苯-氯苯分离浮阀板式精馏塔设计书

1 苯 一苯 设计一座苯 求年产纯度为 98%的氯苯 吨 /年， 塔顶馏出液中苯含量不低于 98%，塔底馏出液中苯含量不高于 原料液中含苯 65%（以上均为质量 %）。 压）； 选； 选； 压 )； 浮阀塔板（ ）。 每年 330天 ，每天 24小时连续运行。 厂址为天津地区。 2 根据实际情况选作）； 二 、塔的工艺计算 已知参数：苯、氯苯混合液处理量， F 5000kg/h； x ； x ；回流比 R（自选）；进料热状况， 31q ；塔顶压强， 塔顶 ；单板压降不大于 已知数据如下表所示： 表 3苯和氯苯的物理性质 项目 分子式 分子量 M（ g/ 沸点（ K） 临界温度 ） 临界压强 苯 A 氯苯 B C 56 66 3苯和氯苯的饱和蒸汽压 温 度 ( ) 80 90 100 110 120 130 60 1025 1350 1760 2250 2840 2900 0 48 205 293 400 543 719 760 X 1 y 1 表 3液体的表面张力（） 温度 ( ) 80 90 100 110 120 130 苯， mN/m 苯， mN/m 3苯与氯苯的液相密度 温度 ( ) 80 90 100 110 120 130 3 苯 ,3m 817 805 793 782 770 757 氯苯 ,3m 1039 1028 1018 1008 997 985 表 3液体粘度 L 温度 ( ) 60 80 100 120 140 苯（ 苯（ 的物料衡算 1） 料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率 8/ 8/ 2）平均分子量K m / 2)7 2 1 K m 2)9 8 1 K m o l/ 25 5 2)0 0 2 8 1 2 8 塔物料衡算 总物料衡算 5000 （ 1） 易挥发组分物料衡算 （ 2） 联 立 上 式 （ 1 ）、（ 2 ） 解 得 ： 000 5 7 8 7 5 0 0 0F 4 2 7 8 3 3 1 2 1 5 1 1 2 8 7 5 5 板数的确 定 N 的计算 在本设计中， 苯 氯苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数 其计算方法如下： （ 1） 根据苯氯苯的气液平衡数据作 及 t （如下图所示）。通过气液平衡关系计算，计算结果列于上表 3过表在 t 标出 c点（wx、 、 三点； （ 2）求最小回流比 操作回流比 R 。因气液混合进料（液：气 1： 2）即 31q ，所以其 q 线方程为：10 . 7 2 83 0 . 5 1 . 0 9 21111 1133x ，在 中对角线上自点 料线（ 该线与平衡线的交点坐标为（ qq 此 即最 小回 流比 时操作 线与 平衡 线的 交点坐 标。 依最 小回 流比计 算式 ：i n 。 取操作回流比： m 。 5 精 馏 段 操 作 线 方 程 ：y D 其截距为 点 )(b ，连接点 b 和点 a 可以作出精馏段操作 线方程，与 d ，连接点 d 、点 c 可作出提馏段操作线方程。 按照常规的图解法作梯级可得： 819N T 层（不包括再沸器），其中精馏段理论板数为 3层，提馏段为 5层（不包括再沸器），第 4层为加料板图如上 图 所示 塔效率 依式：，根据塔顶、 塔底液相组成查 得塔平均温度为： 2 ， 由表 3内插知该温度下苯和氯苯的粘度为： 苯苯 苯 6 氯苯氯苯 氯苯 该温度下进料液相平均粘度为： 8.0)x1(x 氯苯苯则 %525 1 际塔板数 N 精馏段： （层）精 5 . 5 9 . 6 1 0 . 5 80 . 5 2N 提 （ 层 ）故实际塔板数： 6 1 1 1 7N （层） 1 0 1 . 3 1 0 5 . 3DP k P a ，取每层板的压降为 进料板的压强为：6 0 . 7 1 0 5 . 3 1 0 9 . 5FP k P a ，塔底压强为： 1 0 0 . 7 2 1 6 . 5 k P a ， 故精馏段平均操作压强为： 1 0 5 . 3 1 0 9 . 5 1 0 7 . 