121/134齊齊哈爾大學畢業設計(論文)題目4.5萬噸/年1，3-丙二醇車間丙烯醛吸收工段初步設計學院化學與化學工程學院專業班級化工113學生姓名賈楠指導教師陳朝暉馬媛媛成績2015年6月11日摘要此設計為年產45000噸丙烯醛車間吸收工段初步設計。本說明書闡述了丙烯醛吸收工段的流程以及設備的布置情況。并且介紹了丙烯醛的物化性質，確定了吸收方法、工藝路線和所選用的試劑。對丙烯醛的市場現狀及前景作了調查，確定了本產品的市場需求量，并且對產品的用途及下游產品做了簡單的介紹。以工廠的資料作為設計的經驗數據。并經行了大量精密的計算，其中包括物料衡算、熱量衡算、設備計算以及設備的選型，從而確定了設備的具體型號和尺寸。并且用AutoCAD繪制了主要設備的裝配圖、車間平立面布置圖以及帶控制點的工藝流程圖。并且完成了20000的設計說明書。關鍵詞：丙烯醛；精餾塔；吸收工段；初步設計AbstractTheabsorptionsectionworkshopofacroleinof45000tonsperyearwaspreliminarydesigned.Theproductionprocessoftheacroleinandthelayoutoftheequipmentweredescribedinthispaper.Thephysicalandchemicalpropertiesofacroleinwasintroduced.Accordingtothepropertiesoftheacrolein,theprocessroutewasidentified.Themarketstatusandacroleinwasinvestedinordertodeterminedthelocationofthemarket.Theuseoftheproductsanddownstreamproductsaremadeinsimpleintroduction.Theuseindyeindustry,agricultureandthepharmaceuticalindustryweresimplyintroduced.Accordingtothepreviousinformationasaproductionworkshopwasdesignedbyempiricaldata.Andalotofstrictcalculationincludingmassbalance,heatbalance,equipmentwerecalculated,thesizeandtypeofkeyequipmentwereselected.Thekeyequipmentplan,theworkshoplayoutplanandtheprocessflowchartwithcontrolpointsweredrawnbyAutoCAD.Finally,instructionof20000wordswascompleted．Keywords:Acrolein;Distillationcolumn;Absorptionsection;Preliminarydesign目錄摘要 IAbstract II第1章總論 11.1概述 11.1.1意義與作用 11.1.2國內外的現狀及發展前景 11.1.3產品的性質和特點 21.1.4產品的純化方法概述 21.2設計依據 21.3廠址選擇 31.4設計規模與生產制度 31.4.1設計規模 31.4.2生產規模 31.4.3生產制度 41.5原料與產品規格 41.5.1主要原料規格及技術指標 4第2章工藝設計計算 52.1工藝原理 52.2方案對比及工藝路線的選擇 72.3工藝流程簡述 72.4工藝參數 82.5物料衡算 82.5.1汽提塔物料衡算 82.5.2氣液分離器物料衡算 92.5.3閃蒸罐物料衡算 112.5.4精餾塔物料衡算 122.6熱量衡算 132.6.1汽提塔熱量衡算 132.6.2冷凝器熱量衡算 142.6.3預熱器熱量衡算 152.6.4精餾塔預熱器熱量衡算 152.6.5精餾塔再沸器熱量衡算 162.6.6精餾塔全凝器熱量衡算 162.7AspenPlus模擬 172.7.1全流程的模擬 18第3章設備選型 213.1選型原理 213.2丙烯醛汽提塔的選型 213.2.1液相物性數據 213.2.2氣相物性數據 213.2.3塔徑的計算 223.2.4傳質單元數的計算 233.2.5傳質單元高度的計算 233.2.6總高度的計算 253.2.7流體力學參數的計算 253.2.8解吸塔填料類型的選取 273.2.9解吸塔內件類型的選取 273.3 丙烯醛精餾塔設備工藝計算 273.3.1 精餾塔的工作原理和工藝流程 273.3.2 塔板數的確定 273.3.3 精餾塔工藝條件及有關物性數據的計算 283.3.4 精餾塔塔體工藝尺寸的計算 303.3.5 塔板主要工藝尺寸的計算 323.4 其他設備的計算與選型 43第4章設備一覽表 48第5章車間設備布置 505.1車間布置設計的選擇 505.1.1車間設備布置原則 505.1.2車間設備平面布置原則 505.1.3車間設備立面布置的原則 505.2車間設備布置 515.2.1車間設備平面布置 515.2.2車間設備立面布置 52第6章自動控制 536.1主要的控制原理 536.2自控水平與控制點 53第7章環境保護 547.1三廢產生情況 547.2三廢處理情況 54第8章公用工程 558.1供水 558.2供電 558.3供暖 558.4通風 55結束語 56參考文獻 57致謝 58第1章總論1.1概述1.1.1意義與作用丙烯醛又稱烯丙醛，丙烯醛是最簡單的不飽和醛，在通常情況下是無色透明有惡臭的液體，其蒸氣有很強的刺激性和催淚性。是一種用途廣泛的重要有機化工原料，廣泛用于樹脂生產和有機合成中。目前主要用于動物飼料添加劑蛋氨酸的制備，除外還用于制備甘油、戊二醛、丙烯醇、1，2，6-己三醇、2，3-二溴丙醛和水處理劑，以及對某些種類聚合物的改性，在飼料工業、油氣開采、造紙及水處理、醫藥行業等方面廣泛應用[1]。在合成1,3-丙二醇的整個工藝工程中，首先要進行丙烯醛的合成，才能為下一個水合工藝提供必要準備，這就需要一個高純度的丙烯醛。在氧化法制丙烯醛過程中，不可避免有許多副產物的生成，我們需要對丙烯醛進行精制。吸收分離是丙烯醛生產中最常用的方法。