化工原理课程设计指导书

1、化工原理课程设计指导书北京石油化工学院材料与化工学院化工系2006.4.170精品 料推荐目录第一部分筛板塔设计一、化工原理 程 的目的与要求1二、化工原理 程 的内容1三、安排与要求 2四、 步 21、 收集基 数据 . 22、 工 流程的 33、 做全塔的物料平衡 34、 确定操作条件 35、 确定回流比 . 56、 理 板数与 板数. 77、 确定冷凝器与再沸器的 荷. 88、 初估冷凝器与再沸器的 面 . 89、 塔径 算及板 距确定. 810、堰及降液管的 . 1311、塔板布置及 板塔的主要 构参数1512、 板塔的水力学 算 1713、塔 构 . 2214、塔高 28参考文献 .

2、 29 任 . 30第一部分筛板塔设计一、化工原理课程设计的目的与要求通过理论课的学习和生产实习，学生已经掌握了不少理论知识和生产实际知识，对于一个未来的工程技术人员来说，如何运用所学知识去分析和解决实际问题是至关重要的，本课程设计的目的也是如此。化工原理课程设计是化工专业的学生在校期间第一次进行的设计，要求每个同学独立完成一个实际装置（本次设计为精馏装置）的设计。设计中应对精馏原理、操作、流程及设备的结构、制造、安装、检修进行全面考虑，最终以简洁的文字、表格及图纸正确地把设计表达出来。本次设计是在教师指导下，由学生独立进行的设计。因此，对学生的独立工作能力和实际工作能力是一次很好的锻炼机会，

3、是培养化工技术人员的一个重要环节。通过设计，学生应培养和掌握：1、正确的设计思想和认真负责的设计态度。设计应结合实际进行，力求经济、实用、可靠和先进。设计应对生产负责。设计中的每一数据，每一笔一划都要准确可靠，负责到底。2、独立的工作能力及灵活运用所学知识分析问题和解决问题的能力。设计由学生独立完成，教师只起指导作用，学生在设计中碰到的问题和教师进行讨论。教师只做提示和启发，由学生自己去解决问题，指导教师原则上不负责检查计算结果的准确性，学生应自己负责计算结果的准确性，可靠性。学生在设计中可以相互讨论，但不能照抄，为了更好地了解和检查学生独立分析问题和解决问题的能力，设计的最后阶段安排有答辩。

4、若答辩不通过，设计不能通过。3、精馏装置设计的一般办法和步骤。4、正确运用各种参考资料，合理选用各种经验公式和数据。由于所用资料不同，各种经验公式和数据可能会有一些差别。设计者应尽可能了解这些公式、数据的来历、实用范围，并能正确地运用。设计前，学生应该详细阅读设计指导书、任务书，明确设计目的、任务及内容。设计中安排好自己的工作，提高工作效率。二、化工原理课程设计（精馏装置）的内容1、选择流程，画流程图。2、做物料衡算，列出物料衡算表。3、确定操作条件（压力、温度）。4、选择合适回流比，计算理论板数。15、做热量衡算，列出热量衡算表。6、选择换热器，计算冷却介质及加热介质用量。7、完成塔板设计。

5、8、编写设计计算说明书。设计结束时，学生应交的作业有：工艺流程图一张，塔板结构图一张，设计说明书一份。计算机辅助计算结果（包括简单计算和严格计算两种计算结果）。三、安排与要求设计进行两周，大致可分为以下几个阶段：1、准备（一天）教师介绍有关课程设计的情况，下达设计任务书。学生应详细阅读设计任务书，明确设计目的、设计任务、设计内容及设计步骤。安排好今后两周的工作。2、设计计算阶段（四五天）按设计任务及内容进行设计计算，有时甚至需要对几个不同的方案进行设计计算，并对设计结果进行分析比较，从中选择较好的方案。计算结束后编写出设计计算说明书。设计计算说明书应包含：目录、设计任务书、流程图、设计计算、计

