塔板负荷性能图

第三蒸馏和吸收塔设备（下册）塔设备可分为板式塔与填料塔两大类。

评价塔设备的基本性能指标主要包括以下几项：生产能力，分离效率，适应能力及操作弹性，流体阻力。

第一节板式塔一塔板结构类型及特点1泡罩塔其传质元件为泡罩，泡罩分圆形和条形两种，多数选用圆形泡罩，其尺寸一般为①80，100，150 （mm三种直径，泡罩边缘开有纵向齿缝，中心装升气管。

升气管直接与塔板连接固定。

塔板下方的气相进入升气管，然后从齿缝吹出与塔板上液相接触进行传质。

不易发生漏液现象，有较好的操作弹性，塔板不易堵塞，对于各种物料的适应性强；结构复杂，金属耗量大，造价高；板上液层厚，气体流径曲折，塔板压降大，兼因雾沫夹带现象较严重，限制了气速的提高，生产能力不大。

液面落差大，气体分布不均，使得板效率不高。

抱罩塔2浮阀塔板浮阀是20世纪二战后开始研究，50年代开始启用的一种新型塔板，后来又逐渐出现各种型式的浮阀，其型式有圆形、方形、条形及伞形等。

较多使用圆形浮阀，而圆形浮阀又分为多种型式，如图所示。

浮阀取消了泡罩塔的泡罩与升气管，改在塔上开孔，阀片上装有限位的三条腿，浮阀可随气速的变化上、下自由浮动，提高了塔板的操作弹性、降低塔板的压降及液面落差，同时具有较高塔板效率，生产能力大。

在生产中得到广泛的应用。

V-4 型一筛板塔盘去掉泡罩和浮阀，直接在塔板上，按一定尺寸和一定排列方式开圆形筛孔，作为气相通道。

气相穿过筛孔进入塔板上液相，进行接触传质。

结构简单，金属耗量小，造价低廉；气体压降小，板上液面落差也较小，其生产能力及板效率较泡罩塔的高。

操作弹性范围较窄，小孔筛板容易堵塞。

篩扳塔板4其他型式的塔板: 喷射塔板与浮舌塔板：将塔上冲压成斜向舌形孔，张角20°左右，如图6.9.8所示。

气相从斜孔中喷射出来，一方面将液相分散成液滴和雾沫，增大了两相传质面，同时驱动液相减小液面落差。

液相在流动方向上，多次被分散和凝聚，使表面不断更新，传质面湍动加剧，提高了传质效率。

塔板式精馏塔设计(图文表)（一）设计方案的确定本设计任务为乙醇-水混合物。

设计条件为塔顶常压操作，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。

酒精精馏与化工精馏过程不同点就在于它不仅是一个将酒精浓缩的过程，而且还担负着把粗酒精中50多种挥发性杂质除去的任务，所以浓缩酒精和除去杂质的过程在酒精工业中称为精馏。

物料中的杂质基本上是在发酵过程中生成的，只是很少数的杂质是在蒸煮和蒸馏过程中生成的。

本次设计的精馏塔用板式塔，内部装有塔板、降液管、各种物料的进出口及附属结构（如全凝器等）。

此外，在塔板上有时还焊有保温材料的支撑圈，为了方便检修，在塔顶还装有可转动的吊柱。

塔板是板式塔的主要构件，本设计所用的塔板为筛板塔板。

筛板塔的突出优点是结构简单造价低，合理的设计和适当的操作能使筛板塔满足要求的操作弹性，而且效率高，并且采用筛板可解决堵塞问题，还能适当控制漏液。

设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。

该物系属不易分离物系，最小回流比较小，采用其1.5倍。

设计中采用图解法求理论塔板数，在溢流装置选择方面选择单溢流弓形降液管。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。

