化工原理課程設計指導

1、化工原理課程設計指導化工教研室編前 言本指導書為化工原理課程教學的配套教材，是為我?；瘜W工程與工藝專業(yè)化工原理課程設計教學而編寫的化工過程及設備設計的資料。書中介紹了換熱器、板式塔設計的原理和方法，并就有關流程方案的確定以及附屬設備的選型作了介紹。本指導書可作為化工原理課程設計、化工類專業(yè)畢業(yè)設計的參考資料，也可作為化工原理課程教學的參考用書。由于編者水平有限，其中難免不妥之處，懇請各位讀者批評指正。目 錄第1章 概論 . 11.1化工原理課程設計的目的和要求 . 11.2化工原理課程設計的內容和步驟. 1第2章 列管式換熱器選型設計2.1設計和選用時應考慮的問題 . 52.2管殼式換熱器的給

2、熱系數(shù) . 62.3流體通過換熱器的阻力損失 . 82.4對數(shù)平均溫差的修正. 82.5管殼式換熱器的設計和選用步驟 10第3章板式塔主要尺寸的設計計算 . 123.1塔的有效高度和板間距的初選. 123.2塔徑. 123.3 板式塔的結構 . 143.4塔板結構. 15第四章 篩板塔設計 . 174.1篩板塔的結構. 174.2篩板塔正常操作的氣液流量范圍. 204.3篩板塔的設計. 28主要參考文獻. 29第一章 緒 論1.1化工原理課程設計的目的和要求課程設計是化工原理課程的一個總結性教學環(huán)節(jié)，是培養(yǎng)學生綜合運用本門課程及有關選修課程的基本知識去解決某一設計任務的一次訓練。在整個教學計劃

3、中，它也起著培養(yǎng)學生獨立工作能力的重要作用。課程設計不同于平時的作業(yè)，在設計中需要學生自己做出決策，即自己確定方案，選擇流程，查取資料，進行過程和設備計算，并要對自己的選擇做出論證和核算，經(jīng)過反復的分析比較，擇優(yōu)選定最理想的方案和合理的設計。所以，課程設計是培養(yǎng)學生獨立工作能力的有益實踐。通過課程設計,學生應該注重以下幾個能力的訓練和培養(yǎng)：(1)查閱資料，選用公式和搜集數(shù)據(jù)(包括從已發(fā)表的文獻中和從生產(chǎn)現(xiàn)場中搜集)的能力；(2)樹立既考慮技術上的先進性與可行性，又考慮經(jīng)濟上的合理性，并注意到操作時的勞動條件和環(huán)境保護的正確設計思想，在這種設計思想的指導下去分析和解決實際問題的能力；(3)迅速準

4、確的進行工程計算的能力；(4)用簡潔的文字，清晰的圖表來表達自己設計思想的能力。1.2化工原理課程設計的內容和步驟（1）課程設計的基本內容設計方案簡介 對給定或選定的工藝流程，主要的設備型式進行簡要的論述；主要設備的工藝設計計算 包括工藝參數(shù)的選定、物料衡算、熱量衡算、設備的工藝尺寸計算及結構設計；典型輔助設備的選型和計算 包括典型輔助設備的主要工藝尺寸計算和設備型號規(guī)格的選定；帶控制點的工藝流程簡圖 以單線圖的形式繪制，標出主體設備和輔助設備的物料流向、物流量、能流量和主要化工參數(shù)測量點；主體設備工藝條件圖 圖面上應包括設備的主要工藝尺寸，技術特性表和接管表； 完整的課程設計由說明書和圖紙兩

5、部分組成。說明書是設計的書面總結，也是后續(xù)設計工作的主要依據(jù)，應包括以下主要內容：封面（課程設計題目、班級、姓名、指導教師、時間 ）；目錄；設計任務書；設計方案簡介；工藝設計計算；輔助設備的計算及選型；設計結果匯總表；設計評述及設計者對本設計有關問題的討論；工藝流程圖及設備工藝條件圖；參考資料。（2）課程設計的步驟動員和布置任務；閱讀指導書和查閱資料；設計計算,繪圖和編寫說明書；考核和答辯。整個設計是由論述、計算和繪圖三部分組成。論述應該條理清晰，觀點明確；計算要求方法正確，誤差小于設計要求，計算公式和所用數(shù)據(jù)必須注明出處；圖表應能簡要表達計算的結果。設計后期的答辯，及時了解學生設計能力的補充

6、過程，也是提高設計水平，交流心得和擴大收獲的重要過程。答辯通常包括個別答辯和公開答辯兩種形式。個別答辯的目的不僅是對學生進行全面考核，更主要的是促進學生開動腦筋,提高設計水平。所以，在個別答辯后，應允許學生修改補充自己的圖紙和說明書。公開答辯是在個別答辯的基礎上，選出幾個有代表性的學生在全班公開答辯，實際上是以他們的中心發(fā)言來引導全班性的討論，目的是交流心得、探討問題和擴大收獲。(3)帶控制點的工藝流程圖的繪制(此部分內容教師可根據(jù)具體題目有選擇的要求)帶控制點的工藝流程圖是一種示意性的圖樣,它以形象的圖形、符號、代號表示出化工設備、管路、附件和儀表自控等，借以表達出一個生產(chǎn)中物料及能量的變化

7、始末。工藝流程圖繪制范圍如下：必須反映出全部工藝物料和產(chǎn)品所經(jīng)過的設備；應全部反映出主要物料管路，并表達出進出裝置界區(qū)的流向；冷卻水、冷凍鹽水、工藝用的壓縮空氣、蒸汽(不包括副產(chǎn)品蒸汽)及蒸汽冷凝液系統(tǒng)等的整套設備和管線不在圖內表示，僅示意工藝設備使用點的進出位置；標出有助于用戶確認及上級或有關領導審批用的一些工藝數(shù)據(jù)(例如:溫度、壓力、物流的質量流量或體積流量、密度、換熱量等)；包括繪制圖例，圖畫上必要的說明和標注，并按圖簽規(guī)定簽署；必須標注工藝設備，工藝物流線上的主要控制點符及調節(jié)閥等。這里指的控制點符包括被測變量的儀表功能(如調節(jié)、紀錄、指示、積算、連鎖、報警、分析、檢測及集中,就地儀表

