化工原理课程设计的目的与要求.doc

目 录

一、 化工原理课程设计的目的与规定
二、 化工原理课程设计的内容
三、 安排与规定
四、 设计环节
1． 收集基础数据
2． 工艺流程的选择
3． 做全塔的物料平衡
4． 拟定操作条件
5． 拟定回流比
6． 理论板数与实际板数
7． 拟定冷凝器与再沸器的热负荷
8． 初估冷凝器与再沸器的传热面积
9． 塔径计算与板间距拟定
10． 堰及降液管的设计
11． 塔板布置及筛板塔的重要结构参数
12． 筛板塔的水力学计算
13． 塔板结构
14． 塔高
参考文献
设计任务书
一、 化工原理课程设计的目的与规定
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室至关重要的。本课程设计的目的也正是如此。
化工原理课程设计是化工专业的学生在校学习期间第一次进行的设计，规定每位同学独立完毕一个实际装置(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，表格及图纸对的地把设计表达出来．本次设计是在教师指导下，由学生独立进行的没计，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，是培养化工技术人员的一个重要坏节。通过设计，学生应培养和掌握：
1，对的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。
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
设计由学生独立完毕，教师只起指导作用。学生在设计中碰到问题可和教师进行讨论，教师只做提醒和启发，由学生自已去解决问题，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．’
学生在设计中可以互相讨论，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向题的能力，设计的最后阶段安排有答辩．若答辩不通过，设计不能通过。
3，精馏装置设计的一般方法和环节
4，对的运用各种参考资料，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也许会有一些差别。设计者应尽也许了解这些公式、数据的来历、使用范围，并能对的地选用。
设计前，学生应当具体阅读设计指导书、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、拟定操作条件(压力，温度)。
4、选择合适回流比，计算理论板数。
5、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、完毕塔扳设计。
8、编写设计计算说明书。
设计结束时，学生应提交的作业有：工艺流程图一张，塔板结构图一张，设计说明书一份。

三，安排与规定
设计进行两周，大体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．学生应具体阅读设计任务书，明确设计目的，设计任务．设计内容及设计环节．安排好此后两周的工作。
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，从中选择出较好的方案，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16开纸写，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、绘图阶段(三~四)。
根据设计结果绘制塔盘结构图。
塔板结构图应能表达出塔盘结构的工作原理、结构特点、各组成零(部)件的互相位置的装配关系。图中应有反映塔盘规格、性能的尺寸，零件之间装配关系的尺寸，外型轮廓尺寸及安装尺寸。图中应当标明装配、安装、验收所要达成的技术规定。图中每个不同的零(部)件必须有编号，并在明细表中逐项依次填写零件序号名称、规格、图号(或标准号)等内容。
制图必须严格按制图标准进行。图面清楚易懂，视图、尺寸等足够而不多余。
4、答辩(二天)
答辩安排在最后两天进行。答辩前学生应将设计计算说明书装订成册，连同折迭好的图纸一起交给教师。答辩时学生先摘要报告一下自己的设计工作，然后回答教师提出的问题。
四、设计环节
精馏装置设计的内容与环节大体如下：
1、收集基础数据
设计所需的基础数据涉及：
①进料流量及组成。
②分离规定。
③原料的热力学状态。
④冷却介质及其温度、加热介质及温度。
⑤物性数据(如密度、表面张力等)。
上述基础数据中①、②两项由设计任务给出。③、④两项若任务中未曾给出，则应根据具体情况拟定。物性数据可从有关资料中查取。
2、工艺流程的选择
精馏装置一般涉及塔顶冷凝器，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、及再沸器的型式等。
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分。当传热量较小时，选用立式热虹吸式再沸器较为有利。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，有也许被运用来预热进料的热量有塔顶蒸汽的潜热和塔釜残液的显热。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。在考虑这些热量的运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，由总物料平衡及组分物料平衡有

(1)
根据进料流量F及组成，分离规定，解方程组(1)即可求得馏出液流率D及残液流率W。
4、拟定操作条件(压力、温度)
精馏操作最佳在常压下进行。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，为减少操作温度，可考虑减压操作。