（二）精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量 M 乙醇=46kg/kmol纯水的摩尔质量 M 水 =18kg/kmolx F =18/65.046/35.046/35.0+=0.174x D =18/1.046/9.046/9.0+=0.779x W =46/995.018/005.018/005.0+=0.0022.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F =0.174×46＋18×(1-0.174)= 22.872 kg/kmol M D =0.779×46＋18×(1-0.779)= 39.812 kg/kmol M W =0.002×46＋18×(1-0.002)= 18.056 kg/kmol3.物料衡算 D=30024812.3948000000⨯⨯=167.454 kmol/hF=D+WF ·x F =D ·x D +W ·x W解得 F=756.464 kmol/h W=589.01 kmol/h｛（三）塔板数的确定1.回流比的选择由任务书提供的乙醇-水物系的气液平衡数据绘出x-y 图；由于设计中选用泡点式进料，q=1，故在图中对角线上自点a（x D,x D）作垂线，与Y轴截距oa=x D/(R min+1)=0.415 即最小回流比R min=x D/oa-1=0.877取比例系数为1.5，故操作回流比R为R=1.5×0.877=1.3162.精馏塔的气液相负荷的计算L=RD=1.316×167.454=220.369 kmol/hV=L+D=(R+1)D=2.316×167.454=387.823 kmol/h L ’=L+qF=220.369+756.464=976.833 kmol/h V ’=V+(q-1)F=V=387.823 kmol/h3.操作线方程精馏段操作线方程为 y=1+R R x+11+R x D =1316.1316.1+x+11.3161+×0.779即：y=0.568x+0.336提馏段操作线方程为y=F q D R qF RD )1()1(--++x-F q D R DF )1()1(--+-x W=1.316*167.454+1*756.464(1.316+1)*167.454x-756.464167.454(1.3161)*167.454-+×0.002 即：y=2.519x-0.0034.采用图解法求理论塔板数塔顶操作压力P D=101.3 KPa单板压降△P=0.7 kPa进料板压力P F=0.7×18+101.3=113.9 kPa塔底操作压力P W=101.3+0.7×26=119.5 kPa精馏段平均压力P m=(101.3+113.9)/2=107.6 kPa 压力P m=(113.9+119.5)/2=116.7 kPa2.操作温度计算计算全塔效率时已知塔顶温度t D=78.43 o C进料板温度 t F=83.75 o C塔底温度t W=99.53 o C精馏段平均温度t m=(t D+t F)/2=(78.43+83.75)/2=81.09 o C提馏段平均温度t m=(t W+t F)/2=(99.53+83.75)/2=91.64 o C3.平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由x D=y1=0.779 查上图可得x1=0.741M VDm=0.779×46+(1-0.779)×18=39.812 g/molM LDm=0.741×46+(1-0.741)×18=38.748 g/mol进料板平均摩尔质量计算 t f=83.74 o C由y F=0.518 查上图可得x F=0.183M VFm =0.518×46+(1-0.518)×18=32.504 g/mol M LFm =0.183×46+(1-0.183)×18=23.124 g/mol 精馏平均摩尔质量M Vm =( M VDm + M VFm )/2=36.158 g/molM Lm =( M LDm + M LFm )/2=30.936 g/mol4.平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即ρVm =RT PMv =)15.27309.81(314.8158.366.107+⨯⨯=1.321 kg/m 3 液相平均密度计算液相平均密度依1/ρLm =∑αi /ρi 计算 塔顶液相平均密度计算t D =78.43 o C 时 ρ乙醇=740 kg/m 3 ρ水=972.742 kg/m 3ρLDm =)742.972/1.0740/9.0(1+=758.14 kg/m 3进料板液相平均密度计算t F =83.75 o C 时 ρ乙醇=735 kg/m 3 ρ水=969.363 kg/m 3ρLFm =)363.969/636.0735/364.0(1+=868.554 kg/m 3塔底液相平均密度计算t W =99.53 o C 时 ρ乙醇=720 kg/m 3 ρ水=958.724 kg/m 3ρLWm =)724.958/995.0720/005.0(1 =957.137 kg/m 3精馏段液相平均密度计算ρLm =(ρLFm +ρLDm )/2=(758.14+868.554)/2=813.347 kg/m 3提馏段液相平均密度计算ρLm =(ρLFm +ρLWm ）/2=(957.137+868.554)/2=912.846 kg/m 35.