相分布不均勻。若how小于6mm，可采用齒形堰。若原來堰長較大，也可以 通過減少堰長來調(diào)整。 齒形堰 齒形堰的齒深hn 般宜在15mm以下。液流高度(由齒底算起)計算方法如下。 如圖1-19 (a)所示，當溢流層不超過齒頂時 (1-34) 如圖1-19 ( b)所示，當溢流層超過齒頂時 (1-35) 式中 how堰上液流高度，m; L 流量，m3/h; hn 深，m; lw 長，m。 圖1-19 齒形堰how示意圖 由式(1-35)求how時，需用試差法。 圓形溢流管 對于沒有設溢流堰的圓形溢流管，當how v 0.2d時

53、，how可按下式計算 (1-36) 當0.2d v how v 1.5d時(此條件下易液泛，應盡量避免采用)，how可按下式計算 (1-37) 式中how堰上液流高度，m; L 流量，m3/h; d流管的直徑，mm。 考慮到液封的要求，按式(1-36)和式(1-37)算得的how還應滿足d6how 1.542氣相通過塔板的壓降 ht 氣相通過一塊塔板的壓降ht包括干板壓降hd、板上液層的有效阻力 hl和鼓泡時克服液體表 面張力的阻力he,由于he般很小，可以忽略，故 (1-38) 干板壓降hd 對于篩板 (1-39) 式中hd干板壓降，m液柱； u0篩孔氣速，m/s; CO流量系數(shù)，其求取的方

54、法很多，這里推薦用1-20來求取。 對于F1型重閥的浮閥塔板： 閥全開前 (1-40) 閥全開后 (1-41) 板上液層的有效阻力 h1 對于篩板 (1-42) 式中h1 板上液層的有效阻力，m液柱； hw外堰高，m ; how堰上液流高度，m; 圖1-20干篩板的流量系數(shù)3氣系數(shù)，由圖1-21查取，對于浮閥塔 板；取B =0.5 圖中橫坐標F0為氣相動能因子： (1-43) 式中F0氣相動能因子，kg1/2/ (m-s); V 氣相流量，m3/s； AP 鼓泡區(qū)面積， m2; P v 相密度，kg/ m3。 1.5.4.3降液管內(nèi)液面高度 Hd 降液管內(nèi)液面高度Hd代表液體通過一層塔板 時所

55、需的液位高度，可用下式計算 Hd=hw+ how + + ht + hd(1-44) 式中 Hd降液管內(nèi)液面高度，m; hw外堰高度，m; how堰上液流高度， m; 出口堰之間的液面梯度，m; ht氣體通過一塊塔板的壓降，m液柱； hd液體通過降液管的壓降，m液柱。 對于篩板和浮閥塔板，一般液面梯度都很小，可以忽略。hd可按下列經(jīng)驗公式計算 (1-45) 式中hd液體經(jīng)過降液管的壓降，m液柱； L 液相流量，m3/s； H0 降液管底部離塔板的距離，m; lw堰長，m。 為了防止由降液管引起的液泛現(xiàn)象，應滿足下式 Hd(f)(HT+ hw )(1-46) 式中 HT板間距，m； 0泡沫層的相

56、對密度，對于容易起泡的物系，0 =0.30.4對于不易起泡的物系，0 =0.60.7 對于一般物系，0 =0.5 1.5.4.4漏液點氣速uOM 當氣相負荷減小或塔板上開孔率增大，通過篩板或閥孔的氣速不足以克服液層阻力時，部分 液體會從篩孔或閥孔中直接落下，該現(xiàn)象稱為漏液。漏液導致板效率下降，嚴重時將使塔板 上不能積液而無法操作。漏液點氣速指的是漏液現(xiàn)象明顯影響板效率時的氣速。 對于篩板塔，漏液點氣速 uOM可用下式計算 (1-47) 當hL v 30mm，或dOv 3mm時，uOM采取下式計算 (1-48) 式中 u0M 漏液點氣速，m/s； C0流量系數(shù)，由圖1-20查??； hL 板上清液

57、層高度， m; h d 服表面張力的阻力，h d =4 d / d0 ,p mg液柱； pv p L 、液相密度，kg/m 3 ; d液相的表面張力， N/ m ; d0篩孔直徑，m。 為保證所設計的篩板具有足夠的操作彈性，通常要求設計孔速 uO與u0M之比k(稱為篩板的 穩(wěn)定系數(shù))不小于1.52.0 對于浮閥塔板，泄漏是隨閥重的增加、孔速的增大、開度的減小及板上液層高度的降低而減 小，其中以閥重的影響較大。對于F1型重閥，可取閥孔動能因子F0=56作為負荷下限， 此時漏液點由下式計算 (1-49) 式中 uOM 漏液點氣速，m/s； F0閥孔動能因子。 1.5.4.5霧沫夾帶量 eV 霧沫夾

58、帶是指下層塔板產(chǎn)生的霧滴被上升的氣流帶到上層塔板的現(xiàn)象。霧沫夾帶將導致塔板 效率下降。綜合考慮生產(chǎn)能力和板效率，應該控制霧沫夾帶量eVv 0.1kg液/kg氣。 篩板塔的霧沫夾帶量 篩板塔的霧沫夾帶量可用哈特(Hu nt )的關聯(lián)式計算： (1-50) 式中 eV霧沫夾帶量，kg液/kg氣； d液體的表面張力； N/ m ; HT板間距；m； hL 板上清液層高度， m ； uG 液層上部的氣體速度，對于單流型塔板：uG = V/ AT Af, m/s ； V 氣體流量，m3/s； AT 塔截面積，m2; Af降液管截面積，m2。 式(1-50)只適用于uG / ( HT- 2.5hL )v

59、12的情況。 浮閥塔板的霧沫夾帶量 目前多采用驗算泛點率的概念，作為間接判斷霧沫夾帶量的方法。泛點率的意義是指設計負 荷與泛點負荷之比，是一種統(tǒng)計的關聯(lián)值，是廣義的指塔內(nèi)液面的泛濫而導致的效率劇降之 點。泛點率由下列兩式求出， (1-51) (1-52) 采用計算結果中較大的數(shù)值。 式中 F 泛點率，% ； V、 L 氣、液相流量， m3/s ； pV、 p L、液相密度, kg/m3 ； Z液相流程長度，對于單流型塔板，Z=D=2Wd , m； D 塔徑，m; Wd 弓形寬度，m; AP -板上液流鼓泡區(qū)面積, AP = AT -2 Af , m2 ； AT -塔截面積，m2； Af -弓形

60、降液管截面積， m2 ； K 物性系數(shù)，其值見表 1-5 ； CF -泛點負荷因數(shù)，由圖 1-22查得。 表1-5 物性系數(shù) 系統(tǒng) 無泡沫 氟化物 中等起泡沫 重度起泡沫 嚴重起泡沫 形成穩(wěn)定泡 沫 K值 1 0.9 0.85 0.73 0.60 0.30 為了控制霧沫夾帶量 eV v 0.1，泛點率F必須在下列范圍內(nèi)： 對于一般的大塔Fv 80%; 對于負壓操作的塔Fv 75%; 對于直徑小于 900的塔 Fv 65%。 1.5.5負荷性能圖 圖1-23負荷性能圖對于每個塔板結構參數(shù)已設計好的塔，處理固定的物系 時，要維持其正常操作，必須把氣、液負荷限制在一定 范圍內(nèi)。通常在直角坐標系中，標