1、58緒   論塔設備是煉油、化工、石油化工等生產中廣泛應用的氣液傳質設備。根據塔內氣液接觸部件的結構型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內設置一定數目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進行質熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進行質熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續變化，屬微分接觸操作過程。工業上對塔設備的主要要求是1：（1）生產能力大；（2）傳熱、傳質效率高；（3）氣流的摩擦阻力小；（4）操作穩定，適應性強，操作彈性大；（5）結構簡單，材料耗用量少；（6）制造安

2、裝容易，操作維修方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。 板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業應用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過程。其主要特點是在塔板的開孔上裝有可浮動的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩定的速度水平地進入塔板上液層進行兩相接觸。浮閥可根據氣體流量的大小而上下浮動，自行調節。 浮閥有盤式、條式等多種，國內多用盤式浮閥，此型又分為F1型（V1型）、V4型、十字架型、和A型，其中F

3、1型浮閥結構較簡單、節省材料，制造方便，性能良好，故在化工及煉油生產中普遍應用，已列入部頒標準（JB111881）。其閥孔直徑為39mm，重閥質量為33g，輕閥為25g。一般多采用重閥，因其操作穩定性好。 浮閥塔的主要優點是生產能力大，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強降及液面落差較小，塔的造價低，塔板結構較泡罩塔簡單。化工生產常需進行二元液相混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝達到輕重組分分離目的的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業生產中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的

4、操作特性，對選擇、設計和分析分離過程中的各種參數是非常重要的。塔設備是化工、煉油生產中最重要的設備類型之一。本次設計的浮閥塔是化工生產中主要的氣液傳質設備。此設計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設計過程，該設計方法被工程技術人員廣泛的采用。 1設計方案的確定及流程說明 1.1化工原理課程設計的目的和要求 化工原理課程設計是在學習化工原理課程后，進行的綜合性和實踐性較強的一個環節，它是理論聯系實際的橋梁，進行體察工程實際問題復雜性的初次嘗試。通過化工原理課程設計，達到綜合運用化工原理課程的基本知識、基本原理和基本計算，具有初步

5、進行工程設計的能力；達到熟悉工程設計的基本內容，掌握化工單元操作設計設計的主要程序和方法；提高和進一步培養分析和解決工程實際問題的能力；樹立正確的設計思想，培養實事求是、嚴肅認真、高度負責的科學工作作風，實現全面推進創新思維的開發。2 通過化工原理課程設計，要求達到以下幾方面的訓練：（1）熟悉查閱文獻資料、搜集有關數據、正確選用計算公式的能力。當缺乏必要數據時，還要通過實驗測定或生產現場進行實際查定。 （2）在兼顧技術上先進性、可行性、經濟上合理性的前提下，綜合分析設計任務，確定工藝流程，做出設備選型，提出保證過程正常、安全運行操作所需要的檢測和計量儀表，同時還要考慮改善勞

6、動條件實現環境保護的有效措施。 （3）進行準確而迅速的過程計算及主要設備的工藝設計計算的能力，特別是應用計算機進行計算的能力和計算機繪圖（CAD)能力。 （4）用精煉的語言、簡潔的文字、清晰的圖表和圖紙來表達自己的設計思想、計算結果和設計結果的能力，即具備工程師的能力。 1.2化工原理課程設計的內容（1）設計方案簡介：對給定或選定的工藝流程、主要設備的形式進行簡要的論述。說明所采取方案的先進性及其選擇依據。（2）主要工藝過程及設備的設計計算：包括工藝參數的選定、物料衡算、熱量衡算、主要設備的工藝尺寸計算及結構設計。 （3）典型輔助設備的選型計算：包括典型

7、設備的主要尺寸計算和設備規格、型號、數量的選定。 （4）工藝流程見圖：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，主要檢測參數測量點等。 （5）主體設備工藝條件圖：圖面上應包括主體設備的主要工藝尺寸、技術特性表和接管表。1.3概述 3 4精餾是分離液體混合物的典型單元操作。它利用各組分揮發度的不同以實現分離目的。這種分離通過液相和氣相之間的傳質實現，而作為氣、液兩相傳質用的塔設備，首先必須要能使氣、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質效率。但是為了滿足工業生產的要求，塔設備還須具備下列各種基本要求： （1）氣液處理量大，即生產能力大 

8、;（2） 操作穩定、彈性大 （3）流體流動的阻力小 （4）結構簡單，材料耗用量小，制作和安裝容易 （5） 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調節和檢修 （6） 塔內的滯留量要小在進行板式塔設計時，上述要求很難全部滿足。因此，還要根據物系的性質和具體要求來進行選型和設計。 1.4常用板式塔類型 5氣液傳質設備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用精餾塔。本章只介紹板式塔。 板式塔為逐級接觸型氣-液傳質設備，種類繁多。根據塔板上氣-液接觸元件的不同，塔板可分為泡罩塔、浮閥塔板、篩板