6、算结果及所引用的资料目录等。设计计算说明书除了有数字计算之外还应有分析，只有数字计算，而无论述分析，这样的设计是不完整的，也是不能通过的。计算部分应列出计算式，代入数值，得出结果。计算结果应有单位。说明书一律用 A4 纸写，文字部分要简练，书写要清楚。说明书要标上页码，加上封面，装订成册。3、计算机辅助计算（二三天）。4、答辩（一天）答辩安排在最后一天进行。答辩前学生应将设计计算说明书装订成册，连同计算机辅助计算一起交给教师。答辩时学生先简要汇报一下自己的设计工作，然后回答教师提出的问题。四、设计步骤精馏装置设计的内容与步骤大致如下：1、收集基础数据设计所需的基础数据包括：2进料流量及组成。分

7、离要求。原料的热力学状态。冷却介质及其温度、加热介质及温度。物性数据（如密度、表面张力等）。上述基础数据中、两项由设计任务给出。、两项若任务中未曾给出，则应根据具体情况确定。物性数据可从有关资料中查取。2、工艺流程的选择精馏装置一般包括塔顶冷凝器，塔釜再沸器，原料预热器及流体输送泵等。流程选择应结合实际进行，考虑经济性、稳定性。如进料是否需要预热、冷凝器的型式及布置、及再沸器的型号等。当塔顶需汽相出料时，采用分凝器，除此之外，一般均采用全凝器。对于小塔，通常将冷凝器放于塔顶，采用重力回流。对于大塔，冷凝器可放至适当位置，用泵进行强制回流。再沸器的型式有立式与卧式、热虹吸式与强制循环式之外。当传

8、热量较小时，选用立式热式再沸器较为有利。传热量较大时， 采用卧式热虹吸式再沸器。当塔釜物料粘度很大，或易受热分解时，宜采用泵强制循环型再沸器。几种再沸器型式如图1 所示。精馏装置中，塔顶蒸汽的潜热和塔釜残液的显热可以被用于预热进料。塔顶蒸汽潜热大，而温度较低，塔釜残液温度高，而显热的热量少。在考虑这些热量的利用时要注意经济上的合理性及操作上的稳定性。3、做全塔的物料平衡对于双组分的连续精馏塔，由总物料平衡及分物料平衡有DWFDxDWxWFxF（ 1）根据进料流量F 及组成 xF ，分离要求，解方程组（1）即可求得馏出液流率D 及残液流率 W。4、确定操作条件（压力、温度）3精馏操作最好在常压下

9、进行，不能在常压下进行时，可根据下述因素考虑加压或减压操作。（ 1）、对热敏性物质，为降低操作温度，可考虑减压操作。（ 2）、若常压下塔釜残液的泡点超过或接近 200时，可考虑减压操作。因为加热蒸汽温度一般低于 200。（ 1）立式热虹吸型（ 2）泵强制循环型加热介质产品（ a）(b)（ 3）卧式再沸器图 1 几种再沸器型式（ 3）、最方便最经济的冷却介质为水。若常压下塔顶蒸汽全凝时的温度低于冷却介质的温度时可考虑加压操作。还应该指出压力增大时，操作温度随之升高，轻、重组分相对挥发度减少，分离所需加热介质4的理论板数增加。在确定操作压力时，除了上面所述诸因素之外，尚需考虑设备的结构、材料等。通

10、常按下述步骤确定操作压力。（ 1）、选择冷却介质，确定冷却介质温度。最为方便、来源最广的冷却介质为水。设计时应了解本地区水的资源情况及水温。（ 2）确定冷却器及回流罐系统压力P冷 。塔顶蒸汽全部冷凝时的温度一般比冷却介质温度高10 20。冷却器和回流罐系统压力即为该温度下的蒸汽压（平衡压力），可由泡点方程式得。cK i xDi1（ 2）i1式中 K i 平衡指数。烃类 K i可由资料 （1）（2）查得。（ 3）、确定塔顶和塔釜压力。塔顶压力 P 等于冷凝器压力 P加上蒸汽从塔顶至冷凝器的流动阻力P顶，即顶冷冷凝器P顶P冷P顶冷凝器（3）塔釜压力 P底 等于塔顶压力加上全塔板阻力P 塔。全塔阻力