42mP k P a（ 精 ），提馏段平均操作压强为： 1 0 9 . 5 2 1 6 . 5 1632mP k P a（ 提 ） 度经计算得塔顶 , D ，进料板温度 F ，塔底： 则精馏段的平均温度： m ，精 ，提馏 段的平均温度： m 提 均分子量 0 6，1 0 . 9 8 6 7 8 . 1 1 4 ( 1 0 . 9 8 6 ) 1 1 2 . 5 5 9 7 8 . 5 9 /V D g K m o l 0 . 9 4 0 7 8 . 1 1 4 ( 1 0 . 9 4 0 ) 1 1 2 . 5 5 9 8 0 . 1 8 /L D g K m o l 进料板： ， K m o l/ 29 3 F m 7 0 . 7 2 8 7 8 . 1 1 4 1 0 . 7 2 8 1 1 2 . 5 5 9 8 7 . 4 8 /L F g K m o l 塔底： , 0 . 0 1 0 8 7 8 . 1 1 4 1 0 . 0 1 0 8 1 1 2 . 5 5 9 1 1 2 . 1 9 /V W g K m o l K m o l/ 2 8 2 8 m 则精馏段平均分子量： 7 8 . 5 9 8 0 . 3 2 7 9 . 4 6 /2k g k m o l（ 精 ），(8 0 . 1 8 8 7 . 4 8 8 3 . 8 3 /2k g k m o l精 ）提馏段平均分子量： 8 0 . 3 2 1 1 2 . 1 9 9 6 . 2 6 /2k g k m o l（ 提 ） ，( 8 7 . 4 8 1 1 2 . 4 6 9 9 . 9 7 /2k g k m o l提 ）均密度m1）液相密度据主要基础数据表 3内插法得：塔顶： 3LA m/ ，3LB m/ ，塔底： 3LA m/ ， 3LB m/ ，加料板：3LA m/ ， 3LB m/ 由 1 （ a 为质量分率） 故塔顶： 2 80 2 5 9 8 m D ，即 3L m D m/ ； 塔底： 5 9 9 7 0 0 m W ，即 3L m W m/； 进料板，由加料板液相组成 ）（ m F ，故 3L m F m/ 8 故精馏段平均液相密 度： 8 4 1 . 3 52 8 7 3 . 8 48 0 8 . 8 6 （精） 3/3( 2 9 . 12 k g / 7 3 . 849 8 4 . 41 提）2） 气相密度 38 3 . 4 1 7 9 . 4 6 2 . 2 0 /8 . 3 1 4 8 8 . 7 1 2 7 3 . 1MV M K g （ 精 ）（ 精 ） 38 9 . 0 1 9 6 . 2 6 2 . 7 0 /8 . 3 1 4 1 0 8 . 8 6 2 7 3 . 1MV M K g （ 提 ）（ 提 ）液体表面张力m 根据主要基础数据表 3内插法得： 2 0 . 6 2 m N / 顶, 2 5 . 7 1 m N / 顶，2 0 . 7 4 m N / 进 , 2 5 . 7 9 m N / 进 ， 1 8 .2 m N / 底 ， 2 4 . 1 /B m N m 底 。 , 2 0 . 6 2 2 5 . 7 1 2 5 . 6 3 /2 0 . 6 2 0 . 9 8 8 2 5 . 7 1 0 . 0 1 2m m N m 顶 暂此, 2 0 . 7 4 2 5 . 7 9 2 4 . 2 0 /2 0 . 7 4 0 . 7 3 1 2 5 . 7 9 0 . 2 6 9m m N m 进, 1 8 . 2 2 4 . 1 1 8 . 2 1 /1 8 . 2 0 . 0 0 2 8 8 2 4 . 1 0 . 9 9 7 1 2m m N m 底则精馏段平均表面张力：(2 5 . 6 3 2 4 . 2 0 2 4 . 9 2 /2m m N m精 ）提馏段平均表面张力： 1 8 . 2 1 2 4 . 2 0 2 1 . 2 1 /2m m N m （ 提 ）体粘度 根据主要基础数据表 3内插法得： 0 . 2 7 2A m P a s 顶, 0 . 3 8 6B m P a s 顶，0 . 2 8 0A m P a s 进 , 0 . 