9、塔板、舌形塔板和穿流多孔塔板等多種。本章只討論浮閥塔的設計。 1.5浮閥塔的特性 浮閥塔是在泡罩塔的基礎上發展起來的。它主要的改進是取消了升氣管和泡罩。在塔板開孔上設有浮動的浮閥，浮閥可根據氣體流量上下浮動，自行調節，使氣縫速度穩定在某一數值。這一改進使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產能力以及設備造價等方面比泡罩塔優越。但在處理粘度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質過程中6。 浮閥塔被廣泛應用，其主要具有以下特點：（1）處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加20-40%。（2） 操作彈性大，約為34。 （3

10、） 塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。 （4） 壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般為30-50 N/2m。 （5）液面梯度小。 （6）使用周期長，粘度稍大以及有一般聚合現象的系統也能正常操作。 （7）結構簡單、安裝容易。 1.6設計方案的確定 1.6.1 裝置流程的確定 精餾裝置包括精餾塔、原料預熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產品冷卻器等設備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內經多次部分冷凝進行精餾分離,由冷卻器等設備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內經多次部分冷凝進行精餾分離,由冷凝器和冷卻

11、器中的冷卻介質將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率降低。為此，在確定裝置流程時應考慮余熱的應用，注意節能 7。此次設計中，為保持塔的操作穩定性，流程中選擇用泵直接把原料送入塔，塔頂冷凝裝置決定采用全凝器，而塔底設置再沸器為間接加熱。另外，為保持塔內的正常操作，還應充分考慮到一些控制儀表的設置，總之，確定流程是要較全面、合理的兼顧設備、操作費用，操作控制及安全諸因素。 1.6.2 操作壓強的選擇   精餾操作可在常壓、減壓和加壓下進行。操作壓強常取決于冷凝溫度，一般除熱敏性物料以外，凡通過常壓蒸餾不難實現的分離，以及能用江河水或循環水將餾出物冷凝下

12、來的系統都應采用常壓蒸餾；對熱敏性物料會混合液沸點過高的系統則宜采用減壓蒸餾；對常壓下餾出物的冷凝溫度過低的系統，需提高它壓或采用深井水、冷凍鹽水最為冷卻劑；而常壓下是氣態的物料必須采用加壓蒸餾。而對于苯-甲苯的設計應采用常壓蒸餾 8。 1.6.3進料熱狀況的選擇      原料的進料熱狀況直接影響塔的實際板層數。塔徑的大小以及其熱負荷的多少，是設計中必須首先確定的一個重要參數。進料熱狀況有多種，應根據具體問題具體分析。一般的，為使塔的操作穩定，不受季節氣溫的影響。原料液先經預熱器預熱到泡點溫度后再送入塔內。此次設計的進料熱

13、狀況選擇泡點進料。 1.6.4 回流比的選擇回流比的確定，是精餾塔設計中的一個關鍵的問題。它確定的合理與否，直接影響到所設計的塔能否正常操作及投資的大小。選擇回流比，主要是在保證正常操作的前提下，盡可能的使設備費用與操作費用之和最低。 確定回流比的方法，原則上是應首先根據物系的性質及進料熱狀況，確定出最小回流比，再根據回流比對總費用的影響曲線確定出適宜的回流比。但由于回流比與總費用的關系較復雜，建立回流比與費用的關系模型求解較為困難。對于苯-甲苯這樣的接近于理想物系。應根據最小回流比確定若干個回流比，利用逐板計算法求出對應理論板數，從而找出適宜的操作回流比。

14、60;     （1）根據最小回流比選定幾個回流比，通過作圖或逐板計算求出相應的理論板數，從中找出適宜的操作回流比。      （2）對于接近理想溶液的物系，根據R選定若干個R值，利用吉利蘭圖求出對應理論板數N，做出N-R線，從中找出適宜的操作回流比。     （3）參考同類生產的R經驗選定。1.7精餾塔的設計步驟   本設計按以下幾個階段進行： （1）確定設計方案 （2）精餾塔的工藝計