8、等)。流程圖的繪制步驟如下：用細實線(0.3mm)畫出設備簡單外形，設備一般按1:100或1:50的比例繪制，如某種設備過高(如精餾塔)，過大或過小，則可適當放大或縮?。怀Ｓ迷O備外形可參照圖1-1所示，對于無示例的設備可繪出其象征性的簡單外形，表明設備的特征即可；用粗實線(0.9mm)畫出連接設備的主要物料管線，并注出流向箭頭；物料平衡數(shù)據(jù)可直接在物料管道上用細實線引出并列成表；輔助物料管道(如冷卻水、加熱蒸汽等)，用中粗實線(0.6mm)表示；設備的布置原則上按流程圖由左至右，圖上一律不標示設備的支腳、支架和平臺等， 5一般情況下也不標注尺寸。工藝物料的介質代碼自行編制，一般以分子式及其編寫

9、字母表示。輔助物料如公用系統(tǒng)介質代號規(guī)定如表1-1。表1-1 輔助物料和共用系數(shù)介質代號圖上應標注單元設備的代號，單元設備分類代號見表1-2。(4)主體設備工藝條件圖(此部分內容教師可根據(jù)具體題目有選擇的要求)主體設備是指在每個單元操作中處于核心地位的關鍵設備，如傳熱中的換熱器，蒸發(fā)中的蒸發(fā)器，蒸餾和吸收中的塔設備(板式塔和填料塔)，干燥中的干燥器等。一般，主體設備在不同單元操作中是不同的，即使同一設備在不同單元操作中其作用也不相同，如某一設備在某個單元操作中為主體設備，而在另一單元操作中就可變?yōu)檩o助設備。例如，換熱器在傳熱中為主體設備，而在精餾或干燥操作中就變?yōu)檩o助設備。泵、壓縮機等也有類似

10、情況。主體設備工藝條件圖是將設備的結構設計和工藝尺寸的計算結果用一張總圖表示出來。圖面上應包括如下內容:設備圖形 指主要尺寸(外形尺寸、結構尺寸、連接尺寸)、接管、人孔等；圖1-1 流程圖設備外形圖例技術特性 指裝置的用途、生產(chǎn)能力、最大允許壓強、最高介質溫度、介質的毒性和爆炸危險性；設備組成一覽表 注明組成設備的各部件的名稱等。應予以指出，以上設計全過程統(tǒng)稱為設備的工藝設計。完整的設備設計，應在上述工藝設計基礎上再進行機械強度設計，最后提供可供加工制造的施工圖。這一環(huán)節(jié)在高等院校的教學中，屬于化工機械專業(yè)中的專業(yè)課程，在設計部門則屬于機械設計組的職責。第二章 管殼式換熱器的設計和選用2.1設

11、計和選用時應考慮的問題(1) 冷熱流體流動通道的選擇a、不潔凈或易結垢的液體宜在管程，因管內清洗方便，但U形管式的不宜走管程； b、腐蝕性流體宜在管程，以免管束和殼體同時受到腐蝕；c、壓力高的流體宜在管內，以免殼體承受壓力；d、飽和蒸汽宜走殼程，飽和蒸汽比較清潔，而且冷凝液容易排出；e、被冷卻的流體宜走殼程，便于散熱；f、若兩流體溫差大，對于剛性結構的換熱器，宜將給熱系數(shù)大的流體通入殼程，以減小熱應力；g、流量小而粘度大的流體一般以殼程為宜，因在殼程Re>100即可達到湍流。但這不是絕對的，如果流動阻力損失允許，將這種流體通入管內并采用多管程結構，反而會得到更高的給熱系數(shù)。以上各點常常不

12、可能同時滿足，而且有時還會相互矛盾，故應根據(jù)具體情況，抓住主要方面，作出適宜的決定。(2) 流動方式的選擇除逆流和并流之外，在列管式換熱器中冷、熱流體還可以作各種多管程多殼程的復雜流動。當流量一定時，管程或殼程越多，對流傳熱系數(shù)越大，對傳熱過程越有利。但是，采用多管程或多殼程必導致流體阻力損失，即輸送流體的動力費用增加。因此，在決定換熱器的程數(shù)時，需權衡傳熱和流體輸送兩方面的損失。當采用多管程或多殼程時，列管式換熱器內的流動形式復雜，對數(shù)平均值的溫差要加以修正。(3) 換熱管規(guī)格和排列選擇換熱管直徑越小，換熱器單位容積的傳熱面積越大。因此對于潔凈的流體可完管徑可取得小些。但對于不潔凈或易結垢的

13、流體，管徑應取的大些，以免堵塞。為了制造和維修的方便，我國目前試行的系列標準規(guī)定采用19×2mm和25×2.5mm兩種規(guī)格，管長有1.5、2.0、3.0、6.0m，排列方式：正三角形、正方形直列和錯列排列，見圖2-1。圖2-1 換熱管排列方式各種排列方式的優(yōu)點：但給熱效果較差正方形排列：易清洗， 熱系數(shù)正方形錯列：可提高給等邊三角形：排列緊湊，管外流體湍流程度高，給熱系數(shù)大(4)折流擋板安裝折流擋板的目的是為提高殼程對流傳熱系數(shù)，為取得良好的效果，擋板的形狀和間距必須適當。對圓缺形擋板而言，弓形缺口的大小對殼程流體的流動情況有重要影響。由圖2-2可以看出，弓形缺口太大或太小

