化工基础学习知识原理精馏塔设计

1、!-内蒙古科技大学化工原理课程设计说明书题目：年产 2.1 万吨乙醇浮阀精馏塔设计学生姓名：高燕学号： 0866115113专业：化学工程与工艺班级：化工 20081 班指导教师：郎中敏!-!-前言在化学工业中，经常需要将气体混合物中的各个组分加以分离，其主要目的是回收气体混合物中的有用物质， 以制取产品， 课程设计为年产 2.1 万吨乙醇浮阀精馏塔设计，目的即为回收水中的乙醇，以达到分离的目的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一，它可使气 (或汽 ) 液或液液两相之间进行紧密接触， 达到相际传质及传热的目的。乙醇水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性

2、、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，而且乙醇多以蒸馏法生产，由于乙醇水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。因此，研究和改进乙醇水体系的精馏设备是非常重要的。设计采用浮阀精馏塔进行乙醇水的精馏。精馏是分离液相混合物的典型单元操作。它利用各组分各组分挥发度的不同实现分离的目的。这种分离通过液相和气相之间的传质实现，而作为气、液两相传质用的塔设备，首先必须要使气、液两相得

3、到充分的接触，以达到较高的传质效率。浮阀塔是一种板式塔，用于气液传质过程中。浮阀塔与20 世纪 50 年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀的阀片可以浮动，随着气体负荷的变化而调节其开启度，因此，浮阀塔的操作弹性大，特别是在低负荷时，仍能保持正常操作。并且，由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小 (因气体水平吹出之故 )，塔板效率较高，生产能力较大，是化工、炼油行业中使用最广泛的塔型之一。浮阀塔具有以下优点：1、由于浮阀可以根据气速大小自由升降、关闭或开启，当气速变化时，开度大小可以自动调节，因此它的操作“

4、弹性”大（一般59），适于生产量波动和变化的情况。!-2、浮阀塔处理能力较大，比泡罩塔约提高20% 40%；与筛板塔相近。3、浮阀塔气液两相接触充分，因此，塔板效率较高，一般比泡罩塔高15%左右；4、浮阀塔气体沿阀片周边上升时，只经一次收缩、转弯和膨胀。因此，浮阀塔比泡罩塔的塔板压力降小；5、浮阀塔因浮阀不断上下运动，阀孔不易被脏物或黏性物料堵塞，塔板的清洗也比较容易。6、浮阀塔与泡罩塔相比，结构较简单，制造容易，检修方便。因此，制造费用较泡罩塔低 60% 80%。课程设计是化工原理课程中综合性和实践性较强的一个环节，它是理论联系实际的桥梁是使学生体察工程实际问题的复杂性的初次尝试。通过化工原

5、理课程设计，要求学生能综合运用所学课程的基本知识，进行融会贯通、独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，具有初步进行工程设计的能力；达到熟悉工程设计的的基本内容，掌握化工设计的主要程序和方法；提高和进一步培养分析和解决工程实际问题的能力；树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的科学工作精神。2011年 06 月 27 日!-【中文摘要】 ：年产 2.1 万吨浮阀精馏塔设计采用F1 型，常压蒸馏。设计中乙醇水采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后经过泵送入精馏塔内，塔顶上升的蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分采用回流，其余为塔顶产物，塔釜采用间接蒸汽加热供热，塔底产物冷却后

6、送入贮槽。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品 。 设计 包括 ：主 要设 备的 工艺 设计计算 物 料衡 算 xF=0.207 x D=0.818 xW=0.0012 F=329.54kmol/h D=64.74kmol/h W=264.8kmol/h 实际塔板数精馏段30 块，提馏段 3 块。工艺参数的选定泡点进料、泡点回