11、P 塔等于塔板阻力乘实际板数，即P底P顶P塔P顶n P板（ 4）式中：P板 塔板阻力，通常为3 5（mm汞柱）在确定了操作压力之后，塔顶温度可由式（5）确定，塔釜温度由式（6）确定。cytxDt1（ 5）t 1ktktc（ 6）i 1K i xWi15、确定回流比对于平衡线向下弯曲的物系，最小回流比的计算式为：5xDyq（ 7）R mxqyq式中： x q , y qq 线与平衡线交点座标。当进料为饱和液体时，最小回流比也可用式（8）计算，进料为饱和蒸汽时，按式（9）计算。1xD1xD（ 8）R mxF1xF11xD1xD1（9）R mxF1xF1汽液混合进料时，最小回流比的计算式为：R m

12、q (Rm ) q 1 (1 q )( Rm ) q 0（ 10）式中：( Rm )q 1 泡点进料时的Rm ，按式（ 8）计算。( Rm )q 0 露点进料时的Rm ，按式（ 9）计算。由上式可知，最小回流比和进料液化分率q 有关。当泡点进料时，q=1。露点进料时，q=0。若进料压力高于塔的操作压力，且原料温度较高时，进入塔内后可因压力降低而产生绝热汽化。绝热汽化温度T 及液化分率可由绝热汽化方程组（11）计算。cxFi1i 1 K i(1 K i )q（ 11）qHhFHh式中： H、 h汽相、液相焓。h F 原料液焓。方程（ 11）可由试差法解得，方法如下：a、 根据进料温度及组成，求得

13、h F ；b、 假设汽化温度，查得K i ；c、 由方程（ 11）的第一式求得q 及汽、液相组成；6d、 由假设温度及求得的汽、液相组成计算汽、液相焓H 及 h；e、 将 H、 h、 h F 代入方程（ 11）的第二式，若等式成立，则计算正确；若等号不成立，则重设温度，重复（b）至（ e）过程。适宜回流比通常为最小回流比的1.2 2 倍，设计时应根据理论板和回流比的关系图（图 2）确定。NRmR适宜R图 2 理论板和回流比关系图图 2 是在假设若干个不同的回流比下，分别用简捷法求出相应的理论板数，然后，由计算结果作图而得到的。显然适宜回流比应在图中曲线斜率变化最大处。6、理论板数与实际板数对于

14、双组份精馏塔，求解理论板数可用图解法或简捷法。若理论板数较多，且溶液接近理论溶液时，可作简捷法计算。简捷法求理论板数时，有吉利兰 （ Gilliland ）法和埃尔巴马道克斯（ Erbar Maddox ）法。据称埃尔巴法比吉利兰法精度要高，但埃尔巴法只能用于泡点进料，且指明回流比为最适宜回流比，而一般回流比大多高于这个数值。图解法和简捷法的具体操作法可参考参阅教材，此处不再讨论。实际板数等于理论板数除以总板效率，即N 实N 理（12）E T式中： N 实 实际板数N 理 不包括分凝器、再沸器在内的理论板数。7E T 总板效率（全塔效率）影响总板效率的因素较多，目前尚无准确的关联式可用于计算，

15、只能根据经验估计。对于双组份精馏塔，多在0.5 0.7 左右 6 。7、确定冷凝器和再沸器的热负荷QC 、 Qr对于全凝器，由冷凝器热平衡可得：Q C(R1)D ( H 1h D )式中：R回流比D馏出液流率。H 1、 hD 塔顶蒸汽、馏出液焓。对全塔做热平衡有Q rDh DWhWQCFh F式中： h W 塔釜残液焓。（其它符号同前）（ 13）（ 14）8、初估冷凝器和再沸器的传热面积传热面积 A 可由传热方程计算，即AQ（ 15）t mK式中： Q热负荷。K 传热系数。t m 冷热流体平均温度差。对于低沸点烃类，冷凝介质为水时，传热系数为390 980（千卡 / m2 时）。加热介质为水蒸