（1）立式热虹吸型 （2）泵强制循环型

（3）卧式再沸器
图1 几种再沸器型式

(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。由于加热蒸汽温度．一般低于200℃。
(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。
还应当指出压力增大时，操作温度随之升高，轻、重组分相对挥发度减少、分离所需的理论板数增长。
在拟定操作压力时，除了上面所述诸因素之外。尚需考虑设备的结构、材料等。
通常按下述环节拟定操作压力。
(1)、选择冷却介质，拟定冷却介质温度。
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)、拟定冷却器及回流罐系统压力P冷。
塔顶蒸汽所有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)，可由泡点方程求得。
（2）
式中Ki—平衡常数。烃类Ki可由资料〔1〕〔2〕查得。
(3)、拟定塔顶和塔釜压力。
塔顶压力P顶等于冷凝器压力P冷加上蒸汽从塔顶至冷凝器的流动阻力△P顶→冷凝器，即
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△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板一塔板阻力，通常为3~5〔mm汞柱〕
在拟定了操作压力之后，塔顶温度可由式（5）拟定。塔釜温度由式（6）拟定。
（5）
（6）
5、拟定回流比
对于平衡线向下弯曲的物系，最小回流比的计算式为
（7）
式中：，—q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。
（8）
（9）
汽液混合进料时，最小回流比的计算式为：
（10）
式中：
——泡点进料时的，按式(8)计算。
——露点进料时的，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，且原料液温度较高时，进入塔内后可因压力减少而产生绝热汽化。绝热汽化温度T及液化分率可由绝热汽化方程组（11）计算。

（11）
式中：H、h—汽相、液相焓。
hF—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hF；
b、假设汽化温度，查得Ki；
c、由方程(11)的第一式求得q及汽，液相组成；
d、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，hF虾代入方程(11)的第二式，若等式成立，则计算对的；若等号不成立，则重设温度，反复(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)拟定。
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
图2 理论板和回流比关系图
对于双组份精馏塔，求解理论板数可用图解法或简捷法。若理论板数较多，且溶液接近于抱负溶液时，可作简捷法计算。
简捷法求理论扳数时，有吉利兰(Gilliland)法和埃尔巴一马道克斯(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〔5〕。
图解法和简捷法的具体作法可参阅教材，此处不再讨论。
实际板数等于理论板数除以总板效率，即
（12）
式中：——实际板数
——不涉及分凝器、再沸器在内的理论板数。
——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，只能根据经验估计。对于双组分精馏塔，多在0.5~0.7左右〔6〕。
7、拟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：
（13）
式中：R—回流比。
D—馏出液流率。
H1，hD—塔顶蒸汽、馏出液焓。
对全塔做热平衡有
（14）
式中：—塔釜残液焓。
(其它符号同前)
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
（15）
式中：Q—热负荷。
K—传热系数。
—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·℃)。加热介质为水蒸汽时，再沸器的传热系数为390—880 C(千卡/m2·时·℃)。
9、塔径的计算及板间距的拟定
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。
（16）
（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
（18）
式中：—残液的摩尔潜热。
提馏段的液相流率有
（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(泛点汽速)可采用下式计算〔7〕。
（20）
式中：，—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，先拟定板间距HT和清液层高度hL。
当塔径大于1[米]时，板间距HT通常可取0．4[米]、0．45[米]、0.6[米]。在具体拟定期考虑以下因素：
(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。
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；HT小时，hL取小值．

