化工原理多媒体教案下

化工原理多媒体教案 下册 安徽理工大学 张洪流 第六章蒸馏 Distillation 学习要求 1 熟练掌握的内容精馏原理 操作线方程 q线方程 双组分连续精馏塔的计算 包括物料衡算 进料热状态参数 最小回流比和回流比 逐板计算和图解法求理论塔板数 进料热状态参数和回流比对精馏塔操作和设计的影响 2 理解的内容平衡蒸馏和简单蒸馏的特点与计算 理论塔板数的简捷计算法 精馏装置的热量衡算 精馏操作分类 非理想物系气液相平衡 间歇精馏的特点 直接蒸汽加热 多股进料或有侧线采出和塔顶为分凝器的精馏过程计算 第一节概述 化工生产中所处理的原料 中间产品 粗产品等几乎都是混合物 而且大部分是均相物系 例如 石油 石油裂解气和空气等 为了满足生产的要求 常需将混合物分离成纯净的或接近于纯的物质 对于均相物系的分离必须造成两相物系 并且根据物系中各组分的差异 使其中一组分或几个组分从一相向另一相转移以达到分离的目的 该过程通常称为传质过程或分离操作 常见的传质过程有蒸馏 吸收 萃取 干燥等 一 蒸馏依据原理 将液体混合物部分气化 利用混合物中各组分的挥发度不同使各组分得以分离 其中沸点低的组分为易挥发组分 轻组分 沸点高的组分为难挥发组分 重组分 蒸出冷凝液 馏出液 蒸出后剩余的混合液 釜残液 二 蒸馏分类 本章主要讨论常压下双组分连续精馏 第二节双组分溶液气液相平衡 6 1相组成的表示法一 质量分率xwixwA mA mxwB mB m xwi 1二 摩尔分率xixA nA nxB nB n xi 1三 质量分律与摩尔分律的换算1 xwi xixi xwA MA xwi MA xwB MB 2 xi xwixWA xiMA xAMA xBMB 四 气体混合物的组成气体混合物中各组分的组成 除了可以用上述方法表示外 还可以用组分的分压和分体积来表示 二元混合物 1 压力分率2 体积分率一 气液相平衡拉乌尔定律 在一定温度下 溶液上方某组分的平衡分压等于此组分在该温度下的饱和蒸汽压乘以其在溶液中的摩尔分率 即p p0 x1 泡点方程pA pA0 xApB pB0 xBp pA pB pA0 xA pB0 xB PA0 xA PB0 1 xA 理想气体混合物yi ypi yvi 2 露点方程二 气液平衡相图1 温度 组成图在总压一定的条件下 将T X T Y关系标绘在同一直角坐标系中 即得到T X Y图 T为纵坐标 以液相组成或气相组成为横坐标 确定露点温度或气相组成 分析温度 组成图二条线 泡点线 露点线 三个相区 液相区 气相区 气液两相区 两个温度 泡点温度 露点温度杠杆定律 2 相平衡图对于大多数溶液 达到平衡时 气相轻组分的浓度总大于液相浓度 故平衡线位于对角线上方 平衡线偏离对角线愈远 该溶液愈易分离 6 3挥发度和相对挥发度一挥发度的定义1纯液体的挥发度 指液体在一定温度下的饱和蒸汽压 2溶液中各组分的挥发度 可用它在蒸汽中的分压和与之平衡液相中的摩尔分率之比来表示 A PA XA若A B形成理想溶液 VA PA0对于纯液体 即XA 1 或XB 1 纯液体及理想溶液中任一组分的挥发度都等于它在纯态时的饱和蒸汽压 随温度而变化 因而使它在蒸馏计算中用起来很不方便 故引出相对挥发度的概念 二相对挥发度定义 溶液中易挥发组分的挥发度与难挥发组分的挥发度之比 VA VB PA xA PB xB yAxB yBxA对于理想溶液 PA0 pB0精馏塔各截面的 变化不大可视为常数 计算可取平均值当 1时 y x 不能用普通精馏方法分离该混合物 当 1时 y x 能用普通精馏方法分离该混合物 越大 