16、汽时，再沸器的传热系数为390 880（千卡 / m2 时）。9、塔径的计算及板间距的确定在精馏塔的设计中，应当对精馏段和提馏段分别进行设计。通常精馏段根8据塔顶第一块板的条件进行设计，提馏段根据塔底条件进行设计。精馏段汽、液相负荷分别按式（16）、（ 17）计算。V (R 1) D(16)LRD(17)式中： D馏出液流率（ Kmol/h ）。R回流比。提馏段的汽相流率可由再沸器热负荷计算，即V Qr / rW（18）式中： rW 残液的摩尔潜热。提馏段的液相流率有L V w（ 19）式中： W 残液流率。以上求得的流率为摩尔流率，在塔径的计算中应换算成体积流率。在板式塔的设计中，最大汽速（

17、泛点汽速）可采用下式计算7。U maxCLV（20）V式中：L、V 分别为液相、汽相密度。C经验系数。由图3 查取。在查取经验系数时，先确定板间距H T 和清液层的高度h L 。当塔径大于 1米 时，板间距 H T 通常可取 0.4 米 、 0.45 米 、 0.6 米 。在具体确定时考虑以下因素：（ 1）、大塔应取较大的板间距。（ 2）、液量较大时，应取较大的板间距。（ 3）、物料易起泡时，应取较大板间距。（ 4）、塔板数多时，板间距应取较小值。9清液层高度hL 通常为 40 90 毫米。对于加压塔和常压塔，可取大值。对减压塔，为减小塔板阻力，一般取小值。板间距大时，hL 取大值； H T

18、小时， h L 取小值。图 3经验系数 C 图图中： V 、 L 分别为汽相、液相流率（m3/ h ）。V 、 L 分别为汽相、液相密度（Kg / m3 ）。C20 表面张力为 20（达因 /厘米）时的系数C。H T 、 hL 分别为板间距、板上清液层高度（m）。当表面张力为其它值时的系数C 按下式校正：0.2CC2020（ 21）在求得泛点后，设计气速可取泛点气速的（0.6 0.8）倍，即U (0 .6 0.8)U max（ 22）10对于设计气速，大塔、加压塔可取大值；小塔、减压塔取小值。在求得了设计气速U 之后，塔径D 即可按下式估算。D V x（ 23）0.785U 式中： V x 汽

19、相流率（m3 / s）。U 设计速度（m / s ）。D 塔径计算值（m ）塔径按计算值D 进行圆整， 1 米以上的塔，按0.2 米的间隔圆整。塔的截面积AT 及空塔气速U 分别按式（ 24）和（ 25）计算。2AT0.785 D式中： D园整后的直径（米） 。UVx / AT上述计算塔径的方法（史密斯泛点关联法）对于石油类液量较大的塔常偏于保守。此时可按有效截面法计算。有效截面法计算塔径的步骤如下8：（ 1）、有效截面上的最大允许速度U m ax0.055gH TLVm/sU max?2 LLV1VV式中： L 、 V 分别为液体、气体流率 ( m3 / h )。L、 V 分别为液体、气体密

20、度（Kg / m 3 ）（ 24）（ 25）（ 26）H T 板间距（ m）。g 重力加速度。（ 2）、有效截面上的设计气速U a按下式计算。U aKK g U m axm/s（ 27）式中： K 安全系数， K=0.6 0.8，对于大塔、加压塔或板间距较大时，取大值。对11于小塔或减压时，取小值。K g 系统因素，由物系泡程度决定。表 1系统因素 K g 表系统名称系统因素 K g正常下起泡物系下1轻度起泡物系（如氟利昂）0.9中度起泡（如油吸收塔、 胺及乙二醇再生塔）0.84重度起泡（如胺和乙二醇吸收塔）0.73严重起泡（如甲乙酮装置）0.60形成稳定泡沫系统（如碱再生塔）0.30（ 3）