14、都會產(chǎn)生"死區(qū)"，既不利于傳熱，又往往增加流體阻力。擋板的間距對殼體的流動亦有重要的影響。間距太大，不能保證流體垂直流過管束，使管外表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)下降；間距太小，不便于制造和檢修，阻力損失亦大。一般取擋板間距為殼體內徑的0.21.0倍。a.切除過少 b.切除適當 c.切除過多圖2-2擋板切除對流動的影響2.2管殼式換熱器的給熱系數(shù)給熱系數(shù)包括管內流動的給熱系數(shù)和殼程給熱系數(shù)，管內流體的給熱系數(shù)前面已經(jīng)學過，而殼程的給熱系數(shù)與折流擋板的形狀、板間距，管子的排列方式、管徑及管中心距等因素有關。殼程中由于設有折流擋板，流體在殼程中橫向穿過管束，流向不斷變化，湍動增強，當Re>

15、100即可達到湍流狀態(tài)。2.2.1流體在圓形直管內的強制湍流Nu=0.023Re0.8Prkdu0.8cpk=0.023()() d使用范圍：Re>10000，0.7<Pr<160，<2×10-5Pa.s，l/d>50注意事項：（1）定性溫度取流體進出溫度的算術平均值tm；（2）特征尺寸為管內徑di；（3）流體被加熱時，k0.4，流體被冷卻時，k0.3；上述n取不同值的原因主要是溫度對近壁層流底層中流體粘度的影響。當管內流體被加熱時，靠近管壁處層流底層的溫度高于流體主體溫度；而流體被冷卻時，情況正好相反。對于液體，其粘度隨溫度升高而降低，液體被熱時層流底

16、層減薄，大多數(shù)液體的導熱系數(shù)隨溫度升高也有所減少，但不顯著，總的結果使對流傳熱系數(shù)增大。液體被加熱時的對流傳熱系數(shù)必大于冷卻時的對流傳熱系數(shù)。大多數(shù)液體的Pr>1,即Pr0.4>Pr0.3。因此，液體被加熱時，n取0.4；冷卻時，n取0.3。對于氣體，其粘度隨溫度升高而增大，氣體被加熱時層流底層增厚，氣體的導熱系數(shù)隨溫度升高也略有升高，總的結果使對流傳熱系數(shù)減少。氣體被加熱時的對流傳熱系數(shù)必小于冷卻時的對流傳熱系數(shù)。由于大多數(shù)氣體的Pr<1，即Pr0.4<Pr0.3，故同液體一樣，氣體被加熱時n取0.4，冷卻時n取0.3。通過以上分析可知，溫度對近處層流底層內流粘度的影

17、響，會引起近壁流層內速度分布的變化，故整個截面上的速度分布也將產(chǎn)生相應的變化。（4）特征速度為管內平均流速。以下是對上面的公式進行修正：a高粘度du0.8cp0.330.14=0.027()()() dw要考慮壁面溫度變化引起粘度變化對的影響（是在tm下；而W是在tw下）。在實際中，由于壁溫難以測得，工程上近似處理為： 對于液體，加熱時：()0.14=1.05，冷卻時：()0.14=0.95 wwb過渡區(qū)2300<Re<10000時，先按湍流計算，然后乘以校正系數(shù)f=1.0-6105Re0.8<1過渡區(qū)內流體比劇烈的湍流區(qū)內的流體的Re小，流體流動的湍動程度減少，層流底層變厚

18、，減小。c流體在彎管中的對流傳熱系數(shù)先按直管計算，然后乘以校正系數(shù)fdf=(1+1.77) R式中 d管徑；R彎管的曲率半徑。由于彎管處受離心力的作用，存在二次環(huán)流，湍動加劇，增大。2.2.2流體在圓形直管內的強制層流特點：1）物性特別是粘度受管內溫度不均勻性的影響，導致速度分布受熱流方向影響。2）層流的對流傳熱系數(shù)受自然對流影響嚴重使得對流傳熱系數(shù)提高。3）層流要求的進口段長度長，實際進口段小時，對流傳熱系數(shù)提高。（1）Gr<25000時，自然對流影響小可忽略dNu=1.86(RePr)1/3()0.14 lwd適用范圍：Re<2300，(RePr)>10，l/d>6

19、0 l定性溫度、特征尺寸取法與前相同，w按壁溫確定，工程上可近似處理為： 對于液體，加熱時：()0.14=1.05，冷卻時：()0.14=0.95 ww（2）Gr>25000時，自然對流的影響不能忽略時，乘以校正系數(shù)f=0.8(1+0.015Gr1/3)在換熱器設計中，應盡量避免在強制層流條件下進行傳熱，因為此時對流傳熱系數(shù)小，從而使總傳熱系數(shù)也很小。2.2.3流體在換熱器管殼間流動一般在列管換熱器的殼程加折流擋板，折流擋板分為圓形和圓缺形兩種。由于裝有不同形式的折流擋板，流動方向不斷改變，在較小的Re下（Re=100）即可達到湍流。圓缺形折流擋板，弓形高度25%D，的計算式：Nu=0.

20、36Re0.55Pr(0.14) w適用范圍：Re=2×103106。定性溫度：進、出口溫度平均值；tww。特征尺寸：（1）當量直徑de參圖2-34(t2-0.785d0) 正方形排列：de= d0圖2-3 de的計算24(正三角形排列：de=22t-0.785d0) d0（2）流速u根據(jù)流體流過的最大截面積Smax計算Smax=hD(1-d0) t式中 h相鄰擋板間的距離；D殼體的內徑。提高殼程的措施：提高殼程u，但hfu2，hf；de；加強殼程的湍動程度，如加折流擋板或填充物。2.3流體通過換熱器的阻力損失2.3.1 管程阻力損失包括各程直管阻力損失hf1、回彎阻力損失hf2及換

21、熱器進出口阻力損失hf3構成，其中hf3可忽略不計。hft=(hf1+hf2)ftNp式中 ft 管程結垢校正系數(shù)，對三角形排列取1.5，正方形排列取1.4；Np管程數(shù)；hf1式中 l換熱管長度，m； lui2 =di2ui2hf2=3 2（hf2包括回彎和進出口局部阻力及封頭內流體轉向的局部阻力之和，取阻力系數(shù)為3）管程阻力損失也可寫成lui2pt= d+3ftNp2 i3由于uiNp，所以ptNP。對同一換熱器，若單程改為雙程，阻力損失劇增為原來的8倍，而給熱系數(shù)只增為原來的1.74倍，因此在選擇換熱器管程數(shù)時，應該兼顧傳熱與流體壓降兩方面的得失。2.3.2殼程阻力損失殼程由于流動狀態(tài)比較