越易分离 相平衡方程 第三节蒸馏方式 蒸馏方式 简单蒸馏 平衡蒸馏 精馏 恒沸精馏 萃取精馏 水蒸汽蒸馏 一 简单蒸馏定义 使混合液在蒸馏釜中逐渐受热气化 并不断将生成的蒸气引入冷凝器内冷凝 以达混合液中各组分得以部分分离的方法 操作流程 原理 设某一瞬间釜液量为W 组成x 经过dt时间后 蒸出液为dW 组成为y 则釜内剩余液体量为W dW 组成为x dx 对易挥发组分物料衡算得 带入相平衡方程 Y mx 二 平衡蒸馏 全系统物料衡算 热量衡算 加热器 闪蒸器内 三 精馏精馏是多次而且同时运用部分气化和部分冷凝的方法 使混合液较完全分离 获得接近纯组分的单元操作 一 精馏原理1多次部分气化和多次部分冷凝 多次部分冷凝如图 将组成为XF 温度为TA的混合液加热到气液共存区 使其部分气化 并将气液两相分开 气相组成为Y1 液相组成为X1 且Y1 XF X1 部分分离 将产生的组成为Y1的饱和蒸汽部分冷凝到T1出现新的气液平衡 气相组成为Y2 液相组成为X2且Y2 Y1 再将温度为T1组成为Y2的饱和蒸汽冷凝到P点T2出现新平衡 气相组成为Y3 Y3 Y1 如此类推 最终可得难挥发组分浓度低 易挥发组分接近于纯组分的气相 多次部分汽化将组成为X1的饱和液体加热T2 J点 使其部分气化 这时又出现新的气液平衡 将气液两相分开 液相组成为X2 再将组成为X2 的饱和液体部分气化 如此类推 最终可得易挥发组分浓度很低 接近于纯净的难挥发组分的液相 2精馏操作A设想将单级分离器加以组合成多级分离流程 B存在的两个问题 1 中间产品多 收率低 2 设备复杂 能耗大 操作不便 C简化流程由图可知 X1 XF Y1 X1 X2 Y1 X2与XF比较接近 X3于Y1比较接近 若将第二级产生的中间产品X2于第一级的原料XF混合 X3与Y1混合这样消除了中间产品 由于温度较高的蒸汽与温度低的X3确接触 使液体部分气化 蒸汽自身被冷凝 省去了中间加热器与冷凝器 将每一中间产品返回到下一级中 不仅可以提高产品的收率 而且是过程必不可少的条件 回流是保证精馏过程能连续稳定操作的必不可少的条件 再沸器是保证精馏过程连续稳定操作的必不可少的条件 二 精馏塔1 分类 板式塔 泡罩塔 浮阀塔 筛板塔 填料塔 塔内充填一定高度的填料 2 塔板的作用 气液两相传质 传热的场所 3 筛板塔中n层板上的操作情况 板式塔 鞍环填料 阶梯环填料 鲍尔环填料 三 精馏流程 再沸器冷凝器加料板 第四节双组分连续精馏的分析和计算 6 7精馏塔的全塔物料衡算一 全塔物料衡算总物料衡算F D W易挥发组分衡算FxF DxD WxW在精馏计算中 有时用回收率表示分离程度 塔顶易挥发组分的回收率 DxD FxF 100 塔低难挥发组分的回收率 W 1 xW F 1 xF 100 例6 6已知 F xwF xww xwD MA MB求 D W 6 8精馏塔的操作线方程一 理论板的概念及恒摩尔流假定1 理论板 离开这块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一致 2 恒摩尔流假定 1 恒摩尔气化 精馏操作时 在精馏塔的精馏段内每层塔板的上升蒸汽摩尔流量都是相等的 提馏段也是这样 但两段的上升蒸汽摩尔流量不一定相等 即 V1 V2 V3 Vn VV1 V2 V 3 V n V 2 恒摩尔溢流 精馏操作时 在塔的精馏段内 每层塔板下降的液体摩尔流量都是相等的 提馏段也是这样 但两段的液体摩尔流量不一定相等 即 L1 L2 Ln LL1 L2 L3 Ln L 3恒摩尔流假定成立的条件 1 各组分的摩尔气化潜热相等 