此系統主要實現粗氣體中副產物的脫除和丙烯醛分離[2]。1.1.2國內外的現狀及發展前景中國丙烯醛生產規模較小，北京東方化工廠1984年曾批量生產過丙烯醛，產量100t左右，武漢有機合成化工廠在1991年建成一套年產150t左右的丙烯醛裝置，其它一些制藥廠也試生產過丙烯醛，但都未真正形成一定的生產規模。本文主要介紹丙烯醛的合成方法及其下游產品開發。在氧化法合成丙烯醛工藝中生成丙烯醛及其它副產物，同時放出大量的熱。從反應器出來的氣體經冷卻并用大量的水驟冷，以除去酸性副產物。氣體進入吸收塔溶解可溶產物丙烯醛，吸收塔出來的氣體含N2、O2、CO，丙烷及未反應的丙烯，這些氣體可循環使用，也可以經處理后排入大氣中。含丙烯醛的水溶液經汽提精制后得到產品丙烯醛[3]。在化工、石油及煉油中，由于煉油工藝和生產過程的不同以及操作條件的不同，塔設備內部結構形式和材料也不同。塔設備工藝性能對整個裝置的產品產量、質量、生產能力和消耗定額，以及“三廢”處理和環境保護等各個方面，都用重大的影響。在石油煉廠和化工生產裝置中，塔設備的投資費用占整個藝在石油煉廠和化工生產裝置中，塔設備的投資費用占整個藝25.93%。塔設備所耗用的鋼材料重量在各類工藝中占比例也較多。因此，塔設備的設計和研究，對石油、化工等工藝的發展起著十分重要的作用。此工藝流程中的吸收塔，用于吸收丙烯醛，丙烯醛被吸收后從塔底回收。丙烯醛相對丙烯酸較難吸收，采用傳統的加壓-冷卻方法促進丙烯醛的吸收，以減少吸收劑用量[4]。塔主要有板式塔和填料塔兩種，它們都可以用作蒸餾和吸收等氣液傳質過程，各有優點，要根據具體情況選擇。1.1.3產品的性質和特點丙烯醛是最簡單的不飽和醛，化學式為C3H4O，在通常情況下是無色透明有惡臭的液體，其蒸汽有很強的刺激性和催淚性。是化工中很重要的合成中間體，廣泛用于樹脂生產和有機合成中[5]。目前研究的丙烯醛合成方法有丙烯氧化法、甲醛乙醛氣相縮合法、丙烷催化氧化法、甘油脫水法、醇醛縮合法、丙烯醚熱解法和烯丙醇氧化法等。由于石油工業的發展，提供了大量的丙烯原料，工業上主要以丙烯為原料經選擇性氧化制取丙烯醛。丙烯醛最大的市場應用是制備動物飼料添加劑蛋氨酸，還可合成甲基吡啶、吡啶、戊二醛、甘油和丙烯酸等重要的化工產品，此外還可作為合成1，3-PDO的重要原料。1，3-PDO是生產聚對苯二甲酸丙二酯（PTT）的主要原料之一，也可用作合成增塑劑、洗滌劑、防腐劑、乳化劑的原料，PTT纖維性能優異，極具市場前景，但卻嚴重受制于1，3-PDO生產量少價高，因此1，3-PDO生產技術的研究開發已成為當前的一個熱點[6]。1.1.4產品的純化方法概述經副產物脫除后的粗丙烯醛氣體經壓縮機加壓至1MPa，溫度升至230.2℃。經冷卻器冷卻至100℃后，進入氣液分離器分離冷凝下來的部分丙烯醛水溶液。余氣送往丙烯醛吸收塔進一步吸收分離其中的丙烯醛，洗液與之前的冷凝液混合后送往1，3-PDO合成工段。塔頂出來的余氣經分子篩干燥后送入丙烯回收系統進行丙烯回收[7]。1.2設計依據（1）齊齊哈爾大學化學工程與工藝專業畢業設計任務書；（2）齊齊哈爾大學制圖規范；（3）齊齊哈爾大學畢業設計手冊；（4）《中華人民共和國環境保護法》《中華人民共和國勞動安全法》等相關的國家法律法規；（5）GB/T17450-1998：《技術制圖圖線》（6）GB/T17451-1998：《視圖》（7）GB/T17452-1999：《剖視圖和斷面圖》（8）GB/T16675-1996：《技術制圖簡化表示方法》1.3廠址選擇本項目以新疆中石油烏魯木齊石化1000萬噸/年煉油項目生產的丙烯為原料。本廠廠址選在新疆烏魯木齊市米東區，以新疆烏魯木齊石化公司為依托。新疆烏魯木齊市米東區石油資源豐富，石化企業眾多，丙烯產量較大，并且交通便利，地價低廉，遠離人口密集區，適合本項目建設。中國石油天然氣股份有限公司烏魯木齊石化分公司（簡稱烏魯木齊石化公司）地處烏魯木齊市米東區，位于新疆三大油田中央，占地18平方公里，東臨吐哈油田300公里，南距塔里木油田480公里，西靠準格爾盆地313公里。公司始建于1975年4月（前身為烏魯木齊石油化工總廠），是集煉油、化肥、化纖、化工、塑料于一體的石油化工化纖生產基地，為中國石油天然氣集團公司的一類企業。烏魯木齊石化公司目前擁有職工11637人，現有固定資產原值120億元。公司下設煉油廠、化肥廠等27個二級單位，工程項目管理部、營銷調運部等5個直屬。地質、水文情況烏魯木齊市位于亞歐大陸腹地，地處北天山北麓、準噶爾盆地南緣，地處東經86°37'33"-88°58'24"，北緯42°45'32"-44°08'00"。全市面積按新區劃調整后為14216平方千米，其中建成區面積365.88平方千米。公共設施米東區成立于2007年8月1日，是新疆實施烏昌經濟一體化的“試驗田”和“啟動區”，是確定規劃的首府烏魯木齊城市副中心、全疆最大的制造業基地核心區、全疆重要的化工工業城和烏魯木齊市綠色食品基地和重要的人居生態新區。自然資源米東區自然資源豐富，境內有豐富的煤、菱鐵礦、石灰石、石油、陶土、石英沙、芒硝等礦產資源，種類達20多種，其中已探明石灰石儲量15億噸、芒硝儲量260萬噸、煤炭儲量18億噸，煤質優良，易于開采，年產煤能力950萬噸左右，是全國100個重點產煤區（縣）之一。發展趨勢米東區良好的區位優勢和政策優勢以及基礎設施條件，吸引了全國各地的客商到米東投資發展。近年來米東區致力于打造投資洼地，把投資環境建設納入重要工作日程，不斷優化發展環境，著力打造政府服務品牌，特別對投資規模大、科技含量高、對區域經濟帶動力強的大項目，在用地、收費等方面給予特殊優惠。1.4設計規模與生產制度1.4.1設計規模年產1，3-丙二醇4.5萬噸1.4.2生產規模年產1，3-丙二醇4.5萬噸1.4.3生產制度（1）每年工作日330天，1，3-丙二醇產量5625（符合生產要求）（2）員工按照3班倒制度，不休假，平時請假按每月4天算（不能累積）1.5原料與產品規格1.5.1主要原料規格及技術指標表1-1丙烯醛產品指標項目東方化工廠Shell公司粗丙烯醛UCC公司精致丙烯醛丙烯醛含量/%>9580~90>95.5乙醛含量/%<1.53~10丙醛含量/%0.5~3<0.5阻聚劑2000×10-6~200×10-62000×10-6~200×10-62000×10-6~200×10-6高廢物含量/%1~2水含量/%<1.52.4~6.02.5相對密度0.842~0.84610%水溶液pH值256.0目前，丙烯氧化制丙烯醛是生產丙烯醛的最佳方法，其優點是原料價廉易得，消耗低，產品質量好，三廢排放量小，設備投資也少。