3 9 4B m P a s 进 ， 0 . 1 2 6A m P a s 底 , 0 . 2 1 1B m P a s 底 。 9 0 . 9 8 8 0 . 2 7 2 ( 1 0 . 9 8 8 ) 0 . 3 8 6 0 . 2 7 3L m P a s 顶 0 . 7 3 1 0 . 2 8 0 ( 1 0 . 7 3 1 ) 0 . 3 9 4 0 . 3 1 1L m P a s 进0 . 0 0 2 8 8 0 . 1 2 6 (1 0 . 0 0 2 8 8 ) 0 . 2 1 1 0 . 2 1 1L m P a s 底 故精馏段平均液相粘度 ： (0 . 2 7 3 0 . 3 1 1 0 . 2 9 22Lm m p a s 精 ）提馏段平均液相粘度 ： 0 . 2 1 1 0 . 3 1 1 0 . 2 6 12Lm m P a s （ 提 ）三 、塔和塔板主要工艺尺寸的设计 精馏段： 1 ( 1 . 0 0 1 ) 5 1 . 4 0 5 1 0 2 . 8 1 /V R D K m o l h ( 31 0 2 . 8 1 7 9 . 4 6 1 . 0 3 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 2 0m s 精 ）精 （ 精 ）1 . 0 0 5 1 . 4 0 5 5 1 . 4 0 5 /L R D K m o l h 35 1 . 4 0 5 8 3 . 8 3 0 . 0 0 1 4 2 3 /3 6 0 0 3 6 0 0 8 4 1 . 3 5s m s （ 精 ）精 （ 精 ）30 . 0 0 1 4 2 3 3 6 0 0 5 . 1 2 3 /hL m h 提馏段： 15 1 . 4 0 5 7 0 . 1 6 8 7 4 . 7 9 /3L L q F K m o l h 1( 1 ) 1 0 2 . 8 1 ( 1 ) 7 0 . 1 6 8 5 6 . 0 3 /3V V q F K m o l h ( 3s 5 6 . 0 3 9 6 . 2 6 0 . 5 5 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 7m s 提 ）提 （ 提 ） 3s 7 4 . 7 9 9 9 . 9 7 0 . 0 0 2 2 3 5 /3 6 0 0 3 6 0 0 9 2 9 . 1 2m s （ 提 ）提 （ 提 ）h/ 0 00 0 1 3h 径 D 塔板间距 参照下表所示经验关系选取。 表 6 板间距与塔径关系 塔径 m 间距 HT，00 300 300 350 350 450 450 600 500 800 =600 10 图 4联图 根据上表，初选板间距 ，取板上液层高度 ，故T ； 精馏段： 1 12 20 . 0 0 1 4 2 3 8 4 1 . 3 50 . 0 2 7 01 . 0 3 2 . 2 0S 精 （ 精 ）（ 精 ）精查史密斯关联图，可得 。 依式 0 校正物系表面张力为 m/ 0 . 2 0 . 2202 4 . 9 20 . 0 7 0 0 . 0 7 32 0 2 0 m a 1 . 3 5 2 . 2 00 . 0 7 3 1 . 4 2 6 /2 . 2 0L m s 精 精精可 取 安 全 系 数 为 安 全 系 数 ， 则 11 m a 7 0 . 7 1 . 4 2 6 0 . 9 9 8 2 /u u m s 故 4 4 1 . 0 3 1 . 1 4 70 . 9 9 8 2 精 。按标准 ,塔径圆整为 则空塔气速为： 224 4 1 . 0 3 0 . 9 1 1 / 2 精提馏段： 1 12 2s ( 0 0 2 2 3 5 9 2 9 . 1 2 0 . 0 7 5 40 . 5 5 2 . 7 提 提 ）（ 提 ）提查史密斯关联图，可得 ；依式 0 校正物系表面张力为 mN m 时 0 . 2 0 . 2202 1 . 2 10 . 0 6 9 0 . 0 6 9 82 0 2 0 m a 9 . 1 2 2 . 7 70 . 0 6 9 8 1 . 