2 气液接触因温差交换的显热可以忽略 3 塔设备保温良好 热损失可以忽略 二精馏段操作线方程按图作物料衡算总物料衡算V L D易挥发组分量Vyn 1 Lxn DxD令L D R化简为物理意义 在一定的操作条件下 精馏段内任意第n层板下降的液相组成Xn与其相邻的下一层塔板上升蒸汽的气相组成Yn 1之间的关系 在稳定条件下 D XD为定值 根据恒摩尔流假定L为定值 R为定值 Y与X成线性 1 斜率为R R 1 截矩为XD R 1 绘于X Y相图上 2 两点法 0 XD R 1 XD XD R 回流比L RDV L D R 1 DL V 液气比L V R R 1 R越大L V越大 Yn 1 xn三提馏段操作线方程总物料衡算L V W易挥发组分L Xm V Ym 1 WXW 物理意义 在一定操作条件下 从提馏段内自任意第m层板下降液体组成Xm 与其相邻的下层板 第m 1 层上升蒸汽组成Ym 1 之间的关系 根据恒摩尔流的假定 L 为定值 在操作稳定时 W和XW也为定值 表示的是一条直线方程 1斜率为L L W 截矩为 WXW L W 绘于X Y相图上 2两点法 0 WXW L W XW XW 问题 截矩值太小 L 除与L有关 还受进料量和进料热状况的影响 四进料热状况的影响 1几种可能的进料热状况 1 冷液体 2 饱和液体 3 气液混合物 4 饱和气体 5 过热蒸汽 2定性分析进料状况对气液流量的影响 1 冷液体L L FV V 2 饱和液体L L FV V 3 气液混合物V V LV L L 3定量分析进料热状况的影响IF 进料的焓kJ kmolIV IV 进料板上下饱和蒸汽的焓IL IL 进料板上下饱和液体的焓对进料板进行总物料衡算和热量衡算 物料衡算F L V V L 或V V F L L 热量衡算FIF V IV LIL VIV L IL 由于液气体处于饱和状态且板上下处的气相或液相温度 组成均相近 即 IV IV IL IL 整理得 IV IF IV IL L L F q进料热状况参数物理意义 1 将1kmol原料液变成饱和蒸汽所需的热量与原料液kmol的汽化潜热之比 2 每进行1kmol料液而使提馏段中的液体回流量较精馏段增大的kmol值 q等于液相所在分率 4进料热状况参数 计算 1 定义 q IV IF IV IL 2 当进料为液体时 q rc CP tS tF rc 1 CP tS tF rc其中 rc 按进料组成算的平均千摩尔汽化潜热 cp 进料的定压比热 ts 进料的泡点 tF 进料温度 3 q L L FV V 1 q F物理意义 每进1kmol料液使提馏段中液体回流量较精馏段增大的kmol值 进料热状态在泡点和露点之间 对于饱和液体 气液混合物 饱和蒸汽三种进料状况 q即为进料中的液相分率 5操作线交点的轨迹方程 q线方程 Vy Lx DxDV y L x WxW V V y L L x DxD WxW q 1 Fy qFx FxF 操作线交点轨迹方程 直线方程 q线斜率q q 1 q线过e点 xF xF 6进料热状况对q线斜率 位置的影响 链接 6 9理论板层数的求法 一 逐板法交替使用平衡关系与操作关系 从塔顶至塔釜逐板进行计算 塔顶采用全凝器 精馏塔内存在两种关系 相平衡关系和操作线关系 每种关系有两种表示 线图 相平衡线 操作线 方程 相平衡方程 操作线方程 xn xd 两操作线交点的横坐标 仅当饱和液体进料时为xF 此时第N板为加料板 提馏段第一块板 NT精 n 1令xn x1 改用提段操作关系 NT提 m 包括塔釜 二 图解法步骤 绘相平衡图绘操作线从a xD xD 到c