化工原理乙醇水精馏塔课程设计.doc

目录第一章板式精馏塔的设计1.1概述11.2板式精馏塔的设计原则与步骤11.3理论塔板数的确定31.4 塔板效率和实际塔板数71.5 板式精馏塔的结构设计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设计 31第二章板式精馏塔设计举例2.1 苯甲苯板式精馏塔设计 332.2 乙醇水板式精馏塔设计 472.3甲醇水板式精馏塔设计 66第三章塔设备的机械计算3.1塔体及裙座的强度计算 863.2塔盘板及其支撑梁的强度、挠度计算1043.3塔盘技术条件1053.4塔盘支撑件的尺寸公差109附 录 111第一章板式精馏塔的设计1.1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离的方法。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、设计和分析分离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殊要求的场合；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、精馏和特殊精馏等。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离的体系或分离要求不高的体系。对于较难分离的体系可采用精馏，用普通精馏不能分离体系则可采用特殊精馏。特殊精馏是在物系中加入第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分离的目的。特殊精馏有萃取精馏、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，对分离不利，但对在常压下为气态的混合物，可采用加压精馏；沸点高又是热敏性的混合液，可采用减压精馏。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设计计算。1.2板式精馏塔的设计原则与步骤1.2.1设计原则总的原则是尽可能多地采用先进的技术，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，具体考虑以下几点。 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计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。 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，因此必须选择合适的回流比。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，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。 保证生产安全 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。1.2.2设计步骤板式精馏塔的设计大体按以下步骤进行： 确定设计方案； 平衡级计算和理论塔板的确定； 塔板的选择； 实际板数的确定； 塔体流体力学计算； 管路及附属设备的计算与选型； 撰写设计说明书和绘图。1.2.3设计方案的内容设计方案包括精馏流程、设备的结构类型和操作参数等的确定。例如组分的分离顺序（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，其他内容可见参考文献。1.2.3.1操作压力塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根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考虑，一般有下列原则： 压力增加可提高塔的处理能力，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，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于1.6MPa才能使普通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。 考虑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，且压力提高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。 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。1.2.3.2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：q1；饱和液体（泡点）：q1；气、液混合物：0q1；饱和蒸气（露点）：q0；过热蒸气：q0。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；对于低温精馏，不论D/F值如何，采用较高的q值为经济；对于高温精馏，当D/F值大时宜采用较小的q值，当D/F值小时宜采用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下列原则定性判断： 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； 当塔顶冷凝器采用冷冻剂进行冷却，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，设计和制造时比较方便。1.2.3.3加热方式塔釜一般采用间接蒸汽加热，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，也可采用直接蒸汽加热。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。1.2.3.4回流比影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，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。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，通常根据下面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 根据本设计的具体情况，参考生产上较可靠的回流比的经验数据选定； 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1.12倍，即R（1.12）Rmin； 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；RRmin后，塔板数从无限多减至有限数；R继续增大，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。上述考虑的是一般原则，实际回流比还应视具体情况选定。1.2.3.5产品纯度或回收率产品纯度通常是根据客户的要求决定的。若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；若用户仅指定其中一种产品的纯度，设计人员则可根据经济分析决定产品的回收率。提高产品的纯度意味着提高产品的回收率，可获得一定的经济效益。但是产品纯度的提高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。1.2.3.6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。采用热泵技术可使塔顶蒸气温度提高，提高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。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。1.3理论塔板数的确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。1.3.1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用列表或坐标表示。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ij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、Kji、j组分的平衡常数；ij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）对于气相是理想气体、液相为理想溶液的情况，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ij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ij值进行计算。若溶液为非理想溶液，气相仍可视为理想气体时，则 （1-8）式中i、j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ij值的大小可以用来判断某混合液是否能用蒸馏方法加以分离及分离的难易程度。若ij1，表示组分i较组分j容易挥发，且ij值越大，挥发度差异愈大，分离愈容易进行。若ij1，则yi=xi，该体系不能用普通精馏方法分离。1.3.2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，此时应结合考虑热量衡算方程，得到更符合实际情况的操作线方程。