液体平均表面张力计算液体平均表面张力依σLm =∑x i σi 计算塔顶液相平均表面张力计算t D =78.43时 σ乙醇=62.866 mN/m σ水=17.8 mN/m σLDm =0.779×17.8+0.221×62.886=84.446 mN/m 进料板液相平均表面张力计算t F =83.75时 σ乙醇=61.889 mN/m σ水=17.3 mN/m σLFm =0.183×17.3+0.817×61.889=53.729 mN/m 塔底液相平均表面张力计算t W =99.53时 σ乙醇=58.947 mN/m σ水=15.9 mN/m σLWm =0.005×15.9+0.995×58.947=58.732 mN/m 精馏段液相平均表面张力计算σLm =(84.446+53.729)/2=69.088 mN/m 提馏段液相平均表面张力计算σLm =(58.732+53.729)/2=56.231 mN/m6.液体平均粘度计算液体平均粘度依lgμLm=∑x i lgμi计算塔顶液相平均粘度计算t D=78.43o C时μ乙醇=0.364mPa·s μ水=0.455 mPa·slgμLDm=0.779lg(0.455)+0.221lg(0.364)=-0.363μLDm =0.436 mPa·s进料液相平均粘度计算t F=83.75 o C时μ乙醇=0.341mPa·s μ水=0.415 mPa·slgμLFm=0.183lg(0.415)+0.817lg(0.341)=-0.452μLFm=0.353 mPa·s塔底液相平均粘度计算t W=99.53 o C时μ乙醇=0.285mPa·s μ水=0.335 mPa·slgμLWm=0.002lg(0.335)+0.998lg(0.285)=-0.544μLWm=0.285 mPa·s精馏段液相平均粘度计算μLm=(0.436+0.353)/2=0.395 mPa·s提馏段液相平均粘度计算μLm=(0.285+0.353)/2=0.319 mPa·s（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算精馏段的气液相体积流率为V S =ρ3600VM =2.949 m 3/s L S =ρ3600LM =0.0023 m 3/s 查史密斯关联图，横坐标为Vh Lh (vlρρ)21=949.20023.0(321.1347.813) 1/2=0.0196取板间距H T =0.45m ，板上液层高度h L =0.06m ， 则H T -h L =0.39m 查图可得C 20=0.08 由C=C 20(20L σ)0.2=0.08(69.088/20)0.2=0.103u max =C (ρL -ρV )/ ρV =2.554 m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为 u=0.7u max =1.788 m/sD=4V s /πu=788.1/14.3/949.2*4=1.39 m 按标准塔径元整后 D=1.4 m 塔截面积A T =(π/4)×1.42=1.539 ㎡ 实际空塔气速为 u=2.717/1.539=1.765 m/s 2.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 精=（N 精-1）H T =7.65 m 提馏段有效高度为Z 提=（N 提-1）H T =3.15 m在进料板上方开一人孔，其高度为 1m 故精馏塔的有效高度为 Z=Z 精+Z 提+1=7.65+3.15+1=11.8 m（六）塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算因塔径D=1.4 m ，可选用单溢流弓形降液管 堰长l W =0.7×1.4=0.98 m 2.溢流强度i 的校核i=L h /l W =0.0023×3600/0.98=8.449≤100~130m 3/h ·m 故堰长符合标准 3.溢流堰高度h W平直堰堰上液层高度h ow =100084.2E （L h /l W ）2/3由于L h 不大，通过液流收缩系数计算图可知E 近似可取E=1h ow =100084.2×1×（L h /l W ）2/3=0.0119 mh W =h L -h ow =0.06-0.0119=0.0481 m 4.降液管尺寸计算查弓形降液管参数图，横坐标l W /D=0.7 可查得A f /A T =0.093 W d /D=0.151 故 A f =0.093A T =0.143 ㎡ W d =0.151W d =0.211 ㎡留管时间θ=3600A T H T /L H =27.64 s ＞5 s 符合设计要求5.降液管底隙高度h oh O =L h /3600l W u 0’=0.0023/0.98×0.08=0.03 m h W -h O =0.0481-0.03=0.0181 m ＞0.006 m 6.塔板布置塔板的分块 D=1400 mm ＞800 mm ，故塔板采用分块式。