xW xW 在相平衡与操作线间画直角梯级 梯级个数即理论板层数 包括塔釜再沸器 图解法求NT 梯级的意义 xwxFxW 三 适宜进料位置的选择图解过程中当某梯级跨过两操作线交点时 应更换操作线 跨过交点的梯级代表适宜的加料板 逐板法也相同 否则理论塔板数会增加 6 10实际塔板数和板效率反映实际板与理论板在分离效果上差异的参数叫板效率 板效率的表示方法有两种 单板效率和全塔效率 一 单板效率ET ETV Yn Yn 1 Yn Yn 1 ETL Xn 1 Xn Xn 1 Xn 定义 气相或液相经过一层实际塔板前后的组成变化与经过一层理论板前后的组成变化之比值 二 全塔效率ET NT N经验式 ET 0 49 L 0 245 L AXA BXB某常压精馏塔分离乙醇 水溶液 XF 0 14 XD 0 82 XW 0 012 摩尔分率 R 2 5 1 2 试求提馏段操作线方程 几种精馏的特殊情况 1 直接蒸汽加热适用于分离轻组分 水混合液 水作重组分 釜残液排弃时 全塔物料衡算 F Vo D WFxF DxD WxW泡点进料 V Vo VL L F W 精馏段 提馏段 过点 xw 0 以W Vo为斜率的直线 A B C xW 0 D NT求法 2 采用分凝器 采用场合 1 塔顶产品不需要液化 以气相采出 2 塔顶产品中有不凝气体 3 合理利用热能 采用分凝器预热原料 分凝器相当于以块理论板 其它不变 y1 x0 y0 xD 3 多股进料可将塔分为三段 1 F1以上为第一段 同常规塔 2 F1以下为第二段 F1 V L DF1xF V ys 1 L xs DxD泡点进料 V V R 1 DL L F1 F1 F2 V L V L S S 1 3 F2为第三段 同常规塔 泡点进料 V V R 1 DL L F2 F1 F2 L e1 e2 6 11回流比的影响及其选择一 回流比的影响 1 XD XW一定 R XD R 1 NT 设备费用 2 V R 1 D V V q 1 F R V 加热介质量 V 冷却介质量 操作费用 在选择适宜回流比时 要在两者之间作一权衡 使总费用最少 回流比有两个极限值 最大回流比和Rmin 适宜回流比介于二者之间 二 全回流和最少理论板层数1 全回流 塔顶上升蒸汽经冷凝后 全回流至塔内 特点 1 D 0 F 0 W 0 2 R L D 3 三线合一 4 此时所用的理论板层数最少 xWxD 2 Nmin求法图解法 在平衡线与操作线间画直角梯级 梯级数即为Nmi解析法 交替使用平衡方程与操作方程可推出 Nmin 不包括塔釜 1 lg xD 1 xD 1 xW xW lg m三 最小回流比1 最小回流比Rmin2 最小回流比的求法 1 正常曲线 2 不正常曲线过A点作平衡曲线的切线 四 适宜回流比的选泽总费用最少的R为适宜的回流比 R 1 1 2 0 Rmin设计时 难分离的混合液 R选大些 为了减少加热蒸汽的消耗量 R可选小些 6 12简捷法求理论板层数一 吉利兰关联图纵坐标 N Nmin N 1 横坐标 R Rmin R 1 RminR 费用 二 简捷法求理论板层数步骤 1 求Rmin2 2 选R3 计算 R Rmin R 1 4 用芬斯克方程求Nmin5 查出对应的 N Nmin N 1 6 计算N 例6 15已知xF xD xW R m求 N解1 求Nmin2 求Rmin3 R Rmin R 1 b4 N Nmin N 1 c5 得N 6 13填料精馏塔填料层高度的计算填料层高度 理论板层数 等板高度 H E T P 1 等板高度设想在填料塔内 将填料层分为若干相等的高度单位 