21、、有效截面积 Aa在求得有效截面上的气速U a 之后，即可按下式计算有效面积AaAaV x / U a m2 （ 28）式中： V x 气体流率3/ s )。( m（ 4）、降液管面积 A f液体在降液管流速 U r按以下两式计算，取小值。U f 0 .17 KK x（29）和U f0.00798KK x H T ( LV )（30）式中符号同前。在求得了液体在降液管的流速U f 之后，降液管面积A f即可由式（ 31）求得。AfL s / U f（ 31）式中： Lx 液体流率 ( m3 / s )。12（ 5）、塔径 D塔截面积为有效面积和降液管面积之和，由此即可求得塔径的计算值D 。即A

22、aAf（32）D0.785由计算值 D 园整，即可求得塔径D。10、堰及降液管的设计液体在塔板上的流动型式单溢流、双溢流和多溢流。当塔径小于2 米时，通常采用单溢流，塔径在2 米 4 米时采用双溢流，塔径大于4 米时，一般应考虑采用多溢流9 。几种溢流型式如图4 所示。由图可知，边上降液管呈弓形，中间降液管为矩形（或梯形）。对于单溢流，溢流堰长度通常为（0.60.8）D，对双溢流（或溢流）两侧的降管，堰长取塔径D 的 0.50.7 倍。中间降液管的堰长通常为0.9D 左右，塔板上的总堰长为该板上各堰的长度之和。a. 单溢流b. 四溢流c. 双溢流图 4 几种常见的溢流型式堰上液流强度在20 4

23、0m 3/h.m 左右时，操作情况最好。一般来说，最大堰上液流量不宜超过100 130m 3/h.m 。实际生产中，也有少数塔，其堰上液流量超过200m 3/h.m 。13对于弓形降液管，堰长一经确定之后，降液管宽和面积可按图5 计算。双溢流或多溢流的中间降液管。宽度一般可取200 300mm 。降液管面积可按矩形计算。在降液管的设计中，应注意液体在降液管的停留时间不得少于3 5s。液体在降液管的停留时间按下式计算。Af ? H T（ 33）LS式中各符号同前。出口堰是为保证塔板上有一定的液层。出口堰的高度hW 为板上清液层高度L 减去堰h上液层高度hOW ,即hW hL hOW（ 34）堰上

24、液层高度由下计算：2L3hOW 2. 84E10 3（ 35）lW式中： L- 液体流率（m3 / s）。E-液流收缩系数，通常可取E1。降液管底端与塔板之间的距离hS 若过大，则不易形成液封;若过小，液体在降液管出口阻力过大，易液泛。hS 通常可按下式确定。hSL S（36）lW us式中： L S 液体流率（m3 / s ）u S 液体在降液管出口流速，通常可取0.1 0.3（ m/s）左右。hS 一般不宜小于20 25（ mm） ,以免因堵塞而造成液泛。14图中： I W- 堰长 ;D- 塔径 ;W d- 弓形宽 ;A f-弓形面积 ;A T-塔截面积。图 5弓形的宽度与面积11、塔板布

25、置及筛板塔的主要结构参数11-1 筛板布置塔板上在靠近塔壁的部分，应留出一圈边缘区，供塔板安装之用，通常边缘区宽度W C 为 50 70mm。塔板上液体的入口和出口需设安定区。以避免大量含有气泡的液体进入降液管而造成液泛。一般，安定区的宽度W S 可取 50 100 mm 。边缘区和安定区中的塔板不能开孔。11-2 筛孔直径 d 0筛孔直径的大小对塔板压降及塔板效率无显著影响;但随着孔径的增大， 操作弹性减小（在开孔率、空塔气速及液流强度一定的情况下，若孔径增大，则漏液量和雾沫夹带量都随之增大，因此，孔径增大，操作下限上升，操作上限降低，导致操作弹性减少）。此外，孔径大，不易堵塞;且孔径大，制