7、流。设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算塔高为20.5m,阀孔数目为115 个，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。关键字 ：乙醇、水、浮阀塔、工艺计算、板式塔结构!-符号说明英文字母：A a 塔板鼓泡区面积， m2；A b 板上液流面积， m2；Af 降液管截面积， m2；A 0 阀孔总面积， m2；A T 塔截面积， m2；C 计算 umax 时的负荷系数，量纲为1；CF 泛点负荷系数，量纲为1；do 阀孔直径， m；D 塔径， m；ev 雾沫夹带量， kg 液kg 气 ；E 液体收缩系数，量纲为1；ET 总板效率 ,量纲为 1；F0 阀孔动能因素， kg1 2 s m1

8、 2 ；g 重力加速度， m/s2h1 进口堰与降液管的水平距离，m；hC 与干板压强降相当的液柱高度，m 液柱；hd 与液体流过降液管时的压强降相当的液柱高度， m 液柱； h l 与板上层阻力相当的液柱高度， m 液柱；hL 板上液层高度， m；hmax 分段填料的最大高度， m；h0 降液管底隙高度， m；h0w 堰上层高度， m；hP 与单板压降相当的液柱高度，m 液柱；hw 出口堰高度， m；h 与克服表面张力的压强降相当的液柱高度，m 液柱；!-Hd 降液管中清液层高度， m；HT 塔板间距， m；K 物性系数，量纲为1；lw 堰长， m；Lh 塔内液体流量， m3 h ；Ls 塔

9、内液体流量， m3 s ；N 一层板上的浮阀总数；NP 实际板层数；NT 理论板层数；P 操作压力， Pa；Rmin 最小回流比R 回流比，鼓泡区半径， m；t 孔心距， m；h 排间距， m；u 空塔气速， m/sumax 泛点气速， m/suo 阀孔气速， m/suo c 临界孔速， m/sV h 塔内气相流量， m3 h ；3V s 塔内气相流量， ms ；Wd 弓形降液管宽度， m；Ws 破沫区宽度， m；Wc 边缘区宽度， m；Wc 边缘区宽度， m；x 液相组成，摩尔分率，鼓泡区的 1/2 宽度； y 气相组成，摩尔分率；!-希腊字母： 相对挥发度，量纲为1；0 板上液层充气系数，

10、量纲为1； 液体在降液管中的停留时间，s； 粘度， mN m2 sL 液相密度，kg m3V 气相密度， kg m3 液体的表面张力， N/m 系数，开孔率，量纲为1；!-第一章设计方案的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程，各种设备的结构形式及其某些操作指标。确定操作方案的原则：1满足工艺和操作的要求2满足经济上的要求3保证安全生产1.1 塔型选择根据生产任务，若按年工作日300 天，每天开动设备24 小时计算，由于产品粘度较小，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用 F1 型浮阀塔（浮阀塔型号见附表3）。1.2 操作条件的确定1.2.1 操作压强的选择

11、精馏操作可分为常压，减压，加压进行。操作压强常取决于冷凝温度。一般除热敏性物质外，凡通过常压蒸馏不难实现的分离以及能用江水或循环水将流出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。乙醇水体系对温度的依赖性不强，且非热敏性物质，常压下为液态。并且，设计任务书中给定的操作压力为 101.33KPa，故采用常压蒸馏。1.2.2 进料热状态的选择进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便，故在

12、后面的塔径计算只以精馏段为例。!-1.2.3 加热方式选择精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的能量。若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物，且塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大，例如：乙醇水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，可省去一个再沸器，即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液，这样操作费用和设备费用均可降低。但在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，使残液轻组分浓度降低，所需塔板数略有增加。通过上述论证，综合考虑选用间接蒸汽加热的方式。1.2.4 冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸

13、汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过 50，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。故冷却剂选择包头当地水温12。1.2.5 热能利用精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。 虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原

14、料液进行加热。1.3 设备操作流程概要设计中乙醇水采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后经过泵送入精馏塔内，塔顶上升的蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分采用回流，其余为塔顶!-产物，塔釜采用间接蒸汽加热供热，塔底产物冷却后送入贮槽。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体， 其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。