15、算 （3）塔板設計：計算塔板各主要工藝尺寸，進行流體力學校核計算。塔板結構設計并畫出塔的操作性能圖。 （4）管路及附屬設備的計算與選型 5.抄寫說明書和繪圖 1.8精餾原理及其在化工生產上的應用 實際生產中，在精餾柱及精餾塔中精餾時，部分氣化和冷凝式同時進行的。對理想液態混合物精餾時，最后得到的餾液（氣相冷卻而成）是沸點低的B物質，而殘夜是沸點高的A物質，精餾時多次簡單蒸餾的組合。精餾塔底部是加熱區，溫度最高；塔頂溫度最低。精餾結果，塔頂冷凝收集的是純低沸點組分，純高沸點組分則留在塔底 9。 1.9精餾塔對塔設備的要求

16、60;精餾所用的設備及其相互聯系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設備，和其他傳質過程一樣，精餾塔對塔設備的要求大致如下： （1）生產能力大：即單位塔截面大的氣液相流率不會產生液乏等不正常流動。 （2）效率高：氣液兩相在塔內保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質效率。 （3）流體阻力小：流體通過塔設備時阻力降小，可以節省動力費用，在減壓操作時，易于達到所要求的真空度。 （4）有一定的操作彈性：當氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發生較大的變化。（5）結構簡單，造價低，安裝檢修方便。

17、 （6）能滿足某些工藝的特性：腐蝕性、熱敏性、起泡性等。1.10精餾塔對塔設備的要求 常用板式塔類型有很多，如：篩板塔、泡罩塔、舌形塔浮閥塔等。精餾塔屬氣-液傳質設備，氣液傳質設備主要分為板式塔和填料塔兩大類。該塔設計生產時日要求較大，由板式塔與填料塔比較知：板式塔直徑放大時，塔板效率較穩定，且持液量較大，因此本次精餾塔設備選板式塔。 苯與甲苯的分離式正常物系的分離，精餾的意義重大，在化工生產中應用較廣泛，對于提純物質有非常重要的意義，所以一定要做好本次課設。2塔的工藝計算 2.1板式精餾塔設計任務書2.1.1設計題目苯甲苯浮閥式連續精餾塔的設計2.1.

18、2設計任務（1）原料液中苯含量40%（質量分數，下同），其余為甲苯。（2）塔頂產品中苯含量不低于96%。（3）塔底產品中苯含量不高于2%。（4）生產能力： 8200 t/年苯產品，年開工330天；每天24小時連續運行。2.1.3設計條件（1）精餾塔頂壓強：常壓（92KPa）（2）料液溫度：20（3）間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓強：300KPa（絕壓）（4）單板壓降 0.7kPa（5）廠址：淮安地區（6）冷卻水入口溫度：30（7）全塔效率 ET = 60%苯和甲苯的一些物理化學性質比較：表7 常壓下苯甲苯的氣液平衡數據溫度t 液相中苯的摩爾分率 x氣相中苯的摩爾分率 y

19、110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0935.061.992.6940.066.791.4045.071.390.1150.075.587.6355.082.586.5265.085.785.4470.088.584.4075.091.283.3380.093.682.2585.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199

20、.099.6180.01100.0100.02.2精餾塔的物料衡算1） 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數苯 MA=78.11kg/kmol 甲苯 MB=92.13kg/kmolxF=0.441xD=0.966xW=0.0232)原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 MF=0.441×78.11+（1-0.441）×92.13=85.95kg/kmol MD=0.966×78.11+（1-0.966）×92.13=78.59kg/kmol MW=0.023×78.11+（1-0.023）×92.13=91.81kg/kmol3)物料衡算

21、產量D=13.175kmol/h總物料衡算 F=D+W苯物料衡算 F xF =D xD +W xW F=13.175+WF×0.441=13.175×0.966+W×0.023 F=29.223kmol/hW=16.548kmol/h2.3塔板數的確定1）理論板層數NT苯甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數由手冊查得苯甲苯物系的氣液平衡數據，繪出xy圖，見圖1求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。在圖1中對角線上，自點e(0.441,0.441)作垂線ef即為進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標為 yq=0.580 xq=0.441故最小回流比為R

22、min =1.386R=2 Rmin=2×1.386=2.772求精餾塔的氣、液相負荷L = RD = 2.772 × 13.175 = 36.521 kmol/hV = (R+1)D = (2.772+1)×13.175 = 49.696 kmol/hL = L + F =36.521+29.723= 66.244 kmol/hV = V = 49.696 kmol/h求操作線方程精餾段操作線方程為=提餾段操作線方程為圖解法求理論板層數采用圖解法求理論板層數，如下圖所示，求解結果為總理論板層數 NT = 11.5(包括再沸器)進料板位置 NF = 52)實際板層