1.3.2.1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，RL/D；L塔顶液相回流量，kmol/s；D塔顶产品量，kmol/s。当HHHL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）1.3.2.2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)1.3.3 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/(kgK)；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。1.3.4 理论塔板数的确定1.3.4.1 图解法 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，应采用适当的比例作图。M-T法对分离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情况。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离过程的影响，也无法算出各板的温度分布，对于多工况，利用M-T法就显得繁杂。 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，考虑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。对于多工况，同样存在M-T法的缺点。1.3.4.2 解析法对于分离相对挥发度较小、难以分离的物系，用图解法不易得到准确的结果，需要采用解析法。解析法分为简捷法和精确法两种。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详细介绍，此处不再赘述。精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。精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。精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，精确法的应用受到限制。1.3.4.3 数值法对于二元精馏体系采用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。若塔顶采用分凝器，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xnxq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，继续采用上述相同的方法直至计算到xmxW，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，采用插值法11可方便地得到对应的平衡值。 1.4 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，在设计计算中多采用总板效率求出实际塔板数。总板效率定得是否合理，对设计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。一般可采用下面的方法来确定总板效率。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。采用Oconnell（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；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，mPas。 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，mPas。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 =0.17.5，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。1.5 板式精馏塔的结构设计精馏过程是借助于塔设备来实现气液相间的质量传递的。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。填料塔的设计已经在第三章中作了详细介绍，本章只介绍板式塔的设计。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下列要求：生产能力大，即单位塔截面积的处理量大；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，并能保持长期连续运转；分离效率高，即气液有充分的接触面积和接触时间，达到规定分离要求的塔高要低；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；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，抓住主要矛盾进行设计。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，也是气液分离的场所。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，根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设计。1.5.2.1 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：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；在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%40%；塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；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：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；操作弹性较小（约23）。1.5.2.2 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：在相同的条件下，生产能力与筛板塔接近；塔板效率比泡罩塔高15%左右；操作弹性大，一般为59；气体压力降小，在常压塔中每块板的压力降一般为400666Pa；液面落差小；不易积垢堵塞，操作周期长；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1-1 F1型浮阀基本参数序号型式代号阀片厚度/mm /mm阀重/g适用于塔板厚度S/mmH/mmL/mm1F1Q-4A1.524.9412.516.52F1Z-4A233.13F1Q-4B1.524.64F1Z-4B232.65F1Q-3A1.524.7311.515.56F1Z-3A232.87F1Q-3B1.524.38F1Z-3B232.49F1Q-3C1.524.810F1Z-3C23311F1Q-3D1.52512F1Z-3D233.213F1Q-2C1.524.6210.514.514F1Z-2C232.715F1Q-2D1.524.716F1Z-2D232.9F1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）才采用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。1.5.2.3 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时采用整块式塔板；当塔径大于800mm时，由于人能在塔内进行装拆，可采用分块式塔板；塔径为800900mm时，可根据制造和安装的具体情况任意选用上述两种结构。 图1-5 定距管式塔板结构 整块式塔板 整块式塔板分为定距管式和重叠式两类。定距管式塔板结构如图1-5所示，一个塔节中安装若干塔板，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保持塔板间距的作用。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300500mm时，只能伸入手臂安装，塔节长度以8001000mm为宜；塔径为500800mm时，人勉强可以进入塔内安装，塔节不宜超过20002500mm；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25003000mm。重叠式塔板是在每一塔节下面焊一组支乘，底层塔板安置在支承上，然后依次装入上一层塔板，板间距由焊在塔板下的支柱保证，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，但要采取措施，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1012mm。填料支承圈用810mm的圆钢弯成，其焊接位置随填料圈数而定，一般为3040mm。 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，根据塔径的不同，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。