圈9 经验系数C图
图中：V、L—分别为汽相、液相流率（m3/h）。
，—分别为液相、汽相密度(Kg/m3)。
C20—表面张力为20（达因/厘米）时的系数C。
HT，hL—分别为板间距，板上清夜层高度（m）。
当表面张力σ为其它值时的系数C按下式校正：
（21）
在求得泛点后，设计气速可取泛点气速的（0.6—0.8）倍，即
（22）
对于设计气速，大塔、加压塔可取大值；小塔、减压塔取小值。
在求得了设计气速之后，塔径即可按下式估算。
（23）
式中：—汽相流率(米3／秒)。
—设计速度(米／秒)。
—塔径计算值(米)。
塔径按计算值进行园整，1米以上的塔，按0.2米的间隔园整。
塔的截面积AT及空塔气速U分别按式(24)和(25)计算。
（24）
式中：D—园整后的直径(米)。
（25）
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环节如下〔8〕：
(1)、有效柱面上的最大允许速度
（m/s） （26）
式中：L，V—分别为液体、气体流率（m3/h）。
，—分别为液相、汽相密度(Kg/m3)。
HT—板间距（m）。
g—重力加速度。
(2)、有效截面上的设计气速：
有效截面上的设计气速按下式计算。
（m/g） （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，取最大值。对于小塔或减压时，取小值。
—系统因素，由物系统限度决定。

表1 系统因素表
系统名称
系统因素
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（如油吸取塔、胺及乙二醇再生塔）
0.84
重度起泡（如胺和乙二醇吸取塔）
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）
0.38
(3)、有效截面积
在求得有效截面上的气速之后，即可按下式计算有效面积
（m2） （28）
式中：—汽相流率(米3／秒)。
(4)、降液管面积
液体在降液管流速按以下两式计算，取小值。
（29）
和 （30）
式中符号同前。
在求得了液体在降液管的流速之后，降液管面积，即可由式(31)求得
（31）
式中：—液体流率（m3/s）
（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。即
（32）
由计算值园整，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、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(0.6～0.8)D，对双溢流（或溢流）两铡的降管，堰长取塔径D的0.5～0.7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。
堰上液流强度在20～40（m3/h.m）左右时，操作情况最佳。一般来说，最大堰上液流量不宜超过100～130（m3/h.m）。实际生产中，也有少数塔，其堰上液流量超过200（m3/h.m）。
a、单溢流 b、四溢流 c、双溢流
图4 几种常见的溢流型式
对于弓形降液管。堰长一经拟定之盾，降液管宽和面积可按图5计算。双滥流或多溢流的中间降液管。宽度一般可取200～300（mm）。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s按下式计算。
（33）
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hL减去堰上液层高度how，即
（34）
堰上液层高度由下式计算。
（35）
式中：L—液体流率(m3／h)。
E—液体收缩系数，通常可取E≈1。
降液管底端与塔扳之间的距离若过大，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。通常可按下式拟定。
（36）
式中：—液体流率(m3／h)
—液体在降液管出口流速。通常可取0.1～1.3（m/s）左右。
—一般不宜小于20～25(mm)。以免因堵塞而导致液泛。

11、塔板布置及筛板塔的重要结构参数
11－1筛板布置
塔板上在靠近塔壁的部分，应留出一圈边沿区，供塔板安装之用，通常边沿区宽度WC为50～70mm。塔扳上液体的入口和出口需设定安定区，以避免大量具有气泡的液体进入降液管而导致液泛。一般，安定区的宽度可取50～100mm。边沿区和安定区中的塔板不能开孔。
11－2筛孔直径
筛孔直径的太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，操作上限减少，导致操作弹性减少)。此外，孔径大，不易堵塞；且孔径大，制造费用低。
一般碳钢的筛板厚度为3～4mm。合金钢塔板的厚度为2～2.5mm。筛孔孔径与塔板厚度的关系，重要应考虑加工的也许性。当用冲孔加工时，对于碳钢塔板，孔径不应小于板厚；对于不绣钢塔板，孔径不应小于(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3～10mm的孔径，推荐用4～5mm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，两者都将影响塔板效率。设计时应按所需的开孔面积来拟定中心距，尽也许在3～4倍的孔径范围内。
筛孔面积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。在拟定开孔率时，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，则筛孔面积和开孔区面积之比可按下式计算。
（37）
式中：—筛孔面积，m2；
—开孔区面积，m2；
t—孔中心距,mm；
—筛孔孔径，mm。
开孔区面积对于单溢流型塔板可用下式计算：
（38）式中：，m；
，m；
为以弧度为单位的反三角函数；
—降液管宽，m；
—安定区宽，m；
—边沿区宽，m。
(、、的设计见后)
对于双流型塔板，开孔区面积按下式计算：
（39）
式中：
筛孔数按下式计算：
（40）
式中：n—筛孔数；
—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
(41)
式中：—气体通过每一层塔板的阻力，m液柱；
—干板阻力，m液柱；
—塔板上的液层阻力，m液柱。
筛孔塔板的干板可用下式计算。
(42)式中：—筛孔气速，m/s；
—流量系数，可由图6查得；
,—分别为气相和液相的密度，Kg/m3。
12—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。筛孔的漏液点气速按下式计算：
（43）
式中：—漏液点筛孔气速，m/s；
，表面张力压头，m液柱；
—液体表面张力，dyn/em。
当板上清液层高小于30mm，或筛孔孔径小于3mm时，用下式计算：
（44）
12—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：
（45）
式中： —雾沫夹带量，Kg/ Kg气，
—液层上部气速，m/s.