丙烯氧化法生產丙烯醛質量指標如表1-1所示[8]。第2章工藝設計計算2.1工藝原理本工藝流程主要設備是兩個塔，即汽提塔和精餾塔。汽提是化工單元操作中解吸的一種，是吸收的逆向操作。汽提是氣提的一種。氣提解吸也成為載氣解吸，如圖2-1所示。吸收液（也稱富液）從解吸塔的頂端噴淋而下，載氣（俗稱貧氣）從解吸塔底涌入，自下而上流動，氣液兩相逆向接觸，溶質由液相轉移到氣相。解吸后的液體（俗稱貧液）從塔底排出，作為吸收劑循環使用，解吸后的氣體（俗稱富氣）從塔頂排出，經進一步分離可得到溶質產品[9]。圖2-1氣提塔解吸過程示意圖用水蒸氣作為載氣兼有加熱和氣提的雙重作用，因此也成為汽提。精餾也是化工單元操作的一種。精餾的設備叫做精餾塔，是提供混合物氣、液兩相接觸條件、實現傳質和傳熱過程的設備。板式精餾塔板式精餾塔如圖2-2所示。塔為一圓形筒體，塔內設多層塔板，塔板上設有氣、液兩相通道。塔板具有多種不同型式，分別稱之為不同的板式塔，在生產中得到廣泛的應用[10]。混合物的氣、液兩相在塔內逆向流動，氣相從下至上流動，液相依靠重力自上向下流動，在塔板上接觸進行傳質。兩相在塔內各板逐級接觸中，使兩相的組成發生階躍式的變化，故稱板式塔為逐級接觸設備。圖2-2板式精餾塔結構這類精餾塔利用混合物中各組分揮發能力的差異，通過液相和氣相的回流，使氣、液兩相逆向多級接觸，在熱能驅動和相平衡關系的約束下，使得易揮發組分（輕組分）不斷從液相往氣相中轉移，而難揮發組分卻由氣相向液相中遷移，使混合物得到不斷分離，稱該過程為精餾。該過程中，傳熱、傳質過程同時進行，屬傳質過程控制。其精餾塔如上圖所示。原料從塔中部適當位置進塔，將塔分為兩段，上段為精餾段，不含進料，下段含進料板為提餾段，冷凝器從塔頂提供液相回流，再沸器從塔底提供氣相回流。氣、液相回流是精餾重要特點[11]。在精餾段氣相在上升的過程中，氣相輕組分不斷得到精制，在氣相中不斷地增濃，在塔頂獲得輕組分產品。在提餾段，其液相在下降的過程中，其輕組分不斷地提餾出來，使重組分在液相中不斷地被濃縮，在塔底獲得重組分的產品。精餾過程與其他蒸餾過程最大的區別，是在塔兩端同時提供純度較高的液相和氣相回流，為精餾過程提供了傳質的必要條件。提供高純度的回流，使在相同理論板的條件下，為精餾實現高純度的分離時，始終能保證一定的傳質推動力。所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時，在塔頂可能得到高純度的輕組分產品，而在塔底獲得高純度的重組分產品。多組元分批精餾中各種設計參數對回流比的影響[12]。精餾操作涉及氣、液兩相間的傳熱和傳質過程是在塔板上進行的。塔板上兩相間的傳熱速率和傳質速率不僅取決于物系的性質和操作條件，而且還與塔板結構有關，因此它們很難用簡單方程加以描述。因此引入理論板的概念，可使問題簡化。所謂理論板，是指在其上氣、液兩相都充分混合，且傳熱及傳質過程阻力均為零的理想化塔板。因此不論進入理論板的氣、液兩相組成如何，離開該板時氣、液兩相達到平衡狀態，即兩相溫度相等，組成互成平衡。實際上，由于板上氣、液兩相接觸面積和接觸時間是有限的，因此在任何形式的塔板上，氣、液兩相難以達成平衡狀態，即理論板是不存在的。理論板僅用作衡量實際板分離效率得依據和標準。通常，在精餾計算中，先求得理論板數，然后利用塔板效率予以修正，即求得實際板數。引入理論板概念，對精餾過程的分析和計算是十分有用的。2.2方案對比及工藝路線的選擇生產丙烯醛的傳統方法是在固相催化劑上進行丙烯的氧化。該反應產生一氣相混合物，其中包括丙烯醛，氣體（例如氮氣、氧氣、一氧化碳和二氧化碳），丙烯，水和反應副產物，例如丙烯酸、乙酸、甲醛、乙醛等。丙烯醛的提純一般是通過水吸收反應放出的氣體，形成低濃度的丙烯醛水溶液，其中還含有低沸點的反應副產物，例如甲醛、乙醛、丙醛等。然后對吸收而得的粗制低濃度丙烯醛水溶液進行除雜，最后對只含丙烯醛的水溶液進行精餾來制取純度較高的丙烯醛。查閱資料，對丙烯醛的精制各有不同的方案設計。一種方案是用水吸收反應氣中的酸性物質，塔底的排出液要么精制提純丙烯酸或者乙酸，要么處理后當作廢水排放。塔頂的吸收氣再經處理送去丙烯醛精餾塔[13]。另一種方案是對吸收塔釜液進行氣提以回收水中含有的少量的丙烯醛，使產物得以充分利用。本設計采用第二種方案。2.3工藝流程簡述如圖2-3所示，來自廢酸吸收塔釜的廢酸進入汽提塔，經水蒸氣汽提出丙烯醛氣體后與來自廢酸吸收塔頂的粗丙烯醛氣體混合冷凝后進入氣液分離器，壓力達到1MPa，分離后的液體進入閃蒸罐，去除大量不凝氣。閃蒸后液體產物送入丙烯醛精餾塔制取高純度丙烯醛。氣液分離器頂和閃蒸罐頂分離出的氣體送去丙烯回收裝置。汽提塔釜液體去廢酸處理車間。圖2-3丙烯醛吸收工藝流程圖2.4工藝參數本流程的主要設計的是汽提塔和丙烯醛精餾塔，精餾塔為最重要設備。汽提塔用常壓下水蒸氣進行汽提，被汽提的廢酸在常壓下70℃進料。汽提塔在常壓下操作，塔頂溫度85℃，塔底溫度90℃。精餾塔料液在常壓下63.3℃進料，塔頂溫度52.4℃，壓力95.2kPa；塔底溫度98.5℃，壓力108.32kPa。2.5物料衡算2.5.1汽提塔物料衡算計算依據如塔廢酸中含有丙烯酸摩爾分率為0.7%，要求解吸率不低于90%；其他輕組分（可忽略）完全被吹出；操作氣液比為最小氣液比的1.5倍，誰損失為10%。圖2-4汽提塔示意簡圖查表90℃時丙烯醛亨利系數為635.62kPa在1atm下，平衡系數m=635.62/101.325=6.273所以平衡關系為Y=6.273X。X2≈x2=0.007X1=X2(1-φA)=0.007×(1-98%)=0.00014最小氣液比為操作氣液比為=1.5×0.156=0.234由得=(0.007-0.00014)/0.234=0.0293則=0.0285進料廢酸流量為700kmol/h，全塔物料衡算解得=163.89kmol/h。計算結果如下表表2-1汽提單元物料衡算結果流股1234溫度℃701008590壓力atm1111總質量流率/(kg/h)13067.602950.033130.6312887.00水(液)/(kg/h)12436.200012499，。