每一单位填料层的作用相当于一层理论板 即通过这一单位高度后 上升蒸汽与下降液体互成平衡 此单位填料层高度 理论板当量高度 等板高度 H E T P2 H E T P的计算 墨奇公式 H E T P 38A 0 205G 3 39 4D cZ01 3 L L 6 14精馏塔的热量衡算1 冷凝器的热量衡算QC VImV LImL DImL V ImV ImL R 1 D ImV ImL 冷却介质用量 WC Qc Cpc t2 t1 式中 Cpc 冷却介质的比热t1 t2 冷却介质进出口温度 2 再沸器的热量衡算QB V ImV WHmL L ImL QL V Ivw ILw QL式中QB 再沸器的热负荷QL 再沸器的热损失 水蒸气消耗量 Wh QB r进料温度 q NT QB 3 全塔热量衡算加热蒸汽带入的热量Qh Wh I1 I2 原料带入的热量QF FCFtF回流液带入的热量QR DRCRtR塔顶蒸汽带出的热量QV D R 1 IV再沸器内残液带出的热量QW WCWtW损失于周围的热量Q 全塔热量衡算 Qh QF QR QV QW Q 第五节板式塔 6 15板式塔主要类型的结构和特点一 工业上常用的板式塔有 泡罩塔浮阀塔筛板塔穿流栅孔板塔 二 浮阀塔具有的优点 生产能力大塔板效率高操作弹性大结构简单 安装方便 6 16板式塔的流体力学特性一 塔内气 液两相的流动1 设计意图A使气液两相在塔板上进行充分接触以增强传质效果B使气液两相在塔内保持逆流 并在塔板上使气液量相保持均匀的错流接触 以获得较大的传质推动力 2 气泡夹带 液体在下降过程中 有一部分该层板上面的气体被带到下层板上去 这种现象称为气泡夹带 3 液 雾 沫夹带 气体离开液层时带上一些小液滴 其中一部分可能随气流进入上一层塔板 这种现象称为液 雾 沫夹带 4 液面落差液体从降液管流出的横跨塔板流动时 必须克服阻力 故进口一侧的液面将比出口这一侧的高 此高度差称为液面落差 液面落差过大 可使气体向上流动不均 板效率下降 二 气体通过塔板的压力降 1 压力降的影响 A气体通过塔板的压力降直接影响到塔低的操作压力 故此压力降数据是决定蒸馏塔塔底温度的主要依据 B压力降过大 会使塔的操作压力改变很大 C压力降过大 对塔内气液两相的正常流动有影响 2 压力降 PPA塔板本身的干板阻力 PCB板上充气液层的静压力 PL C液体的表面张力 P PP PC PL P 折合成塔内液体的液柱高度M 则 PP Lg PC Lg PL Lg P Lg即hp hc hL h 浮阀塔的压力降一般比泡罩塔板的小 比筛板塔的大 在正常操作情况 塔板的压力降以290 490N m2 在减压塔中为了减少塔的真空度损失 一般约为98 245Pa通常应在保证较高塔板效率的前提下 力求减少塔板压力降 以降低能耗及改善塔的操作性能 三 液泛 淹塔 1 定义 汽液量相中之一的流量增大到某一数值 上 下两层板间的压力降便会增大到使降液管内的液体不能畅顺地下流 当降液管内的液体满到上一层塔板溢流堰顶之后 便漫但上层塔板上去 这种现象 称为液泛 淹塔 如气速过大 便有大量液滴从泡沫层中喷出 被气体带到上一层塔板 或有大量泡沫生成 如当液体流量过大时 降液管的截面便不足以使液体及时通过 于是管内液面即行升高 上述量种情况导致液泛的情况中 比较常遇到的气体流量过大 故设计时均先以不发生过量液沫夹带为原则 定出气速的上限 在此限度内再选定一个合理的操作气速 2 Umax设液滴的直径为d 则液滴在气相中的净重为 d3 L V g 6 而悬浮液滴所受上气流的摩擦阻力为 d2 4 vu2 2 当气速增大到液滴所受阻力恰等于其净重时 