22、復雜，結構參數(shù)較多，提出的公式較多，但可歸結為2uohfs= 2不同的計算公式，決定和uo的方法不同，計算結果往往不一致。2.4對數(shù)平均溫差的修正前面學過的對數(shù)平均溫差tm僅適用于純并流或純逆流的情況，當采用多管程或多殼程時，由于其內流動形式復雜，平均推動力tm的計算式相當復雜。為了方便，可將這些復雜流型的平均推動力的計算結果與進出口溫度相同的純逆流相比較，求出修正系數(shù)，即tm=tm逆其中的求法為：=f(P,R)P=Rt2-t1冷流體溫升= T1-t1兩流體最初溫差T1-T2熱流體溫降=t2-t1冷流體溫升根據(jù)P，R值由圖查出各種情況的值。圖2-4 對數(shù)平均溫度差校正系數(shù)的值（a）單殼程 (b

23、)二殼程 (c)三殼程 (d)四殼程在設計時注意應使>0.8，為什么？因為經(jīng)濟上不合理；操作溫度略有變動，則下降很快，使操作不穩(wěn)定。2.5管殼式換熱器的設計和選用步驟 由已知條件計算傳熱量及逆流平均溫差tm逆Q=KAtm=KAtm逆由上式可知，要求A，必須知道K，；而K和則是由傳熱面積A的大小和換熱器結構決定的。因此，在冷、熱流體的流量及進出口溫度已知的條件下，選用或設計換熱器必須通過試差計算。 初選換熱器的尺寸規(guī)格a、初步選定流體流動方式，由冷熱流體的進出口溫度計算溫差修正系數(shù)，應使>0.8，否則應改變流動方式，重新計算；b、依據(jù)經(jīng)驗估計總傳熱系數(shù)K估，估算傳熱面積A估；c、根據(jù)

24、A估，根據(jù)系列標準選定換熱管的直徑、長度及排列；如果是選用，可根據(jù)A估在系列標準中選用適當?shù)膿Q熱器型號； 計算管程的壓降和給熱系數(shù)；a、根據(jù)經(jīng)驗選定流速，確定管程數(shù)目，并計算管程壓降pt，若pt>pt允，必須調整管程數(shù)目重新計算。b、計算管內給熱系數(shù)2，若2<K估，則應改變管程數(shù)重新計算；若改變管程數(shù)使pt>pt允，則應重新估計K估，另選一換熱器型號進行試算。 計算殼程壓降和給熱系數(shù)；a、根據(jù)流速范圍確定擋板間距，并計算殼程壓降ps，若ps>ps允，可增大擋板間距。b、計算殼程給熱系數(shù)1，若1太小可減小擋板間距。 計算傳熱系數(shù)，校核傳熱面積。根據(jù)流體性質選擇適當?shù)墓笇訜?/p>

25、阻R，由R、1、2計算K計，再由傳熱基本方程計算A計。當A計小于初選換熱器實際所具有的傳熱面積A，則計算可行?？紤]到所用換熱器計算式的準確度及其他未可預料的因素，應使選用換熱器面積有15%25%的裕度，即A/A計=1.151.25，否則應重新估計一個K估，重復以上計算。第三章 板式塔主要尺寸的設計計算板式塔主要尺寸的設計計算，包括塔高、塔徑的設計計算，板上液流形式的選擇、溢流裝置的設計，塔板布置、氣體通道的設計等工藝計算。板式塔為逐級接觸式的氣液傳質設備，沿塔方向，每層板的組成、溫度、壓力都不同。設計時，先選取某一塔板（例如進料或塔頂、塔底）條件下的參數(shù)作為設計依據(jù)，以此確定塔的尺寸，然后再作

26、適當調整；或分段計算，以適應兩段的氣液相體積流量的變化，但應盡量保持塔徑相同，以便于加工制造。所設計的板式塔應為氣液接觸提供盡可能大的接觸面積，應盡可能地減小霧沫夾帶和氣泡夾帶，有較高的塔板效率和較大的操作彈性。但是由于塔中兩相流動情況和傳質過程的復雜性，許多參數(shù)和塔板尺寸需根據(jù)經(jīng)驗來選取，而參數(shù)與尺寸之間又彼此互相影響和制約，因此設計過程中不可避免要進行試差，計算結果也需要工程標準化?；谝陨显?，在設計過程中需要不斷地調整、修正、和核算，直到設計出較為滿意的板式塔。3.1塔的有效高度和板間距的初選3.1.1塔的有效高度板式塔的有效高度是指安裝塔板部分的高度，可按下式計算：Z=(NT-1)H

27、T （3-1） ET式中 Z塔的有效高度，m；ET全塔總板效率；NT 塔內所需的理論板層數(shù)；HT塔板間距，m。3.1.2板間距的初選板間距NT的選定很重要。選取時應考慮塔高、塔徑、物系性質、分離效率、操作彈性及塔的安裝檢修等因素。對完成一定生產(chǎn)任務，若采用較大的板間距，能允許較高的空塔氣速，對塔板效率、操作彈性及安裝檢修有利；但板間距增大后，會增加塔身總高度，金屬消耗量，塔基、支座等的負荷，從而導致全塔造價增加。反之，采用較小的板間距，只能允許較小的空塔氣速，塔徑就要增大，但塔高可降低；但是板間距過小，容易產(chǎn)生液泛現(xiàn)象，降低板效率。所以在選取板間距時，要根據(jù)各種不同情況予以考慮。如對易發(fā)泡的物