26、造费用低。15一般碳钢的筛板厚度为3 4 mm，合金钢塔板的厚度为2 2.5 mm。筛孔孔径与塔板厚度的关系，主要应考虑加工的可能性。当用冲孔加工时，对于碳钢塔板，孔径不应小于板厚 ;对于不锈钢塔板，孔板不应小于（1.5 2）倍的板厚。筛孔直径应根据上述因数进行选择。工业生产中一般用3 10 mm 的孔径。推荐用 45 mm 的孔径。11-3开孔率、孔中心距和板厚开孔率和孔中心距对筛板的影响远比筛孔孔径的影响大。通常采用2.5 5 倍直径的中心距。该值过小，易使气流互相干扰，过大则易鼓泡不均，两者都将影响塔板的效率。设计时应按所需的开孔面积来确定中心距，尽可能在3 4 倍的孔径范围内。筛孔面积

27、和开孔区面积之比称为开孔率，在同样的空塔气速下，开孔率大，雾沫夹带小，但易漏液，操作弹性小;开孔率小，雾沫夹带大，且塔板阻力大，易液泛。因此，开孔率对塔板的设计十分重要。通常，开孔率在5 15之间。在确定开孔率时，往往需同时联系孔径和孔心距，进行多次试算。筛板一般按正三角形排列。此时，若选定孔径和孔心距，则筛孔面积A 0 和开孔区面积 A a 之比可按下式计算。Ao0 .907（ 37）2Aatd0式中： A0 筛孔面积，m2 ；Aa 开孔区面积，m2 ；t 孔中心距， mm；d0 筛孔孔径，mm。开孔区面积Aa ，对于单溢流型塔板可用下式计算：2221 x（38）Aa 2 x rxr sin

28、r式中： xDWS ), m ；(Wd216rDWC , m ；2sin1 x 为以弧度为单位的反三角函数 ;rWd 降液管宽，m ；WS 安定区宽，m ；WC 边缘区宽，m 。（ Wd 、 WS 、 WC 的设计见后）；对于双流型塔板，开孔区面积按下式计算：Aa2 x r 2x2r 2 sin 1 x 2 x r 2x2r 2 sin 1 x1 r11rWdWS式中： x12筛孔数按下式计算：n1158 103At 2a式中： n筛孔数 ;Aa 开孔区面积，m2;t孔中心距， mm。12、筛板塔的水力学计算12-1 塔板阻力气相通过塔板的阻力为干板阻力与液层阻力之和。即hPhChl式中： h

29、P气体通过每一层塔板的阻力，m 液柱；hC干板阻力，m 液柱 ;h1塔板上的液层阻力，m 液柱。筛孔塔板的干板可用下式计算。（ 39）（ 40）（ 41）172u 0V（42）hC 0 .051C0L式中： u0 筛孔气速， m/s。C0 流量系数，可由图 6 查得 ;V 、 L 分别为气相和液相的密度，Kg/m 3。246810d 0 /hL ? m液柱图 6干板孔的流量系数图 7 液层的有效阻力液层阻力与通过筛孔的气体动能因子(V)有关，可由图7 查取。Fc U s12-2 漏液点当孔速低于漏液点气速时，大量液体从筛孔泄漏，这将严重影响塔板效率。因此，漏液点气速为下限气速。筛孔的漏液点气速

30、按下式计算：uOM 4.4CS(0.0056 0.13hLhW ) L（ 43）V式中： u OM 漏夜点筛孔气速，m/s；h 4表面张力压头， m 液柱 ;9810L d 0液体表面张力，dyn / em 。18当板上清液层高H L 小于 30mm, 或筛孔孔径d S 小于 3 mm 时，用下式计算：(0.00510.05hL ) L（ 44）uOM 4.4CSV12-3 雾沫夹带雾沫夹带量的计算有两类，一类直接用板上参数表，如下式：0.00573 .2uG（ 45）eVH T h f式中： eV 雾沫夹带量，Kg / Kg 气 ；uG 液层上部气速，m/ s ；u GVSATA0该法只能用