该法只能用于常压塔，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，
（46）
由图8查得，当<0.1时，乘以以下校正系数

0.10
1.00
0.08
0.90
0.06
0.80
当液体表面张力不等于20dyn／em时，应乘以。
当操作气速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：
（47）
式中：，—分别为液相和气相流量，Kg/h。
12－4液泛的校核
降液管内液面的高度按下式计算。
（48）
式中：—降液管液面高，m；
—液体在降液管出口阻力，校式(49)计算；
其它符号同前。
（m液柱） （49）
为了避免液泛，降液管中液面高不得超过（0.4～0.6)倍的，即
（50）
12－5液体在降液管的停留时间
为使降液管中液体的气泡可以脱除，液体在降液管的停留时间不得少于3～5秒，即
（51）
12－6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。它综合地反映了塔板得操作性能，把不同的气、液流率下塔板上出现得各种流体力学得界线综合地表达出来。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①；
(2)、按式(44)或(5)取泛点率为（65～82％）时作雾液夹带线②；
(3)、按式(48)：取时作液泛线③；
(4)、按式(51)作最大液量线④；
(5)、按式(52)作量小液量线⑤。
（52）
式中：L—液体流率，m3／h；
—堰长，m；
E—液流收缩系数，通常可取1。一个设计合理的塔，负荷性能田如图10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
13、塔盘结构
直径大于0.8m的塔，通常采用分块式塔板，以便于从人孔送入塔内。塔盘结构可参阅资料〔9〕。
(1)、塔板型式
抱负的塔板应在满足工艺操作的条件下，规定结构简朴、有足够的刚性、便于加工、安装和检修。报据上述规定，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及尺寸见图11。其厚度S对于碳钢可取2～4mm，不锈钢为2～3mm。压弯半径R＝(1～1.5)S，R1＝S。塔板宽度应能从Φ450mm人孔进出。塔板梁离h如比表2。
表2 自身梁式塔板梁高（mm）
塔板长度
小于1000
1000～1400
1400～1800
1800以上
A型梁高h1
60
80

B型梁高h2

80
90
(2)、塔板固定件
受液盘有平形受液盘和U形受液盘。凹形受液盘在低液量时仍能造威液封。且有改变液体流向的缓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。若物料易聚合或具有悬浮固体时，凹形受液盘易导致死角而堵塞，应采用平形受液盘。
用平形受液盘时，为使上一层板流入的液体在板上均匀分布，常设进口堪。用凹形受液盘时一般不设进口堰。受液盘一般为50mm。
塔板固定件由以下部件组成：固定的受液盘和降液管、支持圈、支持板、支持角钢。塔板固定件的名称、结构、焊接方式见文献〔9〕。各部件尺寸见表3和表4。表中括号内数值系指不锈钢塔板。

表3 单流塔板固定件尺寸（mm）

塔径
Dg

支撑圈截面
尺寸

支撑板
截面
尺寸
降
液
板
厚
受
液
板
厚
受液盘

支持角钢尺寸
支撑面宽
受液盘深度
Φ8泪
孔
数
无
侧线
有
侧线
800
40×8
50×8

4

4

56

50

100

1

56×56×4
1000

40×10

50×10
1200
1400
1600

50×10

50×10

6
（4）

6
（4）

150

2
1800
2023
2200
60×12
50×12
2400
表4 双溢流塔板固定件尺寸

塔径
Dg
角钢
（中间梁）
尺寸

支撑面
尺寸

支撑板尺寸
降液板厚
受液板厚
Φ10
泪孔数
降液板
支撑板数
梁
端
间
隙
两侧
中间
两侧
中间
两侧
中间
2023
2200
2400
90×56×6