28、系，板間距應取大一些，以保證塔的分離效果。板間距與塔徑之間的關系，應根據(jù)實際情況，結合經(jīng)濟權衡，反復調整，已做出最佳選擇。設計時通常根據(jù)塔徑的大小，由表3-1列出的塔板間距的經(jīng)驗數(shù)值選取。表3-1 塔板間距與塔徑的關系化工生產(chǎn)中常用板間距為：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在決定板間距時還應考慮安裝、檢修的需要。例如在塔體人孔處，應留有足夠的工作空間，其值不應小于600mm。3.2 塔徑塔的橫截面應滿足汽液接觸部分的面積、溢流部分的面積和塔板支承、固定等結構處理所需面積的要求。在塔板設計中起主導作用，往往是氣液接觸部分的面積，應保證有適宜的氣

29、體速度。計算塔徑的方法有兩類：一類是根據(jù)適宜的空塔氣速，求出塔截面積，即可求出塔徑。另一類計算方法則是先確定適宜的孔流氣速，算出一個孔（閥孔或篩孔）允許通過的氣量，定出每塊塔板所需孔數(shù)，再根據(jù)孔的排列及塔板各區(qū)域的相互比例，最后算出塔的橫截面積和塔徑。3.2.1初步計算塔徑板式塔的塔徑依據(jù)流量公式計算，即D= （3-2） 式中 D 塔徑m；Vs 塔內氣體流量m3/s；u 空塔氣速m/s。由式（3-2）可見，計算塔徑的關鍵是計算空塔氣速u。設計中，空塔氣速u的計算方法是，先求得最大空塔氣速umax，然后根據(jù)設計經(jīng)驗，乘以一定的安全系數(shù)，即u=(0.60.8)umax (3-3)最大空塔氣速uma

30、x可根據(jù)懸浮液滴沉降原理導出，其結果為umax= （3-4） 式中 umax允許空塔氣速，m/s；V，L分別為氣相和液相的密度，kg/m3 ；C氣體負荷系數(shù)，m/s，對于浮閥塔和泡罩塔可用圖3-1確定；圖3-1中的氣體負荷參數(shù)C20僅適用于液體的表面張力為0.02N/m，若液體的表面張力為6N/m，則其氣體負荷系數(shù)C可用下式求得：C=C20(所以，初步估算塔徑為： D=/0.02)0.2 （3-5） V （3-6） 0.785u其中，u適宜的空塔速度，m/s。由于精餾段、提餾段的汽液流量不同，故兩段中的氣體速度和塔徑也可能不同。在初算塔徑中，精餾段的塔徑可按塔頂?shù)谝粔K板上物料的有關物理參數(shù)計算

31、，提餾段的塔徑可按釜中物料的有關物理參數(shù)計算。也可分別按精餾段、提餾段的平均物理參數(shù)計算。3.2.2塔徑的圓整目前，塔的直徑已標準化。所求得的塔徑必須圓整到標準值。塔徑在1米以下者，標準化先按100mm增值變化；塔徑在1米以上者，按200mm增值變化，即1000mm、1200mm、1400mm、1600mm圖3-1 史密斯關聯(lián)圖圖中 HT塔板間距，m； hL板上液層高度，m；V ,L分別為塔內氣、液兩相體積流量，m3/s； V，L 分別為塔內氣、液相的密度，kg/m3 。3.2.3 塔徑的核算塔徑標準化以后，應重新驗算霧沫夾帶量，必要時在此先進行塔徑的調整，然后再決定塔板結構的參數(shù)，并進行其它

32、各項計算。當液量很大時，亦宜先按式3-7核查一下液體在降液管中的停留時間。如不符合要求，且難以加大板間距來調整時，也可在此先作塔徑的調整。3.3 板式塔的結構3.3.1 塔的總體結構塔的外殼多用鋼板焊接，如外殼采用鑄鐵鑄造，則往往以每層塔板為一節(jié)，然后用法蘭連接。板式塔除內部裝有塔板、降液管及各種物料的進出口之外，還有很多附屬裝置，如除沫器、人（手）孔、基座，有時外部還有扶梯或平臺。此外，在塔體上有時還焊有保溫材料的支承圈。為了檢修方便，有時在塔頂裝有可轉動的吊柱。如圖5-1為一板式塔的總體結構簡圖。一般說來，各層塔板的結構是相同的，只有最高一層，最低一層和進料層的結構有所不同。最高一層塔板與

33、塔頂?shù)木嚯x常大于一般塔板間距，以便能良好的除沫。最低一層塔板到塔底的距離較大，以便有較大的塔底空間貯液，保證液體能有1015min的停留時間，使塔底液體不致流空。塔底大多是直接通入由塔外再沸器來的蒸氣，塔底與再沸器間有管路連接，有時則再塔底釜中設置列管或蛇管換熱器，將釜中液體加熱汽化。若是直接蒸汽加熱，則在釜的下部裝一鼓泡管，直接接入加熱蒸汽。另外，進料板的板間距也比一般間距大。3.3.2 塔體總高度板式塔的塔高如圖3-2所示，塔體總高度（不包括裙座）由下式?jīng)Q定：H=H)H+SH+HD+(Np-2-STTF' H B (3-7)式+17中 HD塔頂空間，m；HB塔底空間，m；HT塔板間

34、距，m；HT開有人孔的塔板間距，m；HF進料段高度，m；Np實際塔板數(shù)；S人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間的人孔）。3.3.2.1塔頂空間HD塔頂空間（見圖5-2）指塔內最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應大于板間距，通常取HD為（ 1.52.0）HT。若圖5-2 塔高示意圖需要安裝除沫器時，要根據(jù)除沫器的安裝要求確定塔頂空間。3.3.2.2人孔數(shù)目人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。對于處理不需要經(jīng)常清洗的物料，可隔810塊塔板設置一個人孔；對于易結垢、結焦的物系需經(jīng)常清洗，則每隔46塊塔板開一個人孔。人孔直徑通常為450mm。3.3.2.3塔底空間