23、數的求取精餾段實際板層數 N精 = 4/0.6=6.677提餾段實際板層數 N提 = 7.5/0.6 =12.5132.4精餾塔工藝條件及有關物性數據的計算以精餾段為例進行計算1）操作壓力計算塔頂操作壓力 PD = 92 kPa每層塔板壓降 P = 0.7 kPa進料板壓力 PF = 92 + 0.7×7 =96.9kPa塔底操作壓力 精餾段平均壓力 Pm1 = (92 + 96.9)/2 = 94.5 kPa 提留段平均壓力Pm2=（96.9+106）/2=101.3kpa2) 操作溫度依據操作壓力，由泡點方程通過試差法算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算塔頂溫度

24、 tD=77進料板溫度 tF=91.8塔底溫度 精餾段平均溫度 tm = (77+91.8)/2 = 84.4計算過程如下：塔頂溫度計算假設t=75 假設t=77 所以塔頂溫度為77.0進料板溫度假設t=92 假設t=91.8 所以進料板溫度為91.8塔底溫度假設t=110 假設t=110.9 所以塔底溫度為110.93)平均摩爾質量（1）塔頂平均摩爾質量計算由xD = y1 = 0.966 查平衡曲線，得 x1 = 0.916 MVDm = 0.966×78.11 +（1-0.966）×92.13 = 78.59 kg/kmolMLDm = 0.916×18.1

25、1 +（1-0.916）×92.13 = 79.29 kg/kmol（2）進料板平均摩爾質量計算由圖解理論板，得 yF= 0.640查平衡曲線，得 xF = 0.440 MVFm = 0.640×78.11 +（1-0.640）×92.13 = 83.1572 kg/kmol MLFm = 0.44×78.11 +（1-0.44）×92.13 = 85.9612 kg/kmol(3)精餾段平均摩爾質量 MVm =(78.59+83.16)/2 = 80.875 kg/kmolMLm =(79.29+85.96)/2 = 82.625 kg/km

26、ol(4)塔底平均摩爾質量計算由xw = y2 = 0.023 ,查平衡曲線，得 x2 = 0.051Mvwm = 0.023×78.11 +(1-0.023)×92.13 = 91.81 kg/kmolMLwm = 0.051×78.11 +（1-0.051）×92.13 = 91.42 kg/kmol（5）提餾段平均摩爾質量Mvm = (83.16+91.81)/2 =87.49 kg/kmolMLm = (85.96+91.42)/2 =88.69 kg/kmol4）平均密度計算溫度()8090100110120苯,kg/8148057917787

27、63甲苯,kg/809801791780768（1）氣相平均密度計算由理想氣體狀態方程計算，即vm = =kg/m3（2）液相平均密度計算液相平均密度依照下式計算，即塔頂液相平均密度的計算：由,查手冊得 = 819.7 ， = 814.5 = kg/m3(4)進料板液相平均密度的計算：由,查手冊得 = 803.5 kg/m3， = 800.5 kg/m3 進料板液相的質量分數為 = =kg/m3(5)精餾段液相平均密度為 Lm = (818.82+801.70)/2 = 810.26kg/m3(6)塔釜液相平均密度的計算由, 查手冊得 A= 779.1 kg/m3 ，B = 781.5 kg/

28、m3Lwm = = 781.5 kg/m3(7)提餾段液相平均密度為Lw = (801.7+781.5)/2 = 791.6 kg/m35)液體平均表面張力計算溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3液相平均表面張力依照下式計算，即 Lm = xii（1）塔頂液相平均表面張力的計算，即由，查手冊得 A = 21.45 mN/m , B = 21.95 mN/mLDm =0.966×21.45 + 0.034×21.95 = 21.467 mN/m（2）進料板液相平均表面張力的計算由,

29、 查手冊得 A =19.82 mN/m B = 20.58 mN/mLFm = 0.441×19.55 + 0.559×20.25 = 19.9413 mN/m（3）精餾段液相平均表面張力為Lm = (21.467+19.943)/2 = 20.7042 mN/m（4）塔釜液相平均表面張力的計算，即由，查手冊得 ，（5）提餾段液相平均表面張力為6）液體平均粘度計算溫度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228液體平均粘度依下式計算，即（1）塔頂液相平均粘度的

30、計算： 由，查手冊得 , （2）進料板液相平均粘度的計算：由，查手冊得 ，（3）精餾段液相平均粘度為（4）塔釜液相平均粘度的計算：由，查手冊得，解出 （5）提餾段液相平均粘度為2.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算1）塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流量為 史密斯關聯圖式中C由計算，其中由史密斯關聯圖查取，圖的橫坐標為 塔板間距HT與塔徑的經驗關系/m塔徑Dm0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.4>2.4塔板間距HTm0.20.30.30.350.350.450.450.60.50.8根據表1取板間距HT=0.40m，板上液層高度hL=0.06m，則 查史密斯關聯圖得 取安全