2 9 3 /2 . 7 m s 提 提提可取安全系数为 全系数 则m a 7 0 . 7 1 . 2 9 3 0 . 9 0 5 /u u m s 故 4 4 0 . 5 5 0 . 8 8 00 . 9 0 5 提 。按标准 ,塔径圆整为 空塔气速为： 224 4 0 . 5 5 0 . 4 8 6 /1 . 2m 提 流装置 选用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰， 不设进口堰。各项计算如下： 1)溢 流堰长单溢流取 D， 取堰长即 2)出口堰高由 馏段： 2 . 52 . 55 . 1 2 3/ 9 . 5 30 . 7 8l m 提馏段： 2 . 52 . 58 . 0 5/ 2 3 . 6 30 . 6 5l m 查液流收缩系数计算可知：为 3210 ， 12 精馏段： 2 23 32 . 8 4 2 . 8 4 5 . 1 2 31 . 0 2 0 0 . 0 1 01 0 0 0 1 0 0 0 0 . 7 8 故 0 . 0 6 0 . 0 1 0 0 . 0 5 0 ； 查液流收缩系数计算可知：为 此可得， 提馏段： 2 23 32 . 8 4 2 . 8 4 8 . 0 51 . 0 2 8 0 . 0 1 51 0 0 0 1 0 0 0 0 . 6 8 故 4 3)降液管的宽度 由 形 降 液 管 的 宽 度 与 面 积 得 ： , 222T ，222f ， 利用式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 3600 3 6 0 0 0 . 0 7 9 2 0 . 4 0 2 2 . 2 75 . 1 2 3 s（ 5s，符合要求） 4)降液管底隙高度液体通过降液管底隙的流速 s/o 则降液管底隙高度为：精馏段5 . 1 2 3 0 . 0 2 33 6 0 0 3 6 0 0 0 . 7 8 0 . 0 8ho 提馏段8 . 0 5 0 . 0 4 33 6 0 0 3 6 0 0 0 . 6 5 0 . 0 8ho l 板分布及浮阀数目及排列 板分布 选用 孔直径 9边孔中心距 t=75 浮阀数目与排列 馏段 取阀孔动能因子 o 12F ，则孔速 1u 8 . 0 9m/s 13 每层塔板上浮阀数目为22001 . 0 3 107( 0 . 0 3 9 ) 8 . 0 944 块 取边缘区宽度 c m，破沫区宽度 s m 计算塔板上的鼓泡区面积，即：2 2 2 x2 x x a r c s i R R 其中 0 . 6 0 . 0 6 0 . 5 42 6 - ( 0 . 1 3 2 + 0 . 1 0 ) = 0 . 3 6 82D W + W = 0 2 2 2 2 2 2a x 3 . 1 4 0 . 3 6 82 x x a r c s i n 2 . 3 6 8 0 . 5 4 0 . 3 6 8 . 5 4 a r c s i 0 1 8 0 0 . 5 4A R R R 0 + 0=m 浮阀排列方式采用等腰三角叉排，取同一个横排的孔心距，则排间距： ” 0 7 5 = 7 4 0 . 3 6 2 4 / 6 5 . 0 考虑到孔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块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 90应小于此值。故取t =65 t=75t =65等腰三角形叉排方式作图 ， 排得阀数 105个 按 N=105个重新核算孔速及阀孔动能因数， 201 1 . 0 3 3 . 1 4 0 . 0 3 9 1 0 5 4 8 . 2 2 /U m s o 8 2 =阀孔动能因数变化因数不变，仍在 9 13范围内，塔板开孔率 20( / ) 1 1 . 0 9 %N d D。 图 4孔排列方式 14 馏段 取阀孔动能因子2，则2u 7 . 3 02 . 7F V m/s 每层塔板上的浮阀数目为 2o o 20 . 5 5 5 6 . 9 4d / 4 0 . 