35、HB塔底空間指塔內最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定：當進料有15分鐘緩沖時間的容量時，塔底產(chǎn)品的停留時間可取35分鐘，否則需有1015分鐘的儲量，以保證塔底料液不致流空。塔底產(chǎn)品量大時，塔底容量可取小些，停留時間可取35分鐘；對易結焦的物料，停留時間應短些，一般取11.5分鐘。3.4 塔板結構塔板類型按結構特點可分為整塊式或分塊式兩種。一般，塔徑從300900mm時采用整塊式塔板；當塔徑在800mm以上時，人已能在塔內進行拆裝操作，無須將塔板整塊裝入。并且，整塊式塔板在大塔中剛性也不好，結構顯得復雜，故采用分塊式塔板；塔徑在800900mm之間，設計時可按便于制造、安裝的具體情況選定。

36、圖3-2 板式塔總體結構簡圖第四章 篩板塔設計41 篩板塔的結構4.1.1篩板塔的主要部件（1）篩板：開有篩孔的板叫篩板。篩孔起均勻分散氣體的作用。若孔徑小，要求單位面積的孔數(shù)多，則加工麻煩且小孔易堵，但孔小不易漏液，操作彈性大；孔徑大則反之。一般孔徑為38mm。現(xiàn)在也有采用孔徑為1225mm大篩孔的篩板，但操作彈性小，操作要求高。篩孔的排列是有規(guī)則的，以便氣泡分布均勻，塔板強度好。通常篩孔是按正三角形方式排列的。如圖4-1所示。在開孔區(qū)，篩孔總面積與開孔區(qū)面積之比稱為開孔率圖4-1 篩孔的排列 。值可按一個小單元計算得。參看圖4-1，令孔徑為d0，孔心距為t，則（4-1）若t/d0值過小，開

37、孔過密，塔板強度下降，且氣泡容易經(jīng)碰撞生成大氣泡，傳質面積減小，對傳質不利。若t/d0值過大，板上產(chǎn)生氣泡的點分布太疏，塔板利用率過低，亦不適宜。一般采用t/d0=2.55，常用值是34。（2）溢流堰：在液體橫向流過塔板的末端，設有溢流堰。溢流堰是一塊直條形板。溢流堰高hw 對板上積液的高度起控制作用。hw 值大，則板上液層厚，氣液接觸時間長，對傳質有利，但氣體通過塔板的壓降亦大。常壓操作時，一般hw =2050mm。真空操作時為1020mm，加壓操作時為4080mm。（3）降液管：降液管是液體自上一層塔板流至其下一層塔板的通道。降液管橫截面有弓形與圓形兩種。因塔體多數(shù)是圓筒體，弓形降液管可充

38、分利用塔內空間，使降液管在可能條件下截面積最大，通液能力最強，故被普遍采用。降液管下邊緣在操作時必須浸沒在液層內，以保證液封，即不允許氣體通過降液管“短路”流至上一層塔板的液層上方空間。降液管下緣與下一塊塔板的距離稱為降液管底隙高度h0，h0為2025mm。若h0值過小則液體流過降液管底隙阻力太大。為保證液封，要求（hw- h0）大于6mm。篩板塔的結構如圖4-2所示。圖4-2 篩板塔的結構4.1.2篩板的板面布置參看圖4-2，篩板的板面可劃分為若干區(qū)域。各區(qū)的名稱、作用及面積算法如下。（1）有效傳質區(qū)：塔板上布置有篩孔的區(qū)域，稱有效傳質區(qū)，面積為Aa，即圖4-2右圖中虛線以內的部份。有效傳質

39、區(qū)面積的計算式為式中角度sin(x/r)以弳為單位。（2）降液區(qū)：每根降液管所占用的塔板區(qū)域，稱降液區(qū)，面積為Af。降液區(qū)內不開孔。弓形降液管的降液區(qū)面積Af可通過幾何計算求得。若溢流堰長為lw，塔內徑為D，塔的橫截面積為AT，則由lW/D可算出Af/Ar。計算結果示于圖4-3中。應用時只需查圖線即可。圖4-3還繪有由lW/D值查取弓形降液管最大寬度Wd與塔徑D之比的曲線供查用。若降液區(qū)增大，即lW/D值增大，則有效傳質區(qū)占全塔截面的比值減小。一個合理的設計方案，應兼顧有效傳質區(qū)與降液區(qū)兩方面的需要。一般lW/D=0.60.8。 -1（4-2）（3）入口安定區(qū)：塔板上液流的上游部位有狹長的不開

40、孔區(qū)，叫入口安定區(qū)，其寬度為Ws。此區(qū)域不開孔是為了防止因這部位液層較厚而造成傾向性漏液，同時也防止氣泡竄入降液管。一般Ws=50100mm。（4）出口安定區(qū)：在塔板上液流的下游靠近溢流堰部位也有狹長的不開孔區(qū)，叫出口安定區(qū)，其寬度與入口安定區(qū)相同，亦為Ws。這部分不開孔是為了減小因流進降液管的液體中含氣泡太多而增加液相在降液管內排氣的困難。（5）邊緣固定區(qū)：在塔板邊緣有寬度為Wc的區(qū)域不開孔，這部分用于塔板圖4-3 弓形降液管的幾何關系4.1.3 塔板上的液流型式以上介紹的塔板上液體流動的型式稱為“單流型”，也是最常見的流型。若液體流量及塔徑都比較大，采用“單流型”塔扳會在塔板上形成較大的液

41、面落差（水力坡度）。塔板上液面高度的差異導致板上氣體分布不均勻，對傳質產(chǎn)生不良影響。為了減小塔板的液面落差，可采用“雙流型“塔板。“雙流型”塔板是采取中間安裝降液管與兩側安裝雙降液管的兩種塔板相間裝置方式，令液體在塔板上只流過半程距離，而且每側液體流量只占總流量之半，從而使液面落差大為減小。若液體流量很小，采用“單流型”塔板，越過單位長度溢流堰的液體流量不足，易發(fā)生液體偏流，導致塔板上液流分布不勻，可采用“U形流型“塔板。該型塔板的降液管置于一邊，液相呈U字形流過塔板，溢流堰長度減小。三種液流型的液流方式示于圖4-4。推薦的液體負荷、塔徑與液流型式的選擇關系示于表4-1。固定。一般Wc=255