20汽提氣/(kg/h)02950.022950.020丙烯醛/(kg/h)274.400274.400丙烯酸/(kg/h)352.8000352.80乙酸/(kg/h)42.000042.002.5.2氣液分離器物料衡算計算依據氣液分離器進料流量和組成與混合后氣體流量和組成相同；在氣液分離器設定的溫度和壓力下，各物質沸點都會有所改變；氣液分離器下部出口液體中含有3.3mol%的 C3H6，0.2mol%的N2，79.7mol%的H2O以及16.8mol%的C3H4O，其他不凝氣從頂部輸出。圖2-5氣液分離器示意簡圖對各物質進行物料衡算，設F為摩爾流量(kmol/h)，y表示氣相摩爾分率C3H6：20.73=0.033F7+CO：3.46=CO2：5.18=O2：18.14=N2：393.93=0.002F7+HE：5.18=H2O：329.24=C3H4O：86.65==863.89kmol/h10個未知數10個獨立方程，解得F6=432.50kmol/hF7=421.20kmol/h計算結果如下表表2-2氣液分離器衡算結果流股567溫度℃303030壓力MPa111總質量流率/(kg/h)23594.5612783.8310814.73C3H6/(kg/h)870.66272.47598.19CO/(kg/h)96.76096.76CO2/(kg/h)228.07171.2756.80O2/(kg/h)580.53553.6026.93N2/(kg/h)11030.1510620.47409.68HE(kg/h)10.3610.360H2O/(kg/h)5940.1131.145908.97C3H4O/(kg/h)4837.78875.133962.652.5.3閃蒸罐物料衡算計算依據閃蒸罐入口氣體組成和流量與氣液分離器底部出口相同；閃蒸后液體組成中丙烯為1mol%，水93.86mol%，丙烯醛5.14mol%；其他不溶性氣體從塔頂排出。圖2-6閃蒸罐示意簡圖對各物質進行物料衡算。設F為摩爾流量(kmol/h)，y表示氣相摩爾分率C3H6：H2O：N2：C3H4O：解得F9=82.8kmol/hF10=338.4kmol/h計算結果如下表表2-3閃蒸罐衡算結果流股8910溫度℃555555壓力atm1011總質量流率/(kg/h)10612.563812.776799.79C3H6/(kg/h)583.78424.27159.51N2/(kg/h)23.5923.590H2O/(kg/h)6042.53235.485807.05C3H4O/(kg/h)3962.652967.559精餾塔物料衡算計算依據入塔液體組成和流量與氣液分離器出口液體相同；塔頂丙烯醛摩爾分率為90%，塔底含水摩爾分率99.6%；泡點進料，采用間接蒸汽加熱。圖2-7精餾塔示意簡圖全塔物料衡算F=338.4kmol/h解得W=320.50kmol/hD=17.90kmol/h計算結果如下表表2-4精餾塔物料衡算結果組分丙烯醛水塔頂產品流量/(kmol/h)16.111.7917.90組成0.9000.1001.000流量/(kg/h)902.1632.22934.38組成0.9650.0351.000塔底產品流量/(kmol/h）1.60318.90320.50組成0.0040.9961.000流量/(kg/h)89.605740.205829.80組成0.0150.9851.0002.6熱量衡算2.6.1汽提塔熱量衡算計算依據料液進料溫度為70℃，水蒸氣在1atm下從塔底進入；塔釜溫度90℃，塔內由12%的水蒸氣冷凝；物流升溫由蒸汽的潛熱和顯熱提供，計算塔頂溫度。由汽提塔物料衡算可知，蒸汽流量為2950.03kmol/h，塔內壓強為1atm，此壓強下水沸點為100℃，潛熱為2256.4kJ/kg。因為蒸汽在100℃進入塔內冷凝，故Δt=0，。所以塔內蒸汽以潛熱的方式加熱物料而冷凝下來。蒸汽提供的熱量Q總=Q潛+Q顯=Q潛=2950.03×12%×2256.4=798773.723kJ/h設塔頂溫度為t，進料的熱量變化為水：C3H4O：丙烯酸：這里忽略0.1mol%的乙酸，可忽略。由于Cp取決于t，這里兩者都未知，可以通過試差法求出。已知t=85℃kJ/(kg·K)則℃所以kJ/h=所以塔頂溫度為85℃。2.6.2冷凝器熱量衡算計算依據混合氣以89℃進入冷凝器，出口溫度30℃.用1atm下-10℃水作為冷凝劑，水出口溫度0℃，熱損失按10%計。1atm下，水的冷凝潛熱為2258.66kJ/kg，丙烯醛的冷凝潛熱為505.36kJ/kg，飽和溫度為52℃，則丙烯醛定性溫度℃下比熱容=2.25kJ/（kg·k）；水定性溫度℃下比熱容=4.18kJ/(kg·k)；換熱器進出口氣體定性溫度為℃，此溫度下各物質比熱容如下C3H6:2.97kJ/(kg·k)CO:1.04kJ/(kg·k)CO20.88kJ/(kg·k)O2：0.91kJ/(kg·k)N2:1.05kJ/(kg·k)H2O:4.18kJ/(kg·k)kJ/h冷凝水熱量所以kg/h℃K取800W/(m2·℃)則換熱面積A=Q/KΔtm=1.57×107/(800×61.27)=320.30m2根據計算結果，選取換熱器型號為BEM1000-0.6-332.8-4.5/19-1Ⅰ，換熱器類型為管殼式，公稱直徑為1000mm，單管程，工稱壓強0.60MPa，換熱面積332.8m2。2.6.3預熱器熱量衡算計算依據混合液體進口溫度為30℃，出口溫度為55℃。用0.1MPa的蒸汽為加熱介質，冷損失按10%計。0.1MPa下蒸汽的冷凝熱為2258.66kJ/kg，定性溫度T=(30+55)/2=42.5℃在定性溫度下，各物質比熱容如下：丙烯：1.86kJ/(kg·k)水：4.18kJ/(kg·k)丙烯醛(液):2.23kJ/(kg·k)Q=1.1×(598.19×1.86+5908.97×4.18+3962.65×2.23×(55-30))=9.53×105kJ/h加熱蒸汽量為W=9.53×105/2258.66=421.86kg/h℃K取800W/(m2·℃)則換熱面積m2根據計算結果，換熱器型號為BEM450-0.6-25.0-2.0/19-1Ⅰ換熱器類型為管殼式，公稱直徑450mm，雙管程，工稱壓強0.6MPa，換熱面積25.0m2。