15、产品槽和相应的泵 ,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等， 以测量物流的各项参数。图 1.1 设备流程图!-第二章浮阀精馏塔工艺计算2.1 工艺计算所需物料性质表 2.1 设计参数物性表性质分子式沸点 101.33kPa 摩尔质量 （ kg kmol ）物质乙醇 1C2H50H78.346水H20100182.2 精馏塔的物料衡算2.2.1 全塔物料衡算设备处理能力为 2.1 万吨 /年，每年按 300 天计算，每天 24 小时连续运转。进料组分：WF M乙醇xFWF M 乙醇（100WF）M

16、 水40 460.20740 46 （10040）18图 2.1 全塔物料衡算出料组成：xDWD M乙醇）92 46）0.818WDM乙醇（M水92 46（100W D10092 18釜残液组成：xWWW M乙醇）3 46）0.012WW M乙醇（WWM 水3 46（1001003 18料液平均摩尔质量：（）M 水M D xD M 乙醇 1 x D0.81846 （1- 0.818） 1840.904kg kmol!-出液流量为：2.1107D71.305kmol h300 24 40.904故 ,由全塔物料衡算知：WxWF xF D xDFDW通过计算 ,得：W0.012 F 0.207 7

17、1.305 0.818W223.422kmol hF64.74 WF294.727 kmol h全塔物料衡算数据如下：表 2.2物料衡算数据记录F294.727kmol/hX F0.207D71.305kmol/hX D0.818W223.422kmol/hXW0.0122.3 操作线方程确定2.3.1 精馏段操作线方程最小回流比 Rmin 及操作回流比 R 的确定1、确定最小回流比Rmin查气液平衡相图（见附图1），得：由公式， obxD，图中 ob0.358Rmin1知：xD0.8181 1.285R min10.3580.358!-2、选择适当回流比RA 、求解塔底、塔顶相

18、对挥发度W 、D塔底挥发度的确定W因为xW 0.012W,查气液平衡相图 (附图 1)，查得 y0.102根据公式： yx1(1)x代入数据： xW0.012， yW0.102得：WxW yWyW0.0120.1020.1028.783xW yWxW0.0120.1020.012塔顶挥发度的确定D因为 xD 0.818,则 y10.8180 查气液平衡相图（见附图1），查得 x1 0.800根据公式： yx1(1)x代入数据x10.800y10.818 。得：x1 y1y10.8000.8180.818Dx10.8000.8181.124x1 y10.800C、全塔平均相对挥发度m全塔平均相对

19、挥发度采用公式mDW1 2 计算，得：m1.1248.783 1 23.124!-3、计算最小理论板数Nmin根据公式：logxD1 xWxDxWN min1log1m代入数据，得：log0.81810.0120.8180.0121N min1 4.165log 3.1424、图解法求回流比R1、由吉利兰图，分别求的理论板层数N随机选取 R=(1.1-2.0)Rmin即 R1=1.1Rmin、R2=1.2Rmin、R3=1.3Rmin、R4=1.4Rmin、R5=1.5Rmin、R6=1.6Rmin 、R7=1.7Rmin、R8=1.8Rmin、 R9=1.9Rmin、R10=2.0Rmin。

20、当 R1=1.1Rmin(1.1 1.285 1.4135 )RR min1.4135 1.285R10.05621.4135 1!-图 2.3 吉利兰图查吉利兰图，得：NN min0.58N2即：N - 4.1650.58N2计算，得：N=12.68同理 ,可计算出其它几个。即为下表：表 2.3NR 值表R1.4131.5421.6701.7991.9272.0562.1842.3132.4412.57055555RRmin0.0560.1120.1680.2240.2810.3370.3930.4490.5060.563R12579247914N NminN20.580.520.480.4