42、0mm。圖4-4塔板溢流形式（a）U型流 （b）單溢流 （c）雙溢流表4-1 液相負荷、塔徑與液流型式的關系4.1.4板間距相鄰兩層塔板間的距離叫板間距HT。板間距的大小關系到正常操作氣液流量的高限值，也和塔高度相關。若板間距取得大，允許的氣液流量也大，但對一定塔板數(shù)而言，需要的塔體亦高。氣液流量大意味著生產(chǎn)能力大，而塔的高度大意味著設備投資大，設計時應從這兩方面權衡比較后確定板間距。一般可按表4-2所示的經(jīng)驗值選取板間距的初值。注：當HT<500mm，HT按50mm幅度變化；HT500mm，按100mm幅度變化。 本章只介紹“單流型”塔的計算方法。其它流型塔的計算可參看有關書籍。 42

43、 篩板塔正常操作的氣液流量范圍以下計算式中氣體流速u因不同核算面積有a、o、n三種不同下標，應注意區(qū)分。 (1)液相流量下限液體流過塔板存在著液流分布不均勻的問題。由于塔壁是圓柱面，更增加液流的不均勻性。經(jīng)驗表明，在液流量小時，平溢流堰安裝的微小偏差便會引起越過溢流堰頂液體的偏流，堰頂液體偏流必導致塔板上液體的偏流。在液流嚴重不均勻時，靠壁處液體甚至會倒流而產(chǎn)生漩渦，其余區(qū)域的液流則加速。對于流得快的液體，氣液接觸時間短，傳質不充分；對于流得慢甚至產(chǎn)生漩渦的液體，因氣液接觸時間長，液體濃度趨近于氣液平衡，傳質速率低，故液流量小對操作不利。但當液流量增大到一定程度后，液體越過溢流堰頂偏流現(xiàn)象減弱

44、，液體在塔頂上的漩渦消除，液流不均勻性明顯改善，故正常操作的液流量有下限值。一般要求，平溢流堰頂上的液層厚度how須大于6mm。 計算how的半經(jīng)驗公式為（4-3）式中 Lh液相體積流量，m/h；E考慮到圓筒塔壁的液流收縮系數(shù)，其值可由圖7-18查得。 3頂部呈鋸齒形的溢流堰，適用小液流量操作。其how計算法可參看氣液傳質設備。圖4-5液流收縮系數(shù)(2)液相流量上限液體離開塔板進入降液管時總夾帶有氣泡。這些本應進入該塔上方空間的氣體被液體夾帶到該板下方空間，形成氣相返混，削弱傳質效果。為減輕氣相夾帶程度，要求液體在降液管內流動時能排除氣體，為此，液體在降液管內應有充分的停留時間。一般規(guī)定，液體

45、在降液管內的停留時間須滿足下述關系式：式中 Ls液相體積流量，m/s。值應根據(jù)不同液體的性質在3至5秒內定值。(3)漏液限正常操作時，液體應橫貫塔板，在與氣體進行充分接觸傳質后流入降液管。但有少量液體會由篩孔漏下。這少量漏下的液體如同“短路”，傳質不充分，故操作中應盡可能減少漏液。當液體流量一定，氣體流量降到一定程度時漏液量會明顯增多。一般將漏液量明顯增多時的空塔氣速稱為在該液體流量下的漏液點空速ua，w，由于人們對漏液點判別的定量指標不同，所以不同研究者提出的計算漏液點的經(jīng)驗式亦不同。漏液現(xiàn)象分為兩種類型，一種叫傾向性漏液，一種叫隨機性漏液。傾向性漏液指液體剛流進塔板時因液層最厚，該部位的篩

46、孔在操作中產(chǎn)生的漏液現(xiàn)象。塔板上安排不開孔的入口安定區(qū)或把塔板沖壓成局部突起的形狀，以減小液體剛進入塔板時的液層厚度，都是為了避免傾向性漏液。隨機性漏液指操作中時而某些篩孔漏液，時而另一些篩孔漏液，即漏液區(qū)域帶有不定性的漏液現(xiàn)象。產(chǎn)生隨機性漏液的原因是對于某一液體流量，氣體空速偏低；其表現(xiàn)特點是漏液位置與液面波動密切相關。在液面波峰處，液層厚，液體位能大，波峰下面的篩孔漏液；在液面波谷處，液層薄，氣體集中由波谷下面的篩孔通過。由于液面起伏的隨機性，導致漏液的隨機性。因傾向性漏液的消除或減弱涉及塔板結構，在塔板結構改進后可不考慮此因素，故一般對漏液問題的討論只集中在隨機性漏液問題上。24 3（4

47、-4）隨機性漏液同氣體通過篩板的阻力（干板阻力）與通過塔板上液層的阻力之比值有關。氣體通過各篩孔及液層屬并聯(lián)流動。若干板阻力在總阻力（干板阻力與液層阻力之和）中所占比例增加，液面波動因素對氣體分布不勻的影響就減小，漏液可減輕。這說明，研究漏液問題應同干板阻力及液層阻力相聯(lián)系。戴維斯（Davies）等對漏液點問題進行研究并提出了漏液點操作狀況下干板阻力與液層阻力的經(jīng)驗關聯(lián)圖線，如圖7-19所示。圖中hd與hc的計算式如下：式中 hd干板阻力，mH2O；u0，w漏液點時的篩孔氣速，m/s； C0干板孔流系數(shù)，無因次。C0值可由圖7-20查得。圖中為塔板厚，d0為篩孔孔徑，單位都是mm。開孔率可按（