对于每个塔板结构参数已设计好的塔,处理固定的物系时，要维持其正常操作,必须把气、液负荷限制在一定范围内。

通常在直角坐标系中,标绘各种极限条件下的V-L关系曲线，从而得到塔板适宜的气、液流量范围图形，该图形称为塔板的负荷性能图，如图1—23所示,一般由下列五条曲线组成。

⑴ 漏液线线1为漏液线，又称为气相负荷下限线。

气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。

筛板塔的漏液线由式（1—47）或式（1-48）作出，浮阀塔的漏液线由式(1-49）作出.⑵ 雾沫夹带线线2为雾沫夹带线。

当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。

对于精馏，一般控制eV≤0.1kg液/kg气。

筛板的雾沫夹带线按式（1—50）作出。

浮阀塔的雾沫夹带线按式（1—51）或式(1-52)作出。

⑶ 液相负荷下限线线3为液相负荷下限线.液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降.一般取how=6mm作为下限，按式（1—33）～式（1—37）中一式作出液相负荷下限线。

⑷ 液相负荷上限线线4为液相负荷上限线，该线又称降液管超负荷线。

液体流量超过此线,表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。

通常根据液相在降液管内的停留时间应大于3s，按式（1-24）作出此线。

⑸ 液泛线线5为液泛线。

操作线若在此线上方,将会引起液泛。

根据降液管内的液层高度，按式(1-46）作出此线.由上述各条曲线所包围的区域，就是塔的稳定操作区。

操作点必须落在稳定操作区内,否则塔就无法正常操作。

必须指出，物系一定，塔板负荷性能图的形状因塔板结构尺寸的不同而异.在设计塔板时,可根据操作点在负荷性能图中的位置，适当调整塔板结构参数来满足所需的弹性范围.操作时的气相流量与液相流量在负荷性能图上的坐标点称为操作点。

在连续精馏塔中，回流比一定，板上的气液比V/L也为定值。

塔板负荷性能图精馏段塔板负荷性能图（一）雾沫夹带线（I ） 由e v =σ6107.5-⨯(fT ah H u -)2.3式中a u =f T s A A V -==-1677.00106.2sV 0.543 s V （a ）f h =2.5（h W ⨯h OW ）=2.5［h W +2.84310-⨯E(Ws l L 3600)3/2］ 近似取E=1.0 h W =0.044m W l =1.12m 故f h =2.5［0.044+2.84310-⨯(12.13600s L )3/2］=0.110+1.546sL 3/2 （b ）取雾沫夹带极限值e v 为0.1kg 液/kg 气，已知31062.20-⨯=σN/m T H =0.4m将（a ）、（b ）式代入式4-410.1=361062.20107.5--⨯⨯（)1.546L (0.110-0.4 0.543V 2/3ss +）2.3 整理得： s V =3.37-17.942/3sL （1）在操作范围内，任取几个s L 值，依（1）式算出相应得s V 值列于附表1中。

以表中数据作出雾沫夹带线（1），如附图2中线（1）所示。

附表1（二）液泛线（2）Φ（H T +h w ）=h p +h w +h ow +h d 取E=1.0 l w =1.12m h ow =3/2w s )l 3600L (E 100084.2= 3/2s )1.123600L (E 100084.2=0.6185L 3/2S (C)因为 h p =h c +h l +h σh c = 0.051（o O c u ）2（L V ρρ）= 0.051（0o S A c V ）2LV ρρ = 0.051（1445.00.84V S ⨯）276.80594.2=0.0126V 2Sh l =0ε(h w +h ow )=（0.044+0.6185L 3/2S ）×0.6=0.0264+0.3711L 3/2Sh σ =0.00209m所以 h p =h c +h l +h σ=0.0126V 2S +0.0264+0.3711L 3/2S +0.00209 =0.0285+0.0126V 2S +0.37L 3/2S （d ）h d =0.153(OW h l Ls ⋅)2=0.153(045.012.1L s ⨯)2=60.23L 2S (e)将H T =0.4m ，h w 为0.044，Φ=0.5及（c ）（d ）（e ）代入Φ（H T +h w ）=h p +h w +h ow +h d0.5（0.4+0.044）=0.0285+0.0126V 2S +0.37L 3/2S +0.044+0.6185L 3/2S +60.23L 2S 所以 V 2S =11.87-78.45L 3/2S -4780.2L 2S （2）在操作范围内取若干L S 值，以式（2）计算V S 值，列于附表2中，以表中数据作出液泛线（2），如附图2中线（2）所示。