31、系數為0.7，則空塔氣速為 按標準塔徑圓整后為 塔截面積為 實際空塔氣速為 設計點的泛點率 2）精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z精=（N精-1）HT =（7-1）×0.4 = 2.4 m提餾段有效高度為Z提=（N提-1）HT =（13-1）×0.4 = 4.8 m 在進料板上方開一人孔，其高度為0.8 m故精餾塔的有效高度為 Z = Z精 + Z提 + 0.8 = 2.4 + 4.8 + 0.8 = 8.0 m2.6、塔板主要工藝尺寸的計算1）溢流裝置計算 因塔徑，可選用單溢流弓形降液管。各項計算如下。（1）堰長取塔徑（2）溢流堰高度選用平直堰，堰上液層高度由計算E近

32、似取1，則取板上清液層高度，則溢流強度 降液管底隙液體流速（3）弓形降液管寬度和截面積 弓形降液管道截面的尺寸參數比例由查弓形降液管參數，如上圖，得 ，故 選取平形受液盤，考慮降液管底部阻力和液封，選取底隙hb=0.045m 依 驗算液體在降液管中的停留時間，即故降液管設計合理。（4）降液管底隙高度取，則 故降液管底隙高度設計合理。2）浮閥數及排列方式（1） 浮閥數 選用F1型浮閥，重型，閥孔直徑d0=0.039m初取閥孔動能因子F0=11，計算閥孔氣速浮閥個數 （2） 浮閥排列方式通過計算及實際試排確定塔盤的浮閥數n。在試排浮閥時，要考慮塔盤的各區布置。取塔板上液體進、出口安定區寬度bs=b

33、s=0.065m,取邊緣區寬bc=0.035m求有效傳質區面積Aa開孔所占面積選擇錯排方式，其孔心距t可由以下方法估算。如圖所示由開孔區內閥孔所占面積分數解得 開孔區內開孔所占面積浮閥總數n=54個塔板浮閥排列根據估算提供孔心距t進行分布，得實際個數n=54個。3塔板流動性能的校核3.1液沫夾帶量校核 為控制液沫夾帶量ev過大，應使泛點F1 。浮閥她板泛點率由公式計算 F1=或F1=式中，由塔板上氣相密度V及板間距HT查下圖得系數CF=0.115，根據下表所提供數據，本物系的K值可選取1。塔板上液體流到長ZL及液流面積Ab分別為 ZL=D-2Wd=1-2×0.124=0.752mAb

34、=AT-2Ad=0.785-2×0.0567=0.6716m2故得 0.3353或 所得泛點率F1均低于0.8，故不會產生過量的液沫夾帶。氣相密度V/（kg/m3）泛點負荷因數系統K系統K無泡沫，正常系統1.0多泡沫系統（胺和乙二醇吸收）0.73氟化物（如BF3、氟利昂）0.90嚴重起泡沫（甲乙酮裝置）0.60中等起泡沫（油吸收塔）0.85形成穩定泡沫系統（堿再生）0.303.2塔板阻力hf計算（1）干板阻力h0臨界孔速 因閥孔氣速u0大于其臨界閥孔氣速uoc，故應在浮閥全開狀態計算干板阻力。 （2）塔板清夜層阻力h1 （3）克服表面張力阻力h 由以上三項阻力之和求得塔板阻力hf 3

35、.3降液管液泛校核降液管中清夜層高度由下式計算式中為流體流過降液管底隙的阻力浮閥塔板上液面落差一般較小可以忽略，于是降液管中清夜層高度為 =0.0511+8.94×10-3+0.0723+0.0128=0.145m取降液管中泡沫層相對密度=0.6，則可求降液管中泡沫層的高度為=/=0.242m而，故不會發生降液管液泛。3.4液體在降液管內停留時間校核應保證液體在降液管內的停留時間大于35s，才能保證液體所夾帶氣體的釋出 故所夾帶氣體可以釋放。3.5嚴重漏液校核當閥孔的動能因子F0低于5時將會發生嚴重漏液，故漏液點的孔速可取F0=5的相應孔流氣速穩定系數，故不會發生嚴重漏液。3.6塔板

36、負荷性能圖（1） 過量液沫夾帶線關系式由上述已知物系性質及塔板結構尺寸，同時給定泛點率F1時，即可表示出氣、液相流量之間的關系。根據前面液沫夾帶的校核選擇F1表達式，本例應選擇下式令F1=0.8，上式可整理為Vs=0.9592-24.11Ls或 Vh=3453.12-24.11Lh上式為一線性方程，由兩點即可確定。 當Lh=0時，Vh=3453.12m3/h，當Lh=50 m3/h，Vh=2247.62 m3/h。由此兩點作過量液沫夾帶線。（2） 液相下限線關系式對于平直堰，其堰上液頭高度how必須要大于0.006m。取how=0.006m。即可確定液相流量的下限線。取E=1.0，帶入lw，求