2.6.4精餾塔預熱器熱量衡算計算依據預熱器進口溫度為55℃，出口溫度為63℃，用0.1MPa的蒸汽為加熱介質，冷損失按10%計。0.1MPa下蒸汽冷凝熱為2258.66kJ/kg，定性溫度T=(55+63)/2=59℃在60℃，1atm下水的比熱容為4.19kJ/(kg·k），丙烯醛比熱容為2.32kJ/(kg·k)Q=1.1×(5807.05×4.19+995.10×2.32)×(63-55)=2.34×105kJ/h加熱蒸汽量W=2.34×105/2258.66=103.79kg/h ℃K取800W/(m2·℃)則換熱面積m2根據計算結果，換熱器型號為BEM273-1.6-7.4-2.0/19-1Ⅰ換熱器類型為管殼式，公稱直徑273mm，單管程，工稱壓強1.6MPa，換熱面積7.4m2。2.6.5精餾塔再沸器熱量衡算計算依據塔釜出料液溫度98.5℃，再沸器加熱到100℃，采用120℃飽和水蒸氣加熱，冷凝至120℃飽和液體。熱損失按10%計。定性溫度T=(100+98.5)/2=99.25℃，此溫度下丙烯醛汽化潛熱Q丙=466.72kJ/kg，Cp，丙=1.50kJ/(kg·k)；Q水=2256.40kJ/kg，Cp，水=2.08kJ/(kg·k)；120℃水的冷凝潛熱Q水′=2202.11kJ/kg以98.5℃為基準，塔釜含水99.6%，近似V′≈V=112.68kmol/h=2666.99kg/h℃傳熱系數K取600W/(m2·℃)，則換熱面積m2根據計算結果，換熱器型號為BEM900-0.6-485.6-9/19-1Ⅰ，換熱器類型為管殼式，公稱直徑900mm，6管程，工稱壓強0.6MPa，換熱面積485.6m2。2.6.6精餾塔全凝器熱量衡算塔頂溫度52.4℃，塔底溫度98.5℃，進料板溫度63.3℃丙烯醛安托因公式：lgP=A+B/T+ClgT+D×T+E×T2，P為mmHg，T為開爾文溫度。水的安托因公式：lgP=A-B/(C+t)，P為mmHg，t為攝氏度。丙烯醛安托因常數：A=57.981B=-3093.3C=-19.638D=1.15×10-2E=-2.39×10-14，水的安托因常數：A=7.96681B=1668.21C=228.0由塔頂溫度tD=52.4℃，求得PS丙=774.35mmHg，PS水=107.15mmHg：相對揮發度α1=PS丙/PS水=7.65；由塔底溫度tW=98.5℃，求得PS丙=2992.26mmHg，PS水=759.98mmHg：相對揮發度α2=PS丙/PS水=3.76；由進料板溫度tF=63.3℃，求得PS丙=1067.82mmHg，PS水=171.40mmHg：相對揮發度α3=PS丙/PS水=6.23；塔頂和塔底的平均相對揮發度α12=5.36；精餾段平均相對揮發度α13=6.90；提餾段平均相對揮發度α23=4.84。由于操作溫度在50℃-100℃的范圍內，故在此范圍內丙烯醛的平均相對揮發度αm=5.3，氣液平衡方程為。泡點進料，q=1最小回流比，取操作回流比為最小回流比的1.6倍，則L=RD=6.36×17.90=113.844kmol/hV=(R+1)D=131.744kmol/h出料液溫度：53.2℃（飽和氣）→53.2℃（飽和液）冷卻水溫度：25℃→35℃。52.4℃下，丙烯醛潛熱510.24kJ/kg；水的潛熱2372.45kJ/kg，Cp，水=4.18kJ/(kg·k)。全凝器熱負荷QC=HV-HD-HL對于全凝器，上升蒸汽V中丙烯醛氣相分率y=xD=0.9因為飽和液回流，所以Qc=Qv=131.744×0.9×56×510.24+131.744×0.1×18×2372.45=3.95×106kJ/h冷凝水用量kg/h℃傳熱系數K取600W/(m2·℃)，則換熱面積m2根據計算結果，換熱器型號為BEM1000-0.6-324.1-4.5/19-1Ⅰ。換熱器類型為管殼式，公稱直徑1000mm，雙管程，工稱壓強0.6MPa，換熱面積324.1m2。2.7AspenPlus模擬AspenPlus進行的是工藝的穩態模擬，得到的是理想情況下的各種物流信息。有時候在開、停車過程中為了達到產品要求，需要不斷調整工藝條件，包括具體的進料量、溫度、壓力等操作因素，因此在化工生產中，對于設備的控制，或者說是在控制下的設備所具有的抵抗干擾性和操作彈性是具有相當重要的作用[14]。2.7.1全流程的模擬苯乙烯塔的的模擬工段主要包括乙苯/苯乙烯塔T101和苯乙烯精制塔T102兩個單元模塊，具體流程見下圖2-3：圖2-8丙烯醛吸收全工段流程汽提塔T0101衡算結果見表2-4表2-4T0101模擬結果流股C3H2OC3H4OLH2O溫度/(K)343.15373.15348.96348.96壓強/(kPa)101.325101.325101.325101.325摩爾流量/(kmol/sec)0.19420.04555.22e-80.2401質量流量/(kg/sec)3.64250.82489.98e-74.4679體積流量/(cum/sec)3.85e-38.90e-42.53e-84.74e-3焓變/(J/kg)-1.50e7-1.55e7-1.44e7-1.52e7H2O/(kg/sec)3.45010.82029.13e-74.2702C3H4O/(kg/sec)0.076308.49e-80.0763C3H4O2/(kg/sec)0.098602.30e-240.0981C2H4O2/(kg/sec)0.011701.72e-250.0117氣液分離器V0102衡算結果見表2-5表2-5V0102模擬結果流股3410溫度/(K)303.15303.15303.15壓強/(kPa)101.3251013.251013.25摩爾流量/(kmol/sec)0.2400.1180.122質量流量/(kg/sec)6.5862.9863.600體積流量/(cum/sec)3.7573.3830.307焓變/(J/kg)-4.387e6-9.624e6-2.651e5H2O/(kg/sec)1.6828.50e-31.673C3H4O/(kg/sec)1.3450.2401.105C3H6/(kg/sec)0.2420.1390.103N2/(kg/sec)3.0650.0533.013CO/(kg/sec)0.0274.91e-40.026CO2/(kg/sec)0.