21、30.400.370.320.280.260.25N12.6810.849.868.828.287.797.086.566.336.22!-2、画图找到最佳回流比R根据上图，初步选定R=2.313=1.8Rmin精馏段操作线方程确定R 1精馏段操作线方程： yR 1 x R 1 xD且知：R2.3130.6982 ,R 12.3131110.818 0.2469xD2.313 1R 1则 ,精馏段操作线方程为：y0.6982x0.24692.3.2 提馏段操作线方程本设计为泡点进料，对于泡点进料，进料热状况参数q=1，并且，由于原料液的温度与板上液体温度相近，因此，原料也全部进入

22、提馏段，作为提馏段的回流液，而两端的上升蒸汽则相等，即：!-L'=L+F,V'=V提馏端操作线方程为：yLqFxWxWLqF WLqF W且知：L=R ·D=2.313×71.305=164.93kmol/hV=(R+1) ·D=(2.313+1)71.305=236.23kmol/hL qF164.931294.7271.946LqFW 164.931294.727 223.422WW xW223.4220.012 0.01135L qF164.93 1294.727223.422故，提馏段操作线方程为：y1.946 x0.011352.4 塔板

23、数确定2.4.1 理论塔板数确定NT （图解法）参见附图 2（图解法求理论塔板数） ，可知理论塔板数为 14（不包含再沸器）！,第 13 块板为进料板。2.4.2 实际塔板数确定NP计算塔板总效率ET1、计算平均温度下的粘度uL 2根据乙醇 -水体系的相平衡数据可以查得：塔顶： xD0.818, t D78.3。塔底 : xW0.012, tW96.63 。!-塔顶和塔底的算术平均温度：t Wt D78.3 96.63t m87.465 C22在 87.465下，乙醇0.411mNs m 2水0.326 mNs m2根据公式：Lxii得：L xF 乙醇 1 xF水0.2070.4

24、1110.2070.3260.344 mN s m 22、求算全塔平均温度tm 下的相对挥发度m由于， tm87.465 C ，查气液平衡相图，得：x2=0.0831y2 =0.410x根据公式： y1(1)x得：x2 y2y20.08310.4100.4102mx20.08310.4107.678x2 y20.08313、利用奥康奈尔关联式计算塔板总效率ET根据公式：ET0.49( mL ) 0.245得：!-ET0.49(7.6780.344) 0.24538.62%计算实际塔板数NP根据公式：NPNTET得：N P14 0.3862372.5 塔及塔板主要工艺尺寸的设计2.

25、5.1 设计中所用参数的确定定性温度的确定定性温度分为精馏段定性温度tm精 和提馏段定性温度 t m提t m精 （ T顶T进） 2t m提 （T底T进）2xF=0.2067 查气液平衡相图（附图1），得： T 进 =83.1 =356.25K已知：T顶78.3C351.45KT底96.63C369.78K则：tm精 （78.3 83.1）2 80.7 C即：tm精（ 78.383.1）2 273.15 353.85Ktm提 （96.63 83.1）2 89.865 C即：tm提（96.6383.1）2273.15 363.02K!-精馏段参数1、平均组成tm精80.

26、70 C ，参考气液平衡相图可确定精馏段的平均气液相组成x0.405 , y0.615，液相中A0.635 。2、精馏段气相体积流率Vs 及密度v 的确定VSTm精PO1R 1D 22.4P3600TO即：Vs2.313 1 71.30522.4353.85101.3311.913 m3 s273.15101.333600M VmM A yA M B 1 yA即：M Vm460.6151810.61535.22 kg kmolPM mVRTm精V101.3335.221.213 kg m38.314353.853、精馏段液相体积流率Ls 及密度L 的确定查表知A789 kg m 3 ，B967