31、于常压塔，若用加压塔，计算值偏小。另一种方法用泛点百分率来关联。如Fair 法，方法如下：用下式求得泛点气速u F ：LV（ 46）uF 0.305CSSVCSS 由图 8 查得，当 A0 / Aa 0.1 时， CSS 应乘以以下校正系数CA0 / A3 a C0.101.000.080.900.060.80当液体表面张力不等于0.220dyn/cm 时， CSS 应乘以 ( / 20 )当操作气体 u 和泛点之比作为液泛分率，由图9 查得雾沫夹带分率，再由下式求得雾沫夹带量：19eVL （47）(1)V 式中： L 、V -分别为液相和气相流量，Kg/h 。12-4 液泛的校核降液管内液面

32、的高度按下式计算。H d hWhOW hdhr（48）式中： H d 降液管液面的高，m;hd 液体在降液管出口阻力，按式（49）计算；2L Km 液柱 （ 49）hd 0.153l W h0为了避免液泛，降液管中液面高不得超过（0.4 0.6）倍的（ H ThW ），即hd （ 0.4 0.6 （） H ThW ）（ 50）数分带夹沫雾图 8 CSS 系数图 9 雾沫夹带分数12-5 液体在降液管的停留时间为使降液管中液体的气泡能够脱除，液体在降液管的停留时间不得少于3 5 秒，即20A f ? H T 3 5（51）L H12-6 负荷性能图对于一个结构已定的塔板，将有一个适宜操作区。它综

33、合地反映了塔板的操作性能，把不同的气、液流率下塔板上出现的各种流体力学的界限综合地表达出来。上述反映气、液负荷和塔板性能的关系图称为负荷性能图。负荷性能图的作法如下：（ 1）、按式（ 43）作漏液线；（ 2）、按式（ 44）或（ 45）取泛点率为（ 6582）时作雾液夹带线 ;（ 3）、按式（ 48），取 Hd=（ 0.40.6）（ HT+H w）时作液泛线 ;（ 4）、按式（ 51）作最大液量线 ;(5) 、 按式（ 52）作量小液量线。2L3（ 52）2 .84 E6l W式中： L 液体流率， m3/h;LW 堰长， m;E液流收缩系数，通常可取1。一个设计合理的塔，负塔性能图如图10

34、所示。图中阴影部分为适宜操作区。以气、液相流率作图所得的操作点B 应在适宜操作区中。图中操作上限为A 。设计说明书的书写方式可参阅参考文献。图 10 负荷性能图2113、塔盘结构直径大于0.8m 的塔，通常采用分块式塔板，以便于从入孔进入塔内。塔盘结构可参阅资料。 9（ 1）、塔板型式理想的塔板应在满足工艺操作的条件下，要求结构简单、有足够的刚性、便于加工、安装和检修。根据上述要求，推荐自身梁式塔板和槽式塔板（见图11）。槽式塔板的模具制造较自身梁式简便，但自身梁式塔板更便于上、下均可拆连接。一般设计可用自身梁式塔板，在制造设备条件所限下宜用槽式塔板。自身梁式塔板的结构尺寸见图11。其厚度S对

35、于碳钢可取 2 4mm，不锈钢为 2 3 mm。压弯半径 R= （1 1.5） S， R1=S。塔板宽度应能从 450 mm 入孔进出。塔板梁高 h 表 2。表 2自身梁式塔板梁高（mm ）塔板长度小于 10001000 14001400 18001800 以上A 型梁高 h16080B 型梁高 h28090（ a）、 A 型22（ b）、 B 型图 11 自身梁式塔板（ 2）、塔板固定件受液盘有平形受液盘和凹形受液盘。凹形受液盘在低液量时仍能造成液封，且有改变液体流向的绶冲作用和便于液体的侧线采出。塔径大于800 毫米时常采用凹形受液盘。若物料易聚合或含有悬浮固体时，凹形受液盘易造成死角而堵塞，应采用平形受液盘。用平形受液盘时，为使上一层流入的液体在板上均匀分布，常设进口堰。用凹形受液盘时