0630.0130.051O2/(kg/sec)0.1610.1583.389e-3閃蒸罐V0103衡算結果見表2-6表2-5V0102模擬結果流股5611溫度/(K)328.15328.15328.15壓強/(kPa)1013.25101.32101.32續表2-5流股5611摩爾流量/(kmol/sec)0.1170.0940.023質量流量/(kg/sec)2.9731.8981.075體積流量/(cum/sec)4.863e-32.053e-30.025焓變/(J/kg)·-9.389e6-1.338e7-1.804e6H2O/(kg/sec)1.6461.5840.062C3H4O/(kg/sec)1.1020.2710.831N2/(kg/sec)0.0522.30e-40.052C3H6/(kg/sec)0.1620.0430.119精餾塔T0102衡算結果見表2-6表2-6T0102模擬結果流股789溫度/(K)336.45325.55380.65壓強/(kPa)101.32598.32110.54摩爾流量/(kmol/sec)0.0985.024e-30.0935質量流量/(kg/sec)1.8940.2741.629體積流量/(cum/sec)2.32e-30.01211.254e-3焓變/(J/kg)-8.423e6-3.254e7-1.458e6H2O/(kg/sec)1.6059.722e-61.619C3H4O/(kg/sec)0.2890.2740.0112第3章設備選型3.1選型原理設備的工藝設計是化工工程設計中一項責任重大、技術要求高、需要具有豐富的理論知識和實際生產設計經驗的工作。其主要設計內容如下：（1）結合工藝流程設計確定化工單元操作所用設備的類型。（2）根據工藝操作條件(溫度、壓力、介質的性質等)和對設備的工藝要求確定設備的材質。這項工作有時是與設備設計人員共同完成的。（3）通過工藝流程設計、物料衡算、能量衡算、設備的工藝計算確定設備的工藝設計參數。不同類型設備的主要工藝設計參數如下。換熱器：熱負荷，換熱面積，冷熱載體種類，冷熱流體流量，溫度和壓力泵：流量，揚程，軸功率，允許吸上高度。蒸餾塔：進料物料，塔頂產品、塔釜產品流量、組成和溫度，塔的操作壓力、塔徑、塔體的材質、塔板的材質、塔板類型和板數[15]。（4）確定標準設備或定型設備的型號、規格和臺數。（5）對已有標準圖紙的設備，確定標準圖的圖號和型號（6）編制工藝設備一覽表3.2丙烯醛汽提塔的選型3.2.1液相物性數據對低濃度吸收過程，溶液物性數據可近似取純水的物性數據。由手冊查得90℃時丙烯醛和水的有關物性數據如下：密度ρL=965.34kg/m3黏度μL=0.3165mPa·s表面張力σZ=60.79mN/m丙烯醛溶液溶解度系數H=0.0843kmol/(kPa·m3)氣相物性數據（1）混合氣平均摩爾質量為MVM=∑yiMi=18g/mol（2）混合氣平均密度近似為理想氣體ρV=PM/RT=101.325×18.02/(8.314×(90+273))=0.605kg/m3（3）混合氣黏度近似為水蒸氣黏度μV=11.62mPa·s（4）常壓下，90℃丙烯醛在水中亨利系數為E=635.62kPa，相平衡常數m=E/P=6.2733.2.3塔徑的計算（1）空塔氣速的確定-泛點氣速法這里采用DN25塑料階梯環填料，對于散裝填料，其泛點率的經驗值u/uf=0.5-0.8貝恩-霍根關聯式，即DN25塑料階梯環填料，取A=0.204，K=1.75，=228，ε=0.9則，解得=3.138m/s其中：—泛點氣速，m/s；g—重力加速度，9.81m/s2：—填料總比表面積，m2/m3；—填料層空隙率，m3/m2；，—液相，氣相密度，kg/m3；—液相黏度，mPa·s；，—液相，氣相質量流量，kg/h；A，K—關聯常數。取u=0.7=0.7×3.318=2.197m/sm/sm3/s圓整后取D=1000mmm2實際氣速m/s泛點率校正(在0.5—0.8之間)填料規格校正(滿足徑比條件)噴淋密度的校核①填料塔的液體噴淋密度是指單位時間，單位截面上液體的噴淋量；②最小潤濕速率是指在塔的截面上，單位長度的填料周邊最小液體體積流量。對于直徑不超過75mm的散裝填料，可取最小潤濕速率（LW）min為0.08m3/（m·h）。m3/(m2·h)合理經以上校核，填料塔直徑設計為D=1000mm合理。3.2.4傳質單元數的計算用脫吸因數法求傳質單元數解吸因數3.2.5傳質單元高度的計算塔內氣液相物性數據如下：=965.34kg/m3=0.605kg/m3=0.3165mPa·s=11.62mPa·s=60.79mN/m用Fuller等提出的公式計算氣相擴散系數：即式中，為組分A，B的分子擴散體積，cm3/mol；這里水分子擴散體積為12.70cm3/mol。丙烯醛(C3H4O)中個原子擴散體積(cm3/mol)分別為C=16.50，H=1.98，O=5.48。則m2/s液相擴散系數用Wilke等提出的公式計算：此式中為溶劑的締合因子，這里水的締合因子為2.6；為溶質在正常沸點下的分子體積，cm3/mol，丙烯醛為62.9cm3/mol。所以m2/s氣相及液相流速為：kg/(m2·s)kg/(m2·s)氣相傳質系數：，其中為填料的形狀修正系數，=1.45kmol/(m2·s·kPa)液相傳質系數：由修正的恩田關聯式計算：其中為填料臨界表面張力，這里=0.0054N/m，=228m2/m3m2/m3=4.69×10-4m/s將得到的傳質系數換算成以摩爾分數差為推動力的傳質系數kmol/(m3·s)kmol/(m3·s)m考慮到計算公式的偏差，實際取HOG=1.2×0.5123=0.4915m填料層高度Z=HOGNOG=6.017×0.4915=2.957m圓整后實際填料層高度為3m，依據階梯填料的分段要求Z/D=5—15Z=5×1—15×1=5—15m故不需要分段3.2.6總高度的計算塔上部空間高度可取1.2m，塔底液相停留時間按5min考慮，則塔釜所占高度為m塔內釜液到填料支撐板高度可取1.2m，裙式支座高度可取1m，則塔總高度為H=Z+h1+1.2+1.2+2.5=2.957+1.57+1.2+1.2+1=7.93m流體力學參數的計算（1）氣體進出口壓力降取氣體進出口接管的內徑為245mm，則氣體進出口流速分為m/sm/s則進口壓力降為Pa出口壓力降為Pa（2）填料層壓力降氣體通過填料層的壓力降采用Eckert關聯圖計算，其中實際操作氣速為m/s式中為壓降填料因子，對于DN25塑料階梯環填料=176所以圖3-1Eckert通用關聯圖查Eckert關聯圖得每米填料壓力降為?P/Z=18×9.81=176.58Pa，所以填料層壓降為?P3=176.58×3=529.74Pa（3）其他塔內件壓力降其他塔內件壓力降∑?P較小，在此可以忽略。