27、.18 kg m 3 31LaA1aAAB则：!-L0.6351845.88 kg m310.635789967.18并且：M LmM A xAM B1xA得：M Lm460.4051810.40529.34 kg kmol精馏段液液相体积流率Ls 为：LSLM mL即：LS164.92 29.3410.00159m3 s845.8836004、精馏段液体表面张力的确定(精)塔顶 t 顶78.3 C查得 水62.9 mN/m乙醇 17.6mN/m4顶 0.818×17.6（ 10.818）× 62.925.845mN/m进料 t进83.1 C查得水 62.0mN/m乙醇 1

28、6.0 mN/m4进 0.207×16（ 1 0.207）× 62.052.478 mN/m塔底 t 底96.63 C查得水 59.4 mN/m乙醇 15.8 mN/m4底 0.012×15.8（ 10.012）× 59.458.877mN/m精馏段平均表面张力：(精 )=(52.478+25.845)/2=39.16 mN/m!-提馏段参数1、平均组成tm提89.865 C ，参考气液平衡相图可确定提馏段的平均气液相组成x'0.0542 , y'0.342，液相中'A0.1282、提馏段气相体积流率V '

29、s 及密度'v 的确定Tm提PO1VS'R1 D22.4即：TOP3600Vs'2.313 1 71.30522.4363.02101.3311.9535 m3 s273.15101.333600M 'VmM 'A y'A M 'B 1 y'A即：M 'Vm460.3421810.34227.576 kg kmolPM 'm'VRTm提'V101.3327.5760.926 kg m 38.314363.023、提馏段液相体积流率L ' s 及密度'L 的确定已知 'A789

30、kg m3 ，查表知 ' B 966.18kg m 3 ,3'L1a'A1 a'A'A'B则：!-' L0.1281939.18 kg m310.128789966.18并且：M 'LmM 'A x'AM 'B 1x' A得：M ' Lm460.05421810.054219.52 kg kmol提馏段液液相体积流率L' s 为L'SL' M 'm'L即：L'S164.92 294.727 19.5210.00265m3 s939.183600

31、4、提馏段液体表面张力(提)的确定提馏段平均表面张力：(提 )=(52.478+58.877)/2=55.68 mN/m表 2.4设计参数设计参数精馏段提馏段x0.405 , y0.615 ，x' 0.0542 , y'0.342 ，平均组成液相A0.635液相中' A0.128气相体积流率Vs1.913m3sV ' s1.9535m3 sLS 0.00159m3 sL'S 0.00265 m3 s液相体积流率气相平均摩尔质量M Vm35.22 kg kmolM 'Vm27.576 kg kmol液相平均摩尔质量M Lm29.34 kg kmol

32、M 'Lm19.52 kg kmol!-气相密度V1.213 kg m3'V0.926 kg m3液相密度L845.88 kg m3' L939.18 kg m3表面张力(精)39.16 mN/m(提)55.68 mN/m2.5.2 初选塔板间距 HT塔板间距 HT 的选定很重要，它的塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性、以及塔的安装、检修都有关。表 2.5塔板间距塔径 Dr，m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.02.0-4.0板间距 HT,mm200-300250-350300-450450-600400-600初步选定 HT。=400mm

33、2.5.3 塔径的计算（以精馏段数据为准）计算负荷系数 C选定 hL =0.05m，且知， Vh6886.8 m3 h ， Lh5.724 m3 h ，V 1.213 kg m3 ， L 845.88 kg m3故：Lh1 25.7241 2L845.88Vh6886.80.0219V1.213H ThL400 50350mm 0.35m查史密斯关联图：!-图 2.4 史密斯关联图从图可知：C20umaxV0.071LV0.2又知，,39.16 mN mCC20 20从而，算出：39.160.2C 0.0710.079计算空塔气速 u因为：LVumaxCV即，得

34、到：umax0.079845.881.2132.084 m s1.213选择 u 0.8umax 0.82.0841.667 m s!-计算塔径 D4VS1.913 4D1.209mu3.14 1.667故，第一部选定的塔板间距在范围之内，可用。2.5.4 塔径的圆整选用直径为 1400mm 的标准塔径。计算空塔气速4VS4 1.9131.244 m su23.14 1.4 2D校核安全系数u1.2440.61>0.6umax2.084故，圆整后的塔径可用, 安全。2.5.5 溢流装置与流体流型板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管及受液盘，本设计采