60×10

50×10

6

6

6

1

2

1

2

25
2600
2800
90×56×8

8
(6)

8

2

2
3000
100×56×8
3200
3400
3600
3800
110×56×8
125×56×8
140×56×8
140×56×10

70×12

50×12

8
(6)

3

3

30
4000
4500
5000
160×56×12
160×56×12
180×56×12
10
(6)

3

3

4

4
表5 卡子型号及材料
型式
材料
卡板尺寸下的卡子型号
卡板
螺柱
椭圆垫板
螺母
4
6
8
10
12
14
Ⅰ
A3F
2Cr13
A3F
A3F
ⅠA4
ⅠA6
ⅠA8
ⅠA10
ⅠA12
ⅠA14
Ⅱ
1Cr18Ni9
1Cr18Ni9
1Cr18Ni9
Cr17
ⅡA4
ⅡA6
ⅡA8
ⅡA10
ⅡA12
ⅡA14
Ⅲ
Cr18Ni12
Mo2Ti
Cr18Ni12
Mo2Ti
Cr18Ni12
Mo2Ti

ⅢA4
ⅢA6
ⅢA8
ⅢA10
ⅢA12
ⅢA14

(3)、为便于安装，检修或检查塔板腐蚀、堵塞等，须设立内部通道板。内部通道板最佳位于塔盘中央同一垂直位置上，并能上、下均匀可拆。其最小尺寸为300×400mm，最重不应超过30Kg，其长度一般不得大于1m。
(4)、塔板紧固件
①塔板与支持圈的连接采用卡子，卡子由下卡（涉及卡板与螺柱）、椭圆垫板及M10螺母等零件组成。卡子连接见图12。这些零件已标准化（JB－68），其材料、型号见表5。
②塔板与支持板连接(或与支持角钢连接)
上可拆连接采用卡子连接，塔板上的卡子孔通常为长园形，如图13。目前塔板与支持板间的上可拆连接也常采用图14所示的连接方法。
塔板与支持板间的上、下均可拆连接如图15所示。双面可拆连接件由螺柱、异形垫板及螺母等组成，目前已标准化（JBll20—68)。
③塔板之间的连接
塔板之间的连接如图16和17所示。图16位上可拆连接。图17位上、下均可拆连接。
④塔板紧圈件的间距
用于塔板与支持圈(或支持板)连接的紧圈件(涉及卡子、双面可拆连接件)，其闻距为150mm左右。
用于自身梁式塔板之间连接的紧圈件(涉及螺栓、双面可拆连接)，其间距为150～200mm。
14、塔高
为便于安转、检修。直径800mm以上的塔都应设人孔。人孔处的塔板间距不应小于600mm。
塔的最上层塔板到封头的距离为0.6m左右，最下层塔板到封头的距离为2.5m左右。根据以上数据可拟定除了封头之外的塔的高度。

参考文献
[1] 石油化工设计参考资料（二）——工艺计算图表，燃化部石化设计院.1972.
[2] 《基本有机化工分离工程》，陈洪钫主编.化工出版社.
[3] 《化工原理》，下册，谭天恩等，化工出版社.1984.
[4] 《化学工程》，下册，上海化院等，化工出版社.1980.
[5] 《石油炼制工程》，华东石油学院.
[6] 《浮阀塔》，燃料化学工业出版社.1972.
[7] 《气液传质设备设计》，燃化部第六设计院.1973.
[8] 《塔的工艺计算》，石化部石油化工规划设计院，石化出版社.1977.
[9] 《化工设备结构图册》，上海科技出版社.
[10] 高冈成祯，《化工过程的评价法》，王林译，化工出版社.1981.
[11] 《斜孔塔板的研究》，清华大学.1975.