37、得Lh的值可見該線為垂直Lh軸的直線，該線記為。（3） 嚴重漏液線關系式因動能因子F0<5時，會發生嚴重漏液，故取F0=5，計算相應氣相流量Vh式中 所以 m3/h為常數表達式，為一平行Lh軸的直線，為漏液線，也稱之為氣相下限線。該線記為。（4） 液相上限線關系式=5s降液的最大流量為 可見，該線為一平行Vh軸的直線，記為（5） 降液管液泛線關系式當塔降液管內泡沫層上升至上一層塔板時，即發生了降液管液泛。根據降液管液泛的條件，得以下降液管液泛工況下的關系。或 顯然，為避免降液管液泛的發生，應使。將上式中均表示為的函數關系，整理即可獲得表示降液管液泛線的關系式。在前面的核算中可知，由表面張

38、力影響所致的阻力h在hf中所占比例很小，在整理中可略去，使關系得到簡化。式中 將代入中整理可得下式將設計確定的數據代入上式中，整理即得或 由上式計算降液管液泛線上點得下表降液管液泛線數據Lh/(m3/h)102030405060Vh/(m3/h)5557.575428.155171.444792974465.864007.61由上表中數據作出降液管的液泛線，并記為線。將以上、條線標繪在同一直角坐標系中，塔板的負荷性如下圖所示。將設計點()標繪在圖中，如D點所示，由原點O及D作操作線OD。操作線嚴重漏液線于A，液沫夾帶線于B。由此可見，該塔板操作負荷的上下限受嚴重漏液線及液沫夾帶線的控制。分別從

39、圖中A、B兩點讀得氣相流量的下限（）min及上限（）max,并求得該塔的操作彈性。塔板符合性能操作彈性=3312.78/1085.90=3.053.7塔板設計結果由負荷性能圖可知，設計點在負荷性能圖中的位置比較適中，有較好的操作彈性和適宜裕度，其他性能均滿足要求，所以，本設計較為合理。因本塔的精餾段與提留段氣相流量比較接近，為此兩段設計為相同塔徑。由于精餾段氣、液相流量均小于提留段，且其液相流量遠小于提留段，所以，精餾段塔盤結構參數應作適當調整，將精餾段降液管及板間距適當減小。現將結果列于下表中塔板主要結構參數數據塔徑m1.0m塔板間距HT0.4m堰長lw0.66m堰寬Wd0.124m堰高hw

40、0.0511m入口堰高hw無底隙hb0.045mAf/AT0.0722塔截面積AT0.785m2降液管面積Af0.0567m2有效傳質區Aa0.532m2氣相流通面積A0.7283開孔面積A00.064m2閥孔直徑d00.039m閥孔數n54開孔率A0/AT0.082孔心距t0.1邊緣區域bc0.035m安定區寬bs0.065m塔板厚S0.003排列方式錯排流動形式單流型液體流量Lh3.68m3/h氣體流量Vh1563.84m3/h液泛氣速uf1.2119m/su/uf0.4566空塔氣速u0.8483m/s底隙流速ub0.034m/s泛點率F10.8溢流強度uL5.58m3/（ms）堰上液頭

41、高度how8.94×10-3m3/(m·s)塔板阻力hf0.0723m降液管液體停留時間22.15s降液管內清夜層高度Hd0.145m降液管內液沫層高度Hd/0.242m閥孔氣速u06.86m/s閥孔動能因子F011漏液點氣速u03.12m/s穩定系數K2.2最大氣相流量（Vh）max3312.78m3/h最小氣相流量（Vh）min1085.90m3/h實際塔板數：Np=20塊進料板位置：第八塊板塔總高度：Z=8m4精餾塔接管尺寸（1）進料管 進料管的結構類型很多，由直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設計采用直管進料管。F=29.723kmol/h , LFm=8061

42、.70kg/m3則體積流量取適宜的輸送速度，則管徑為取管規格，則管內徑為進料管實際流速（2）回流管 采用直管回流管，回流管的回流量L=36.52kmol/h塔頂液相平均摩爾質量MLDm = 79.29 kg/kmol平均密度 = 818.82 kg/h則體積流量取適宜的輸送速度 ，則回流管直徑為取管規格，則管內徑為進料管實際流速（3）塔頂蒸汽接管則蒸汽體積流量取適宜的輸送速度，則管徑為取管規格，則管內徑為進料管實際流速（4）釜液排出管塔底W = 16.548kmol/h 平均密度WLm=781.5平均摩爾質量 MLWm = 91.42kg/kmol則體積流量取適宜的輸送速度，則管徑為取管規格，