液滴便在上升气流中处于稳定的悬浮状态 因为d 不易准确求得 所以用C代替 即 3 经验常数Cc f Ls Vs V L HT hL 1 史密斯关联图横坐标 液气动能参数纵坐标 C20参数 HT hL 2 板间距HT一般D1 5mHT 0 4 0 6m 3 板上液层高度hL常压hL 0 05 0 1m通常取0 05 0 08m减压hL 0 025m 4 5 适宜的空塔气速u 即 u 0 6 0 8 umax C20 由图6 53查得的负荷系数值 C 操作物系的负荷系数 操作物系的表面张力 N m 对于直径较大 板间距较大及加压或常压操作的塔以及不易起泡物系 安全系数可取较高的数值 而对直径较小及减压操作的塔以及严重起泡的物系 安全系数应取较低的数值 四 液沫夹带是指板上液体被上升气流带入上一层塔板的现象 为了保证板式塔能维持正常的操作效果 应使每千克上升气体夹带到上一层塔板的液体量不超过0 1kg 即控制雾沫夹带量eV 0 1kg 液 kg 气 影响雾沫夹带的因素很多 最主要的是空塔气速和塔板间距 对于浮阀塔板上雾沫夹带量的计算 迄今尚无适用于一般工业塔的确切公式 通常是间接地用操作时的空塔气速与发展液泛时的空塔气速的比值作为估算雾沫夹带量大小的指标 此比值称为泛点百分数或称泛点率 在下列泛点率数值范围内 一般可保证雾沫夹带量达到规定的指标 即eV 0 1kg 液 kg 气 大塔F1 80 82 负压塔F1 75 77 D 900mm的塔 F1 65 75 式中 F1 泛点率 CV 气相负荷系数 m3 s VS LS 气相及液相负荷 m3 s ZL 板上液体流径长度 对单溢流塔板ZL D 2Wd Ab 板上也流面积 对单溢流塔板AB AT Af CF 泛点负荷系数 可根据气相密度 V及板间距HT查得 K 物系系数 其值见表6 4 依上式算得的泛点率不在上述范围内 则应当调整有关参数 如板间距 塔径 重新计算 直至符合上述泛点率规定的范围为准 五 泄漏一但气相负荷减少 致使上升气体通过阀孔的动压不足以阻止流体经阀孔流下时 便会出现泄漏现象 泄漏发生 塔板效率严重下降 正常操作时 泄漏应不大于液体流量的10 经验证明 阀孔动能因数F0 5 6时 泄漏量常接近10 故取F0 5 6作为控制泄漏量的操作下限 当浮阀在刚全开操作 气体通过阀孔处的动能因数F0 8 11 六 降液管内液面高度与液体停留时间1 为了防止液泛现象的发生 须控制降液管中的清液层和泡沫层高度不能高出上层塔板的出口堰顶 否则管内液体便会漫回本层塔板 令 一般物系取 0 5发泡严重物系 0 3 0 4不发泡物系 0 6 0 8 将上述之Hd与作比较 应符合设计规定 2 液体停留时间要保证气相夹带不超过允许的程度 降液观内液体停留时间 应不小于3 5S 在降液管液面1 1 和下一层板上液面2 2 之间列柏努利方程 得 七 塔板的负荷性能图确定了塔板的工艺尺寸 再按前述的各项进行流体力学验算 便可确认所设计的塔板能在任务规定的气液负荷下正常操作 此时 还要进一步揭示该塔板的操作性能 即求出维持该塔板正常操作所允许的气液负荷波动范围 这个范围通常以塔板负荷性能图的形式表示 在以VS LS分别为纵横轴的直角坐标系中 标绘出各种不正常流体力学条件下的VS LS关系曲线 在以这些曲线为界的范围之内 才是塔的适宜操作区 1 雾沫夹带线液沫夹带上限线表示雾沫夹带量eV 0 1kg 液 kg 气 时的VS LS关系 塔板的适宜操作区应在此线以下 否则将因过多的液沫夹带而使效率下降 此线可根据下式作出 即 对于一定的物系及一定的塔板结构尺寸CV