35、用单流型具有弓形降液管塔板的溢流装置，单流型，液体流径较长，板面利用好，塔板结构简单，直径是在 2.2m 以下的塔径普遍采用此型。而方形降液管能充分利用塔内空间，提供较大降液面积及两相分离空间。!-图 2.5 塔板液流形式（ a）U 型流 （ b）单流型 （ c）双溢流型 （ d）阶梯流型降液管有圆形和弓形两种。图 2.6 降液管类型（ a）圆形降液管 （b）内弓形降液管 （ c）弓形降液管 （ d）倾斜式弓形降液管设计采用单流型具有弓形降液管的溢流装置。!-溢流装置的设计计算为维持培板上有一定高度的流动液层，必须设置溢流装置。溢流装置的设计包括堰长 lW、堰高 hW、堰上液层高

36、度 hOW、截面积 Ar 、降液管底隙高度 h0、弓形降液管宽度 Wd、降液管中清液层高度 Hd、图 2.7 塔板结构与降液管间的水平地离h1。1、溢流堰为维持塔板上一定高度的均匀流动液层，一般采用平直流堰（出口堰）。A 、堰长 lW堰长 l w=（0.6-0.8）D，取堰长 lw=0.6D=0.6×1.4=0.84m 且：Lh5.724 m3 h所以：L h l w5.724 m 3100 130 m3 m h ，0.84堰长初步设计合理。B、堰上液层高 hoW采用平直堰，堰上液层高度高可按how2.84Lh2 / 3计算。1000E( )l w!-图 2.8 流体收缩系数计算图取

37、 E1.02how2.841.02(5.724) 2 / 310.41mm 6.00mm10000.84C、堰高 h W前面步骤中已选取hL=50mm，故，根据公式：hL=hw+howhw=hl -how得到：hw =50-10.41=39.59mm2、降液管A 、降液管宽度 W d 和面积 A f弓形降液管的宽度与截面积可根据堰长与塔径的比值查图得到。lWD0.6查图，得：WdD0.11!-AfAT0.055通过塔径 D 可计算得到塔截面积ATD 23.141.421.54m2AT44综合以上步骤，得：Wd 0.11 D54mAf 0.055 AT0.0551.540.0

38、847m2B、液体在降液管中的停留时间根据公式：AfH T图 2.9 弓形降液管的宽度和面积LS得：0.08470.421.31s 3 50.00159C、降液管底隙高度h0降液管底隙高度即降液管下端与塔板间的距离，以h0 表示。为保证良好的液封，又不致使液流阻力太大，一般取为：hohw(0.006 0.012)m =0.0306m2、受液盘及进口堰本设计采用凹形受液盘。不设置进口堰。!-图 2.10 凹形受液盘2.5.6 塔板设计塔板布置塔板的板面一般分四部分， 即：无效区（边缘区）、安定区、开孔区（鼓泡区）、溢流区、安定区。（1）无效区在靠近塔壁的塔板部分需要留出圈边缘区域或供支撑塔板的边梁之用，称之为无效区。其宽度 :Wc0.050m（2）安定区开孔区与溢流区之间的不开孔区域为安定区，其作用为使自降液管流出液体在塔板上均匀分布并防止液体夹带泡沫进入降液管。其宽度为：Ws0.070m（3）溢流区溢流区面积 A f0.0847 m 2（4）开孔区为布置筛孔，浮阀等部件的有交叉传质区，亦称鼓泡区。塔板上的鼓泡面积为：Aa2 x R2x2R2 arcsin x180R其中：!-xD 2WdWs1.420.1540.0700.476mRD 2WC1.420.0500.6