7 8 5 0 . 0 3 9 8 . 0 9 块 按 t=75 算排间距， 0 . 7 3 3 0 . 0 9 11 0 7 0 . 0 7 5t 80t 得阀数为 53 块。按 53 块重新核算孔速及阀孔动能因数， 02 20 . 5 5 8 . 6 90 . 7 8 5 5 3 0 . 0 3 9u m/s 02 8 . 6 9 2 . 2 1 2 . 8 9F 阀孔动能因数变化 不大，开孔率 = 浮阀排列方式如图所示： 图 4馏段阀孔排列方式 板的流体力学计算 相通过浮阀塔板的压降 可根据10h h h 计算 1 精馏段 1）干板阻力 1 . 8 2 517 3 . 1 4 . 7 72 . 2m/s 15 因 01 2 210 . 2 8 . 0 9h 5 . 3 4 5 . 3 42 g 2 8 4 1 . 3 5 9 . 81L =m 2）表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： . 0 3 5 0 . 0 4 7 0 . 0 8 2 m p 1 p 1 1p h g 0 . 0 8 2 8 4 1 . 3 5 9 . 8 1 6 7 6 . 8 0L 提馏段 1）干板阻力 1 . 8 2 527 3 . 1 3 . 8 92 . 7m/s 因 02 2 22 0 2 . 7 7 . 3 0h 5 . 3 4 5 . 3 42 g 2 9 2 9 . 1 2 9 . 81L =m/s 2）板上充气液层阻力 取0 2 00 . 5 , 0 . 5 0 . 0 7 0 . 0 3 5 m 3）表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： . 0 3 5 0 . 0 4 2 0 . 0 7 7 m p 2 p 2 2p h g 0 . 0 7 7 9 2 9 . 1 2 9 . 8 1 7 0 1 . 8 3L 塔 为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度： ()d T h即d p c dH h h h 。 馏段 1 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 1 0 4m 2 液体通过降液管的塔头损失 2 3 241011 . 4 2 3 1 00 . 1 5 3 0 . 1 5 3 ( ) 2 . 0 4 1 00 . 7 8 0 . 0 5 m 3板上液层高度 16 则1 0 . 0 8 4 0 . 0 0 0 2 0 4 0 . 0 7 0 . 1 5 4 m 取 =选定 m,1 m 则 11()d T h所以符合防淹塔的要求。 馏段 1 单板压降所相当的液柱高度2 0 7m 2 液体通过降液管的压头损失： 2 3 42022 . 2 3 5 1 00 . 1 5 3 0 . 1 5 3 ( ) 8 . 9 3 1 00 . 6 5 0 . 0 4 5 m 3 板上液层高度：则 . 0 8 3 0 . 0 0 0 8 9 3 0 . 0 7 0 . 1 5 3 9H m 取 = 2( ) 0 . 5 0 . 4 5 0 . 0 4 9 4 0 . 2 3 9 7 m，可见22()d T h所以符合防淹塔的要求。 沫夹带 馏段 泛点率 =v 1 . 3 6100%s s zk c A 泛点 = v 100%0 . 7 8c A 板上流体流经长度： 2 1 . 2 2 0 . 1 5 0 . 9 W m 板上流经面积： 2 1 . 1 3 2 0 . 0 7 9 2 0 . 9 7b T A 2m 查物料系数 K=点负荷性能系数图 。 泛点率：32 . 21 . 0 3 1 . 3 6 1 . 4 2 3 1 0 0 . 9 18 4 1 . 3 5 2 . 2 4 4 . 5 8 %1 . 0 0 . 1 2 6 0 . 9 7 泛点率：2 . 21 . 0 38 4 1 . 3 5 2 . 2 4 7 . 4 9 %0 . 7 8 1 . 0 0 . 1 2 6 1 . 