48、7-8）式計算，或按塔板上所有篩孔的總面積除以有效傳質區(qū)面積（AT2Af）算得。（4-5）圖4-6漏液點關聯(lián)線hc是漏液點時塔板上泡沫層厚度按等壓降原則折算的清液層厚度，其經(jīng)驗計算式為式中 Fa氣相動能因子， ua，w是以面積（AT2Af）計的漏液點空塔氣速，m/s； Ls液相體積流量，m/s。 3 圖4-7 干板孔流系數(shù) （4-6）(4)溢流液泛限當降液管排液能力不足，液體仍不斷加入，降液管內液位上升至上層塔板溢流堰頂，影響上層塔板的排液，導致塔板上積液增加直至淹塔，這現(xiàn)象稱為液泛。發(fā)生液泛時氣體通過塔板的壓降急劇上升，出塔氣體大量帶液，正常操作受到破壞?？梢娬２僮鞯乃O備不允許發(fā)生液泛。

49、液泛產(chǎn)生的原因有： 氣流量或液流量過大。 氣體中夾帶過量的液體，增加降液管的排液負荷。 某塊塔板的降液管下端堵塞，造成該塔板以上塔段液泛。由堵塞引起的液泛可通過塔的清洗及進塔液體予以解決。由過量液沫夾帶引起的液泛可通過下面將介紹的把液沫夾帶量控制在允許范圍內的方法予以避免。以下只討論由于氣液流量過大導致的液泛即溢流液泛問題。圖4-8液泛分析參看圖4-8,降液管內清液（不含氣泡）高度Hd可按下式算得：（4-7）式中 Hf氣體通過一層塔板的壓降折算成的清液高度（即通過一塊塔板的阻力），m； Hf液體流過降液管進入塔板的阻力，m。氣體通過一塊塔板的阻力Hf是干板阻力hd、塔板上液層阻力h1與在液相中

50、生成氣泡所需克服液體表面張力的阻力h三項之和。因h比其它兩相阻力小得多，可略去不計，故（4-8）其中，式中 u0篩孔氣速，m/s；C0塔板的干板孔流系數(shù)，可由圖4-7查得。 （4-9）h1是塔板上泡沫層高度按等壓降原則折算得的清液層高度，塔板上泡沫層高度可按hW+h0W計，二者關系為（4-10）式中 液層充氣系數(shù)，無因此，可由圖4-9查得。液相流過降液管進入塔板的阻力Hf主要取決于液相在降液官底隙的流動阻力，其經(jīng)驗計算式為圖4-9值（4-10）值一般為0.070.25m/s。篩板塔因塔板上沒有阻礙液流的阻礙物，液面落差值很小，故可略去不計。若液流量較大且塔徑甚大，塔板上有明顯的水力坡度時，一般

51、采用“雙流型”塔板，值也可不計。對于具體的篩板塔和一定的氣液物系，相應于一組氣、液流量(Ls，Vs)i，由（7-14）式可算得相應的降液管內清液高Hd值。降液管內液相中含有氣泡，令泡沫密度與清液密度之比為相對泡沫密度對于一般物系，值可取0.5，對于不易起泡物系，值約為0.60.7，對于易起泡物系，則降液管內含氣泡的液位高度H為（4-11） 可取值0.30.4。當降液管內液位高度H小于板間距與溢流堰高之和（HT+hw）時，降液管內液位的上下移動使塔對氣液負荷變化具有自動調節(jié)功能。當H=HT+hw+how時，降液管內液面與上一層塔板下游液面齊平，這時，似乎降液管的排液能力恰好滿足排液的需要，但若氣

52、相或液相流量再有微小的增量，必引起降液管內液位上升，導致上一塊塔板液層再增厚，其結果又使氣相通過塔板的阻力Hf增大，使降液管內液位再上升。如此相互影響，形成惡性循環(huán)，最后必導致液泛。所以，H=HT+hw+how是從溢流液泛角度計算氣、液流量上限的關聯(lián)式。因how值遠小于（HT+hw），一般規(guī)定溢流液泛限的關聯(lián)式為(5)過量液沫夾帶限 （4-12）氣泡通過板上液層到達液面時，氣泡破裂，氣體向上沖出。氣體沖出時總會把部分拉成薄膜的液體向上拋起。被拋起的液體呈大小不一液滴狀。液滴在上升過程中經(jīng)相互碰撞，滴徑還會增大。其中較大的液滴上升到一定高度，在尚未到達上一層塔板前會沉降下來。較小的液滴則隨向上流

53、動的氣體被帶至上一塊塔板。上升氣流把液滴夾帶到上一塊塔板的現(xiàn)象叫液沫夾帶。液沫夾帶有三點不利影響： 形成液體返混，削弱傳質效果。 增大降液管負荷，增加塔板上液層厚度，從而使氣相通過塔板的阻力增大。液沫夾帶嚴重時會造成過量液沫夾帶液泛。 出塔氣體帶液，可能對下一工序產(chǎn)生不良后果。例如，若出塔氣體要經(jīng)壓縮機壓縮，氣體帶液易造成事故。一般規(guī)定，液沫夾帶量ev0.1kg液/kg干氣時屬過量液沫夾帶，為不正常操作狀況。圖4-10液沫夾帶關聯(lián)圖因操作中液沫夾帶不可避免，故對不正常操作的液沫夾帶特加上“過量”二字。下面推薦使用的有關液沫夾帶的經(jīng)驗關聯(lián)圖是費爾（Fair）關聯(lián)圖，如圖4-10所示。 Ls圖中：橫坐標Vs3L兩相流動參數(shù)，可用FLV表示。Ls、Vs為液相與氣相的體積流量，Vm/s，“泛點百分比”指操作空塔氣速與過量液沫夾帶液泛空塔氣速之比。一般泛點百分比為(8085)%，對易起泡物系可取值75%。液沫夾帶分數(shù)，表示液沫夾帶量占液相總流量的分率，kg/kg。其中L、V為液、氣質量流量，kg/s。eV與的關系亦可寫成eV=L。 (1-)V使用圖4-10涉及到過量液沫夾帶液泛的空塔氣速。下面介紹費爾關于求取該液泛空塔氣速的方法。如前所述，篩板塔操作時液沫夾帶現(xiàn)象不可避免。氣相夾帶的液滴大小不一。假設液滴都是球形，在液滴中有一個“分割”球徑，凡大