不论塔板分为多少块，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/mm8001200140016001800200022002400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，不用特殊材料，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，根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 塔板结构参数的确定1.5.3.1 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，能允许较大的空塔气速，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高操作弹性，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，作出最佳选择。表1-3所列的推荐值供初选板间距时参考。表1-3 板间距与塔径的关系塔径D/mm300500500800800160016002400板间距HT/mm200300250350300450350600在决定板间距时，还应考虑安装、检修的需要。在塔体开人孔处，必须保证有足够的工作空间，该处的板间距不能小于600mm。1.5.3.2 塔径塔径的计算方法有两类：一类是根据适宜的空塔气速，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。后一类方法可参考文献。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允许气速的0.60.8倍，即 u=(0.60.8)umax (1-20) (1-21)式中： umax最大允许气速，m/s；C20图1-12 初选塔径用图 C负荷系数，m/s； V、L气、液相密度，kg/m3。影响负荷系数值的因素较多，也很复杂，对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=20mN/m的物系绘制的，若所处理物系的表面张力为其它值，则需按式（1-22）校正查出的负荷系数，即： （1-22）式中 C20由图1-12查出的物系表面张力为20mNm的负荷系数，ms；操作物系的液体表面张力，mNm；C操作物系的负荷系数，ms。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， HHThL，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，除需根据塔径标准予以圆整外，还要根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，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。1.5.3.3 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) 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。 折流型（U形）。只在小塔和气液比很小时才采用。 双流型。当塔的直径较大，或液相的负荷较大时，易采用双流型。 其他流型。当塔径及液量均特别大，双流型也不适合，可以采用四流型或阶梯流型。初选塔板液流型时，根据塔径和液相负荷的大小，参考表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）形流型单流型双流型阶梯流型6005以下5259007以下75010007以下45以下12009以下97014009以下70以下150010以下1180200011以下111101101602400111101101803000110以下1102002003001.5.3.4 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。 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离的场所。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。圆形降液管对于小塔制作较易，但降液管流通截面较小，没有足够空间分离溢流中的气泡，气相夹带严重，不适用于流量大及易起泡的物料。降液管的设计，一般应遵守下列原则。 降液管中的液体线速度，宜小于0.1m/s； 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，个别情况下，可小至3s，停留时间计算式为 （1-24）式中 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。停留时间是板式塔设计中的重要指标之一，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。 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，如果必须超出时，最大间隙流速亦应小于0.4m/s。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。 溢流堰 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。除个别情况（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0.60.8；对于双流型，lw/D为0.50.7。根据经验，对于筛板塔和浮阀塔，最大的堰上液流量不宜超过100130m3/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。对于筛板和浮阀塔板，外堰高hw可按下列要求来确定。 一般应使塔板上的清液层高度hL50100mm，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50howhw100how （1-25）式中 how堰上液流高度，mm；hw 外堰高，mm。 对于真空度较高的操作，或对于要求压力降很小的情况，可将清液层高度hL降至25mm以下，此时外堰高hw可降至615mm。 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，可采用齿形堰。 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 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。平行受液盘根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。对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，宜采用平形受液盘。 对于800以上的大塔，一般常采用凹形受液盘。这种受液盘有如下的优点：便于液体的侧线抽出；在液相流量较低时仍可形成良好的液封；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。若采用平形受液盘，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，以及保证降液管的液封，可设置内堰（又称入口堰）。内堰的高度hw可按下述原则考虑：当hwh0时，hw68mm，必要时可取hwh0。个别情况下，如果hwh0，应使hwh0，以保证液封作用。应使h1h0，以保证液流畅通。1.5.3.5 安定去与边缘区的安排 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，一般情况下，安定区可取为：外堰前的安定区：Ws70100mm。内堰后的安定区：Ws50100mm。在小塔中的安定区根据情况可适当缩小。 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。对于塔径在2.5m以下的塔，Wc可取为50mm；塔径大于2.5m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 筛孔孔径工业塔中筛板常用的孔径d0为38mm，推荐孔径为45mm。过小的孔径只在特殊要求时才使用。采用小孔径时，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。近十年来有逐渐采用大孔径（d0为1025mm）的筛板的趋势，因为大孔径塔板加工简单，不易堵塞，只要设计合理，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。 筛孔排列筛孔一般按三角形排列，孔中心距t一般为（2.55）d0。实际设计时，t/d0应尽可能在34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。对于单流型塔板，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。 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 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。 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F0811，对于不同的工艺条件，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