1 3 17 对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过 80%，由以上可知，物沫夹带能够满足 . 1 1 ( / g )液 气的需求。 馏段 取物料系数 K=点负荷性能系数图 泛点率：32 . 70 . 5 5 1 . 3 6 2 . 2 3 5 1 0 0 . 7 59 2 9 . 1 2 2 . 7 4 7 . 3 7 %1 . 0 0 . 1 0 0 0 . 6 7 5 泛点率：2 . 70 . 5 59 2 9 . 1 2 2 . 7 4 8 . 4 9 %0 . 7 8 1 . 0 0 . 1 0 0 0 . 7 8 5 由计算知，符合要求。 沫夹带线 泛点率 =v 1 . 3 6s s zk c A 据此可作业负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点泛 80%计算。 1 精馏段 . 2v 1 . 3 6 0 . 9 18 4 1 . 3 5 2 . 21 . 0 0 . 1 2 6 0 . 9 7整理得： 1 . 9 1 4 2 4 . 1 7（ 7 由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内作取两个出出雾沫夹带线（ 1） 2 提馏段： 18 2 . 7v 1 . 3 6 0 . 7 59 1 9 . 1 2 2 . 71 . 0 0 . 1 0 0 0 . 2 7 5整理得： 1 0 1 8 . 8 9泛线 1()T W p c d c L dH h h h h h h h h h 由此确定液泛线，忽略式中 h2 2 2 / 336002 . 8 4( ) 5 . 3 4 0 . 1 5 3 ( ) ( 1 ) ( )2 1 0 0 0v o s o wL w o LH h h Eg l h l 而 0 20 /4 1 精馏段 2 2 2 / 31112 2 42 . 20 . 1 9 8 9 5 . 3 4 4 7 5 . 3 9 1 . 5 ( 0 . 0 5 0 . 7 8 7 )0 . 7 8 5 1 0 5 0 . 0 3 9 8 4 1 . 3 5 2 9 . 8 1s L 整理得： 2 2 2 / 31 1 12 . 7 3 5 1 0 4 9 4 . 3 2 6 . 0 6s s L 2 提馏段 2 2 2 / 321 s 12 2 42 . 70 . 2 0 0 3 5 . 3 4 1 9 5 . 8 5 1 . 5 ( . 0 . )0 . 7 8 5 5 3 0 . 0 3 9 9 2 9 . 1 2 2 9 . 8 1 0 4 5 + 0 8 8 9 2 2 2 / 32 1 10 . 6 7 2 9 9 1 . 6 5 6 . 7 5 2s s L 相负荷上限 液体的最大流量应保证 降液管中停留时间不低于 3体降液管内停留时间 s。以 5 ： 19 fs m a x 0 . 0 7 9 2 0 . 4 0 . 0 0 655 3m/s 漏线 对于 1F 型重阀，依 0F =5作为规定气 体最小负荷的标准，则 2 馏段 2s 1 m i v ) 0 . 0 3 9 1 0 5 0 . 4 2 2 64 2 . 2 3 / 提馏段 2s 2 m i v ) 0 . 0 3 9 5 3 0 . 1 9 2 64 2 . 7 3 /相负荷下限性 取堰上液层高度 作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限 线，该线为气相流量无关的竖直线。 m i 0 0 ( )2 . 8 4 0 . 0 0 61000 取 E=1则 3 / 2m i n 3 . 0 7 1 1 0 0 0 0 . 0 0 0 62 . 8 4 1 3 6 0 0ws 3/ 由以上 如下： 由塔板负荷性能图可看出： 1） 在任务规定的气液负荷下的操作 2） 塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带线控制，操作下限由漏液控制； 3） 按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限m/s ，气相负荷下限m/s 。 