乙醇-水溶液连续精馏塔设计目录1.设计任务书 (3)2.英文摘要前言 (4)3.前言 (4)4.精馏塔优化设计 (5)5.精馏塔优化设计计算 (5)6.设计计算结果总表 (22)7.参考文献 (23)8.课程设计心得 (23)精馏塔设计任务书一、设计题目乙醇—水溶液连续精馏塔设计二、设计条件1．处理量： 15000 （吨/年）2．料液浓度： 35 （wt%）3．产品浓度： 93 （wt%）4．易挥发组分回收率： 99%5．每年实际生产时间：7200小时/年6. 操作条件：①间接蒸汽加热；②塔顶压强：1.03 atm（绝对压强）③进料热状况：泡点进料；三、设计任务a) 流程的确定与说明；b) 塔板和塔径计算；c) 塔盘结构设计i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图；ii. 流体力学验算；iii. 塔板负荷性能图。

d) 其它i. 加热蒸汽消耗量；ii. 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配图，编写设计说明书。

乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计前言乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。

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，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。

要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。

精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。

化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。

为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。

可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。

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。

实验八、板式塔流体力学性能测定一、实验目的1．观察塔板上气、液两相流动状况。

2．测定气体通过塔板的压力降与空塔气速的关系、雾沫夹带率与空塔气速的关系、泄漏率和空塔气速的关系。

3．研究板式塔负荷性能图的影响因素并做出筛板塔的负荷性能图。

二、实验原理板式塔为逐级接触的气～液传质设备，当液体从上层塔板经溢流管流经塔板与气体形成错流通过塔板，由于塔板上装有一定高度的堰，使塔板上保持一定的液层，然后越过堰从降液管流到下层塔板。

气体从下层塔板经筛孔或浮阀、泡罩齿缝等，上升穿过液层进行气液两相接触，然后与液体分开继续上升到上一层塔板。

塔板传质的好坏很大程度取决于塔板上的流体力学状况。

1．塔板上的气液两相接触状况及不正常的流动现象。

（1）气液两相在塔板上接触的三种状态：1）当气体的速度较低时，气液两相呈鼓泡接触状态。

塔板上存在明显的清液层，气体以气泡形态分散在清液层中间，气液两相在气泡表面进行传质。

2）当气体速度较高时，气液两相呈泡沫接触状态，此时塔板上清液层明显变薄，只有在塔板表面处才能看到清液，清液层随气速增加而减少，塔板上存在大量泡沫，液体主要以不断更新的液膜形态存在于十分密集的泡沫之间，气液两相以液膜表面进行传质。

3）当气体速度很高时，气液两相呈喷射接触状态，液体以不断更新的液滴形态分散在气相中间，气液两相以液滴表面进行传质。

（2）塔板上不正常的流动现象1）漏液当上升的气体速度很低时，气体通过塔板升气孔的动压不足阻止塔板上液层的重力，液体将从塔板的开孔处往下漏而出现漏液现象。

2）雾沫夹带当上升的气体穿过塔板液层时，将板上的液滴挟裹到上一层塔板引起浓度返混的现象称为雾沫夹带。

3）液泛当塔板上液体量很大，上升气体速度很高，塔板压降很大时，液体不能顺利地从降液管流下，于是液体在塔板上不断积累，液层不断上升，使塔内整个塔板间都充满积液的现象称为液泛。