43、則管內徑為塔頂蒸汽接管實際流速（5）塔頂產品出口管D=13.175kmol/h 液相平均摩爾質量MLDm = 79.29kg/kmol溜出產品密度LDm=818.82kg/m3則塔頂液體體積流量取適宜的輸送速度，則管徑為取管規格，則管內徑為塔頂產品出口管實際流速以上計算各結果見下表序號名稱選定流速/（m/s）管規格1進料接管0.554×32塔頂蒸汽接管15180×4.53塔頂產品出口管0.632×2.54回流液接管0.645×35釜液排出管0.542×2.56儀表接管25×2.5再沸器循環接管應結合再沸器設計，根據再沸器內輔液循環量確

44、定循環管及接管的規格。5精餾塔設備工藝條件圖由以上設計結果繪制成精餾塔（浮閥塔）的設備條件圖。見附圖6輔助設備設計本精餾系統輔助設備主要包括再沸器、冷凝器、預熱器、冷卻器等。本設計方案使用的輔助設備主要有： 預熱器一個，用于預熱進料，同時冷卻釜液 全凝器一個，將塔頂蒸汽冷卻，提供產品和一定量的回流冷卻器一個，將產品冷卻到要求溫度后排出 再沸器一個，將釜液加熱成蒸氣 離心泵兩個，分別作為進料和塔頂的冷卻。6.1再沸器因精餾塔的直徑較大，故選用管式再沸器，將再沸器置于塔外采用間接蒸汽加熱，塔底溫度，用0.3Mpa（表壓）的蒸汽，查飽和水蒸汽得，釜液出口溫度

45、故 由查液體比汽化熱共線圖得 又氣體流量密度 熱量取傳熱系數則傳熱面積為加熱蒸汽質量流量冷凝器選型為6.2預熱器進料溫度，料液溫度由用135蒸汽預熱，則 ， 則 時， 則 取傳熱系數則傳熱面積為預熱器選型為6.3塔頂冷卻器塔頂溫度，冷卻水進口溫度熱量取傳熱系數則傳熱面積為選用換熱器型號為6.4塔底冷卻器熱量取傳熱系數則傳熱面積為選用換熱器型號為換熱器傳熱面積估算結果表序號型號名稱熱量/(kJ/s)傳熱系數/傳熱溫差/傳熱面積/m21再沸器393.4760027.3524.292預熱器88.1260073.332.003塔頂冷卻器18.860031.461.014塔底冷卻器39.6460042.

46、131.576.5離心泵  進料泵的選型由塔的結構可知:進料高度為：進料流量：在原料罐液面與進口面之間列伯努利方程得：其中，解得，泵的壓頭是H=11.09m查詢相關的數據，可選用型號為IS50-32-160的IS型單級單吸離心泵。6.6冷卻水泵 冷卻器水的用量=0.6258 kg/s； 全凝器水的用量=5.567kg/s 總耗水量=6.1928kg/s=22.31M3/s在以地面為基準面與塔頂面之間列伯努利方程，可得：其中，則算得泵的壓頭為：H=17.32m因此選用型號為 IS65-50-160的IS型單級單吸離心泵。

47、60; 因為回流采用重力回流，故在此不選用回流泵。7精餾塔的結構設計7.1筒體與封頭（1）筒體精餾塔可視為內壓容器。其各種設計參數如下：a. 設計壓力該精餾塔在常壓下操作，設計壓力取為0.5MPab. 設計溫度該精餾塔塔底采用加熱介質為蒸汽，溫度不超過150,因此設計溫度定為150。c. 許用應力該精餾塔筒體采用鋼板卷焊而成，材料選擇Q235-A，根據GB-3274，查得： d. 焊縫系數按照GB150規定，焊縫系數主要考慮焊縫形式與對焊縫進行無損檢驗長度兩個因素，本設計采用全焊透對接焊，對焊縫作局部無損探傷，則=0.85筒體的設計參數設計壓力/Mpa設計溫度/許用應力/Mpa焊縫系