20 所以：精馏段操作弹性为： 馏段操作弹性为： 0. 图 4馏段负荷性能图 （ 同。） 0 0 2 0 0 0 2 0 4 0 6 0 8 0 0 0 2 0 4 0 6 0 8 0 0123456784馏段负荷性能图 四 、塔的附属设备选型 管 料管 进料管的要求很多，有直管进料管、弯管进料管、丁型进料管。本设计采用0 0 2 0 0 0 2 0 4 0 6 0 8 0 0 0 2 0 4 0 6 0 8 0 00 01 02 03 04 05 06 07 1 直管进料管，管径如下： s4 v / u 取 s ， C 3, 8 7 3 . 8 4 k g / m 6 1 3 8 . 2 8 4v 0 . 0 0 1 9 5 13 6 0 0 8 7 3 . 8 4S 3m/s 4 0 . 0 0 1 9 1 0 . 0 3 9 4 m = 3 9 . 4 m 1 4 1 . 6D流管 采用直管回流管，取 u m/s， L=h 2 4 . 9 4 7 8 . 1 1 0 . 9 8 6 2 4 . 9 4 1 1 2 . 6 1 0 . 0 1 443 6 0 0 8 0 8 . 8 6 0 . 0 2 1 8 2 1 . 83 . 1 4 1 . 8Rd m m m 釜出料管 取 u m/s,直管出料 3, 9 8 4 . 4 1 k g / mL w m ， 1 8 . 6 4 8 0 . 0 0 2 8 8 7 8 . 1 1 1 8 . 6 4 8 0 . 9 9 7 1 2 1 1 2 . 6 144 3 6 0 0 9 8 4 . 4 1 0 . 0 2 1 7 2 1 . 73 . 1 4 1 . 6m m 顶蒸汽出料管 直管出气，取出口气速： u=20 m/s， 3, 2 .2 k g /,1 31,7 0 . 4 5 7 8 . 5 9 0 . 6 9 9 m / 0 0 3 6 0 0 2 . 2 ， 4 0 . 6 9 9 0 . 2 1 0 2 2 1 . 03 . 1 4 2 0D m m m 。 22 釜进气管 采 用 直 管 ， 取 气 速 u=23m/s, 2 , 2 3,2 2 1 6 3 9 6 . 2 6 4 . 9 4 k g / 3 1 4 2 7 3 1 0 8 . 8 6 ( q 1 ) 0 . 0 1 5 6V V F 0 . 0 1 5 6 1 1 2 . 5v 0 . 3 5 54 . 9 43m/s 4 0 . 3 5 5 0 . 1 4 0 2 1 4 0 . 23 . 1 4 2 3D m m m 沫器 当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫剂，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫剂有折流板式除沫剂，丝网除沫器以及程流出沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻，空隙大及使 用方便等优点。 设计气速选取： 系数 K = 4 1 . 3 5 2 . 2u 0 . 1 0 7 2 . 0 92 . 2 m/s 除 沫 器 直 径D= 4 1 . 0 3 0 . 7 93 . 1 4 2 . 0 9 m 座 塔底端用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。 基础环内坏径 (1 6 0 4 0 0 )(1 6 0 4 0 0 )o b 其中 1000 23 取基础环的内外径与裙座截面内径的差为 200 0 0 0 2 0 0 1 2 0 01 0 0 0 2 0 0 8 0 0m mD m m 考虑到腐蚀余量取，考虑到再沸器，裙裾高度取 3 m，地角螺栓直径取 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔 10塔中共 17块塔板，需设置2 个人孔，每个孔直径为 450 设置