于是汽提塔總壓力降為?Pf=?P1+?P2+?P3=250.04+281.59+529.74=1061.37Pa（4）氣體動能因子解吸塔內氣體動能因子為kg0.5/(s·m0.5)氣體動能因子在常用范圍內。（5）解吸因子解吸塔內氣體解吸因子為在常用范圍內。解吸塔填料類型的選取解吸塔的填料規格為聚丙烯階梯環DN25（25×12.5×1.4mm)散裝填料。解吸塔內件類型的選取液體初始分布器布液孔數根據該物系的性質可選用多孔直管式布液器，取布液孔數為100個/m2，則總布液孔數為n=Ω×100=0.785×100=79個其他附屬塔組件支撐裝置選用柵板式，填料壓板選用柵條形壓板，氣體分布裝置采用簡單的氣體分布裝置，同時對排放的凈化氣體的液相夾帶要求不嚴，可不設除液沫裝置。丙烯醛精餾塔設備工藝計算精餾塔的工作原理和工藝流程精餾塔是進行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。蒸氣由塔底進入，與下降液進行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發（低沸點）組分不斷地向蒸氣中轉移，蒸氣中的難揮發高沸點組分不斷地向下降液中轉移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難揮發組分則愈富集，達到組分分離的目的。由塔頂上升的蒸氣進入冷凝器，冷凝的液體的一部分作為回流液返回塔頂進入精餾塔中，其余的部分則作為餾出液取出。。塔板數的確定（1）理論板數的求取由前面全凝器的熱量衡算，已算出全塔平均相對揮發度αm=5.3，所以丙烯醛—水氣液平衡方程為。因為泡點進料，所以，且q點過相平衡線，則，前已算出最小回流比為6.36.（2）精餾塔氣液相負荷精餾段氣相流量：V=(R+1)D=7.36×17.90=131.74kmol/h精餾段液相流量：L=RD=6.36×17.90=113.84kmol/h提餾段液相流量：L′=L+F=113.84+338.4=452.24kmol/h提餾段氣相流量：V′=V=131.74kmol/h（3）操作線方程精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：（4）逐板計算法求理論板數因為塔頂為全凝器，y1=xD=0.9通過相平衡方程求得，再通過精餾段操作線方程求得，如此反復得氣相組成y及液相組成x如下：y1=0.9000x1=0.6291y2=0.6655x2=0.2725y3=0.3573x3=0.0948y4=0.2042x4=0.0461＜0.0514y5=0.1492x5=0.0321y6=0.0997x6=0.0205y7=0.0606x7=0.0129y8=0.0319x8=0.0068y9=0.0137x9=0.0026＜0.004當x4＜xq時，改用相平衡方程與提餾段操作線方程計算，如此反復計算可得進料板未知NF=4，總理論板數NT=9(包括再沸器)（5）實際板層數的求取設全塔效率為0.48則精餾段實際板層數N精=4/0.48=9塊，提餾段實際板層數N提=(9-4)/0.48=11塊精餾塔工藝條件及有關物性數據的計算（1）操作壓力的計算每層塔板壓力降：?P=0.7kPa進料板操作壓力：PF=101.325kPa塔頂操作壓力：PD=101.325-0.7×9=95.02kPa塔底操作壓力：PW=101.325+0.7×10=108.32kPa精餾段平均壓力：Pm=(101.325+95.02)/2=98.17kPa提餾段平均壓力：Pm′=(101.325+108.32)/2=104.82kPa（2）操作溫度的計算塔頂溫度：tD=52.4℃進料板溫度：tF=63.3℃塔底溫度：tW=98.5℃精餾段平均溫度：tm=(52.4+63.3)/2=57.9℃提餾段平均溫度：tm′=(98.5+63.3)/2=80.9℃（3）平均摩爾質量的計算塔頂平均摩爾質量的計算由xD=y1=0.9，根據相平衡方程解得x1=0.629MVD=y1M丙+(1-y1)M水=0.9×56+0.1×18=52.23kg/kmolMLD=x1M丙+(1-x1)M水=0.629×56+0.317×18=41.90kg/kmol進料板平均摩爾質量的計算進料板xF=0.0514，由氣液平衡方程得yF=0.2231MVF=yFM丙+(1-yF)M水=0.2231×56+(1-0.2231)×18=26.48kg/kmolMLF=xFM丙+(1-xF)M水=0.0514×56+(1-0.0514)×18=19.95kg/kmol塔釜平均摩爾質量的計算塔釜xW=0.004，由氣液平衡方程得yW=0.0208MVW=yWM丙+(1-yWM水=0.0208×56+(1-0.0208)×18=18.79kg/kmolMLW=xWM丙+(1-xW)M水=0.004×56+(1-0.004)×18=18.15kg/kmol精餾段平均摩爾質量MV=(MVD+MVF)/2=(52.23+26.48)/2=39.36kg/kmolML=(MLD+MLF)/2=(41.90+19.95)/230.93kg/kmol提餾段平均摩爾質量MV′=(MVF+MVW)/2=(52.23+26.48)/2=22.64kg/kmolML′=(MLF+MLW)/2=(19.95+18.15)/2=19.05kg/kmol表3-1不同溫度下丙烯醛—水的物理性質溫度(℃)5060708090100ρ丙(kg/m3)802.4789.7776.7763.3749.5735.3ρ水(kg/m3)988.1983.2977.8971.8965.3958.4μ丙(mPa·s)0.2590.2390.2210.2050.1910.179μ水(mPa·s)0.5490.4690.4060.3570.3170.284σ丙