48、數0.51501130.85壁厚的確定：計算厚度由計算厚度查得，鋼板負偏差=0.5mm該系統中苯和甲苯對筒體腐蝕較小，腐蝕裕量取2mm則筒體的設計厚度則筒體的名義厚度取圓整值，則筒體壁厚則筒體的有效厚度根據JB/T4737-95查得，筒體的公稱直徑為1000mm時，1m高的容積為1.131，1m高的內表面積為3.77,1m高筒節鋼板的質量為178kg。（2）封頭本設計采用標準橢圓形封頭，材料選用Q235-A,除封頭的拼接焊縫需100%探傷外，其余均為對接焊縫局部探傷，則=0.85封頭的名義厚度取圓整值=0.79，則封頭壁厚則封頭的有效厚度以內徑為公稱直徑，選用封頭為 查得封頭曲面高度=300m

49、m，直邊高度=25mm，內表面積 ，容積為0.255，質量77kg。 7.2裙座對于較高的立式容器，為抵抗風載荷及地震載荷，同時為了安裝方便，一般安裝性能較好的裙式支座。裙座較其他的支座的結構性能好，連接處產生的局部阻力小，所以它是塔設備的主要支撐形式。為了制作方便，一般采用圓筒形。由于塔徑較大，所以座圈與塔體間采取對接焊縫。由于裙座對整個塔器而言是個至關重要的元件，支撐整個塔器，如它破壞將直接影響塔器的正常使用，并且裙座所耗費材料對整個塔而言不多，所以裙座材料選為Q235-A 10。裙座結構主要有座圈，基礎環，螺栓座及人孔。座圈是裙式支座的基本構件，通常為一用鋼板卷制的圓筒，其上端

50、與塔的底封頭相焊，下端焊在基礎環上。座圈承受著塔的各種外載荷，并把它全部傳給基礎環。基礎環的作用是承受塔的全部載荷。螺栓座的作用是用來安裝地腳螺栓。為了便于檢修和安裝，在裙座上應開設2個不帶蓋板的長圓形人孔。人孔的高度取為900mm，直徑為180mm。尺寸確定：裙座名義厚度：裙座筒體的內徑：裙座筒體的外徑：基礎環內徑：基礎環外徑：塔高，考慮到腐蝕余量，基礎環厚度(Z地腳螺栓個數，地腳螺栓直徑) ,地角螺栓的取用規格為30×3.5。考慮到再沸器，裙座高度取3m，螺紋小徑為26.211mm，六角螺母的對邊距S為46mm 11。7.3人孔人孔是安裝或檢修人員進出塔體的唯一通道，人

51、孔的設置應便于工作人員進入任何一層塔板。另外，為了檢查塔設備的內部空間以及安裝和拆卸設備的內部構件，壓力容器也需開設人孔。但由于設置人孔處的的塔板間距要增大，且人孔設置過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求，所以一般板式塔每隔1020層塔板或510m塔段，才設置一個人孔。人孔一般設置在氣液進出口等需經常維修清理的部位，另外在塔頂和塔釜，也各設置一個人孔。在本設計中，共有20塊塔板，所以共設置3個人孔，塔頂和塔釜各設置一個人孔，另外在進料處再設置一個人孔。在設置人孔處，塔板間距應根據人孔的直徑確定，一般不小于人孔公稱直徑，塔盤支承梁高度及50mm之和，且不小于600mm。人孔的形狀一般有圓形和橢

52、圓形兩種。橢圓形人孔的短軸應力與受壓容器的筒身軸線平行。本設計的工作壓力不大，所以采用圓形人孔。塔體上宜于采用垂直吊蓋人孔，在設置操作平臺的地方，人孔中心高度一般比操作平臺高0.71m，最大不宜超過1.2m，最小為600mm。當操作溫度低于350時，應采用平焊法蘭，人孔法蘭的密封面形式及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同。人孔采用HG21519-95標準，采用垂直吊蓋平焊法蘭式人孔。該標準的壓力范圍是0.66.4MPa,公稱直徑為450600mm。所以，在本設計中，人孔的公稱直徑選為450mm，其伸出塔體的筒體長為200mm，人孔中心距操作平臺1000mm，人孔厚度,接管，人孔高度為220mm，公稱壓力為0.6MPa，公稱直徑為450mm。在設置人孔處，板間距為600mm，塔內的人孔手柄以mm的圓鋼制造，螺栓螺母數量為16個，螺栓直徑×長度為20×95，螺柱數量為16個，螺柱直徑×長度為20×120，總質量為114kg。另外，在裙座上開兩個檢查孔，短節材料為 Q235-A 12。7.4吊柱為方便室外較高的整體塔裝填，補充和更換填料，安裝和拆卸塔內件，塔頂需設置吊柱。本設計中塔高度大，因此設吊柱。吊柱設置方位應使吊柱中心線與人孔中心線間有合適的夾角，使人能站在平臺上操縱手柄，讓經過吊鉤的垂直線可以轉到人孔附近，以便從人孔裝入或取