ZL Ab CF K均为已知值 相应于雾沫夹带量eV 0 1kg 液 kg 气 时的泛点率F1值亦可确定 将已知值代入 便可得出一个的关系的函数式 据以作出雾沫夹带线 2 液泛线 淹塔线 此线表示降液管内泡沫层高度超过最大允许值时的VS LS关系 塔板的适宜操作区应在此线以下 否则将可能发生液泛现象 破坏塔的正常操作 HT hw Hd hp hL hd hc hd h hL hd将hc hL hl及hd的计算式代入上式 便可得出一个的关系的函数式 据以作出BB 线 据以作出BB 3 液相负荷上限线CD亦称降液管超负荷线 此线表明液体流量大小应保证液体在降液管内停留时间的起码条件 不应小于3 5S 而按 5S计算 则 依上式求得液相负荷上限LS的数值 常数 据以作出液相负荷上限线 4 泄漏线气相负荷上限线 此线表明不发生严重泄漏现象的最低气相负荷 再低将产生超过液体量的10 泄漏量 对于FI重阀 当阀孔动能因数F0 5 6时 泄漏量接近10 即以此阀孔动能因数作为气相负荷下限的依据 按F0 5计算 则 式中 V N d都为已知值 故可依上式求出气相负荷VS的下限值 据以作出一条水平的泄漏线DE 5 液相负荷下限线EE 对于平堰 一般取堰上液层高度how 0 06mm作为液相符合下限条件 低于此限时 便不能保证板上液流的均匀分布 降低气液接触效果 式中 Lh 塔内液体流量 m3 h Lw 堰长 m E 液流收缩稀疏 可从图6 57查得 一般情况下可取E值为1 所引起的误差不大 将已知的LW值及hOW的下限值 便可求得的下限值 常数 据以作出EE 在负荷性能图上有五条线所包围的阴影区域 应是塔板用于处理指定物系时的适宜操作区域 在此区域内 塔板上的流体力学状态是正常的 但区域内各点的板效率并不完全相同 如果塔的预定气液负荷的设计点P能落在该区域内的适中位置 则可望获得良好的操作效果 如果操作点紧靠某一条边界线 则当负荷稍有变动便会使效率急剧下降 甚至破坏塔的操作 6 17板式塔的设计原则带有降液管的板式塔型虽多 但各种结构塔型的设计原则大致相同 下面一浮阀塔为例来说明 一 塔高的计算Z N 1 HT二 塔径的计算 三 溢流装置的设计板上液体流动形式 主要根据塔径与液体流量来确定 常用的形式有 1 U形流 流体流径最长 塔板面积利用率也最高 但液面落差大 仅用于小塔 2 单溢流 又称直径流 液体流径长 塔板效率较高 塔板结构简单 广泛用于直径2 2m以下的塔 3 双溢流 又称半径流 可减小液面落差 但塔板结构复杂 一般用于直径2m以上的大塔 4 阶梯式双溢流 结构最复杂 只宜于塔径很大 流量很大的特殊场合 总之 液体在塔板上的流径愈长 气液接触时间就愈长 有利于提高分离效果 但是液面落差也随之增大 不利于气体均匀分布 使分离效果降低 目前 凡直径在2 2m以下的浮阀塔 一般都采用单溢流 但在大塔中 由于液面落差大或造成浮阀开启不均 使气体分布不均匀及出现泄漏现象 应采用双溢流以及阶梯流 见表6 5 1 降液管确定降液管底隙高度的原则是 保证液体流经此处时的阻力不太大 同时要有良好的液封 h0 Ls Lwu0 式中 Ls 塔内液体流量 uo 液体通过降液管时流速 一般可取0 07 0 25m s有时为了简单 可用下式 h0 hW 0 006hw 外堰高度2 溢流堰 1 外堰 出口堰 堰长 单溢流取为 0 6 0 8 D 双溢流取为 0 5 0 7 D 其中D为塔径 堰高 hL hW h0W式中 hL 板上清液层高度hOW 堰上清液层高度 2 内堰 进口堰 及受液盘若hW h0 hW hW若hWh0 此外 为了保证液