2．流体力学性能测定（1）压降在塔板的上面和下面气液分离空间中各设置一个测压口，分别连在U型压差计的两端，可以测定气体通过塔板的压降。

1.1 稳定塔（T101）设计 1.1.1 流体力学数据由Aspen plus 模拟的T101塔的各塔板上的物性参数可知，选取塔板上气液相负荷最大的第28块塔板进行手工计算和校核；第28块板的流体力学数据如下：表4-3-1-1 稳定塔（T101）第10块塔板流体力学数据液相流量 m 3/s 气相流量 m 3/s 液相密度 kg/ m 3 气相密度 kg/ m 3 液相黏度 mPa•s 液相表面张力mN/m 0.1130.326593.99518.3060.1479.2281.1.2 塔体工艺尺寸设计塔径：根据流量公式可算塔径，即πu V 4S=D V V L C u ρρρ-=max，其中的C 由2.02020⎪⎪⎭⎫⎝⎛=σC C 计算，C 20可由史密斯关联图查得，图的横坐标为97.118.306593.995326.0113.02/12/1=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛VLhhV Lρρ图1-1-2-1 史密斯关联图取板间距H T =0.8m ，取板上液层高度h L =0.1m ，则m h H L T 7.01.08.0=-=-查图得C 20=0.081，则066.020267.7081.0202.02.020=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σs m U /348.0462.1919.462-561.758066.0max ==，取安全系数0.7，则空塔气速s m u u /2436.0348.07.07.0max =⨯==所以m D 21.32436.014.3965.14=⨯⨯=，按标准塔径圆整后m D 4.3=塔截面积为：2220746.94.3785.04m D A T =⨯==π实际空塔气速为s m u /217.00746.9965.1==1.1.3 塔板工艺尺寸设计 （1）溢流装置计算本设计采用双溢流弓形降液管，不设进口堰； ① 堰长l w取堰长m D l W 244.24.366.066.0=⨯== ② 溢流堰高度W h 由 W O L W h h h -=计算选用平直堰，堰上液层高度h ow 由下式计算，即 mm m l L E h Wh OW121121.0244.23600174.01100084.2100084.23/23/2==⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭⎫⎝⎛=由前面已知板上清液层高度 mm h L 100=，故：mm h h h OW L W 51051.0019.007.0==-=-=② 弓形降液管宽度d W 和截面积f A 由66.0=D l W ，查图得 072.0=Tf A A，124.0=D W d所以 20567.0785.0072.0m A f =⨯= mm m W d 124124.00.1124.0==⨯=根据hTf L H A 3600=θ验算降液管停留时间，即s s L H A hTf 523.836000031.045.00567.036003600>=⨯⨯⨯==θ，符合要求④ 降液管底隙高度h 0降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，降液管高度应小于出口堰高度，才能保证降液管底端有良好的液封，一般按下式计算：OW hO u l L h '=3600，取s m u O/15.0='则 mm m u l L h O W h O 31031.015.066.0360036000031.03600==⨯⨯⨯='=m m h h O W 006.0020.0031.0051.0>=-=-故降液管底隙高度设计合理 （2）塔板布置① 塔板的分块因为D ≥800mm ，采用分块式塔板，查下表得，塔板分为3块表4-3-3-1 单溢流型塔板分块数塔径/mm 800～12001400～16001800～20002200～2400塔板分块3456② 边缘区宽度确定取破沫区宽度： m W W S S 065.0='=，取边缘区宽度： m W C 035.0= ③ 开孔区面积计算对于单溢流塔板，开孔区面积按下式计算，即⎥⎦⎤⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+-=r x r x r x Aa arcsin 1802222π 其中：()()m W W Dx d S 311.0124.0065.02.12=+-=+-=m W Dr C 465.0035.02.12=-=-=代入数据，得2222532.0465.0311.0arcsin 465.0180311.0465.0311.02m Aa =⎥⎦⎤⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+-⨯=π④ 阀孔计算及其排列取阀孔动能因子100=F ，用下式求孔速s m F u V/97.3344.61000===ρ所以，塔板上浮阀数为6097.3039.0785.0284.04220=⨯⨯==u d V N S π浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距m mm t 075.075==，则可按下式估算排间距t '，即mm m Nt Aa t 12012.0075.060532.0==⨯==' 考虑到塔的直径比较大，必须采用分块式塔板，而分块式板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用120mm ，因小于此值，取mm t 100='按mm t 75=，mm t 100='，等腰叉排重新排得阀数为64个。