(mN/m)20.7619.4018.0616.7415.4414.15σ水(mN/m)67.766.264.362.660.758.8（4）液體平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算，即σi=∑xiσi塔頂液相平均表面張力的計算tD=52.4℃，由內插法得σ丙=20.43mN/mσ水=67.34mN/m則σLD=xDσ丙+(1-xD)σ水=0.9×20.43+0.1×67.34=25.12mN/m進料板液相平均表面張力的計算tF=63.3℃，由內插法得σ丙=18.96mN/mσ水=65.57mN/m則σLF=xFσ丙+(1-xF)σ水=0.0514×18.96+(1-0.0154)×65.57=63.17mN/m塔釜液相平均表面張力的計算tW=98.5℃，由內插法得σ丙=14.04mN/mσ水=59.09mN/m則σLW=xWσ丙+(1-xW)σ水=0.004×14.04+(1-0.004)×59.09=58.91mN/m精餾段液相平均表面張力σL=(σLF+σLD)/2=(25.12+63.17)/2=44.15mN/m提餾段液相平均表面張力σL′=(σLF+σLW)/2=(58.91+63.17)/2=61.04mN/m（5）液體平均黏度的計算液相平均黏度按下式計算，即μL=10∑xilgμi塔頂液相平均黏度的計算tD=52.4℃，由內插法得μ丙=0.254mPa·sμ水=0.530mPa·s則μLD=10[xDlgμ丙+(1-xD)lgμ水]=10[0.9×lg0.254+0.1lg0.530]=0.273mPa·s進料板液相平均黏度的計算tF=63.3℃，由內插法得μ丙=0.233mPa·sμ水=0.448mPa·s則μLF=10[xFlgμ丙+(1-xF)lgμ水]=10[0.0514×lg0.233+(1-0.0514)lg0.448]=0.433mPa·s塔釜液相平均黏度的計算tW=98.5℃，由內插法得μ丙=0.181mPa·sμ水=0.289mPa·s則μLW=10[xWlgμ丙+(1-xW)lgμ水]=10[0.004×lg0.181+(1-0.004)lg0.289]=0.288mPa·s精餾段液相平均黏度μL=(μLF+μLD)/2=(0.273+0.433)/2=0.353mPa·s提餾段液相平均黏度μL′=(μLF+μLW)/2=(0.288+0.433)/2=0.361mPa·s精餾塔塔體工藝尺寸的計算（1）塔徑的計算精餾段氣液相體積流率為VS=VMV/3600ρV=131.74×39.36/(3600×1.404)=1.026m3/sLS=LML/3600ρL=113.84×30.93/(3600×876.01)=0.001117m3/s精餾段式中C由C20求取，C20可通過史密斯關聯圖查得功能參數取塔板間距HT=0.40m，板上液層高度hL=0.05m，則HT-hL=0.35m，查史密斯關聯圖得C20=0.073，則負荷因子C=C20(σL/20)=0.073×(44.15/20)=0.0855最大允許氣速m/s取安全系數為0.8，則空塔氣速為u=0.8umax=0.8×2.134=1.707m/s塔徑圖3-2史密斯關聯圖提餾段氣液相體積流量為提餾段式中C由C20求取，C20可由史密斯關聯圖查得，功能參數取塔板間距HT=0.40m，板上液層高度hL=0.05m，則HT-hL=0.35m，查史密斯關聯圖得C20′=0.067，則負荷因子C′=C20′(σL′/20)=0.067×（61.04/20）=0.0838最大允許氣速取安全系數為0.8，則空塔氣速u′=0.8umax′=0.8×2.878=2.302m/s塔徑m全塔塔徑按標準塔徑圓整為1m，塔截面積AT=πD2/4=3.14×12/4=0.785m2精餾段和提餾段實際空塔氣速分別為u=VS/AT=1.026/1=1.026m3/su′=VS′/AT=1.028/1=1.028m3/s（2）精餾塔有效高度的計算塔高H=(N-NF-NP-1)HT+NFHF+NPHP+HD+HB+H2塔板間距HT=0.40m塔頂空間高度HD取1.2倍塔板間距，即HD=2HT=0.60m塔底空間高度HB=h1+h2，塔底料液停留時間取3min，查表得DN1000封頭容積為0.17m3，則計算得塔底儲液高度為取塔底液面至最下層塔板之間的距離h2=0.5m，則塔底空間高度為HB=h1+h2=0.17+0.5=0.67m，裙座高度H2=1.3m（見后計算），全塔開三個人孔，分別位于塔頂，進料和塔釜，設置人孔兩板間距為0.7m，則塔高H=(N-NF-NP-1)HT+NFHF+NPHP+HD+HB+H2=（20-1-3-1）×0.40+1×0.7+3×0.70+0.60+0.67+1.3=11.37m（不包括上下封頭）塔板主要工藝尺寸的計算（1）溢流裝置的計算因塔徑D=1m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。溢流堰堰長精餾段：取lW=0.6D，則lW=0.6×1=0.6m提餾段：取lW′=0.6D，則lW′=0.6×1=0.6m溢流堰高度采用平直堰，按弗蘭西斯公式計算堰長液層高度，近似取E=1。精餾段：板上液層高度hL=0.05m，則溢流堰高度hW=hL-hOW=0.05-0.01=0.04m提餾段：板上液層高度hL′=0.05m則溢流堰高度hW′=hL′-hOW′=0.05-0.017=0.033m弓形降液管寬度和降液管截面面積提餾段：由lW=0.6D，查圖3-3得Af/AT=0.055，Wd/D=0.11所以Af=0.055×0.785=0.043m2，Wd=0.11×1=0.11m提餾段：由lW′=0.6D，查圖3-3，得Af′/AT=0.055，Wd′/D=0.11所以Af′=0.055×0.785=0.043m2，Wd′=0.11×1=0.11m驗算液體在降液管中停留時間精餾段：t=AfHT/LS=0.043×0.40/0.001117=15.40＞5s提餾段：t=Af′HT′/LS′=0.043×0.40/0.002516=6.84＞5s故降液管設計合理。圖3-3弓形降液管的寬度與面積圖降液管底隙高度精餾段：取uc=0.15m/s，計算降液管底隙高度。 =7.34m，故精餾段降